苯——甲苯化工原理课程设计.doc

武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 1 广东工业学轻工化工学院 课程设计说明书 论文题目 分离苯 甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 学 号 3109001710 学生姓名 刘世杰 专业班级 09 级化学工程与工艺 02 班 指导教师 郑育英 总评成绩 2012 年 6 月 10 日 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 i 目 录 摘 要 I ABSTRACT II 第一章 文献综述 1 1 1 苯 甲苯物性 1 1 2 塔设备概述 1 1 3 设计方案的原则 6 1 4 精馏塔设计任务 7 1 5 精馏塔设计方案的选定 7 第二章 精馏塔设计计算 8 2 1 精馏塔的物料衡算 8 2 2 塔板数的确定 8 2 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 11 2 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 15 2 5 塔板主要工艺尺寸的计算 18 第三章 塔的流体力学校验 22 3 1 校核 22 3 2 负荷性能图计算 26 第四章 塔附属设备选型及计算 34 4 1 再沸器 蒸馏釜 34 4 2 塔顶回流冷凝器 34 4 3 进料管管径 34 4 4 回流管管径 34 4 5 塔顶蒸汽接管管径 35 4 6 法兰 35 4 7 人孔 35 第五章 精馏塔工艺设计结果 36 5 1 筛板塔板工艺设计结果 36 设计小结 38 附 录 39 参考文献 40 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 I 摘 要 本设计任务为精馏塔分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 采用连 续精馏过程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精 馏塔内 塔顶上升蒸气采用全器冷凝 冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较 小 所以在设计中把操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加 热 塔底产品经冷却后送至储罐 关键词 分离 苯 甲苯 筛板精馏塔 设计计算 Abstract 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 II The design task is to separate the benzene toluene mixture using the distillation tower For the separation of binary mixtures we can use a continuous distillation process In the design we feed the raw material in the bubble point using preheater where the liquid can be heated up to the bubble point and then give it away to the distillation tower Up top of the tower there is a total condenser which can condense the steam Part of the condensed steam return to the tower in the bubble point and the rest product is sent to the tank through the total condenser It is so easy to isolate material system using this system the minimum return is relatively small so we take the minimum reflux ratio of 1 5 times of the operating reflux ratio in our design Tower reacter is heated with indirect steam and the tower bottom product is sent to storage tanks after cooling Keywords Separation Benzene Toluene Sieve plate distillation column Design and calculation 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 第一章 文献综述 1 1 苯 甲苯物性 苯的沸点为 80 1 熔点为 5 5 在常温下是一种无色 味甜 有芳香气 味的透明液体 易挥发 苯比水密度低 密度为 0 88g ml 但其分子质量比水 重 苯难溶于水 1 升水中最多溶解 1 7g 苯 但苯是一种良好的有机溶剂 溶 解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强 甲苯是最简单 最重要的芳烃化合物之一 在空气中 甲苯只能不完全燃 烧 火焰呈黄色 甲苯的熔点为 95 沸点为 111 甲苯带有一种特殊的芳 香味 与苯的气味类似 在常温常压下是一种无色透明 清澈如水的液体 密 度为 0 866 克 厘米 3 对光有很强的折射作用 折射率 1 4961 甲苯几乎不 溶于水 0 52g l 但可以和二硫化碳 酒精 乙醚以任意比例混溶 在氯仿 丙 酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性 甲苯的粘性为 0 6 mPa s 也就是说它的粘稠性弱于水 甲苯的热值为 40 940 kJ kg 闪点为 4 燃点为 535 分离苯和甲苯 可以利用二者沸点的不同 采用塔式设备改变其温度 使 其分离并分别进行回收和储存 板式精馏塔 浮法塔都是常用的塔类型 可以 根据不同塔各自特点选择所需要的塔 1 2 塔设备概述 塔设备是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 根据 塔内气液接触部件的结构型式 可分为板式塔和填料塔 板式塔内设置一定数 目的塔板 气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递 气液相组成呈 阶梯变化 属逐级接触逆流操作过程 填料塔内装有一定高度的填料层 液体 自塔顶沿填料表面下流 气体逆流向上 也有并流向下者 与液相接触进行质 热传递 气液相组成沿塔高连续变化 属微分接触操作过程 工业上对塔设备的主要要求是 1 生产能力大 2 传热 传质效率 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 2 高 3 气流的摩擦阻力小 4 操作稳定 适应性强 操作弹性大 5 结构简单 材料耗用量少 6 制造安装容易 操作维修方便 此外 还要求 不易堵塞 耐腐蚀等 板式塔大致可分为两类 1 有降液管的塔板 如泡罩 浮阀 筛板 导 向筛板 新型垂直筛板 蛇形 S 型 多降液管塔板 2 无降液管的塔板 如穿流式筛板 栅板 穿流式波纹板等 工业应用较多的是有降液管的塔板 如浮阀 筛板 泡罩塔板等 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔 呈正三角形排列 上升气流经筛孔分散 鼓泡通过板上液层 形成气液密切接触的泡沫层 或喷射的液滴群 筛板塔是 1932 年提出的 当时主要用于酿造 其优点是结构简单 制造维 修方便 造价低 气体压降小 板上液面落差较小 相同条件下生产能力高于 浮阀塔 塔板效率接近浮阀塔 其缺点是稳定操作范围窄 小孔径筛板易堵塞 不适宜处理粘性大的 脏的和带固体粒子的料液 但设计良好的筛板塔仍具有 足够的操作弹性 对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板 故近年我国对筛板 的应用日益增多 所以在本设计中设计该种塔型 精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工 等工业得到广泛应用 精馏原理是将液体混合物部分气化 利用其中各组份挥发 度不同 相对挥发度 的特性 实现分离目的的单元操作 本次设计任务为 设计一定处理量的分离苯和甲苯混合物精馏塔 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所 用的塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传 质效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 1 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液或液泛等破坏操作的现象 2 操作稳定 弹性大 即当塔设备的气 汽 液负荷有较大范围的变动时 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的 可靠性 3 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 3 消耗 从而降低操作费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系统 无法维持必要的真空度 最终破坏物系的操作 4 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 5 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 6 塔内的滞留量要小 实际上 任何塔设备都难以满足上述所有要求 况且上述要求中有些也是 互相矛盾的 不同的塔型各有某些独特的优点 设计时应根据物系性质和具体 要求 抓住主要矛盾 进行选型 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备 由圆筒形塔体和按一 定间距水平装置在塔内的若干塔板组成 广泛应用于精馏和吸收 有些类型 如筛 板塔 也用于萃取 还可作为反应器用于气液相反应过程 操作时 以气液系统为 例 液体在重力作用下 自上而下依次流过各层塔板 至塔底排出 气体在压力差推 动下 自下而上依次穿过各层塔板 至塔顶排出 每块塔板上保持着一定深度的液 层 气体通过塔板分散到液层中去 进行相际接触传质 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力和计算机操作能力的重要教学 环节 通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 计算机绘图技术 学会通过手册查阅物质的物理性质 化学性质 掌握各种结 果的校核 能画出工艺流程 塔板结构等图形 在设计过程中不仅要考虑理论 上的可行性 还要考虑生产上的安全性 经济合理性 本设计按以下几个阶段进行 1 设计方案确定和说明 根据给定任务 对精馏装置的流程 操作条件 主要设备型式及其材质的选取等进行论述 2 蒸馏塔的工艺计算 确定塔高和塔径 3 塔板设计 计算塔板各主要工艺尺寸 进行流体力学校核计算 接管尺 寸 泵等 并画出塔的操作性能图 4 管路及附属设备的计算与选型 如再沸器 冷凝器 5 抄写说明书 6 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图 操作条件的确定 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 4 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些 操作指标 例如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔 顶蒸汽的冷凝方式 余热利用方案以及安全 调节机构和测量控制仪表的设置 等 下面结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 操作压力 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据 所处理物料的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 例如 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料 但压力降低将 导致塔径增加 同时还需要使用抽真空的设备 对于沸点低 在常压下为气态 的物料 则应在加压下进行蒸馏 当物性无特殊要求时 一般是在稍高于大气 压下操作 但在塔径相同的情况下 适当地提高操作压力可以提高塔的处理能 力 有时应用加压蒸馏的原因 则在于提高平衡温度后 便于利用蒸汽冷凝时 的热量 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝 从而减少蒸馏的能量消耗 进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际 的生产中进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在 泡点进料时 精馏段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直 接蒸汽加热 若塔底产物近于纯水 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 如苯与甲苯的混合液 便可采用直接蒸汽加热 直接蒸汽加热的优点是 可以 利用压力较低的蒸汽加热 在釜内只须安装鼓泡管 不须安置庞大的传热面 这样 可节省一些操作费用和设备费用 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不 断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物损失量相同的情况下 塔 底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔板数稍有增加 但对有些物系 如酒 精与水的二元混合液 当残液的浓度稀薄时 溶液的相对挥发度很大 容易分 离 故所增加的塔板数并不多 此时采用直接蒸汽加热是合适的 值得提及的是 采用直接蒸汽加热时 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 5 以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力 对于苯 甲苯溶液 饱和水蒸 汽的温度与压力互为单值函数关系 其温度可通过压力调节 同时 饱和水蒸 汽的冷凝潜热较大 价格较低廉 因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂 但若要 求加热温度超过 180 时 应考虑采用其它的加热剂 如烟道气或热油 当采用饱和水蒸汽作为加热剂时 选用较高的蒸汽压力 可以提高传热温 度差 从而提高传热效率 但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求 同时 对于釜液的沸腾 温度差过大 形成膜状沸腾 反而对传热不利 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定 如果塔顶蒸汽温度低 可选用冷冻盐 水或深井水作冷却剂 如果能用常温水作冷却剂 是最经济的 水的入口温度 由气温决定 出口温度由设计者确定 冷却水出口温度取得高些 冷却剂的消 耗可以减少 但同时温度差较小 传热面积将增加 冷却水出口温度的选择由 当地水资源确定 但一般不宜超过 50 否则溶于水中的无机盐将析出 生成 水垢附着在换热器的表面而影响传热 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程 耗能较多 如何节约和合理 地利用精馏过程本身的热能是十分重要的 选取适宜的回流比 使过程处于最佳条件下进行 可使能耗降至最低 与 此同时 合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措 若不计进料 馏出液和釜液间的焓差 塔顶冷凝器所输出的热量近似等于 塔底再沸器所输入的热量 其数量是相当可观的 然而 在大多数情况 这部 分热量由冷却剂带走而损失掉了 如果采用釜液产品去预热原料 塔顶蒸汽的 冷凝潜热去加热能级低一些的物料 可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余 热充分利用 此外 通过蒸馏系统的合理设置 也可以取得节能的效果 例如 采用中 间再沸器和中间冷凝器的流程 1 可以提高精馏塔的热力学效率 因为设置中 间再沸器 可以利用温度比塔底低的热源 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶 高的热量 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 6 1 3 设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成 就 使生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消耗的原则 为此 必须具体考虑如下几点 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且 质量要稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而需要采取相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性 各处 流量应能在一定范围内进行调节 必要时传热量也可进行调整 因此 在必要 的位置上要装置调节阀门 在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取操作 指标时 也应考虑到生产上的可能波动 再其次 要考虑必需装置的仪表 如温 度计 压强计 流量计等 及其装置的位置 以便能通过这些仪表来观测生产过 程是否正常 从而帮助找出不正常的原因 以便采取相应措施 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中 如能适当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少 电能消耗 又如冷却水出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另方面也 影响到所需传热面积的大小 即对操作费和设备费都有影响 同样 回流比的 大小对操作费和设备费也有很大影响 降低生产成本是各部门的经常性任务 因此在设计时 是否合理利用热能 采用哪种加热方式 以及回流比和其他操作参数是否选得合适等 均要作全面 考虑 力求总费用尽可能低一些 而且 应结合具体条件 选择最佳方案 例 如 在缺水地区 冷却水的节省就很重要 在水源充足及电力充沛 价廉地区 冷却水出口温度就可选低一些 以节省传热面积 3 保证安全生产 塔是指定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都会使塔 受到破坏 因而需要安全装置 以上三项原则在生产中都是同样重要的 但在化工原理课程设计中 对第 一个原则应作较多的考虑 对第二个原则只作定性的考虑 而对第三个原则只 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 7 要求作一般的考虑 本课程设计的主要内容是设计过程的物料衡算 塔工艺计算 塔板结构设 计以及校核 1 4 精馏塔设计任务 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯 甲苯混合液 已知原料液的年处理量 为 6 5 万吨 原料组成为 0 55 甲苯的质量分率 要求塔顶馏出液的组成为 0 98 塔底釜液含甲苯量不低于 0 96 质量分率 设计条件如下 操作压力进料热状态回流比单板压降全塔效率建厂地址 塔顶常压q 11 6250 5kPaET 54 2 武汉地区 试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计 1 5 精馏塔设计方案的选定 本设计任务为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 采用连续精馏 流程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内 其余 部分产品经冷却器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较小 故操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷 却后送至储罐 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 8 第二章 精馏塔设计计算 2 1 精馏塔的物料衡算 2 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 A M 78 kg kmol 甲苯的摩尔质量 B M 92 kg kmol F 0 54 78 x 0 581 0 54 78 0 46 92 D 0 98 78 x 0 983 0 98 78 0 02 92 W 0 04 78 x 0 047 0 04 78 0 96 92 2 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 F D W M 0 581 78 1 0 581 92 83 866 kg kmol M 0 983 78 1 0 983 92 78 238 kg kmol M 0 047 78 1 0 047 92 91 342 kg kmol 2 1 3 物料衡算 原料处理量 3 35000 10 F 52 693 kmol h 330 24 83 866 总物料衡算 D W 56 693 苯物料衡算 0 983D 0 047W 0 581 56 693 联立解得 D 30 062 kmol h W 22 631 kmol h 2 2 塔板数的确定 2 2 1 理论板层数的求取 T N 苯 甲苯属理想物系 可采用图解法求理论板层数 由苯 甲苯物系的气液平衡数据 绘出苯 甲苯混气液平衡相图 如图 2 1 所示 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 9 0 000 0 100 0 200 0 300 0 400 0 500 0 600 0 700 0 800 0 900 1 000 0 000 0 200 0 400 0 600 0 800 1 000 f 0 581 0 774 苯 甲苯汽液平衡相图图 图 2 1 苯 甲苯混气液平衡相图 求最小回流比及操作回流比 min RR 采用作图法求最小回流比 在气液平衡相图 2 1 中对角线上 自点 作垂线即为进料线 线 该线与平衡线的交点坐标为 e 0 581 0 774 ef q qq y 0 774 x 0 581 故最小回流比为 Dq min qq x y 0 983 0 774 R 1 083 y x0 774 0 581 取操作回流比为 min R 1 5R 1 5 1 083 1 625 求精馏塔的气 液相负荷 L RD 1 625 30 062 48 851 kmol h V R 1 D 1 625 1 30 062 78 913 kmol h L L qF 48 815 52 693 101 544 kmol h V V 78 913 kmol h 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 10 图 2 2 图解法求理论板图 求操作线方程 精馏段操作线方程为 n 1nDn LD y x x 0 619x 0 374 VV 提馏段操作线方程为 n 1nWn Lw y x x 1 287x 0 013 VV 相平衡方程为 2 47 1 47 n n n y x y 10 983Dxy 10 959x 30 947y 20 925x 30 947y 30 879x 40 918y 40 819x 50 881y 50 750 x 60 838y 60 677x 70 793y 70 608x 80 750y 80 548x 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 11 90 692y 90 476x 100 600y 100 378x 110 473y 110 267x 120 331y 120 167x 130 202y 130 093x 140 107y 140 046x 求解结果为 总理论板层数 其中 包括再沸 T N 14 T T N 8 N 6 提精 器 进料板位置 F N 8 2 2 2 全塔效率的计算 0 245 10 49 TmE 查 化学工程手册 常用物质的物性和热力学数据得 苯的沸点 甲苯沸点 352 3K383 8K 塔的平均温度 353 3383 8 368 550 2 mtK 苯的粘度系数 545 64A 265 34B 甲苯的粘度系数 467 33A 255 24B 粘度计算公式 1lg AA TB 1 2 苯0 661 0 274 甲苯 平均粘度为 0 581 0 266 0 419 0 274 0 269 总板效率 0 2450 245 10 49 0 49 2 47 0 269 54 2 TEm 2 2 3 实际板层数的求取 N 精馏段实际板层数 T N 7 0 542 13 精 提馏段实际板层数 T N 6 0 542 12 提 2 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2 3 1 操作压力计算 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 12 塔顶操作压力 D P 101 325 kPa 每层塔板压降 P 0 7kPa 进料板压力 F P 101 325 0 5 13 107 825kPa 精馏段平均压力 m 101 325 107 825 P 104 575 kPa 2 塔釜压力 w P101 32525 0 5 113 825 kPa 提馏段平均压力 107 825 113 825 110 825 2 mPkPa 2 3 2 操作温度计算 因该精馏塔操在常压下操作 并且两组分的物理化学性质 特别是两组分 的化学结构比较接近 所以该混合物为完全理想体系 4 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 利用安托尼方程 计算 计算结果如下 塔顶温度 D t 80 39 C 进料板温度 F t 92 83 C 塔釜温度 108 521 Cwt 精馏段平均温度 m 80 3992 83 t 86 61 C 22 DFtt 提馏段平均温度 m 108 521 92 830 t 100 676 C 2 2 3 3 平均摩尔质量计算 塔顶气 液混合物平均摩尔质量 由 查汽液平衡曲线图 D1 x y 0 983 2 1 得 1 x 0 959 VDm LDm M 0 983 78 0 017 92 78 238 kg kmol M 0 959 78 0 041 92 78 574 kg kmol 塔底气 液混合物平均摩尔质量 由 查平衡曲线 得0 047wX 0 109wy VWm M78 0 10992 0 89190 474 kg kmol 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 13 LWm M0 047 780 953 9293 342 kg kmol 进料板气 液混合物平均摩尔质量 由图解法求理论板图 2 2 得0 774Fy 查气液平衡曲线图 2 1 得 0 581Fx VFm LFm M 0 774 78 0 226 92 81 164 kg kmol M 0 581 78 0 419 92 83 866 kg kmol 精馏段气 液混合物平均摩尔质量 VDmVFm Vm LDmLFm Lm M M78 23881 164 M 79 701 kg kmol 22 M M78 57483 866 M 81 220kg kmol 22 提馏段气 液混合物平均摩尔质量 VWmVFm LWmLFm Lm MM kg kmol MM M kg 90 47481 164 85 819 22 91 34283 866 87 604 2 kmol 2 VmM 2 3 4 平均密度计算 气相平均密度 由理想气体状态方程计算 即 3 mVm Vm m P M104 575 79 701 2 787 kg m RT8 31486 61 273 15 3 mVm Vm m P M110 825 85 819 3 060kg m RT8 314100 676 273 15 液相平均密度 液相平均密度依下式计算 即 ii m 1 W 塔顶液相平均密度 查有机液体相对密度共线图得 D t 80 39 C 33 AB 812 5 g m 802 5 kg m 3 1 812 298kg m 0 98 812 50 02 802 5 LDm 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 14 进料板液相平均密度 查有机液体相对密度共线图得 F t 92 83 C 33 AB 800 kg m 792 5 kg m 进料板液相的质量分数为 A 3 LFm 0 581 78 w 0 540 0 581 78 0 419 92 1 796 532kg m 0 540 800 0 460 792 5 精馏段液相平均密度为 3 LDmLFm Lm 812 298 796 532 804 415 kg m 22 塔釜液相平均密度 查有机液体相对密度共线图得108 521 Cmt 33 AB 781 2kg m 781 0 kg m 3 1 781 009kg m 0 047 781 20 953 781 0 LWm 提留段的平均密度为 3 LWmLFm Lm 781 009796 532 788 771 kg m 22 2 3 5 液体平均表面张力 液相平均表面张力依下式计算 即 Lmii 塔顶液相平均表面张力 查有机液体表面张力共线图得 D t 80 39 C 3 3 AB 21 2 10 N m 21 4 10 N m 3 LDm 0 983 21 2 0 017 21 4 21 203 10 N m 进料板液相平均表面张力 查有机液体表面张力共线图得 F t 92 83 C 3 3 AB 19 8 10 N m 20 2 10 N m 3 LFm 0 581 19 8 0 419 20 2 19 968 10 N m 精馏段液相平均表面张力为 3 LDmLFm Lm 21 203 19 968 20 586 10 N m 22 塔釜液相平均表面张力 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 15 由 查手册得108 521 Cmt 3 3 AB 17 92 10 N m 18 68 10 N m 3 LWm 0 047 17 92 0 953 18 68 18 644 10 N m 提馏段液相平均表面张力 3 LWmLFm Lm 18 644 19 968 19 306 10 N m 22 2 3 6 液相平均粘度 液相平均粘度依下式计算 即 LDmii x u 塔顶液相平均粘度 查液体粘度共线图得 D t 80 39 C AB 0 300mPa s 0 330mPa s 计算得 LDm 0 983 0 300 0 017 0 330 0 301 mP s 进料板液相平均粘度 查液体粘度共线图得 F t 92 83 C AB 0 255 m Pa s 0 290 mPa s 计算得 LFm 0 581 0 255 0 419 0 290 0 270 mPa s 精馏段液相平均粘度为 LDmLFm Lm 0 301 0 270 0 286 mPa s 22 塔釜液相平均粘度 由 查手册得108 521 Cmt 3 3 AB 19 8 10 N m 24 0 10 N m 3 LWm 0 047 19 8 0 953 24 0 23 803 10 N m 提馏段液相平均粘度为 3 LWmLFm Lm 23 803 27 0 25 401 10 N m 22 2 4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2 4 1 塔径的计算 最大空塔气速和空塔气速 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 16 最大空塔气速计算公式 LV max V u C 精馏段的气 液相体积流率为 3 Vm s Vm 33 Lm s Lm VM78 913 79 701 V 0 627m s 3600 3600 2 787 LM48 851 81 220 L 1 37 10 m s 3600 3600 804 415 提馏段的气 液相体积流率为 3 Vm s Vm V M78 913 85 819 V 0 615m s 3600 3600 3 060 33 Lm s Lm L M48 851 101 544 L 1 747 10 m s 3600 3600 788 771 精馏段塔径 式中由式计算 其中的由史密斯关联图查取 图的横C 0 2 Lm 20 C C 20 20 C 坐标为 3 1 21 2 sLm sVm L 1 37 103600804 415 0 037 V 0 627 36002 787 取板间距 板上液层高度 则 T H 0 45m L h 0 05 m TL H h 0 45 0 05 0 4 m 由史密斯关联图查得 20 C 0 085 0 20 2 Lm 20 20 586 C C 0 085 0 0855 2020 LmVm max Vm 804 415 2 787 u C 0 0855 1 450 m s 2 787 取安全系数为 则空塔气速为 0 6 max u 0 6u 0 6 1 450 0 870 m s 塔径 s 4V4 0 627 D 0 958 m u3 14 0 870 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 17 按标准塔径圆整后为 D 1 0m 塔截面积为 222 T A D 1 0 0 785m 44 气体的实际气速 s T V0 627 u 0 799m s A0 785 提馏段塔径 3 1 21 2 sLm sVm L 1 747 103600788 771 0 046 V 0 615 36003 060 取板间距0 45 h 0 07mTLHm 板上层液高度 则 查图得 又0 38TLHhm 20 C 0 08 3 Lm 19 306 10 N m 0 20 2 Lm 20 19 306 C C 0 08 0 0794 2020 LmVm max Vm 788 771 3 060 u C 0 0794 1 272 m s 3 060 取安全系数为 0 75 则空塔气速为 max u 0 6u 0 6 1 272 0 763 m s 塔径 s 4V4 0 615 D 1 013m u3 14 0 763 按标准塔径圆整后为D 1 1m 塔截面积为 222 T A D 1 1 0 950m 44 气体的实际气速 s T V0 615 u 0 647 m s A0 950 2 4 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 TZ N 1 H 13 1 0 45 5 4m 精精 提馏段有效高度为 T Z N 1 H 12 1 0 45 4 95 m 提提 在精馏段 提馏段各设一人孔 其高度均为 0 8 m 故精馏塔的有效高度为 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 18 Z Z Z 0 8 2 5 4 4 95 0 8 2 11 95 m 提精 板式塔总塔高度按下式计算 12 1 FpTFFpPDBHnnnHn Hn HHHHH 式中 H 塔高 m n 实际塔板数 nF 进料板数 HF 进料板处板间距 m 人孔数 pn 塔底空间高度 m BH 设人孔出的板间距 m PH 塔顶空间高度 m DH 封头高度 m 1H 裙座高度 m2H 25 1 2 1 0 450 52 0 6 1 8 0 45 1 00 482 5H 15 94m 2 5 塔板主要工艺尺寸的计算 2 5 1 溢流装置计算 1 精馏段 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算D 1 0 m 如下 堰长 取 w l w l 0 66D 0 66 1 0 0 66 m 溢流堰高度 w h 由 堰上液层高度由下式计算 即 wLow h h h ow h 2 3 ow w L2 84 h E 1000l s 近似取 E 1 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 19 则 3 2 32 3 s ow w L2 842 841 37 103600 h E 1 0 011 m 1000l10000 66 取板上清液层高度 L h 0 05 m 故 wLow h h h 0 05 0 011 0 039m 弓形降液管宽度和截面积 d w f A 由 查弓形降液管的宽度与面积图 得 w l0 66 0 66 D1 df T wA 0 072 0 124 AD 2 fT d A 0 072A 0 072 0 785 0 057 m w 0 124D 0 124 m 依下式验算液体在降液管中停留时间 即 fT 3 s 3600A H3600 0 057 0 45 18 723 s5 s L1 37 103600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 0 h s o wo L h 3600l u 取降液管底隙的流速 则 u 0 08 m s 3 s o wo wo L3600 1 37 10 h 0 026m 3600l u3600 0 66 0 08 h h 0 039 0 026 0 013 m 0 006 m 故降液管底隙高度设计合理 2 提馏段 1 堰长 w l 取 w l0 660 66 1 10 726Dm 2 溢流堰高度wLowhhh 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 20 选用平直堰 堰上液层高度 2 3 2 84 1000 s ow w L hE l 近似取 则1E 3 2 3 1 747 103600 2 84 1 10000 012 0 726 owhm 取板上清液层高度 故50Lhmm 0 050 0120 038wLowhhhm 3 弓形降液宽度和截面积d W f A 由 查弓形降液管的宽度与面积图 得 w l0 726 0 66 D1 1 df T wA 0 072 0 124 AD 故 2 f A0 0720 072 0 9500 068TAm 1 1 0 1240 136dWm 依下式验算液体在降液管中停留时间 即 fT 3 s 3600A H3600 0 068 0 45 17 516 s5 s L1 747 103600 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 取 s o wo L h 3600l u o u0 10m s 则 3 o 1 747 103600 h 0 023 3600 0 66 0 10 m wo h h 0 038 0 026 0 012m 0 006 m 故降液管底隙高度设计合理 2 5 2 塔板布置 取边缘区宽度0 06 0 07mcSWmW 破沫区宽度 开孔区面积按下式计算 即 a A 2 22 a rx A 2 x r x arcsin 180r 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 21 其中 ds c D1 x W W 0 124 0 07 0 306m 22 D1 r W 0 06 0 440m 22 故 2 222 a 0 0 440 306 A 2 0 3060 440 0 306 arcsin 0 524 m 1800 44 本例所处理的物系无腐蚀 可选用碳钢板 去筛孔直径 3mm 0d 5mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 筛孔数目 n 为0t 3d 15mm a 22 0 524 n 1 155 1 155 2690 t0 015 A 个 开孔率为 22 0d0 005 0 907 0 907 10 1 t0 015 气孔通过阀孔的气速为 s 0 0 0 627 u 11 847m s 0 101 0 524 V A 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 22 第三章 塔的流体力学校验 3 1 校核 3 1 1 精馏段 塔板压降 干板阻力计算 c h 干板阻力由计算 c h 2 0Vm c 0Lm u h 0 051 c 由干板孔系数图查得 o d5 1 67 3 o c 0 772 故 2 c 11 8472 787 h 0 051 0 042m 0 772804 415 气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由式计算 l h lL h h s a Tf 1 21 2 oaVm V0 627 u 0 861m s A A0 7850 057 F u 0 861 2 787 1 437 kg s m 由充气系数和动能因子间的关系图 得 o F 0 61 故液柱 lL h h 0 61 0 05 0 031m 液体表面张力的阻力计算 h 液体表面张力所产生的阻力由式计算 即 h Lm Lmo 4 h gd 液柱 3 Lm Lmo 4 4 20 586 10 h 0 002m gd804 415 9 81 0 005 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 液柱 pcl h h h h 0 042 0 031 0 002 0 075m 气体通过每层塔板的压降为 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 23 设计允许值 ppLm P h g 0 075 804 415 9 81 591 848 Pa 0 7 kPa 3 1 2 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计的塔径和液流量均不大 故可忽略 液面落差的影响 3 1 3 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 其中即 3 2 6 v Tf u5 7 10 e H h 2 5fLhh 6 3 2 3 v 3 5 7 100 861 e 6 174 10 kg kg u 稳定系数为 0 0 min u11 847 K 2 043 1 5 u5 800 故在本设计中无明显漏液 3 1 5 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高应服从下式的关系 即 d H dTw H H h 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 0 5 Tw H h 0 5 0 45 0 039 0 245 m 而 dpLd H h h h 板上不设进口堰 可由式计算 即 d h 2 do h 0 153 u 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 24 液柱 3 22 4 do 0 1 37 10 h 0 153 0 153 u 0 153 9 752 10 m 0 66 0 026 S w L l h 液柱 4 d H 0 075 0 05 9 752 10 0 126 m 0 245m 故在本设计中不会发生液泛现象 dTw H H h 提馏段塔板压降 干板阻力计算 c h 干板阻力由计算 c h 2 0Vm c 0Lm u h 0 051 c 由干板孔系数图查得 o d5 1 67 3 o c 0 772 故 2 c 11 8473 060 h 0 051 0 047m 0 772788 771 气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由式计算 l h lL h h s a Tf 1 21 2 oaVm V0 615 u 0 697m s A A0 9500 068 F u 0 6973 060 1 219 kg s m 由充气系数和动能因子间的关系图 得 o F 0 64 故液柱 lL h h 0 64 0 05 0 032m 液体表面张力的阻力计算 h 液体表面张力所产生的阻力由式计算 即 h Lm Lmo 4 h gd 液柱 3 Lm Lmo 4 4 19 306 10 h 0 002m gd788 771 9 81 0 005 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 液柱 pcl h h h h 0 047 0 032 0 002 0 081m 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 25 气体通过每层塔板的压降为 设计允许值 ppLm P h g 0 081 788 771 9 81 626 765 Pa 0 7 kPa 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计的塔径和液流量均不大 故可忽略 液面落差的影响 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 其中 3 2 6 v Tf u5 7 10 e H h 即 2 52 5 0 050 125fLhhm 6 3 2 3 v 3 5 7 100 697 e 3 392 10 kg kg u 稳定系数为 0 0 min u11 847 K 2 161 1 5 u5 481 故在本设计中无明显漏液 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高应服从下式的关系 即 d H dTw H H h 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 0 5 Tw H h 0 5 0 45 0 038 0 244 m 武汉工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书 26 而 dpLd H h h h 板上不设进口堰 可由式计算 即 d h 2 do h 0 153 u 液柱 3 22 3 do 0 1 747 10 h 0 153 0 153 u 0 153 2 026 10 m 0 66 0 023 S w L l h 液柱 3 d H 0 081 0 05 2 026 10 0 133m 0 244m 故在本设计中不会发生液泛现象 dTw H H h 3 2 负荷性能图计算 精馏段 3 2 1 漏液线 由 0 minol LmVm u 4 4C 0 0056 0 13h h s min 0 min o V u A 得 Lwow h h h 2 3 s ow w L2 84 h E 1000l 2 3 s s minoow LmVm w S 2 3 s min L2 84 V 4 4c A 0 0056 0 13 h E h 1000L 2 843600L V 4 4 0 772 0 101 0 524 0 0056 0 13 0 039 0 002 804 415 2 787 10000 66 整理得 2 3 s mins V 0 180 2 502 34 483L 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于下表 3 s L s V 1 表 3 1 值 s L s V 3 s