第3章 精馏塔主要工艺尺寸的设计1.doc

第3章 精馏塔主要工艺尺寸的设计3.1 塔的工艺条件及物性数据3.1.1 工艺条件1、操作压强塔顶压强: 每层塔板压降: 进料板压强: 塔底压强: 精馏段平均压强: 提馏段平均压强: 2、操作温度从第2章可得 ，, 3.1.2 物性数据1、平均分子量塔顶平均分子量计算由，查平衡曲线，得进料平均分子量计算，查平衡曲线，得塔底平均分子量计算,查平衡曲线,得2、平均密度气相平均密度计算由理想气体状态方程计算,即液相平均密度计算液相平均密度依下式计算: (苯:A, 对二甲苯:B)塔顶: 由,查手册得 进料: 由,查手册得 塔底: 由， 查手册得 3、液体的平均表面张力的计算塔顶: 进料: 塔底: 4、液体平均粘度的计算 塔顶: 进料: 塔底: 5、体积流率的就算精馏塔的气、液相负荷精馏段的气、液相体积流率为 提馏段的气、液相体积流率为 表3-1 浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位精馏段提馏段平均压力PkPa101.4104.9平均温度T94.02120.32平均分子量气相MV/kmol82.2693.79液相ML91.24100.63平均密度气相V/2.733.01液相L799.47771.48平均表面张力mN/m19.8417.51平均粘度mPas0.2900.251平均流率气体VS/s0.0390.040液体LS6.0610-533.2310-53、2 精馏塔主要尺寸的计算3、2、1 塔径的计算精馏段:由,横坐标数值: 取板间距,板上液层高度,则查图5-1得 ,取安全系数为0.7,则空塔气速为按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 提馏段:由,横坐标数值: 取板间距,板上液层高度,则查图5-1得 ,取安全系数为0.7,则空塔气速为按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 3、2、2 浮阀塔的塔板结构与设计1、堰长取出口堰高:本设计采用平直堰,堰上液高度 (近似取E=1)精馏段 提馏段 2、弓形降液管的宽度和横截面查图得: 则 验算降液管内停留时间:精馏段:提馏段: 停留时间,故降液管可用.3、降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速,则 ,取提馏段取, , 3、2、3 塔板布置1、塔板分布本设计塔径D=0.3m。所以采用整块式塔板。2、浮阀数目与排列精馏段取阀孔动能因子 则每层塔板上浮阀数目为取边缘区宽度，破沫区宽度塔板上的鼓泡区面积 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距。则排间距： 按,以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数6个.所以阀孔动能因子变化不大,仍在913范围内塔板开孔率=0.552/6.53100%=8.45%提馏段取阀孔动能因子 则每层塔板上浮阀数目为浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距。则排间距： 按,以等腰三角形叉排方式作图,排得阀数6个.所以阀孔动能因子变化不大,仍在913范围内塔板开孔率=0.566/6.92100%=8.18%3、2、4 塔板流动性能的校核1、气相通过浮阀塔板的压降精馏段a、干板阻力 ,故 b、板上充气液层阻力取,c、液体表面张力所造成的阻力此阻力小,可忽略不计,因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为提馏段a、干板阻力 ,故 b、板上充气液层阻力取,c、液体表面张力所造成的阻力此阻力小,可忽略不计,因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为2、液泛为了防止液泛现象的发生,要求控制液降管中清液高度c、液体表面张力所造成的阻力此阻力小,可忽略不计,因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为精馏段a、单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 b、液体通过液降管的压头损失 c、板上液层高度,取, 可见,所以符合要求提馏段a、单板压降所相当的液柱高度 b、液体通过液降管的压头损失 c、板上液层高度,取, 可见,所以符合要求3、物沫夹带精馏段板上液体流经长度: 板上液流面积:取物性系数,泛点负荷系数对于直径0.9m以下的塔,为了避免过量物沫夹带,应控制泛点率不超过70%,由以上计算可知,物沫夹带能够满足eV0.11kg(液/kg气)的要求.提馏段取物性系数,泛点负荷系数由计算可知,符合要求3、2、5 塔板负荷性能图1、物沫夹带线精馏段整理得:提馏段整理得:计算如表所示: 精馏段 提馏段 Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)Ls2/(m3/s)Vs2/(m3/s)0.00020.08650.00020.08090.0010.08240.0010.0772、液泛线由此确定液泛线,忽略式中而精馏段整理得:提馏段整理得: 计算如表所示 精馏段 提馏段 Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)Ls2/(m3/s)Vs2/(m3/s)0.00010.07810.00010.07630.00030.08090.00030.07450.00040.07590.00040.07370.00050.06930.00050.07293、液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s。液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则4、漏夜线对于F1型重阀，依F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段提馏段5、液相负荷下限线取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限条件，做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直线。 取E=1.0，则精馏段提馏段3、2、6 塔的总体高度第4章 附属设备与接管的选取4、1 原料的预热器的设计 采用绝对压力为200kPa的水蒸气逆流加热，饱和水蒸气到饱和液体流出，温度都是120，利用蒸汽潜热讲原料从tF加热到tb。已知tF=25，tb=105.64, 所以定性温度:4、1、1 物性数据表-1定性温度/密度/粘度/Pas比热容/kJ/导热系数/kW/m汽化热/kJ/kg苯65.32833.850.3371.8840.133400对二甲苯824.240.3761.805 0.125 370水蒸汽1201.11990.2374.260 0.025442250.24、1、2 热负荷Q与蒸汽用量质量流量mF=694.44 kg/h 查得Cpc苯=1.884 kJ/ Cpc对二甲苯=1.805 kJ/ F=0.3所以Cpc=1.8840.3+(10.3) 1.805=1.829 kJ/所以蒸汽用量:4、1、3 平均温度 两流体的平均温度差120(饱和气)120(饱和液)105.6425逆流操作: t1=95，t2=14.36，本设计取K=350W/m2.4、1、4 初选换热器规格 根据两流体的情况,假设K=350W/(/),由于，因此需考虑热补偿。据此，由换热器系列标准（参见附录二十八）中选定 型换热器，有关参数如下：壳径/mm325管子尺寸/mm252.5公称压强/Mpa0.2管长/m3公称面积/3管子总数9管程数2管程流通面积0.00504、2 塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量泡点回流 冷却水：4525 （采用逆流） 当露点温度为82.4时，苯的汽化热r=375kJ/kg , 对二甲苯的汽化热r=348kJ/kg 水的定性温度,查得水的比热容Cp=4.187 kJ/所以蒸汽用量:4、3 塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量塔斧的温度,水蒸汽的温度所以 120时,水蒸汽的r=2250.2 kJ/kg所以再沸器热损失为0.5%，则又因为 所以， 水蒸汽消耗量4、4 进料泵的估选 从上面已经计算出,进料的热负荷Q=28.45KW一般液体在管路流速为1.53.0m/s，假设液体流速为1.8m/s,查标准系列选取182.5。设,