苯—氯苯精馏过程板式塔设计-仅供参考

1 化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 设计题目 苯 氯苯精馏过程板式塔设计 设 计 者 班级 姓名 日 期 指导教师 设计成绩 日期 2 目目 录录 设计任务书设计任务书 3 3 设计计算书设计计算书 4 4 设计方案的确定 4 精馏塔物料衡算 4 塔板数的确定 5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 8 塔体工艺尺寸计算 13 塔板主要工艺尺寸 15 塔板流体力学验算 17 浮阀塔的结构 20 精馏塔接管尺寸 23 产品冷却器选型 25 对设计过程的评述和有关问题的讨论 25 附图 生产工艺流程图 精馏塔设计流程图 3 设计任务书设计任务书 一 题目 一 题目 试设计一座苯 氯苯连续精馏塔 要求年产纯度 99 8 的氯苯 21000 吨 塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2 原料液中含氯苯 45 以上 均为质量分数 二 操作条件 二 操作条件 1 塔顶压力 4kPa 表压 2 进料热状况 泡点 3 回流比 R 1 4Rmin 4 塔底加热蒸汽压力 0 5Mpa 表压 5 单板压降 0 7 kPa 三 塔板类型 三 塔板类型 浮阀塔板 F1 型 四 工作日 四 工作日 每年按 300 天工作计 每天连续 24 小时运行 五 厂址 五 厂址 厂址为天津地区 4 设计计算书设计计算书 一 设计方案的确定一 设计方案的确定 本任务是分离苯 氯苯混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏 流程 本设计采用板式塔连续精馏 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热 器加热至泡点后送进精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点 下一部分回流至塔内 其余部分冷却后送至储物罐 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 4 倍 且在常压下操作 塔釜 采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储物罐 二 精馏塔物料衡算二 精馏塔物料衡算 以轻组分计算 1 原料液及塔顶 塔釜产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 kmol kg11 78 A M 氯苯的摩尔质量 kmol kg56 112 B M 003 0 56 112 998 0 11 78 002 0 11 78 002 0 986 0 56 112 02 0 11 78 98 0 11 78 98 0 638 0 56 112 45 0 11 78 55 0 11 78 55 0 W D F x x x 2 原料液及塔顶 塔釜产品的平均摩尔质量 kmol kg46 11256 112 003 0 1 11 78003 0 kmol kg59 7856 112 986 0 1 11 78986 0 kmol kg58 9056 112 638 0 1 11 78638 0 W D F M M M 3 物料衡算 原料处理量 h 25 93kmol 46 11224300 100000012 W 总物料衡算 25 93 DF 苯物料衡算 25 93003 0 986 0 638 0 DF 5 联立解得 h 73 24kmol h 47 31kmol F D 三 塔板数的确定三 塔板数的确定 1 理论板数 NT的求取 1 由手册查得苯 氯苯物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见图 1 C oT 8090100110120130131 8 kPa o A p 101 33136 66 179 99234 60 299 99378 65386 65 kPa o B p 19 7327 3339 0753 3372 4095 86 101 33 oo o BA B pp pp x 1 0000 6770 4420 2650 1270 0190 000 x p p y A o 1 0000 9130 7850 6130 3760 0720 000 6 0 000 0 200 0 400 0 600 0 800 1 000 0 000 0 200 0 400 0 600 0 800 1 000 y x D x q x q q y a 图 1 图解法求最小回流比 2 由于泡点进料 q 1 在图上作直线 x 0 986 交对角线于 a 点 作直线 x 0 638 交平衡线于 q 点 连接 a q 两点 过 q 点作横轴的平行线交纵轴于一 点 读得 图 1 x y 图 yq 0 896 则最小回流比如下 35 0 638 0 896 0 896 0 986 0 min R 取操作回流比为 49 0 35 0 4 14 1 min RR 3 求精馏塔的气 液相负荷 h 70 49kmol h 96 42kmol73 2423 18 h 70 49kmol47 31 149 0 1 h 23 18kmol47 3149 0 VV FLL DRV RDL 7 4 求操作线方程 精馏段操作线方程 626 0283 0986 0 70 49 47 31 70 49 18 23 xxx V D x V L y D 提馏段操作线方程 001 0 693 1003 0 70 49 25 93 70 49 42 96 xxx V W x V L y W 5 图解法求理论板层数 如附图 1 将 x 0 638 带入精馏段操作线方程 得出 y 0 871 在图中找出 该点记为 d 连接 ad 两点即得精馏段操作线 在对角线上找到 c 点 0 003 0 003 连接 cd 两点即得提馏段操作线 自 a 点开始在操作线和平衡 线之间作阶梯线 求解结果为 总理论板层数 11 包括再沸器 T N 进料板位置 4 F N 2 实际板层数的求解 试差法 假设总板效率 ET 0 49 精馏段实际板层数 4544 949 0 22 精 N 提馏段实际板层数 不包括再沸器 71 8 1149 0 4 提 N 实际板层数为 26 0 49 1 52 不包括再沸器 试差法计算如下 Np 52 塔顶压力 105 3KPa4 3 101 D P 塔底压力 139 984Pa52667 0 3 105w P 已知塔底组成为 8 四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1 操作压力的计算 塔顶操作压力 kPa33 1054 3 101 D P 每层塔板压降 kPa7 0 P 进料板压力 1 63kPa1197 033 105 F P 精馏段平均压力 108 48kPa2 33 1051 6311 1 m P 塔底操作压力 1 43kPa12327 033 105 D P 提馏段平均压力 16 53kPa12 21 43111 631 2 m P 2 操作温度的计算 表 1 苯 氯苯 Antoine 常数数据表 ABC 温度范围 K 6 019071204 682 53 072279 377 6 068321236 034 48 99353 422 苯 6 36071466 083 15 44420 521 6 104161431 83 55 515335 405 氯苯 6 629881897 415 21405 597 表 1 苯 氯苯 Antoine 常数数据表 ABC 温度范围 K 6 019071204 682 53 072279 377 6 068321236 034 48 99353 422 苯 6 36071466 083 15 44420 521 6 104161431 83 55 515335 405 氯苯 6 629881897 415 21405 597 假设塔顶的泡点温度 则纯组分的饱和蒸气压为C 2 83 o t 对苯 111 53kPa 2 04742 15 273 2 8399 48 034 1236 06832 6 lg o o A A p p 9 对氯苯 22 11kPa 1 34464 15 2732 83515 55 83 1431 10416 6lg o o B B p p 代入泡点方程和露点方程 得 D A BA B xx p p y pp pp x 986 0 33 105 931 0 53 111 931 0 11 2253 111 11 22433 101 o oo o 故假设正确 塔顶温度为C2 83 o D t 假设塔顶的进料板温度 则纯组分的饱和蒸气压为C4 49 o t 对苯 kPa 154 26 18825 2 15 2734 4999 48 034 1236 06832 6 lg o o A A p p 对氯苯 32 77kPa 1 51548 15 2734 49515 55 83 1431 10416 6lg o o B B p p 代入泡点方程和露点方程 得 638 0 2 77354 261 2 77323 110 oo o BA B pp pp x 假设正确 故进料板温度为C4 49 o F t 假设塔底的泡点温度 则纯组分的饱和蒸气压为C713 o t 对苯 kPa 51 424 15 27313799 48 034 1236 06832 6 lg o o A A p p 对氯苯 kPa28 151 15 27313721 5 41 1897 62988 6 lg o o B B p p 代入泡点方程 得 003 00038 0 115 28 442 51 28 11553 116 oo o BA B pp pp x 10 假设正确 故塔顶温度为C137o W t 精馏段平均温度 C8 882 4 492 83 o 1 m t 提馏段平均温度 C115 72 1374 49 o 2 m t 全塔平均温度 C 1 1102 137 2 83 o m t 3 平均摩尔质量的计算 塔顶 由 查平衡曲线得986 0 1 D xy920 0 1 x kmol kg87 8056 112 920 01 11 78920 0 kmol kg60 7856 112 986 0 1 11 78986 0 LDm VDm M M 进料板 由图理论板得 查平衡曲线得885 0 F y621 0 F x kmol kg17 1 956 112 621 0 1 11 78621 0 kmol 82 07kg56 112 885 0 1 11 78885 0 LFm VFm M M 塔底 由图理论板得 查平衡曲线得300 0 n y100 0 n x kmol 53kg 11256 112 100 0 1 11 78100 0 kmol kg64 11256 112 003 0 1 11 78300 0 LWm VWm M M 精馏段平均摩尔质量 kmol kg02 862 17 9187 80 kmol kg34 802 07 8260 78 1 1 Lm Vm M M 提馏段平均摩尔质量 kmol kg85 1012 53 11217 91 kmol kg27 972 46 11207 82 2 2 Lm Vm M M 4 平均密度的计算 1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 得 精馏段 3 1 11 1 m kg90 2 15 273 8 88 314 8 34 8048 108 m Vmm Vm RT Mp 提馏段 3 2 22 2 m kg51 3 15 2737 115 314 8 27 9753 116 m Vmm Vm RT Mp 11 2 液相平均密度计算 i i Lm w 1 塔顶时 C 2 83 o D t 3 3 3 m kg73 816 56 1034 02 024 813 98 0 1 m kg56 1034 2 83111 1 1127 m kg24 813 2 83187 1 912 LDm B A 进料板时 C 4 94 o F t 3 3 3 m kg28 894 7 1025 468 0 7 803 532 0 1 532 0 56 112379 0 11 78621 0 11 78621 0 m kg12 1022 4 94111 1 1127 m kg95 79994 4187 1 912 LFm A B A w 塔底时 C137o W t 3 3 3 m kg20 974 79 974 998 0 38 749 002 0 1 m kg79 974137111 11127 m kg38 749137187 1 912 LWm B A 精馏段液相平均密度为 3 1 m kg51 8552 28 89473 816 Lm 提馏段液相平均密度为 3 2 m kg24 9342 20 97428 894 Lm 5 液相平均表面张力的计算 iiLm x 塔顶时 查得 C 2 83 o D tm mN82 20 A m mN84 25 B m mN22 2184 2508 0 82 20920 0 LDm 进料板时 查得 C 4 94 o F tm mN35 19 A m mN57 24 B 12 m mN32 2157 24379 035 19621 0 LFm 塔底时 查得 C137o W tm mN25 14 A m mN48 19 B m mN47 1948 19999 025 14001 0 LWm 精馏段液相平均表面张力为 m mN27 212 32 2122 21 1 m 提馏段液相平均表面张力为 m mN40 202 47 1932 21 2 m 6 液体平均粘度计算 iim x lglg 塔顶时 C 2 83 o D t smPa299 0 A smPa303 0 B 303 0lg08 0 299 0 lg920 0 lg LDm smPa299 0 LDm 进料板时 C 4 94 o F t smPa268 0 A smPa275 0 B 2750lg379 0 2680lg621 0 lg LDm smPa271 0 LDm 塔底时 C137o W t smPa184 0 A smPa197 0 B 1970lg999 0 1840lg001 0 lg LDm smPa197 0 LDm 精馏段液相平均粘度为 m mN285 0 2 271 0 299 0 1 m 13 提留段液相平均粘度为 m mN234 0 2 197 0 271 0 2 m 全塔液相平均粘度为 smPa248 02 197 0 299 0 L 又塔顶和塔底平均温度为 83 2 137 2 110 1 则此温度下的相对挥发度为40 4 53 3 234 7 o o B A p p 根据奥康奈尔关联法 48 0 248 040 4 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 故假设成立 总板效率 ET 0 48 五 塔体工艺尺寸计算五 塔体工艺尺寸计算 1 塔径的计算 1 精馏段 s m0006 0 1 8553600 02 8618 23 3600 s m542 0 90 2 3600 34 8049 70 3600 3 1 1 1 3 1 1 1 Lm Lm S Vm Vm S LM L VM V 由 V VL Cu max 式中 C 由公式计算 其中可由史密斯关联图查出 图的横坐标为 2 0 20 20 L CC 20 C 019 0 90 2 51 855 3600541 0 36000006 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度 则m42 0 T Hm07 0 L h m35 0 07 0 42 0 LT hH 由史密斯关系图得069 0 20 C 14 s m20 1 90 2 90 2 51 855 070 0 070 0 20 27 21 069 0 20 max 2 02 0 20 u CC L 取安全系数为 0 6 则空塔气速为s m72 0 6 0 max u m979 0 72 0 14 3 542 044 1 1 1 u V D S 统一按照 塔板结构参数系列化标准 单溢流型 将塔径圆整后取 D 1 0m 塔截面积 222 3 14 1 00 785m 44 T AD 实际空塔气速 s m690 0 785 0 542 0 u 2 提馏段 m35 0 07 042 0 087 0 51 3 24 934 3600543 0 36000029 0 s m0029 0 24 9343600 85 10142 96 3600 s m543 0 51 3 3600 27 9749 70 3600 2 1 2 1 3 2 2 2 3 2 2 2 LT V L h h Lm Lm S Vm Vm S hH V L ML L MV V 查图得 068 0 20 C m00 1 672 0 14 3 543 0 44 s m67 0 12 1 6 06 0 s m12 1 51 3 51 3 24 934 068 0 068 0 20 40 20 068 0 20 2 2 2 max2 max 2 02 0 2 20 u V D uu u CC S m 15 统一按照 塔板结构参数系列化标准 单溢流型 将塔径圆整后取 D 1000mm 塔截面积 222 m785 0 1 4 14 3 4 DAT 实际空塔气速 s m692 0 785 0 543 0 u 2 塔高的计算 1 精馏塔的有效高度 精馏段 m36 342 0 19 1 T HNZ 精精 提馏段 m46 5 4 0 114 1 T HNZ 提提 在进料板上方开一人孔 提馏段中开两个人孔 其高度为 0 8m 则有效高度为 m 2 114 246 536 3 38 0 提精有效 ZZZ 2 全塔实际高度 取进料板板间距为 0 8m 人孔处的板间距为 0 8m 塔底空间高度为 2 0m 塔顶空间高度为 0 7m 封头高度为 0 6m 裙座高度为 2 0m 则全塔高 为 m06 16 0 26 00 27 08 038 042 0 13123 1 21 HHHHHnHnHnnnH BDPPFFTPF 六 塔板主要工艺尺寸计算六 塔板主要工艺尺寸计算 根据塔径和液体流量 选用单溢流弓形降液管 凹形受液盘 塔板采用单 流和分块式组装 16 1 溢流装置的计算 1 堰长 m66 0 0 166 0 66 0 DlW 2 堰高 由 选用平直堰 堰上液层高度由弗兰西斯公式求得 OWLW hhh 精馏段 m00626 0 66 0 36000006 0 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 1 1 W h OW l L Eh 取 则m07 0 L h m06374 0 00626 007 0 11 OWLW hhh 提馏段 m0018 0 66 0 36000029 0 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 2 2 W h OW l L Eh m052 0 018 0 07 0 22 OWLW hhh 3 降液管面积 当时 查表得66 0 D lW 2 m057 0 785 00722 00722 0 m124 0 0 1124 0 124 0 f T f d d A A A W D W 塔的相对操作面积为 7 85 1000715 021 4 液体在降液管里停留的时间 精馏段 s5s38 0006 03600 40 0 057 0 3600 3600 1 1 h Tf L HA 提馏段 s5s86 7 0029 0 3600 40 0 057 0 3600 3600 2 2 h Tf L HA 故降液管设计合理 5 降液管底隙高度 0 h 0 0 3600ul L h W h 精馏段和提馏段降液管下端与塔板间出口处的液体流速分别取 17 s m180 0 s m075 0 0201 uu 精馏段 m012 0 075 0 66 03600 0006 0 3600 3600 01 1 01 ul L h W h 提馏段 m024 0 180 0 66 0 3600 0029 0 3600 3600 02 2 02 ul L h W h 2 塔板布置的计算 选用 F1 型浮阀 阀孔直径 39mm 阀片直径 48mm 阀片厚度 2mm 最大 开度 8 5mm 静止开度 2 5mm 阀质量为 32 34g 1 阀孔临界速度 精馏段 s m86 5 90 2 8 72 8 72 548 0 548 0 1 10 V Kp u 提馏段 s m27 5 51 3 8 72 8 72 548 0 548 0 2 20 V Kp u 上下两段相应的阀孔动能因子为 873 9 51 3 27 5 979 9 90 2 86 5 22002 11001 VKp VKp uF uF 均属正常操作范围 取边缘区宽度 Wc 0 055m 安定区宽度 mWs065 0 开孔区面积 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 21222 504 0 445 0 311 0 sin445 0 180 311 0 445 0 311 0 2m 其中 mW D R C 445 0 055 0 2 0 1 2 311 0065 0 124 0 2 0 1 2 sd WW D x 2 提馏段塔板布置 18 取边缘区宽度 Wc 0 030m 安定区宽度 mWs055 0 开孔区面积 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 21222 552 0 470 0 321 0 sin470 0 180 321 0 470 0 321 0 2m 其中 mW D R C 470 0030 0 2 0 1 2 321 0055 0 124 0 2 0 1 2 sd WW D x 3 浮阀数与开孔率n F1 型浮阀的阀孔直径为 39mm 阀孔气速 其中取 F0 10 V F u 0 0 浮阀数目 4 2 0 0 d u V n 开孔率 D n 2 2 0d 精馏段 smu 87 5 90 2 10 0 78 039 0039 0 87 5 542 04 n 86 11 1 1 039 0 039 0 78 提留段 smu 34 5 51 3 10 0 86 14 3 039 0 039 034 5 543 0 4 n 94 12 11 039 0 039 0 86 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一横排的孔心距 t 0 075m 则排间距为 t 19 精馏段 mmm nt A t a 2 860862 0 075 0 78 504 0 提留段 mmm nt A t a 6 860856 0 075 0 86 552 0 考虑到塔的直径较大 故采用分块式塔板 而各分快板的支撑与衔接将占去一部分鼓泡区 面积 因此排间距应小于计算值 故取 80mm 0 08m t 重新计算孔速及阀数 精馏段 84 08 0 075 0 504 0 t t A n a sm d V 53 5 14 3 039 0 039 084 4542 0 4 n u 2 0 0 41 9 90 2 53 5F0 78 12 11 039 0 039 0 84 提留段 92 08 0 075 0 552 0 t t A n a sm d V 94 4 14 3 039 0 039 0 92 4543 0 4 n u 2 0 0 25 9 51 3 94 4 F0 99 13 11 039 0 039 0 92 由此可知 阀孔动能因数变化不大 七 塔板流体力学验算七 塔板流体力学验算 1 塔板压降 hhhh lcp 1 干板阻力 精馏段 s m860 5 90 2 1 73 1 73 825 1 825 1 110 Vc u 液柱 则 m029 0 51 855 53 5 19 0 19 175 0 1 175 0 01 1 1001 L c c u h uu 提馏段 s m27 5 51 3 1 73 1 73 825 1 825 1 220 Vc u 20 液柱 则 m026 0 24 934 94 419 0 19 175 0 2 175 0 02 2 2002 L c c u h uu 2 板上充气液层阻力 取充气系数 则5 0 0 液柱m035 0 07 0 5 0 0 Ll hh 3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 忽略不计 因此 上下两段塔板压降如下 精馏段每层压降 液柱m064 0 035 0029 0 11 lcp hhh Pa700Pa12 53781 9 51 855064 0 111 ghp Lpp 提馏段每层压降 液柱m061 0 035 0 026 0 22 lcp hhh Pa700Pa06 55981 924 934061 0 222 ghp Lpp 上下两段单板压降均符合设计任务要求 2 液泛 为了防止液泛现象的发生 要求控制降液管中清液层高度 WTd hHH 而 dLpd hhhH 1 与气体通过塔板压降所相当的液柱高度 精馏段 液柱m064 0 1 p h 提馏段 液柱m061 0 2 p h 2 液体通过降液管的压头损失 精馏段 液柱m00088 0 012 0 66 0 0006 0 153 0 153 0 2 2 01 1 1 hl L h W S d 提馏段 液柱m0051 0 024 066 0 0029 0 153 0 153 0 2 2 02 2 2 hl L h W S d 3 板上液层高度 精馏段和提馏段皆为m07 0 L h 21 因此 降液管中清液层高度如下 5 0 取 精馏段 m1349 0 00088 0070 0 064 0 1111 dLpd hhhH 11 2419 0 06374 0 42 0 5 0 dWT HhH 可见 精馏段符合防止液泛的要求 提馏段 m136 0 0051 0 07 0 061 0 2222 dLpd hhhH 22 236 0 052 0 42 0 5 0 dWT HhH 可见 提馏段符合防止液泛的要求 3 液沫夹带 1 精馏段液沫夹带量的验算 v e fT s a AA V u 2 3 6 107 5 fT a v hH u e 气液气液kgkgkgkg 1 0 0094 0 07 0 5 242 0 7445 0 1027 21 107 5 2 3 3 6 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 2 提馏段液沫夹带量的验算 v e 气液气液kgkgkgkg hH u e fT a v 1 0 0085 0 07 05 242 0 7458 0 1040 20 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 4 漏液的验算 1 精馏段漏液的验算 取 F0 5 则 V F u 0 0 smsm 53 5 94 2 90 2 5 u0 故在设计负荷下不会产生过量漏液 22 2 提馏段漏液的验算 smsm 94 4 67 2 51 3 5 u0 故在设计负荷下不会产生过量漏液 八 塔板负荷性能图计算八 塔板负荷性能图计算 一 精馏段塔板负荷性能图 1 漏液线 取 F0 5 又 V F u 0 0 4 2 0 0 d u V n 故 s m nV d s 295 0 94 2 84 039 0 4 u 4 32 0 2 0 min 据此做出与液体流量无关的水平漏液线 1 2 液沫夹带线 2 3 6 107 5 fT a v hH u e 其中 a S S fT S a V V AA V u746 0 057 0785 0 3 2 3 3600 1084 2 5 25 2 W S wowwf l L Ehhhh 近似取 E 1 0 mlmh Ww 66 0 06374 0 b 3 2 3 2 3 20 2159 0 66 0 3600 0 11084 2 06374 0 5 2 S S f L L h 取液沫夹带极限值为 v e气液 kgkg 1 0 已知 mN m7 21 mHT42 0 并将代入得 ba 23 2 3 3 23 6 2 2159 0 42 0 746 0 107 21 107 5 1 0 S S L V 整理得 3 2 87 1823 2 SS LV 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V smLs 3 0 00060 00150 00300 0045 smVs 3 2 101 981 841 72 依表中数据在 VS LS图中作出液沫夹带线 2 3 液相负荷下限线 取平堰 堰上液层高度作为液相负荷下限条件 取mhow006 0 0 1 E 则 3 2min 3600 1000 84 2 w S ow l L Eh 3 2 min 66 0 3600 0 1 1000 84 2 006 0 S L 整理上式得smLs 00056 0 3 min 依此值在 VS LS图中作线即为液相负荷下限线 3 4 液相负荷上限线 s m006 0 4 42 0 057 0 4 3 max Tf S HA L 依此值在 VS LS图中作线即为液相负荷上限线 4 5 液泛线 令 WTd hHH 由 owLLcpdLpd hhhhhhhhhhhhH W 11 联立整理得 3 2 22 dLscLbaV ss 式中 029 0 51 855 90 2 772 0 100 0 051 0 051 0 22 L v ooc A a 140 0 06374 0 160 0 5 0 42 0 5 0 1 WT hHb 24 2439 012 066 0 153 0 153 0 2 2 oWh lc 40 1 66 0 3600 60 01 1084 2 3600 1 1084 2 3 2 3 3 2 3 w l Ed 故 3 2 22 40 1 243914 0 029 0 s ss LLV 在操作范围内任取几个 计算出的值列于表中 S L S V smLs 3 0 00060 00150 00300 0045 smVs 3 4 794 013 071 81 依此值在 VS LS图中作线即为液泛线 5 将以上 5 条线标绘于图中 即为精馏段负荷性能图 5 条线包围区 SS LV 域为精馏段塔板操作区 A 为操作点 OA 为操作线 OA 线与 2 线的交点 相应相负荷为 OA 线与气相负荷下限线 1 的交点相应气相负荷为 max S V 图见坐标纸 min s V 可知本设计塔板上限由液沫夹带控制 下限由漏液控制 读图 精馏段的操作弹性4 42 0 68 1 min max S S V V 二 提馏段塔板负荷性能图 1 液沫夹带线 1 2 3 6 107 5 fT a v hH u e 式中 a S S fT S a V V AA V u374 1 057 0 785 0 3 2 3 3600 1084 2 5 25 2 W S wowwf l L Ehhhh 近似取 E 1 0 mlmh Ww 66 0 052 0 25 故 b 3 2 3 2 3 2 213 0 66 0 3600 0 11084 2052 0 5 2 S S f L L h 取液沫夹带极限值为 已知 v e气液 kgkg 1 0mN 1040 20 3 mHT42 0 整理得 3 2 1 1036 1 SS LV 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V LS m3 s0 00060 00150 0030 0045 VS m3 s1 291 231 151 08 依表中数据在 VS LS图中作出液沫夹带线 1 2 液泛线 2 由得 wTddLpd hHHhhhH 和 dowwpwT hhhhhH 近似取 0 1 Emlw66 0 3 2 3 2 3 3 2 3 88 0 66 0 3600 0 11084 2 3600 1084 2 s S w S ow L L l L Eh hhhh lCp 2 2 2 00 2 0 0 032 0 24 934 51 3 100 0 772 0 051 0 051 0051 0 S S L vS L v c V V AC V C h 3 2 3 2 20 6424 0038 0 88 0 052 0 73 0 Sowwl LLhhh 已算出 故mh0018 0 2 3 3 23 6 2 213 0 42 0 374 1 1040 20 107 5 1 0 S S L V 26 0398 0 6424 0032 00018 0 6424 0 038 0032 0 3 2 2 3 2 2 SSSSp LVLVh 2 22 0 79 609 024 0 66 0 153 0153 0 S S w S d L L hl L h 将 及以上各式代入得 T Hm42 05 0 052 0 mhW 23 23 2 2 79 60988 0 052 0 6424 0 0398 0032 0 052 0 42 05 0 SSSS LLLV 整理得 2 3 22 0 1905658 4751 4 SSS LLV 在操作范围内任取几个值 依上式计算 Vs值列于下表中 S L LS m3 s0 00060 00150 0030 0045 VS m3 s2 041 971 831 68 依表中数据在 VS LS图中作出液泛线 2 3 液相负荷上限线 3 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 由下式 sm AH L fT S 00599 0 4 057 0 42 0 3 max 液相负荷上限线 3 在 VS LS图中为与气相流量无关的垂线 s V 4 漏液线 气相负荷下限线 4 取 F0 5 又 V F u 0 0 4 2 0 0 d u V n 故 s m nV d s 293 067 292 039 0 4 u 4 32 0 2 0 min 据此做出与液体流量无关的水平漏液线 1 5 液相负荷下限线 5 取平堰 堰上液层高度作为液相负荷下限条件 取mhow006 0 0 1 E 则 3 2min 3600 1000 84 2 w S ow l L Eh 3 2 min 66 0 3600 0 1 1000 84 2 006 0 S L 27 整理上式得smLs 1063 5 34 min 依此值在 VS LS图中作线即为液相负荷下限线 5 将以上 5 条线标绘于图中 即为提馏段负荷性能图 5 条线包围区域为提馏 SS LV 段塔板操作区 P 为操作点 OP 为操作线 OP 线与 2 线的交点相应相负荷为 max S V OP 线与气相负荷下限线 4 的交点相应气相负荷为 图见坐标纸 min s V 可知本设计塔板上限由液泛控制 下限由漏液控制 读图 提馏段的操作弹性38 3 42 0 42 1 min max S S V V 九 精馏塔接管尺寸计算九 精馏塔接管尺寸计算 1 塔顶蒸气出口管 s m551 0 33 1053600 15 273 2 83 314 8 49 70 3600 3 D D S p VRT V 选择蒸气速度 则s m18 u m197 0 1814 3 551 0 44 u V d S 按照 GB8163 87 选择热轧无缝钢管mm5 6245 核算 在s m69 11 245 0 14 3 551 0 44 22 d V u S 之间 可用 s m20 10 2 塔顶回流液管 s m001 0 81 8233600 18 80 5 35 3600 3 LDm LDm S LM L 选择回流液流速 则s m4 0 u m043 0 4 014 3 0006 0 44 u L d S 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管mm245 核算 在s m377 0 045 0 14 3 0006 0 44 22 d L u S 之间 可用 s m5 0 2 0 3 进料管 28 s m0021 0 28 8943600 17 9124 73 3600 3 LFm LFm S FM F 选择进料液流速 则s m0 2 u m037 0 0 214 3 0021 044 u F d S 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管mm242 核算 在s m52 1 042 0 14 3 0021 0 44 22 d F u S 之间 可用 s m5 2 5 1 4 塔釜出料管 s m0031 0 20 9743600 53 11242 96 3600 3 LWm LWm S ML L 选择塔釜出料液流速 则s m8 0 u m071 0 8 014 3 0034 0 44 u L d S 按照 GB8163 87 选择冷轧无缝钢管mm283 核算 在s m57 0 083 0 14 3 00309 0 44 22 d L u S 之间 可用 s m0 1 5 0 5 加热蒸气进口管 15 126 1 278 350 o K K 选择蒸气速度 则s m15 u s m573 0 53 1163600 15 273137 314 8 49 70 3600 3 w w p RTV VS m22 0 1514 3 747 044 u V d S 按照 GB8163 87 选择热轧无缝钢管mm12245 核算 在s m 3 12 245 0 14 3 747 0 44 22 d V u S 之间 可用 s m20 12 十十 产品冷却器选型产品冷却器选型 基本物性数据的查取 塔顶氯苯含量较少 可按纯苯求取 29 苯的定性温度 83 2 D t 设水的进口温度为 25t1 根据设计经验 选择冷却水的温升为 8 则水的出口温度为 33825t2 水的定性温度 29 2 3325 查得苯在定性温度下的物性数据 密度 812 94 3 mkg 饱和蒸汽气化热 r 393 9kJ kg 查得水在定性温度下的物性数据 密度 995 5 3 mkg 定压比热容 4 174kJ kg p C 导热系数 k 0 618W 2 m 黏度 0 80 Pa s 3 10 热负荷计算 M D r 78 11 47 31 393 9 3600 4 04 W Q 3 10 5 10 冷却水耗量 kg s11 12 25 3310174 4 1004 4 t t 3 5 12pc C Q WC 确定流体的流径 该设计任务的热流体为苯 冷流体为水 为使苯能通过壳壁面向空气中散 热 提高冷却效果 令苯走壳程 水走管程 计算平均温度 暂按单壳程 双管程考虑 先求逆流时平均温度差 苯 T 83 2 83 2 冷却水 t 33 25 t 50 2 58 2 10 54 2 50 2 58 ln 2 50 2 58 t t ln t t t 1 2 12 m 30 计算 R 和 P P0 t t 12 21 TT R137 0 t t t 11 12 T 查表得 因选单壳程可行 1 t 8 0 t 10 54t m mt t 选择换热器型号 由于两流体温差 50 壳选用固定管板式换热器的系列标准 JB T4715 92 选择主要参数如下 公称直径 DN 400mm 公称压力 NP 1 6MPA 管程数 4 管子尺寸 p N5 225 管子根数 n 94 管长 6000mm 管中心距 32mm 中心排管数 11 管子排列方式 正三角形 管程流通面积 0 0163m 2 实际换热面积 2 00 m 5 431 06025 0 14 3 941 0dn LS 选 K 值 估算传热面积 参照 化工流体流动与传热 附录二十六 初选取 K 310 W 2 m 2 5 m m 1 24 10 54310 1004 4 t K Q S 安全系数 传热面积的裕度可满足工艺要求 1 89 100 0 23 0 235 43 采用此换热面积的换热器 则要求过程的总传热系数为 W 172 10 54 5 43 1004 4 t 5 m0 0 S Q K 2 m 验算 符合实际标准15 1 80 1 172 310 o K K 十一 设计结果一览表十一 设计结果一览表 物料衡算结果 序号项目符号单位数值备注 1 塔顶摩尔分数 D x 10 986 31 2 塔顶平均摩尔质量 D Mkg kmol 78 60 80 87 气相 液相 3 塔顶流量Dkmol h 45 07 4 进料摩尔分数 F x 10 638 5 进料液平均摩尔质量 F Mkg kmol 82 07 91 17 气相 液相 6 进料流量Fkmol h 73 24 7 塔釜摩尔分数 W x 10 003 8 塔釜平均摩尔质量 W M kmol h112 46 112 53 气相 液相 9 塔釜产品流量W 25 93 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算结果 序号项目符号单位精馏段提馏段备注 1