苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计

荆楚理工学院 课程设计成果 学院 班级 学生姓名 学号 设计地点 单位 教学楼 A 栋 设计题目 苯 甲苯混合液筛板精馏塔设计 完成日期 年 月 日 指导教师评语 成绩 五级记分制 教师签名 目录目录 一 序言 3 二 板式精馏塔设计任务书 4 三 设计计算 7 3 1 设计方案的选定及基础数据的搜集 7 3 2 精馏塔的物料衡算 10 3 3 塔板数的确定 10 3 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 15 3 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 20 3 6 塔板主要工艺尺寸的计算 22 3 7 筛板的流体力学验算 25 3 8 塔板负荷性能图 30 四 设计结果一览表 38 五 板式塔的结构与附属设备 40 5 1 接管 40 5 2 冷凝器 42 5 3 再沸器 43 5 4 板式塔结构 45 5 5 加料泵 46 5 6 高位槽 46 5 7 贮槽 47 六 参考书目 48 七 设计心得体会 49 八 附录 50 附录一 板式塔结构简图 51 附录二 带控制点的工艺流程图 52 第 3 页 共 52 页 一一 序言序言 化工原理课程设计是综合运用 化工原理 课程和有关先修课程 物理 化学 化工制图 等 所学知识 完成一个单元设备设计为主的一次性实践 教学 是理论联系实际的桥梁 在整个教学中起着培养学生能力的重要作用 通过课程设计 要求更加熟悉工程设计的基本内容 掌握化工单元操作设计的 主要程序及方法 锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力 问题分析 能力 思考问题能力 计算能力等 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工等工业中得到广泛应用 精馏过程在能量剂驱动下 有时加质量剂 使气液两相多次直接接触和分离 利用液相混合物中各组分 的挥发度的不同 使易挥发组分由液相向气相转移 难挥发组分由气相向液相 转移 实现原料混合液中各组分的分离 根据生产上的不同要求 精馏操作可 以是连续的或间歇的 有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方 法进行分离 本设计的题目是苯 甲苯连续精馏筛板塔的设计 即需设计一 个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯 采用连续操作方式 需设计 一板式塔将其分离 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 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 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 设计良好 的筛板塔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 第 4 页 共 52 页 二二 板式精馏塔设计任务书板式精馏塔设计任务书 设计题目 苯 甲苯混合液筛板精馏塔设计 学生姓名 课程名称化工原理课程设计专业班级 地 点起止时间 设 计 内 容 及 要 求 一 设计任务 完成精馏塔工艺设计 精馏设备设计 有关附属设备的设计和选用 绘制带控制 点工艺流程图 塔板结构简图和塔板负荷性能图 编制设计说明书 二 设计内容 1 工艺设计 1 选择工艺流程和工艺条件 a 加料方式 b 加料状态 c 塔顶蒸汽冷凝方式 d 塔釜加热方式 e 塔顶塔底产品的出料状态 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温 2 精馏工艺计算 a 物料衡算确定各物料流量和组成 b 经济核算确定适宜的回流比 根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则 确定适宜回流比 c 精馏塔实际塔板数 确定全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数 然后根据全塔效率 ET 求得全塔 精馏段 提馏段的实际塔板数 确定加料板位置 2 精馏塔设备设计 1 选择塔型和板型 采用板式塔 板型为筛板塔 2 塔板结构设计和流体力学计算 3 绘制塔板负荷性能图 画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图 4 有关具体机械结构和塔体附件的选定 第 5 页 共 52 页 接管规格 根据流量和流体的性质 选取经验流速 选择标准管道 全塔高度 包括上 下封头 裙座高度 3 附属设备设计和选用 1 加料泵选型 加料管规格选型 加料泵以每天工作 3 小时计 每班打 1 小时 大致估计一下加料管路上的管件和阀门 2 高位槽 贮槽容量和位置 高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积 贮槽容积按加满一次可生产 10 天计算确定 3 换热器选型 对原料预热器 塔底再沸器 塔顶产品冷却器等进行选型 4 塔顶冷凝器设计选型 根据换热量 回流管内流速 冷凝器高度 对塔顶冷凝器进行选型设计 4 编写设计说明书 设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点 列出设计主要技术数据 对有关 工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价 应按设计程序列出计算 公式和计算结果 对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历 设计说明书应附有带控制点工艺流程图 塔板结构简图 5 注意事项 写出详细计算步骤 并注明选用数据的来源 每项设计结束后 列出计算结果明细表 设计说明书要求字迹工整 装订成册上交 设 计 参 数 原始数据 年处理量 70000 吨 料液初温 35 料液浓度 50 苯质量分率 塔顶产品浓度 98 苯质量分率 第 6 页 共 52 页 塔底釜液含甲苯量不低于 98 以质量计 每年实际生产天数 330 天 一年中有一个月检修 精馏塔塔顶压强 4 kpa 表压 冷却水温度 30 饱和水蒸汽压力 2 5kgf cm2 表压 设备型式 筛板塔 进 度 要 求 第一天 根据课程设计任务书查阅相关资料 第二天 根据设计任务和工艺要求 确定设计方案 第三天 确定塔径 塔高等工艺尺寸 第四天 进行塔板设计 第五天 进行流体力学验算 第六天 绘制负荷性能图 编写工艺计算结果 第七天 进行塔附件设计 第八天 进行附属设备设计及选型 第九天 绘制带控制点工艺流程图 整理设计说明书 第十天 答辩 参 考 资 料 1 马江权等 化工原理课程设计 M 北京 中国石化出版社 2009 2 陈英南 常用化工单元设备的设计 M 上海 华东理工大学出版社 1993 3 谭天恩 化工原理 第二版 下册 北京 化学工业出版社 1998 其 它 说 明 本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份 教研室审批后交学院院备案 一份由负责教师留用 若填写内容较多可另纸附后 一题多名学生共用的 在设计内容 参数 要求等方面应有所区别 教研室主任 指导教师 2013 年 11 月 18 日 第 7 页 共 52 页 三三 设计计算设计计算 3 13 1 设计方案的选定及基础数据的搜集设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物 由于对物料没有特殊的要求 可以在 常压下操作 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 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 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 其中由 于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝 热效率比较低 但塔顶冷凝器 放出的热量很多 但其能量品位较低 不能直接用于塔釜的热源 在本次设计 中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一 充分 利用了能量 塔板的类型为筛板塔精馏 筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔 孔径一般 为 3 8mm 筛孔在塔板上作正三角形排列 筛板塔也是传质过程常用的塔设备 它的主要优点有 结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀 塔的 80 左右 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 10 15 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压降较低 每板压力比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 操作弹性较小 约 2 3 小孔筛板容易堵塞 第 8 页 共 52 页 数据搜集 数据搜集 表表 1 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点 临界温度 tC 临界压强 PC kPa 苯 A C6H678 1180 1288 56833 4 甲苯 B C6H5 CH392 13110 6318 574107 7 表表 2 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 80 1859095100105110 6 kPa 0 A P101 33116 9135 5155 7179 2204 2 kPa 0 B P40 046 054 063 374 386 0 240 0 表表 3 3 苯和甲苯的液相密度苯和甲苯的液相密度 温度 8090100110120 苯 kg 3 m815803 9792 5780 3768 9 甲苯 kg 3 m810800 2790 3780 3770 0 表表 4 4 液体表面张力液体表面张力 温度 8090100110120 苯 mN m 21 2720 0618 8517 6616 49 甲苯 mN m 21 6920 5919 9418 4117 31 表表 5 5 液体粘度液体粘度 L 温度 8090100110120 苯 mPa s 0 3080 2790 2550 2330 215 甲苯 mPa s 0 3110 2860 2640 2540 228 表表 6 6 苯苯 甲苯物系在总压甲苯物系在总压 101 3kPa101 3kPa 下的下的关系关系 yxt t 80 184889296100104108110 6 x10 8160 6510 5040 3730 2560 1520 0570 y10 9190 8250 7170 5940 4550 3000 1250 表表 7 7 常压下苯常压下苯 甲苯的气液平衡数据甲苯的气液平衡数据 温度 t 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 110 560 000 00 第 9 页 共 52 页 109 911 002 50 108 793 007 11 107 615 0011 2 105 0510 020 8 102 7915 029 4 100 7520 037 2 98 8425 044 2 97 1330 050 7 95 5835 056 6 94 0940 061 9 92 6945 066 7 91 4050 071 3 90 1155 075 5 80 8060 079 1 87 6365 082 5 86 5270 085 7 85 4475 088 5 84 4080 091 2 83 3385 093 6 82 2590 095 9 81 1195 098 0 80 6697 098 8 80 2199 099 61 80 01100 0100 0 第 10 页 共 52 页 3 23 2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 1 11 78 kmolkgMA 甲苯的摩尔质量 1 13 92 kmolkgMB 541 0 13 92 5 011 78 5 0 11 78 5 0 F x 983 0 13 92 02 0 11 78 98 0 11 78 98 0 D x 0235 0 13 92 98 0 11 78 02 0 11 78 02 0 W x 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 1 12 8513 925 011 785 0 kmolkgMF 1 39 7813 92 98 0 1 11 7898 0 kmolkgMD 1 85 9113 9298 0 11 780 98 1 kmolkgMW 3 物料衡算物料衡算 原料处理量 1 83 103 2433012 85 70000000 hkmolF 总物料衡算 83 103 WD 苯物料衡算 541 0 83 1030235 0 983 0 WD 联立解得 1 00 56 hkmolD 1 83 47 hkmolW 3 33 3 塔板数的确定塔板数的确定 1 理论板层数理论板层数的求取的求取 T N 苯一甲苯属理想物系 可采逐板计算求理论板层数 第 11 页 共 52 页 1 求最小回流比及操作回流比 查得苯 甲苯物系的气 液平衡数据 表 6 绘出图 yxt 采用作图法求最小回流比 泡点进料 在图中对角线上 自点1 q yxt 0 541 0 541 作垂线即为进料线 线 该线于平衡线的交点坐标为 ffeq 0 541 0 7442 e 故最小回流比为 175 1 541 0 7442 0 7442 0 983 0 min ee eD xy yx R 故操作回流比为 35 2 175 1 22 min RR 2 求精馏塔的气 液相负荷 1 60 13100 5635 2 hkmolDRL 1 60 18700 56 135 2 1 hkmolDRV 1 43 23583 10360 131 hkmolqFLL 1 60 187 1 hkmolFqVV 3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 293 0 701 0 11 1 n D nn x R x x R R y 第 12 页 共 52 页 提馏段操作线方程为 00599 0 255 1 1 m W mm x V Wx x V L y 4 逐板计算法求理论板层数 又根据 可解得 F D F D q x x x x R 1 1 1 1 1min 469 2 相平衡方程 即 x x y 1 1 x x y 469 1 1 469 2 变形得 y y x 469 1469 2 精馏段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算 983 0 1 D xy959 0 469 1 469 2 1 1 1 y y x 965 0293 0 701 0 12 xy918 0 469 1 469 2 2 2 2 y y x 937 0 293 0 701 0 23 xy857 0 469 1 469 2 3 3 3 y y x 894 0 293 0 701 0 34 xy773 0 469 1 469 2 4 4 4 y y x 835 0 293 0 701 0 45 xy672 0 469 1 469 2 5 5 5 y y x 764 0 293 0 701 0 56 xy568 0 469 1 469 2 6 6 6 y y x 691 0293 0 701 0 67 xy475 0 469 1 469 2 7 7 7 y y x 提馏段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算 591 0 00599 0255 1 78 xy369 0 469 1 469 2 8 8 8 y y x 第 13 页 共 52 页 457 000599 0255 1 89 xy254 0 469 1 469 2 9 9 9 y y x 313 0 00599 0 255 1 910 xy156 0 469 1 469 2 10 10 10 y y x 189 000599 0 255 1 1011 xy086 0 469 1 469 2 11 11 11 y y x 103 0 00599 0 255 1 1112 xy044 0 469 1 469 2 12 12 12 y y x 050 000599 0 255 1 1213 xy021 0 469 1 469 2 13 13 13 y y x 因此 理论板数为 包括再沸器 进料板位置为第七层板 13 T N 2 实际板层数的求取实际板层数的求取 板效率可用奥康奈尔公式计算 245 0 49 0 LT E 式中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 L smPa 1 平均温度 利用表 7 中数据和 由拉格朗日插值可求得 F x D x W x F t D t W t F t 501 54 4 91 0 550 50 11 90 4 91 F t 34 90 F t D t 97 3 98 66 80 0 99 0 97 21 8066 80 D t 37 80 D t W t 135 2 91 109 31 79 10891 109 W t 15 109 W t 精馏段平均温度 36 85 2 37 8034 90 1 t 提馏段平均温度 74 99 2 15 10934 90 2 t 2 组成 第 14 页 共 52 页 精馏段 液相组成 1 x 0 75 0 80 0 75 40 8444 85 36 8544 85 1 x 7538 0 1 x 气相组成 1 y 5 88 2 91 5 88 40 8444 85 36 8544 85 1 y 8871 0 1 y 提馏段 液相组成 2 x 2025 20 84 9875 100 74 9975 100 2 x 2264 0 2 x 气相组成 2 y 2 37 2 44 2 37 84 9875 100 74 9975 100 2 y 4090 0 2 y 3 相对挥发度 精馏段挥发度 由 得 7538 0 A x8871 0 A y2462 0 B x 1129 0 B y 所以 566 2 7538 0 1129 0 2462 0 8871 0 AB BA xy xy 提馏段挥发度 由 得 2264 0 A x4090 0 A y7736 0 B x 5910 0 B y 所以 365 2 2264 0 5910 0 7736 0 4090 0 AB BA xy xy 4 粘度 精馏段 查手册得 36 85 1 t 苯 smPa A 3033 0 甲苯 smPa B 3058 0 故 smPaxx BBAA 3039 0 2462 0 3058 0 7538 0 3033 0 1 提馏段 查手册得 74 99 2 t 第 15 页 共 52 页 smPa A 2633 0 smPa B 2683 0 故 smPaxx BBAA 2672 07736 02683 02264 0 2633 0 2 5 板效率 精馏段 52 0 3039 0 566 2 49 0 49 0 245 0245 0 1 T E 提馏段 55 0 2672 0 365 2 49 0 49 0 245 0 245 0 2 T E 6 实际板层数 精馏段实际板层数 1254 11 52 0 6 精 N 提馏段实际板层数 1191 10 55 0 6 提 N 故全塔所需实际塔板数 231112 提精 NNNP 全塔效率 52 0 23 113 P T T N N E 加料板位置为第 13 块板 3 43 4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1 操作压力计算操作压力计算 塔顶操作压力 kPapD3 1054 3 101 每层塔板压降 kPap7 0 进料板压力 kPapF 7 113127 0 3 105 塔底操作压力 kPapW 4 121237 0 3 105 精馏段平均压力 kPapm 5 1092 7 113 3 105 提馏段平均压力 kPapm55 1172 4 121 7 113 第 16 页 共 52 页 2 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 1 塔顶平均摩尔质量计算 由 可得959 0 1 x983 0 1 y 1 68 7813 92 959 0 1 11 78959 0 kmolkgM m DL 1 35 7813 92 983 0 1 11 78983 0 kmolkgM m DV 2 进料板平均摩尔质量计算 由理论板计算 得 475 0 F x691 0 F y 1 63 8313 92 475 0 1 11 78475 0 kmolkgM m FL 1 44 8213 92 691 0 1 11 78691 0 kmolkgM m FV 3 塔釜平均摩尔质量计算 由理论板计算 得 021 0 W x050 0 W y 1 84 9113 92 021 0 1 11 78021 0 kmolkgM m WL 1 43 9113 92 050 0 1 11 78050 0 kmolkgM m WV 4 精馏段平均摩尔质量 1 16 81 2 63 8368 78 kmolkgM m L 1 40 80 2 44 8235 78 kmolkgM m V 5 提馏段平均摩尔质量 1 74 87 2 84 9163 83 kmolkgM m L 1 94 86 2 43 9144 82 kmolkgM m V 第 17 页 共 52 页 3 平均密度计算平均密度计算 1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 精馏段 3 95 2 15 27336 85 314 8 40 80 5 109 mkg RT Mp m Vm V m m 提馏段 3 30 3 15 27374 99 314 8 94 8655 117 mkg TR Mp m Vm V m m 2 液相平均密度计算 LB B LA A Lm aa 1 塔顶 959 0 1 xaA041 0 B a 由 查手册 得 37 80 D t 3 82 814 mkg A 3 19 811 mkg B 则 19 811 041 0 82 814 959 01 DmL 3 70 814 mkg m DL 进料板 541 0 FA xa459 0 B a 由 查手册 得 34 90 F t 3 67 803 mkg A 3 18 801 mkg B 则 18 801 459 0 67 803 541 01 FmL 3 51 802 mkg m FL 塔釜 021 0 13 xaA979 0 B a 由 查手册 得 15 109 F t 3 94 781 mkg A 3 78 781 mkg B 则 78 781 979 0 94 781 021 0 1 WmL 3 78 781 mkg m WL 第 18 页 共 52 页 精馏段 3 61 808 2 51 80270 814 mkg m L 提馏段 3 15 792 2 78 78151 802 mkg m L 4 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算 即 n i iiLm x 1 塔顶液相平均表面张力的计算 由 查手册 得 37 80 D t 1 08 21 mmN A 1 53 21 mmN B 1 10 2153 21041 008 21959 0 mmN m DL 进料板液相平均表面张力的计算 由 查手册 得 34 90 F t 1 83 19 mmN A 1 41 20 mmN B 1 10 2041 20459 0 83 19541 0 mmN m FL 塔釜液相平均表面张力的计算 由 查手册 得 15 109 W t 1 55 17 mmN A 1 34 18 mmN B 1 32 1834 18979 0 55 17021 0 mmN m WL 精馏段液相平均表面张力为 1 60 20 2 10 2010 21 mmN m L 提馏段液相平均表面张力为 1 21 19 2 32 1810 20 mmN m L 第 19 页 共 52 页 5 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 液相平均黏度依下式计算 即 iiLm x lglg 塔顶液相平均粘度的计算 由 查手册 得 37 80 D t smPa A 319 0 smPa B 320 0 320 0 lg041 0 319 0 lg959 0 lg m DL 得 smPa m DL 319 0 进料板液相平均粘度的计算 由 查手册 得 34 90 F t smPa A 289 0 smPa B 292 0 292 0 lg459 0 289 0 lg541 0 lg m FL 得 smPa m FL 290 0 塔釜液相平均粘度的计算 由 查手册 得 15 109 W t smPa A 241 0 smPa B 246 0 024 0 lg979 0 241 0 lg021 0 lg m DL 得 smPa m DL 246 0 精馏段液相平均粘度为 SmP m L 305 0 2 290 0 319 0 提馏段液相平均粘度为 SmP m L 268 0 2 246 0 290 0 第 20 页 共 52 页 3 53 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1 塔径的计算塔径的计算 对于精馏过程 由于精馏段和提提馏段的气 液相符合及物性数据不同 故设 计中两段的塔径应分别计算 1 1 精馏段精馏段 精馏段的气 液相体积流率为 13 42 1 95 2 3600 40 80 6 187 3600 sm VM V m m V V S 13 0037 0 61 8083600 16 81 6 131 3600 sm LM L m m L L S 由 V VL Cu max 式中由式计算 其中由史密斯关系图查取 图的横坐标C 2 0 20 20 L CC 20 C 为 0431 0 95 2 61 808 360042 1 36000037 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度 则 mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 06 0 4 0 查史密斯关系图得078 0 20 C 0785 0 20 60 20 078 0 20 078 0 2 02 0 L C 1 max 297 1 95 2 95 2 61 808 0785 0 smCu V VL 取安全系数为 0 7 则空塔气数为 第 21 页 共 52 页 1 max 908 0 297 1 7 07 0 smuu m u V D s 411 1 908 0 14 3 42 1 44 2 2 提馏段提馏段 提馏段的气 液相体积流率为 13 37 1 30 3 3600 94 86 6 187 3600 sm MV V m m V V S 13 0072 0 15 7923600 74 8743 235 3600 sm ML L m m L L S 取板间距 板上液层高度 则 mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 06 0 4 0 史密斯关系图横坐标为 081 0 30 3 15 792 360037 1 36000072 0 2 1 2 1 V L h h V L 查史密斯关系图得072 0 20 C 0714 0 20 21 19 072 0 20 072 0 2 02 0 L C 1 max 104 1 30 3 30 3 15 792 0714 0 smCu V VL 取安全系数为 0 7 则空塔气数为 1 max 773 0 104 1 7 07 0 smuu m u V D s 503 1 773 0 14 3 37 1 44 综上 按标准塔径圆整后为 mD6 1 塔截面积为 222 01 2 6 1785 0 785 0 mDAT 精馏段空塔气数 1 706 0 01 2 42 1 sm A V u T s 第 22 页 共 52 页 提馏段空塔气数 1 682 0 01 2 37 1 sm A V u T s 2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 mHNZ T 4 44 0 112 1 精精 提馏段有效高度为 mHNZ T 44 0 111 1 提提 在进料板上方开一人孔 其高度为 故精馏塔的有效高度为 m8 0 9 2m8 044 48 0 提精 ZZZ 3 63 6 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 1 1 精馏段精馏段 1 溢流装置的计算溢流装置的计算 因塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如mD6 1 下 1 堰长 w l 取 mDlw06 1 6 166 0 66 0 2 溢流堰高度 w h 由 选用平直堰 堰上液层高度由式 owLw hhh ow h 计算 3 2 1000 84 2 W h ow l L Eh 近似取 则1 Emhow015 0 06 1 36000037 0 1 1000 84 2 3 2 取板上清液层高度 mhL06 0 故 mhhh owLw 045 0 015 0 06 0 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 第 23 页 共 52 页 由 查弓形降液管参数图 得 66 0 D lw 0722 0 T f A A 124 0 D Wd 则 mWf145 001 20722 0 mWd198 06 1124 0 验算液体在降液管中停留时间 ss L HA h Tf 568 15 36000037 0 4 0145 0 3600 3600 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 取降液管底隙高度 则 1 0 1 0 smu m ul L h w h 034 0 1 006 1 3600 36000037 0 3600 0 0 mmhhw006 0011 0 034 0045 0 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度mhw05 0 2 塔板布置塔板布置 1 塔板的分块 因 故塔板采用分块式 塔板分为 4 块 mD6 1 2 边缘区宽度确定 取 mWW ss 065 0 mWc035 0 3 开孔区面积计算 开孔区面积按式 计算 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 其中 mWW D x sd 537 0 065 0 198 0 8 0 2 mW D R c 765 0 035 0 0 8 2 故 第 24 页 共 52 页 21222 50 1 765 0 537 0 sin765 0 180 14 3 537 0 765 0537 0 2mAa 筛孔计算及其排列 由于苯和甲苯没有腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直径mm3 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 为 mmd5 0 t mmdt15533 0 筛孔数目为 n 个7700 015 0 50 1155 1155 1 22 t A n a 开孔率为 1 10 015 0 005 0 907 0 907 0 22 00 t d A A a 气体通过筛孔的气速为 1 0 0 37 9 50 1101 0 42 1 sm A V A V u a ss 2 2 提馏段提馏段 1 溢流装置的计算溢流装置的计算 1 堰长 取 w l mDlw2 16 175 075 0 2 溢流堰高度 w h mhow022 0 2 1 36000072 0 1 1000 84 2 3 2 取板上清液层高度 mhL06 0 故 mhhh owLw 038 0 022 0 06 0 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 查弓形降液管参数图 得 75 0 D lw 125 0 T f A A 28 0 D Wd 第 25 页 共 52 页 则 mAf251 001 2125 0 mWd28 06 1175 0 验算液体在降液管中停留时间 ss L HA h Tf 594 13 36000072 0 4 0251 03600 3600 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 取降液管底隙流速 则 1 0 2 0 smu m ul L h w h 030 0 2 02 13600 36000072 0 3600 0 0 mmhhw006 0 007 0030 0 038 0 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度mhw05 0 2 2 塔板布置塔板布置 塔板布置与精馏段相同 气体通过筛孔的气速为 1 0 0 04 9 50 1101 0 37 1 sm A V A V u a ss 3 73 7 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 1 1 精馏段精馏段 1 1 塔板压降塔板压降 干板阻力计算 干板阻力由计算 c h 2 0 0 2 1 C u g h L V c 第 26 页 共 52 页 由 查干筛孔的流量系数图得67 1 35 0 d 772 0 0 C 故m C u g h L V c 0274 0 772 0 37 9 61 808 95 2 81 92 1 2 1 2 2 0 0 气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由下式计算 即 L h L hh 1 1 761 0 145 0 01 2 42 1 sm AA V u fT s a 31 1 95 2761 0 2121 0 mskguF Vma 查充气系数关联图得 62 0 故mhh L 0372 0 06 0 62 0 1 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下式计算 即 h m gd h L L 00208 0 005 0 81 9 61 808 1060 2044 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h mhhhh cp 067 000208 00372 0 0274 0 1 气体通过每层塔板的压降为 KpaPaghp Lpp 7 048 53181 9 61 808067 0 2 2 液面落差液面落差 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 第 27 页 共 52 页 3 3 液沫夹带液沫夹带 液沫夹带按下式计算 气液气液kgkgkgkg hH u e LT a L V 1 0 0098 0 06 05 240 0 761 0 1060 20 107 5 5 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 故液沫夹带量在允许的范围内 V e 4 4 漏液漏液 对筛板塔 漏液点气速可由以下公式计算 min 0 u 1 0min 0 01 6 95 2 70 814 00208 006 0 13 0 0056 0 772 0 4 4 13 00056 0 4 4 sm hhCu VLL 实际气速 min 0 0 37 9 usmu 稳定系数为5 156 1 01 6 37 9 min 0 0 u u K 故在本设计中无明显漏液 5 5 液泛液泛 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 wTd hHH 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 5 0 mhH wT 2225 0 045 0 40 0 5 0 而 dLpd hhhH 塔板不设进口堰 可由下式计算 即 d h mu hl l h w s d 00153 01 0153 0153 0 153 0 2 2 0 2 0 第 28 页 共 52 页 129 0 00153 0 06 0067 0 d H 故在本设计中不会发生液泛现象 wTd hHH 2 2 提馏段提馏段 1 1 塔板压降塔板压降 干板阻力计算 c h 772 0 0 C m C u g h L V c 0291 0 772 0 04 9 15 792 30 3 81 92 1 2 1 2 2 0 0 气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由下式计算 即 L h L hh 1 1 779 0 251 0 01 2 37 1 sm AA V u fT s a 42 1 30 3 779 0 2121 0 mskguF Vma 查充气系数关联图得 60 0 故mhh L 036 006 060 0 1 液体表面张力的阻力计算 h m gd h L L 00198 0 005 0 81 9 15 792 1021 1944 3 0 mhhhh cp 067 000198 0 036 00291 0 1 KpaPaghp Lpp 7 066 52081 9 15 792067 0 2 2 液面落差液面落差 本设计可忽略液面落差的影响 第 29 页 共 52 页 3 3 液沫夹带液沫夹带 气液气液kgkgkgkg hH u e LT a L V 1 0 011 0 06 05 240 0 779 0 1021 19 107 5 5 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 故液沫夹带量在允许的范围内 V e 4 4 漏液漏液 1 0min 0 62 5 30 3 15 792 00198 006 0 13 0 0056 0 772 0 4 4 13 00056 0 4 4 sm hhCu VLL 实际气速 min 0 0 04 9 usmu 稳定系数为5 161 1 62 5 04 9 min 0 0 u u K 故在本设计中无明显漏液 5 5 液泛液泛 为防止液泛 降液管内液层高 wTd hHH 取 则 5 0 mhH wT 219 0 038 0 40 0 5 0 mu hl l h w s d 0061 0 2 0153 0 153 0 153 0 2 2 0 2 0 133 00061 0 06 0 067 0 d H 故在本设计中不会发生液泛现象 wTd hHH 第 30 页 共 52 页 3 83 8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 1 1 精馏段精馏段 1 1 漏液线漏液线 由 VLoww hhh A V u 13 00056 0 4C4 0 0 mins min0 得 owwL hhh a AA 0 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 3 2 3 2 3 2 00min 0 866 22568 2515 0 95 2 61 808 00208 0 06 1 3600 1 1000 84 2 045 013 00056 0 50 1101 0 772 0 4 4 1000 84 2 13 0 0056 0 4 4 S s VL w h ws L L h l L EhACV 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 s L s V 漏液线计算结果漏液线计算结果 3 smLS 0 00200 00300 00400 0050 3 smVS 0 8820 8980 9130 921 由上表数据即可作出漏液线 1 2 2 液沫夹带线液沫夹带线 以为限 求关系如下 气液 kg 1 0 kgev ss LV 由 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e 3 2 3 2 3 2 642 0 06 1 3600 1 1000 84 2 1000 84 2 s s w h ow L L l L Eh 3 2 3 2 605 1 1125 0 642 0045 0 5 2 5 25 2 s sowwLf L Lhhhh 第 31 页 共 52 页 3 2 3 2 605 1 2875 0605 1 1125 0 4 0 ssfT LLhH s s fT s a V V AA V u536 0 145 001 2 1 0 605 12875 0 536 0 1060 20 107 5 2 3 3 23 6 s s v L V e 整理得 3 2 865 18379 3 ss LV 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 s L s V 液沫夹带线计算结果液沫夹带线计算结果 3 smLS 0 00200 00300 00400 0050 3 smVS 3 0792 9872 9042 827 由上表数据即可作出液沫夹带线 2 3 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 mhow006 0 006 0642 0 06 1 3600 1 1000 84 2 3 2 3 2 s s ow L L h 13 min 000903 0 smLs 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 4 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 s4 4 4 0145 0 ss Tf LL HA 故 13 min 0145 0 smLs 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 第 32 页 共 52 页 5 5 液泛线液泛线 令 wTd hHH 由 dLcdLpd hhhhhhhhH 1 L hh 1 owwL hhh 联立解得 dcowwT hhhhhH 1 1 忽略 将与 与 与的关系式代入上式 并整理得 h ow h s L d h s L c h s V 其中 3 2 22 sss dLcLbaV 0136 0 61 808 95 2 772 050 1 101 0 1 81 9 2 1 1 2 1 2 2 00 L V CAg a 150 0 045 0 162 0 5 0 4 05 0 1 wT hHb 79 117 034 0 06 1 153 0 153 0 22 0 hl c w 040 1 06 1 3600 62 0 1 11084 2 3600 1 1084 2 3 2 3 3 2 3 w l Ed 将有关的数据代入整理 得 3 2 22 040 1 79 117150 0 0136 0 sss LLV 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 s L s V 第 33 页 共 52 页 液泛线计算结果液泛线计算结果 3 smLS 0 00200 00300 00400 0050 3 smVS 3 1273 0602 9942 930 由上表即可作出液泛线 5 根据以上各线方程 可作出精馏段筛板塔的负荷性能图 如下图 在负荷性能图上 作出操作点 A 连接 OA 即作出操作线 由上图可看出 该 筛板的操作上限为夜沫夹带控制 下限为漏液控制 由图查得 s m Vs 3 min 886 0 s m Vs 3 max 664 2 故操作弹性为 01 3 886 0 664 2 min max s s V V 第 34 页 共 52 页 2 2 提馏段提馏段 1 1 漏液线漏液线 3 2 3 2 3 2 00min 0 078 20212 2 515 0 30 3 15 792 00198 0 2 1 3600 1 1000 84 2 038 0 13 0 0056 0 50 1 101 0 772 0 4 4 1000 84 2 13 0 0056 0 4 4 S s VL w h ws L L h l L EhACV 漏液线计算结果漏液线计算结果 3 smLS 0 00550 00650 00750 0085 3 smVS 0 8680 8790 8890 899 由上表数据即可作出漏液线 1 2 2 液沫夹带线液沫夹带线 由 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e 3 2 3 2 3 2 591 0 2 1 3600 1 1000 84 2 1000 84 2 s s w h ow L L l L Eh 3 2 3 2 478 1 095 0 591 0 038 0 5 2 5 25 2 s sowwLf L Lhhhh 3 2 3 2 478 1 305 0 478 1 095 04 0 ssfT LLhH s s fT s a V V AA V u 569 0 251 0 01 2 1 0 478 1 305 0 569 0 1021 19