苯-氯苯溶液连续精馏塔设计

1 苯苯 氯苯溶液连续精馏塔设计氯苯溶液连续精馏塔设计 一 前言一 前言 课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节 是理论联系实 际的桥梁 是使学生体察工程实际问题复杂性 学习化工设计基本知识的初次 尝试 通过课程设计 要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识 进 行融会贯通的独立思考 在规定的时间内完成指定的化工设计任务 从而得到 化工工程设计的初步训练 通过课程设计 要求学生了解工程设计的基本内容 掌握化工设计的程序和方法 培养学生分析和解决工程实际问题的能力 同时 通过课程设计 还可以使学生树立正确的设计思想 培养实事求是 严肃认真 高度责任感的工作作风 课程设计是增强工程观念 培养提高学生独立工作能 力的有益实践 本设计采用连续精馏分离苯 氯苯二元混合物的方法 连续精馏塔在常压下操作 被分离的苯 氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内 以一定得回流比由连 续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯 由塔底采出氯苯 氯苯纯度不低于 99 8 塔顶产品苯纯度不低于 98 质量分数 二 摘要二 摘要 氯苯作为一种重要的基本有机合成原料 广泛用于生产 由磷苯液相氯化 法制中含有一定量的苯 用于分离挥发性苯和氯苯连续精馏塔的设计是不容易 的 设计选择良好的合成功能的集成产品和效率 经济 安全和其他方面 这 将是选择精馏塔和筛板筛板塔更好 有很多优点是结构简单 价格低廉 而且 液滴板表面的小 它有一个较低的压力 但一个更大的生产能力 最后 气体 在塔内均匀分布 具有较高的传质效率 设计完成了塔径为 1000mm 和总高度 为 15m 的工艺计算和设备设计 它定义了那个桶材料为 16MnR 标称厚度为 8 毫米 根据钢制压力容器 压力容器 设计选用标准椭圆封头的直径为 1000mm 表面高度 200mm 直边高度是根据工艺设备的设计和 jb4737 95 25mm 进口和出口的液体和气体管道的法兰都是根据汞 20593 97 the 丝网除 沫器选用 SP 滤网采用 rfpf 设计无具体要求 选择圆柱裙 其直径 1000mm 最后的设计进行 festigkeit 和稳定性 ueberpruefung 等等 并对塔体的厚度和高 度均符合要求的设计压力下 Abstract 2 Chlorobenzene as an important basic organic synthesis raw material widely used in production the rule of law by a benzene liquid phase chlorination of p contains a certain amount of benzene the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy The design chooses the integrated product of good synthesized function with efficiency economic security and other aspects It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as tray The sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price besides liquid drop on the surface of plate is small It has a low pressure but a larger capacity of production At last gas in tower spreads evenly with a higher efficiency of mass transfer The design completes the process calculation which defines that the tower diameter is 1000mm and the overall height is 15m and equipment design which defines that the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8 mm according to the Steel Pressure Vessel GB150 1998 The design selectes the standard elliptic heads whose diameter is 1000mm surface height is 200mm straight flange height is 25mm according to the Process Equipment Design and JB4737 95 The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG 20593 97 The wire mesh demister selects the SP filter screen The design has no specific requirements so that the cylindrical skirt is selected whose diameter is 1000mm Finally the design conducts the festigkeit and stability ueberpruefung and so on and defines the thickness and height of the tower body all conform the requirements under the design pressure 三 设计方案的确定三 设计方案的确定 1 产品性质 质量指标 产品性质 质量指标 产品性质 有杏仁味的无色透明 易挥发液体 密度 1 105g cm3 沸点 131 6 凝固点 45 折射率 1 5216 25 闪点 29 4 燃点 637 8 折射率 1 5246 粘度 20 0 799mPa s 表面张力 33 28 10 3 N m 溶解度参数 9 5 溶于乙醇 乙醚 氯仿 苯等大多数有机溶剂 不溶于水 易燃 蒸气与空气形成爆炸性混合物 爆炸极限 1 3 7 1 vol 溶于大多数有机溶剂 不溶于水 常温下不受空气 潮气及光的影响 3 长时间沸腾则脱氯 蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢 生成二苯基化合 物 有毒 在体内有积累性 逐渐损害肝 肾和其他器官 对皮肤和粘膜有刺 激性 对神经系统有麻醉性 LD502910mg kg 空气中最高容许浓度 50mg m3 遇高温 明火 氧化剂有燃烧爆炸的危险 质量指标 塔顶产品 3 苯纯度 94 原料液中苯 40 塔顶苯的回收率 99 以上均为质量分数 2 设计方案简介 设计方案简介 1 精馏方式 本设计采用连续精馏方式 原料液连续加入精馏塔中 并连续收 集产物和排出残液 其优点是集成度高 可控性好 产品质量稳定 由于所涉 浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大 因而无须采用特殊精馏 2 操作 压力 本设计选择常压 常压操作对设备要求低 操作费用低 适用于苯和氯 苯这类非热敏沸点在常温 工业低温段 物系分离 3 塔板形式 根据 生产要求 选择结构简单 易于加工 造价低廉的筛板塔 筛板塔处理能力大 塔板效率高 压降教低 在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现 4 加料方式和加料热状态 设计采用泡点进料 将原料通过预热器加热至泡点 后送入精馏塔内 5 由于蒸汽质量不易保证 采用间接蒸汽加热 6 再沸器 冷凝器等附属设备的安排 塔底设置再沸器 塔顶蒸汽完全冷凝后 再冷却至泡点下一部分回流入塔 其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌 塔 釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 3 设计任务 设计任务 原料 苯 氯苯溶液 原料温度 30 处理量 7 万吨 每年 原料组成 质量分数 40 产品要求 塔顶产品中苯的质量分 94 塔顶产品中苯的回收率 99 4 符号说明 符号说明 英文字母英文字母 Aa 塔板的开孔区面积 m2 4 Af 降液管的截面积 m2 Ao 筛孔区面积 m2 AT 塔的截面积 m2 PP 气体通过每层筛板的压 降 C 负荷因子 无因次t 筛孔的中心距 C20 表面张力为 20mN m 的负荷因子 do 筛孔直径 u o 液体通过降液管底隙的速 度 D 塔径 mWc 边缘无效区宽度 ev 液沫夹带量 kg 液 kg 气Wd 弓形降液管的宽度 ET 总板效率Ws 破沫区宽度 R 回流比 Rmin 最小回流比 M 平均摩尔质量 kg kmol tm 平均温度 g 重力加速度 9 81m s2Z 板式塔的有效高度 Fo 筛孔气相动能因子 kg1 2 s m1 2 hl 进口堰与降液管间的水平距离 m 液体在降液管内停留时间 hc 与干板压降相当的液柱高度 m 粘度 hd 与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m 密度 hf 塔板上鼓层高度 m 表面张力 hL 板上清液层高度 m 液体密度校正系数 h1 与板上液层阻力相当的液注高度 m下标 ho 降液管的义底隙高度 mmax 最大的 how 堰上液层高度 mmin 最小的 5 hW 出口堰高度 mL 液相的 h W 进口堰高度 mV 气相的 h 与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H 板式塔高度 m HB 塔底空间高度 m Hd 降液管内清液层高度 m HD 塔顶空间高度 m HF 进料板处塔板间距 m HP 人孔处塔板间距 m HT 塔板间距 m H1 封头高度 m H2 裙座高度 m K 稳定系数 lW 堰长 m Lh 液体体积流量 m3 h Ls 液体体积流量 m3 s n 筛孔数目 P 操作压力 KPa P 压力降 KPa Pp 气体通过每层筛的压降 KPa T 理论板层数 u 空塔气速 m s u0 min 漏夜点气速 m s 6 uo 液体通过降液管底隙的速度 m s Vh 气体体积流量 m3 h Vs 气体体积流量 m3 s Wc 边缘无效区宽度 m Wd 弓形降液管宽度 m Ws 破沫区宽度 m Z 板式塔的有效高度 m 希腊字母希腊字母 筛板的厚度 m 液体在降液管内停留的时间 s 粘度 mPa s 密度 kg m3 表面张力 N m 开孔率 无因次 质量分率 无因次 下标下标 Max 最大的 Min 最小的 L 液相的 V 气相的 7 四 带控制点的工艺流程图四 带控制点的工艺流程图 泡点回流 原料 预热器 加热至泡点的物 料 精馏塔 全凝器冷凝器产品储 罐 储槽 再沸器冷凝器产品 储罐 8 五 操作条件的选取五 操作条件的选取 1 塔顶压强 4kPa 表压 2 进料热状况 泡点进料 q 1 3 回流比 R 1 2Rmin 4 塔釜加热蒸汽压力 0 6MPa 的饱和水蒸气 5 单板压降不大于 0 7kPa 6 生产时间 300 天 每天 24 小时连续运行 7 冷却水进口温度 30 六 工艺计算六 工艺计算 1 全塔物料衡算全塔物料衡算 1 原料液级塔顶 塔底产品的摩尔分率原料液级塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA 78 11kg kmol 氯苯的摩尔质量 MB 112 56kg kmol xF 0 4 78 11 0 4 78 11 0 6 112 56 0 4900 摩尔分率 下同 xD 0 94 78 11 0 94 78 11 0 06 112 56 0 9576 F xF D xD F D Xw 1 D xD F xF 99 2 联立 1 2 Xw 0 00993 9 2 原料液级塔顶 塔底产品的平均摩尔质量原料液级塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 MF 78 11 0 4900 112 56 1 0 4900 95 68 kg kmol MD 78 11 0 9576 112 56 1 0 9576 79 57 kg kmol 3 物料衡算物料衡算 原料处理量原料处理量 F 70000 1000 300 24 95 68 101 61 kmol h 总物料衡算 D W F 苯物料衡算 D xD W xW F xF 联立解得 D 51 47 kmol h W 50 14 kmol h 2 最佳回流比的确定最佳回流比的确定 一一 常压下苯常压下苯 氯苯混合液相平衡关系氯苯混合液相平衡关系 1 纯组分的饱和蒸汽压 Po和温度 t 的关系 Ct B APo ln 查表得 2 常压 101 3kPa 下苯 氯苯的气液相平衡数据 计算示例 取温度 t 85 881 6mmHg 36 5215 27385 51 2788 9008 15lnPo A o A P 60 5515 27385 12 3295 0676 16ln o B Pgmm 1 177HPo B ABC 苯15 90082788 51 52 36 氯苯16 06763295 12 55 60 10 827 0 1 1776 881 1 177760 o B o A o B PP PP x960 0 827 0 760 6 881 x P P y o A 979 4 1 177 6 881 o B o A P P 常压下苯常压下苯 氯苯气液相平衡数据氯苯气液相平衡数据 P 760mmHg 表一 温度 o A P mmHg o B P mmHg xy 80 1759 95587135 147 99050 658 1 0000721 097 1 0000140 415 5 1351663 623 81 03781 97009639 153 18245 707 0 9650595 9244 0 9929575 5595 5 1048280 027 85881 62258856 177 05165 281 0 8273806 3353 0 9597861 2613 4 9794654 529 901020 9322077 211 34771 826 0 6776961 3784 0 9103708 0809 4 8305806 946 97 631031265 8451051 273 94021 28 0 4900266 0536 0 8161812 8915 4 6208809 292 1001350 413593 296 16105 669 0 4399694 8295 0 7817641 7144 4 5597270 895 1051543 1402339 347 84517 973 0 3448142 9402 0 7001273 8203 4 4362846 572 1101756 2747867 406 54748 969 0 2618695 7254 0 6051512 2059 4 3199744 954 1151991 1604546 472 93345 122 0 1890801 2315 0 4953800 8418 4 2102339 124 11 1202249 1603571 547 69999 616 0 1247751 6885 0 3692623 2018 4 1065553 64 1252531 6539512 631 57453 825 0 0675895 23301 0 2251490 5753 4 0084800 73 128 722758 5456844 700 33416 894 0 0289891 63946 0 1052209 646 3 9388991 808 1302840 0334709 725 31385 149 0 0164022 44624 0 0612933 20697 3 9155924 916 131 52937 8044231 755 47590 402 0 0020730 590923 0 0080134 765405 3 8886805 092 苯苯 氯苯氯苯 t x y 图图 苯苯 氯苯气液平衡相图氯苯气液平衡相图 12 二二 回流比的确定回流比的确定 1 q 线方程 因为采用泡点进料 所以 q 1 则 xq xF 2 相对挥发度的确定 由试差法求的 表一中第四栏结果 在 xF 0 49 时 4 62 试差方法 在 excel 表格中 设定各个参数的计算公式 然后按缩小范围的 方法 逐步改变温度 t 的值 直至某一温度对应的 x 值为 0 49 此时的值即为 97 6310 3 1265 84510 51 273 940 2128 0 49002 660536 0 81618 128915 4 62088 09292 13 所求相对挥发度 相平衡关系式 Y X 1 1 X 由于 q 1 所以 Xe Xf 0 4900 Ye 4 62 0 4900 1 4 62 1 0 4900 0 816 因此最小回流比 Rmin Xd Ye Ye Xe 0 9576 0 816 0 816 0 4900 0 43436 最佳回流比 R 2 Rmin 0 4344 2 0 8687 3 理论板及实际板的确定理论板及实际板的确定 一 操作线方程 一 操作线方程 L RD 0 8687 51 47 44 71kmol h V R 1 D 0 8687 1 51 47 96 18kmol h L L qF 44 71 1 101 61 146 32 kmol h V V 96 18kmol h 精馏段操作线方程 Yn 1 Xn 0 4649Xn 0 5124 提馏段操作线方程 Yn 1 Xn 1 521Xn 0 00515 逐板计算法 泡点进料 q 1 Xq Xf 0 4900 第一块塔板上升的气相组成 Y1 Xd 0 9576 第一块塔板下降的液体组成 X1 Y1 4 62 3 62Y1 0 9576 4 62 3 62 0 9576 0 8448 14 第二块塔板上升的气相组成 Y2 0 4649Xn 0 5124 0 4649 0 8448 0 5124 0 9051 第二块塔板下降的液体组成 X2 Y2 4 62 3 62Y2 0 9051 4 62 3 62 0 9051 0 6738 如此反复计算得 Y3 0 8256 X3 0 5062 Y4 0 7477 X4 0 3908 Xq 因为 X4 Xq 第五块塔板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算 Y5 1 521Xn 0 00515 1 521 n 0 00515 0 3908 0 6459 第六块塔板下降的液体组成 X5 Y5 4 62 3 62Y5 0 6459 4 62 3 62 0 6459 0 2831 Y6 0 4821 X6 0 1677 Y7 0 3065 X7 0 08732 Y8 0 1843 X8 0 04663 Y9 0 1224 X9 0 02931 Y10 0 09608 X10 0 02249 Y11 0 08571 X11 0 01989 Y12 0 08175 X12 0 01891 Y13 0 02135 X13 0 0047 0 00993 Xw 因此总理论板是 13 块 包括塔釜 第五块加料 精馏段需四块 二二 全塔效率全塔效率 T E 选用公式计算 该式适用于液相粘度为 mT E log616 0 17 0 0 07 1 4mPa s 的烃类物系 式中的为全塔平均温度下以进料组成表示的平 m 15 均粘度 塔的平均温度为 0 5 80 131 5 106 取塔顶底的算术平均值 在此平均 温度下查化工原理附录 11 得 smPa 24 0 A smPa 34 0 B m Xf b 1 Xf 0 24 0 49 0 34 1 0 49 0 291 Et 0 17 0 616log m 0 17 0 616log0 291 0 500 2 实际塔板数 近似取两段效率相同 p N 精馏段 Np1 4 0 500 8 块 提馏段 Np2 13 4 0 500 18 块 总塔板数 Np1 Np1 Np2 8 18 26 块 4 塔径的计算塔径的计算 一一 相关物性数据计算相关物性数据计算 I 平均压强平均压强 PD 4 101 3 105 3kPa 加料板 Pf 105 3 0 7 8 110 9KPa Pw PF 18 0 7 123 5kPa 则精馏段平均压强 P PD PF 2 108 05kPa 提留段平均压强 P PF Pw 2 117 2kP 2 平均温度平均温度 m t 16 查温度组成图得 塔顶为 81 3 加料板为 97 2 塔底为 130 精馏段平均温度 Tm1 81 3 97 2 2 89 25 提留段平均温度 Tm2 97 2 130 2 113 6 3 密度密度 不同温度下苯 氯苯密度 温度 6080100120140 苯 kg m3836 6815 0792 5768 9744 1 氯苯 kg m3106410421019996 4972 9 气相密度计算公式 O O V TP MPT 4 22 液相密度计算公式 xA xB为质量百分含量 B B A A L xx 1 由下表可知精馏段和提留段 x y 的组成 1 精馏段 精馏段 提留段 113 6 X 0 2192Y 0 5384 精馏段 89 25 X 0 6687Y 0 9077 17 液相 x 0 6687 气相 y 0 9077 液相平均质量流率 Ml1 78 11 0 6687 112 56 1 0 6687 89 52kg kmol 汽相平均质量流率 Mv2 78 11 0 9077 112 56 1 0 9077 81 29kg kmol 拉格郎日法求 100 80 792 5 815 89 25 80 a1 815 a1 804 6kg m3 100 80 1019 1042 89 25 80 b2 1042 b2 1031 4 kg m3 所以 1 l1 78 11 0 6687 89 52 804 6 1 0 5835 1013 1 l1 880 06 kg m3 v1 273 15 108 05 81 29 89 25 273 15 101 3 22 4 2 89 kg m3 2 提留段 提留段 液相 x 0 2192 液相 y 0 5384 液相平均质量流率 Ml1 78 11 0 2192 112 56 1 0 2192 105 0kg kmol 汽相平均质量流率 Mv2 78 11 0 5384 112 56 1 0 5384 94 0kg kmol 120 100 768 9 792 5 113 6 100 a1 792 5 a1 776 45kg m3 120 100 996 4 1019 113 6 100 b2 1019 b2 1003 6kg m3 所以 1 l1 78 11 0 2192 105 0 776 9 1 0 1631 1004 1 958 4 l1 958 4kg m3 v2 273 15 117 2 94 0 113 6 273 15 101 3 22 4 3 429kg m3 18 4 表面张力表面张力 不同温度下苯 氯苯表面张力 温度 6080100120140 苯 mN m23 7421 2718 8516 4914 17 氯苯 mN m25 9623 7521 5719 4217 32 液体平均表面张力公式 n i iiLm x 1 塔顶液相表面张力 100 80 18 85 21 27 81 3 80 a 21 27 a 21 11mN m 100 80 21 57 23 75 81 3 80 b 23 57 b 23 61mN m ldm 0 9576 21 11 1 0 9576 23 61 21 2 mN m 进料板液相表面张力 100 80 18 85 21 27 97 2 80 a 21 27 a 19 19mN m 100 80 21 57 23 75 97 2 80 b 23 57 b 21 70mN m lfm 0 49 19 19 1 0 49 21 70 20 82 mN m 塔底液相表面张力 140 120 14 17 16 49 130 120 a 16 49 a 15 33mN m 140 120 17 32 19 42 130 120 b 19 42 b 18 37mN m ldm 0 00993 15 33 1 0 00993 18 37 18 34mN m 19 精馏段液相平均表面张力 100 80 18 85 21 27 89 25 80 a 21 27 a 20 15mN m 100 80 21 57 23 75 89 25 80 b 23 75 b 22 74mN m lm 0 6687 20 15 1 0 6687 20 15 21 01 mN m 提留段液相表面张力 120 100 16 49 18 85 113 6 100 a 18 85 a 17 25mN m 120 100 19 42 21 57 113 6 100 b 21 57 b 20 11mN m lm2 0 00993 17 25 1 0 00993 20 11 20 08mN m 5 气液相负荷的计算气液相负荷的计算 精馏段 质量流量 L1 Ml1 L 89 52 44 71 4002 4kg h 1 112kg s V1 Ml2 V 81 29 96 18 7818 47kg h 2 172kg s 体积流量 Ls1 L1 l1 1 112 880 06 0 00126m3 s vs1 V1 v1 2 172 2 89 0 752 m3 s 提留段 质量流量 20 L2 Mv1 L 105 0 44 71 4694 55kg h 1 304kg s V2 Mv2 V 94 0 96 18 9040 92 kg h 2 511kg s 体积流量 Ls2 L2 l2 1 304 958 4 0 00136m3 s Vs2 V2 v2 2 511 3 429 0 732 m3 s 6 板间距板间距 取板间距 HT 450mm 板上液层高 hL 60mm mm39060450h LT H III 塔径塔径 D 精馏段 按 Smith 法求空塔气速 umax 即泛点速度 uf 0292 0 89 2 06 880 752 0 0 00126 5 0 2 1 1 1 1 1 V L S S V L 查图 化工原理下册 P129 得 C20 0 082 0781 0 20 01 21 082 0 20 20 L CC s m361 1 89 2 89 2 06 880 0781 0 max V VL Cu 取 u 0 6umax s m817 0 361 16 0 21 圆整得 D 1000mmm 083 1 817 0 14 3 752 044 u V D S 提留段 0311 0 429 3 4 958 732 0 00136 0 5 0 2 1 2 2 2 2 V L S S V L 查图 化工原理下册 P129 得 C20 0 078 0783 0 20 08 20 078 0 20 20 L CC s m309 1 429 3 429 3 4 958 0783 0 max V VL Cu 取 u 0 7uf 0 7 1 309 0 916m s 圆整得 D 1000mmm009 1 916 014 3 732 0 44 u V D S 5 降液管及溢流堰尺寸的确定降液管及溢流堰尺寸的确定 塔径 1000 采用单溢流平顶弓形堰 弓形降液管 凹形液盘 堰长 取mDlW6 016 06 0 堰上液层高度 取 E 1 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 1 精馏段 22 m0108 0 6 0 360000126 0 1108 2 1000 84 2 3 2 3 3 2 w h ow l L Eh 出口堰高 mhhh owLw 0492 0 0108 0 06 0 2 提留段 m0113 0 6 0 360000136 0 1108 2 1000 84 2 3 2 3 3 2 w h ow l L Eh 出口堰高 mhhh owLw 0487 00113 0 06 0 弓形降液管的宽度 wd和横截面积 Af 由 查化工原理下 P127 图得 6 0 1 6 0 D lw 2222 m043 0 m785 01785 0 4 055 0 11 0111 011 0 fT T f d d ADA A A mw D w 又 液体在降液管内的停留时间 sTf LHA 符合要求提留段 符合要求精馏段 s s 0 5s23 1400136 0 450 0 043 0 0 536 1500126 0 450 0 043 0 2 1 降液管底隙高度 精馏段 取降液管底细的流速 则 smuo 075 0 合格 mmhh m ul L h ow ow h o 006 0 021 0028 0 0492 0 028 0 075 0 6 03600 360000126 0 3600 提留段 取降液管底细 的流速 则 smuo 25 0 23 合格 mmhh m ul L h ow ow h o 006 0 0397 0 009 0 0487 0 009 0 25 0 6 03600 360000136 0 3600 6 浮阀数及排列方式 筛板孔径及排列方式 的确定浮阀数及排列方式 筛板孔径及排列方式 的确定 1 边缘区宽度 Wc和安定区 Ws 取 Wc 50mm Ws 75mm 2 开孔区面积 Aa r x rxrxAa 1222 sin 180 2 式中 m315 0 075 0 11 0 2 1 2 sd WWDx mWDr c 45 0 05 0 2 12 21222 5164 0 45 0 315 0 sin45 0 180 14 3 315 045 0 315 02mAa 3 开孔数 n 和开孔率 取孔径 d0 4mm 正三角形排列 筛板采用碳钢 其厚度为 2 0mm 取中心距 t 2 5d0 筛孔数个 5964 01 0 5164 0 155 1 155 1 22 t A n a 24 开孔率145 0 907 0 2 00 t d A A a 4 筛孔气速 smAVu s 80 9 5164 0 145 0 734 0 00 7 塔板流动性能的校核塔板流动性能的校核 1 塔板压力降 塔板压力降 hf的校核的校核 精馏段精馏段 由 d0 4 2 0 2 0 查图 得 C0 0 77 0271 0 77 0 8 9 06 880 89 2 051 0 2 1 2 2 0 0 液柱m C u g h L v d 气体通过液层阻力 hl的计算 Ll hh 25 sm AA V u fT s a 013 1 043 0 785 0 752 0 723 1 89 2 013 1 vaa uF 查图得 0 55 液柱 mhhhh owwLl 033 0 06 0 55 0 液面表面张力造成的阻力损失 h 液柱 m gd h L 00243 0 004 0 81 9 06 880 1001 2144 3 0 气体通过每层塔板的液柱高度 hP 液柱 m0625 0 00243 0 033 0 0271 0 hhhh ldP 则精馏段气体通过每层塔板的压降为 符合要求kPaPaghP PL 7 059 5390625 081 9 06 880 提溜段 0296 0 77 0 8 9 4 958 429 3 051 0 2 1 2 2 0 0 液柱m C u g h L v d Ll hh sm AA V u fT s a 986 0 043 0785 0 732 0 26 826 1 429 3 986 0 vaa uF 查图得 0 56 液柱 mhhhh owwLl 034 006 0 56 0 液柱 m gd h L 00213 0 004 081 9 4 958 1008 2044 3 0 液柱 m0657 000213 0 034 00296 0 hhhh ldP 符合要求kPaPaghP PL 7 0 7 6170657 0 81 9 4 958 2 液面落差 液面落差 由于采用的筛板塔 液面落差很小 且本塔塔直径和液体流 量均较小 所以忽略液面落差的影响 3 液沫夹带 液沫夹带 精馏段精馏段 液沫夹带量 ev由下式计算 干气液 kgkg hH u e fT a v 0133 0 06 0 5 245 0 013 1 1001 21 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 ev 0 1kg 液 kg 干气 所以精馏段在液沫夹带范围内 提溜段 27 干气液 kgkg hH u e fT a v 0128 0 06 0 5 245 0 986 0 1008 20 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 ev1 5 不会产生过量漏液63 1 01 6 8 9 0 ow u u K 5 溢流液泛 溢流液泛 为了防止降液管发生液泛 应使降液管中的清液层高度 对于苯 氯苯物系 取 wTd hHH 5 0 28 精馏段精馏段 236 0 0492 0 45 0 5 0 wT hH m0086 0 028 0 6 0 00126 0 153 0153 0 2 2 ow s d hl L h 0086 0 06 0 0625 0 dLpd hhhH 不会产生液泛 252 0 1311 0 提溜段提溜段 247 0 043 0 45 0 5 0 wT hH m0097 0 009 0 6 0 00136 0 153 0 153 0 2 2 ow s d hl L h 0097 0 06 00657 0 dLpd hhhH 不会产生液泛247 01354 0 8 塔板负荷性能图的绘制塔板负荷性能图的绘制 精馏段精馏段 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls的关系如下 29 2 3 6 5 2 107 5 owwT a v hhH u e s s fT s a V V AA V u35 1 043 0 785 0 m0108 0 6 0 360000126 0 1108 2 1000 84 2 3 2 3 3 2 w h ow l L Eh 3 2 6 0 3600 100284 0 0492 0 5 2 5 2 s owwf L hhh 3 2 34 2 123 0 s L 54 1 99 10 1 0 34 2 123 0 45 0 35 1 1001 21 107 5 3 2 2 3 3 23 6 ss s s v LV L V e 液泛线液泛线 30 3 222 23 22 23 23 22 2 2 2 3 22 3 23 2 2 2 2 3 2 3 2 9 27 8 1084146 3 173 0 05 0 395 1 09 542 09 5429 00492 0027 0 495 005 0 0492 045 0 5 0 09 542 028 06 0 153 0153 0 029 0 495 0 05 0 00243 0 495 0 0270 0 9 00492 0 55 0 05 0 06 880 89 2 5164 0 145 077 0 051 0 2 1 90 0 6 0 3600 100284 0 sss sss ssss s s ow s d sslcp ssowwl sc s L V o o c lcp s s ow dowwpwT LLV VLL LLLV L L hl L h LVhhhh h LLhhh Vh V C u g h hhhh L L h hhhhhH 则 m086 0 028 0 6 0 00126 0 153 0153 0 2 2 ow s d hl L h 液相负荷上限线 sm HA L s L HA Tf s s Tf 0048 0 4 45 0 043 0 4 3 max 以 漏液线漏液线 31 034 0433 0 1 3792 2108 0 5 304 6 0 3600 000369 00096 0108 0 89 2 06 880 00243 0 6 0 3600 00284 00492 013 00056 0108 0 00284 0 13 0 0056 0 4 4 13 0 0056 0 4 4 00284 0 3 2 2 min 3 2 3 2 3 2 3 2 min 3 2 s s s s s VL w h woos VLLoom whow owwL L L L L h l L EhACV hhCu lLEh hhh V 漏液点气速 液相负荷下限线液相负荷下限线 smL L l L Ehh Eh s s w s owow ow 105 6 006 0 6 0 3600 1108 2 1000 84 2 01m006 0 34 min 3 2 min 3 3 2 min 取堰上液层高度 精馏段负荷性能图 精馏段负荷性能图 32 2 提溜段 提溜段 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls的关系如下 2 3 6 5 2 107 5 owwT a v hhH u e s s fT s a V V AA V u35 1 043 0 785 0 3 2 6 0 3600 100284 0 0487 0 5 2 5 2 s owwf L hhh 3 2 34 2 122 0 s L 雾沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由图可得 VS max 1 359m3 s VS min 0 3879m3 s 操作弹性为 3879 0 359 1 min max S S V V 3 50 33 52 183 10 1 0 34 2122 045 0 35 1 1008 20 107 5 3 2 2 3 3 23 6 ss s s v LV L V e 液泛线液泛线 3 222 23 22 23 23 22 2 2 2 3 22 3 23 2 2 2 2 3 2 3 2 8 2597146222 3 174 0054 0 395 1 9 5246 9 52469 00487 0 0268 0 495 0 054 0 0487 045 0 5 0 9 5246 009 06 0 153 0153 0 0289 0 495 0 054 0 00213 0 495 0 0268 09 00487 0 55 0 054 0 4 958 429 3 5164 0 145 077 0 051 0 2 1 9 0 6 0 3600 100284 0 sss sss ssss s s ow s d sslcp ssowwl sc s L V o o c lcp s s ow dowwpwT LLV VLL LLLV L L hl L h LVhhhh h LLhhh Vh V C u g h hhhh L L h hhhhhH 则 液相负荷上限线液相负荷上限线 sm HA L s L HA Tf s s Tf 0048 0 4 45 0 043 0 4 3 max 以 34 漏液线漏液线 032 0 397 0 05 3474 2 108 0 5 279 6 0 3600 000369 00098 0 108 0 429 3 4 958 00213 0 6 0 3600 00284 00487 0 13 0 0056 0 108 0 00284 0 13 00056 0 4 4 13 0 0056 04 4 00284 0 3 2 2 min 3 2 3 2 3 2 3 2 min 3 2 s s s s s VL w h woos VLLoom whow owwL L L L L h l L EhACV hhCu lLEh hhh V 漏液点气速 液相负荷下限线液相负荷下限线 smL L l L Ehh Eh s s w s owow ow 105 6 006 0 6 0 3600 1108 2 1000 84 2 01m006 0 34 min 3 2 min 3 3 2 min 取堰上液层高度 提镏段负荷性能图 提镏段负荷性能图 35 七七 塔板设计结果汇总表塔板设计结果汇总表 计算数据 项目符号单位 精馏段提馏段 各段平均压强 PmKPa108 05117 2 各段平均温度 tm 89 25113 6 气相 Vsm3 s0 7520 752 平均流 量 液相 Lsm3 s0 001260 00136 实际塔板数 N 块 818 板间距 HTm0 450 45 塔的有效高度 Zm10 110 1 塔径 Dmm10001000 空塔气速 um s1 5180 892 雾沫夹带线 液泛线 液相负荷上限线 漏液线 液相负荷下限线 操作线 由图可得 VS max 1 331m3 s VS min 0 7317m3 s 操作弹性为 7317 0 331 1 min max S S V V 1 82 36 塔板液流型式单流型单流型 溢流管型式弓形弓形 堰长 lwm0 60 6 堰高 hwm0 04920 0487 溢流堰宽度 Wdm0 0770 077 溢流装 置 管底与受液盘 距离 h0m0 0180 018 板上清液层高度 hLm0 060 06 孔径 d0mm4 0 4 0 孔间距 tmm1010 孔数 n 个 板 59645964 开孔面积 0 51640 5164 筛孔气速 u0m s9 89 8 塔板压降 hpkPa0 5400 617 液体在降液管中停留时 间 s15 4614 23 降液管内清液层高度 Hdm0 1310 135 雾沫夹带 ev kg 液 kg 气 0 01330 0128 负荷上限雾沫夹带线控制 液相负荷上 限线 负荷下限 液相负荷下限线控 制 漏液线控制 气相最大负荷 Vs maxm3 s1 3591 331 气相最小负荷 Vs minm3 s0 38790 7317 37 操作弹性 3 51 82 八 辅助设备工艺计算八 辅助设备工艺计算 1 换热器的面积计算机选型 换热器的面积计算机选型 设计采用强制循环式冷凝器 卧式放置 采用泵向塔提供 回流液 通过计算管 壳式换热器的传热面积 选一台合适的换热器 有关冷凝器的选型计算 冷凝器的热负荷 忽略温度 kW92 6463600 31011 7896 18 VrQ 压力对汽化潜热的影响 若用温度为的水做冷却剂 传热系数为C 30ChmJ 2 3344 料液温度 冷却水C