苯—甲苯二元物系浮阀精馏塔设计课程设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目 题目 苯苯 甲苯二元物系浮阀精馏塔设计甲苯二元物系浮阀精馏塔设计 吉林化工学院化工原理课程设计 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 专业 化学工程与工艺 班级 化工 1104 班 设计人 李琦 一 设计题目一 设计题目 苯 甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计 二 设计条件 二 设计条件 常压 绝压 atmP1 处理量 80 kmol h 进料组成 0 45 馏出液组成 0 98 釜液组成 0 03 以上均为摩尔分率 加料热状况 q 0 97 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 min 0 21 1 RR 单板压降 0 7 a kp 三 设计任务 三 设计任务 1 精馏塔的工艺设计 包括物料衡算 热量衡算 浮阀塔的设计计算 2 绘制带控制点的工艺流程图 精馏塔设备条件图 手绘 A2 3 撰写精馏塔的设计说明书 吉林化工学院化工原理课程设计 目录 摘摘 要要 1 1 绪绪 论论 2 2 1 精馏塔概述 2 2 仪器的选用 3 第一章第一章 设设 计计 方方 案案 4 4 1 1 装置流程的确定 4 1 2 操作压力的选择 4 1 3 进料状况的选择 5 1 4 加热方式的选择 5 1 5 回流比的选择 5 第二章第二章 塔板的工艺的计算塔板的工艺的计算 6 6 2 1 主要基础物性参数 6 2 2 精馏塔物料衡算 7 2 3 各段理论塔板数的计算 8 2 3 1 相对挥发度的计算 8 2 3 2 最小回流比的计算 9 2 3 3 精馏塔气液相负荷 9 2 3 4 操作线方程的确定 10 2 3 5 精馏塔理论塔板的确定 10 2 3 6 板效率的计算 11 2 3 7 实际板数的计算及全塔效率的计算 12 第三章第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计精馏塔主要工艺尺寸的设计 1313 3 1 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 13 3 1 1 操作压力计算 13 3 1 2 液相平均表面张力计算 13 3 1 3 热量衡算 14 吉林化工学院化工原理课程设计 3 1 4 平均摩尔质量的计算 17 3 1 5 平均密度计算 18 3 2 塔体工艺尺寸的计算 20 3 2 1 精馏塔塔径的计算 20 3 2 2 精馏塔有效塔高的计算 21 3 3 塔板工艺尺寸的计算 22 3 3 1 溢流装置的设计 22 3 3 2 浮阀布置设计 23 3 3 3 浮阀板流体力学验算 25 3 4 塔板负荷性能图 28 3 4 1 液沫夹带线的绘制 28 3 4 2 液泛线的绘制 29 3 4 3 漏液线的绘制 30 3 4 4 液相负荷的下限线的绘制 30 3 4 5 液相负荷的上限线的绘制 30 3 4 6 小结 32 第四章第四章 辅助设备及选型辅助设备及选型 3333 4 1 接管的计算与选择 33 4 1 1 进料管的选择 33 4 1 2 回流管的选择 33 4 1 3 釜底出口管路的选择 34 4 1 4 塔顶蒸汽管 34 4 1 5 加料蒸汽管的选择 35 4 1 6 塔顶封头的设计 35 4 1 7 裙座的计算 35 4 1 8 人孔的设计 35 4 1 9 法兰 36 吉林化工学院化工原理课程设计 第五章第五章 塔总体高度的计算塔总体高度的计算 3737 5 1 塔的顶部空间高度 37 5 2 塔的底部空间高度 37 5 3 塔总体高度 37 第六章第六章 附属设备计算附属设备计算 3838 6 1 冷凝器的选择 38 6 2 再沸器的选择 38 6 3 设计计算结果汇总 40 结束语结束语 4141 主要符号说明主要符号说明 4242 参考文献参考文献 4343 化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表 4444 教教 师师 评评 语语 4545 吉林化工学院化工原理课程设计 1 摘摘 要要 本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备 此设计针对二元物系的 精馏问题进行分析 计算 核算 绘图 是较完整的精馏设计过程 该设计方 法被工程技术人员广泛的采用 本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸 管线路线的铺设 并对摩尔 分数为 0 45 的苯 甲苯二元溶液进行精馏过程 其中塔顶使用全凝器 部分回 流 按逐板计算理论板数为 16 由平均粘度得到全塔效率为 51 61 从而得到 了塔的精馏段实际板数为 16 块 提馏段实际板数为 15 实际加料位置在第 17 块板 确定了塔的主要工艺尺寸 塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径 1 2 米等 且经过液泛线 漏液线 液相负荷上限 液相负荷下限的校核 确 定了操作点符合操作要求 精馏段的操作弹性为 4 24 提馏段的操作弹性为 3 88 符合操作要求 关键词 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性 吉林化工学院化工原理课程设计 2 绪绪 论论 1 1 精馏塔概述精馏塔概述 精馏塔 fractionating column 是进行精馏的一种塔式汽液接触装置 又称为蒸馏 塔 有板式塔与填料塔两种主要类型 根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔 关于各种类型塔板的介绍 主要的塔板型式有 泡罩塔板 浮阀塔板 筛孔塔板 舌形塔板 斜孔塔板 网孔塔 板 垂直浮阀 多降液管塔板 林德浮阀 无溢流塔板 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的 升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主 要结构特征 这种结构不仅结构过于复杂 制造成本高 而且气体通道曲折多变 干板压 降达 液泛气速低 生产能力小 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进 取消了升气管 在塔板开孔上访设置了浮阀 浮阀可 根据气体的流量自行调节开度 气量较小时可避免过多的漏液 气量较大时可使气速不致 过高 降低了压降 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板 造价低廉 只要设计合理 其操作弹性是可以满足生产需 要的 目前已成为应用最为广泛的一种板型 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型 由舌孔喷出的气流方向近于水 平 产生的液滴几乎不具有向上的初速度 同时从舌孔喷出的气流 通过动量传递推动液 体流动 降低了板上液层厚度和塔板压降 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造 具有舌形塔板的特点 并易于加工 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100 200mm 的大圆孔 孔上设置圆柱形泡罩 泡 罩下缘于塔板有一定的间隙 泡罩侧壁开有许多筛孔 气流喷射方向是水平的 液滴在垂 直方向的初速度为零 液沫夹带量很小 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求 降液管为悬挂式 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板 在整个浮阀上布置一定数量的导向 吉林化工学院化工原理课程设计 3 斜孔 并在塔板入口处设置鼓泡促进装置 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板 只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板 无降液管 结构简单 造价低廉 2 2 仪器的选用仪器的选用 浮阀精馏塔是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备 浮阀塔板是 对泡罩塔板的改进 取消了升气管 在塔板开孔上访设置了浮阀 浮阀可根据气体的流量 自行调节开度 气量较小时可避免过多的漏液 气量较大时可使气速不致过高 降低了压 降 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 精馏框架简图 吉林化工学院化工原理课程设计 4 第第一一章章 设设 计计 方方 案案 1 11 1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏釜 再沸器 冷凝器 釜液冷却器 和产品冷却器等设 按过程按操作方式的不同 分为联组整流和间歇蒸馏两种流程 连续蒸馏有生产能力大 产品质量稳定等优点 工业生产中以连续蒸馏为主 间歇 蒸馏具有操作灵活 适应性强等优点 适合于小规模 多品种或多组分物系的初步 分离 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离 热量自塔釜输 入 由冷凝器中的冷却质 将余热带走 在此过程中 热能利用率很低 为此 在确 定装置流程时应考虑余热的利用 譬如 用余料作为塔顶产品 或釜液产品 冷却 器的冷却介质 既可以将原料预热 又可以节约冷却质 另外 为保持塔的操作稳定性 流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位 槽送料 以免受泵操作波动的影响 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器 分冷凝器两种不同的设置 甲醇和水不反应 且容易冷凝 故使用全凝器 用水冷凝 塔顶出来的气体温度不高 冷凝后回流液 和产品温度不高 无需进一步冷却 此次分离也是希望得到甲醇 选用全凝器符合 要求 总之 确定流程时要较全面 合理地兼顾设备 操作费用 操作控制及安全诸 因素 1 21 2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同 分为常压蒸馏 减压蒸馏和加压蒸馏 一般地 除热明性物系 凡通过常压蒸馏能够实现分离要求 并能用江河 水或循环水将馏出物冷凝下来的物系 都能采用常压蒸馏 对热敏性物系 或者混合物泡点过高的物系 则宜采用减压蒸馏 对常压下馏出物冷凝温 度过低的物系 需提高塔压或者采用深井水 冷冻盐水作为冷却剂 而常 压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏 甲苯和苯在常压下就能够分离出来 吉林化工学院化工原理课程设计 5 所以本实验在常压下操作就可以 1 31 3 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料 泡点进料 对于冷液进料 当组成一定时 流量一 定对分离有利 节省加热费用 采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便 且不受季 节温度影响 综合考虑 设计上采用泡点进料 泡点进料时 基于恒摩尔流假定 精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等 故精馏段和提馏段塔径基本相等 制造 上较为方便 1 41 4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热 直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内 由于重组分是水 故省略加热装置 但在一定的回流比条件下 塔底蒸汽回流液有 稀释作用 使理论板数增加 费用增加 间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽 化 上升蒸汽回流下来的冷液进行传质 其优点是釜液部分汽化 维持原来的浓度 以减少理论塔板数 其缺点是增加加热装置 本设计塔釡采用间接加热蒸汽 塔底 产品经冷却后送至储罐 1 51 5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流 对于小型塔 回流冷凝器一般安装在塔 顶 其优点是回流冷凝器无需支持结构 其缺点是回流冷凝器回流控制较 如果需 要较高的塔顶处理或塔板数较多时 回流冷凝器不宜安装在塔顶 因为塔顶冷凝器 不已安装 检修和清理 在这种情况下 可采用强制回流 塔顶上蒸汽采用冷凝器 冷却以冷回流流入塔中 由于本次设计为小型塔 故采用重力回流 本设计物系属 易分离物系 最小回流比较小 故操作回流比却最小回流比的 1 5 倍 吉林化工学院化工原理课程设计 6 第第二二章章 塔塔板板的的工工艺艺 的的计计算算 2 1 2 1 主要基础物性参数主要基础物性参数 表 2 1 苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量沸点临界温度临界压强 苯 A C6H678 1180 1288 54833 2 甲苯 BC6H5 CH3 92 13110 6318 574107 7 表 2 2 液相密度 kg m3 温度 8090100110120 A815803 9792 5780 3768 9 B810800 2790 3780 3770 0 表 2 3 表面张力 mN m 温度 8090100110120 A21 2720 0618 8517 6616 49 B21 6920 5919 9418 4117 31 表 2 4 粘度 LmPa 吉林化工学院化工原理课程设计 7 温度 8090100110120 A0 3080 2790 2550 2330 215 B0 3110 2860 2640 2540 228 表 2 5 汽化热 kJ kg 温度 8090100110120 A394 1386 9379 3371 5363 2 B379 9373 8367 6361 2354 6 2 2 2 2 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 加料量 F 80Kmol h 原料组成 XF 0 45 塔顶组成 XD 0 98 塔底组成 XW 0 03 总物料衡算 D W 80 轻组分 苯 物料衡算 800 45 0 98D 0 03W 联立两式可解得 D 35 37kmol h W 44 63kmol h 平均相对分子质量 78 11 0 45 92 14 1 0 45 85 83 kmol F M 78 11 0 98 92 14 1 0 98 78 39 kmol DM 78 11 0 03 92 14 1 0 03 91 12 kmol W M 故质量流量 D 35 37 78 39 h 2772 6543 h DDM W 44 63 91 72 h 4093 4636 h WW M F 80 85 83 h 6866 40 h FF M 质量分率 D x9765 0 14 92211 7898 11 7898 同理可得 0 0255 W x 0 4095 F x 吉林化工学院化工原理课程设计 8 2 3 2 3 各段理论塔板数的计算各段理论塔板数的计算 2 3 12 3 1 相对挥发度的计算相对挥发度的计算 表 2 6 常压下苯 甲苯气液平衡组成与温度关系 苯 mol 分率 苯 mol 分率 苯 mol 分率 液相气相 温度 液相气相 温度 液相气相 温度 00110 639 761 895 280 391 484 4 8 821 2106 148 971 092 190 395 782 3 20 050 098 670 085 386 8100 0100 080 2 利用表中数据由插值法可求得 tF tD tW 对于塔顶 XD 0 98 时 有 得 tD 80 6 989581 2 1009580 281 2 Dt 同理 对于进料组成 XF 0 45 时 有 得 tF 91 4 59 248 989 492 1 4548 992 1Ft 对于塔釜 XW 0 03 有 得 tW 108 79 03110 110 6 1 6 06 80 18 Wt 苯 甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解 即 Lg A 式中 t 物系温度 单位 0 p B tC 饱和蒸汽压 Kpa 0 p A B C Antoine 常数 见如下表 组分 ABC 苯 A 6 0231206 35220 24 甲苯 B 6 0781343 94219 58 即 苯 甲苯的安托因方程分别为 o A o B 1206 35 lg6 032 220 24 1343 94 lg6 078 219 58 p t p t 吉林化工学院化工原理课程设计 9 对于塔顶 则 80 4 D t o A 1206 35 lg6 032103 04 80 6220 24 1343 94 lg6 07839 90 80 6219 58 o A oo BB ppKpa ppKpa 103 04 2 582 39 90 o A o B p a p 顶 同理塔底 则 W 109 07t o A 1206 35 lg6 032229 09 109 07220 24 1343 94 lg6 07897 50 109 07219 58 o A oo BB ppKpa ppKpa 229 09 2 350 97 50 o A o B p a p 底 相对挥发度 2 582 2 3502 463 m aaa 顶底 从而得到相平衡方程 x 1 2 463 1 463 yy yy 2 3 22 3 2 最小回流比的计算最小回流比的计算 最小回流比的确定 43 1 1 1 1 1 min F D F D x x x x R 操作回流比 R 1 5Rmin 2 15 2 3 32 3 3 精馏塔气液相负荷精馏塔气液相负荷 精馏段 L RD 2 15 35 37 76 05kmol h V R 1 D 2 15 1 35 37 111 42kmol h 提馏段 76 05 0 99 80 155 25 kmol h qFLL 111 42 0 99 1 80 110 62 kmol h FqVV 1 吉林化工学院化工原理课程设计 10 2 3 42 3 4 操作线方程的确定操作线方程的确定 精馏段操作线方程为 1 2 150 98 0 680 31 112 15 12 15 1 D nnnn xR yxxx RR 提馏段操作线方程为 1 1 40 012 W nnn WxL yxx VV 2 3 52 3 5 精馏塔理论塔板的确定精馏塔理论塔板的确定 由于塔顶是全凝器所以有 1 0 98 D yx 1 1 1 0 9521 2 463 1 463 y x y 由精馏段操作线方程 y 0 68x 0 31 得 y2 0 9575 由平衡线方程可得 2 2 2 0 95214 2 463 1 463 y x y 同理可算出如下值 33 44 55 66 77 88 99 1010 11 0 9229 0 9014 0 8740 0 8294 0 8118 0 7379 0 7428 0 6365 0 6770 0 5398 0 6227 0 4598 0 5828 0 4012 9 0 5497 0 3313 0 4519 F yx yx yx yx yx yx yxx yx yx 所以第块为进料板 以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程 11 1212 1313 1414 1515 1616 0 2508 0 3391 0 1724 0 2294 0 1078 0 1390 0 0615 0 0741 0 0315 0 0321 0 0133W yx yx yx yx yxx 所以总理论板数为 16 块 包含再沸器 精馏段理论板数为 8 第 9 块为进料板 提馏段理论板数为 8 含再沸器 吉林化工学院化工原理课程设计 11 2 3 2 3 6 6 板效率的计算 板效率的计算 对于进料 93 12 由安托因方程可得 F t 1206 35 lg6 032148 94 93 12220 24 oo AA PPKpa 1343 94 lg6 07860 26 93 12219 58 oo BB PPKpa 148 94 2 472 60 26 o A F o B p a p 2 582 D a 又2 350 W a 精馏段的平均相对挥发度 1 2 5822 472 2 527 22 DF aa a 提馏段的平均相对挥发度 2 2 3502 472 2 411 22 WF aa a 又 80 6 D t 109 07 W t 精馏段平均温度 1 93 1280 6 86 86 22 FDtt t 提馏段平均温度 2 93 12 109 07 101 095 22 FWtt t 用内插法求 DFW ttt 下苯 甲苯的粘度 D t 80 6 F t 93 12 W t 109 07 1 t86 86 2 DF tt 2 101 095 2 WF tt t 86 86 1 tsmPa L L 2881 0 308 0 8086 86 308 0 279 0 8090 苯 苯 0 2909mPa s 甲苯 甲苯 L L 308 0 8086 86 311 0 286 0 8090 101 095 mPa s 2 t2526 0 233 0 110095 101 233 0 255 0 110100 L 苯 苯 L 0 2629 mPa s 甲苯 甲苯 L L 254 0 110095 101 254 0264 0 110100 吉林化工学院化工原理课程设计 12 精馏段 液相组成 1 0 715 2 DF xx x 提馏段 液相组成 2 0 24 2 wF xx x 精馏段液相平均粘度 1 0 2889 mPa s 1 苯 L 1 x 甲苯L 1 x 提馏段液相平均粘度 1 0 2604 mPa s 2 苯 L 2 x 甲苯L 2 x 2 3 72 3 7 实际板数的计算及全塔效率的计算实际板数的计算及全塔效率的计算 塔板效率用奥康奈尔公式 0 245 0 49 T E L 计算 其中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 L 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s 精馏段 已知 0 2889 mPa s2 527 1 所以 0 5293 1 0 245 0 49 2 527 0 2889 T E 块 精 16 5293 0 8 E N T T p N 提馏段 已知 mPa s2 411 2 0 2604 所以 0 5492 2 0 245 0 49 2 411 0 2604 T E 块15 5492 0 8 E N N T T 提p 故全塔所需实际塔板数 包括再沸器 311516N 提精ppp NN 全塔效率 61 51 100 31 16 N N E p T T 实际进料位置为第 16 块板 实际塔板数 N 31 块 吉林化工学院化工原理课程设计 13 第第三三章章 精精馏馏塔塔主主要要工工艺艺尺尺寸寸的的设设计计 3 1 3 1 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 3 1 13 1 1 操作操作压力计算压力计算 塔顶压强 101 325kPa D P 每层塔板压降 P 0 7kPa 进料板压力 101 325 16 0 7 112 525kPa F P 塔底压力 101 325 31 0 7 123 025kPa W P 精馏段平均操作压强 Pm 101 325 112 525 2 106 925kPa 提馏段平均操作压强 Pm 112 525 123 025 2 117 775kPa 全塔平均操作压力 106 925 117 775 112 35 2 pKPa 3 1 3 1 2 2 液相平均表面张力计算液相平均表面张力计算 液相平均表面张力计算依公式 Lm ii 计算 表 3 1 液体表面张力 1 温度 t 8090100110120 A 苯m N m 21 2720 0618 8517 6616 49 B 甲苯 mN m 21 6920 5919 9418 4117 31 用内插法求 DFW ttt 下苯 甲苯的表面张力 D t 80 6 908080 680 21 624 20 5921 6921 69 BD BD mN m 吉林化工学院化工原理课程设计 14 908080 680 21 1974 20 0621 2721 27 AD AD mN m 121 1974 0 9821 6241 0 9821 2059 LDmADDBDD xxmN m F t 93 12 1009093 1290 20 4375 18 8520 0620 06 AF AF mN m 1009093 1290 20 7928 19 9420 5920 59 BF BF mN m 120 4375 0 4520 79281 0 4520 6329 LFmAFFBFF xxmN m W t 109 07 110 100109 07 100 19 9293 17 66 18 8518 85 AW AW mN m 110 100109 07 100 21 3277 18 41 19 9419 94 BW BW mN m 119 9293 0 0321 32771 0 0321 2857 LWmAWWBWW xxmN m 精馏段液相平均表面张力 1 221 205920 6392 220 9194 LmLDmLFm mN m 提馏段液相平均表面张力 2 220 632921 2857 220 9593 LmLFmLWm mN m 3 1 33 1 3 热量衡算热量衡算 加热介质的选择 选用饱和水蒸气 温度 140 工程大气压为 3 9atm 原因 水蒸气清洁易得 不易结垢 不腐蚀管道 饱和水蒸气冷凝放热值大 而水蒸气压 力越高冷凝温差越大 管程数相应减小 但蒸汽压力不宜过高 热量衡算 由上面知道塔顶温 80 6 109 07 93 12 D t W t F t 由不同温度下苯和甲苯的摩尔汽化热公式 Cp a bT cT2 吉林化工学院化工原理课程设计 15 查表得 对于苯 a 1 71 b 0 32477 c 0 00011058 对于甲苯 a 2 41 b 0 391177 c 0 00013065 求得在 下的苯和甲苯的汽化热 单位 和分别代 D t F t w t kJkmol K 1p C 2p C 表苯和甲苯的汽化热 tD 80 6 1 99 43 p C kJkmol K 2 138 54 p C kJkmol K 100 21 12 1 pD pDpD CCxCx kJkmol K kJkmol K tW 109 07 1 137 13 p C kJkmol K 2 182 22 p C kJkmol K 180 87 12 1 pW pWpW CCxCx kJkmol K 93 12 F t 1 99 43 p C kJkmol K 2 138 54 p C kJkmol K 120 94 12 1 PPFPF CCxCx kJkmol K 80 6 D t 1 393 776 rKJKg 2 379 625 rKJKg 12 1 DD rrxrx 393 776 0 98379 625 1 0 98 393 49KJ Kg 塔顶 12 1 D DD MMxMx 78 11 0 9892 14 10 98 78 39 kg kmol 1 0 时塔顶气体上升的焓 V Q 塔顶以 0 为基准 D pD VD QV CtVM 吉林化工学院化工原理课程设计 16 111 42 100 21 80 6 111 42 393 49 78 39 4336756 883 KJ h 2 回流液的焓 R Q 此为泡点回流 据图查得此时组成下的泡点 用内插法求得回流液组成txy D t 下的 80 41 在此温度下 D t 1 99 83 p C kJkmol K 2 124 38 p C kJkmol K 12 1 p pDpD CCxCx 99 83 0 98 124 38 1 0 98 100 32 kJkmol K 3 76 05 100 32 80 41613474 9078 RPR R QL CtKJ h 塔顶馏出液的焓 D Q 因馏出口与回流口组成一样 所以100 32 D pCkJkmol K 35 37 100 32 80 6285994 463 DDD QL Cpt 4 冷凝器消耗的焓 C Q 4336756 883613474 9078284994 4633438287 512 CVRD QQQQkJ h 5 进料口的焓 F Q 80 120 94 93 12900954 62 FFPFQF CtKJ h 6 塔底残留液的焓 44 63 180 87 109 07880437 9189 WPWWQW CtKJ h 7 再沸器 全塔范围列衡算式 B Q 塔釜热损失为 则10 0 9 设再沸器损失能量 损 损 Q0 1 B Q BFCWD QQQQQQ 吉林化工学院化工原理课程设计 17 加热器实际热负荷 0 9 BCWDF QQQQQ 3702765 27 kJ h 4114183 633 B QkJ h 表格 3 2 热量衡算表 项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器 平均比热 kJ kmol K 120 94 100 32 180 87 热量 kJ h 900954 624 3438287 512 285994 463 880437 9189 3702765 27 3 1 43 1 4 平均摩尔质量的计算平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量的计算 由 可知 1 0 98 D xy 1 0 9521x 11 10 98 78 111 0 9892 1478 39 VDmAB My MyMkg kmol 11 10 9521 78 111 0 952192 1478 78 LDmAB Mx MxMkg kmol 进料板平均摩尔质量的计算 由 可知 0 5737 F y 0 45 F x 10 5437 78 111 0 450392 1484 43 VFmFAFB My MyMkg kmol 10 45 78 111 0 4592 1485 83 LFmFAFB Mx MxMkg kmol 塔釜平均摩尔质量的计算 由 由相平衡方程得 0 03 w x 0 0714 w y 10 0714 78 111 0 071492 1491 14 VwmwAwB My MyMkg kmol 10 03 78 111 0 9792 1491 72 LwmwAwB Mx MxMkg kmol 精馏段平均摩尔质量的计算 吉林化工学院化工原理课程设计 18 78 3984 43 81 41 2 Vm Mkg kmol 78 7885 83 82 305 2 Lm Mkg kmol 提馏段平均摩尔质量的计算 84 4391 14 87 785 2 Vm Mkg kmol 85 8391 72 88 775 2 Lm Mkg kmol 3 1 53 1 5 平均密度平均密度计算计算 气相平均密度计算 表 3 3 苯和甲苯的不同温度下密度 1 温度 t 8090100110120 L 苯 3 kg m 815803 9792 5780 3768 9 L 甲苯 3 kg m 810800 2790 3780 3770 0 已知混合液密度 1 AB LAB aa 用内插法求得苯 甲苯在 F t D t W t 温度下的密度 D t 80 6 1 1 80908080 6 814 334 815803 9815 L L 3 kg m 2 2 80908080 6 809 412 810800 2810 L L 3 kg m 12 10 981 0 98 814 235 D DLL 3 kg m 93 12 F t 吉林化工学院化工原理课程设计 19 1 1 1009093 1290 800 342 792 5803 9803 9 L L 3 kg m 2 2 1009093 1290 796 642 790 3 800 2800 2 L L 3 kg m 12 10 451 0 45 798 303 F FLL 3 kg m W t 109 07 1 1 100 110100 109 07 781 435 792 5780 3792 5 L L 3 kg m 2 2 100 110100 109 07 781 23 790 3780 3790 3 L L 3 kg m 12 10 031 0 03 781 236 W WLL 3 kg m 所以精馏段 1 806 269 2 FD L 3 kg m 提馏段 2 789 770 2 Fw L 3 kg m 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 即 精馏段 3 106 925 81 41 2 91 8 31486 86273 15 mVm Vm m M kg m R 提馏段 3 117 775 87 785 3 32 8 314101 095273 15 mVm Vm m M kg m R 1 精馏段的气液体积流率 由精馏段的气液负荷 V 111 42Kmol h L 76 05Kmol h 可得 3 3 111 42 81 41 0 866 36003600 2 91 76 05 82 305 0 002154 36003600 806 269 Vm Lm M s vm M s Lm V Vms L Lms 吉林化工学院化工原理课程设计 20 2 提馏段的气液体积流率 由提馏段的气液负荷 V 110 62Kmol h L 155 25Kmol h 可得 3 3 110 62 87 785 0 801 36003600 3 32 155 25 88 775 0 004848 36003600 789 770 Vm Lm M s vm M s Lm V Vms L Lms 3 2 3 2 塔体工艺尺寸的计算塔体工艺尺寸的计算 3 2 3 2 1 1 精馏塔塔径的计算精馏塔塔径的计算 1 精馏段塔径 D 的计算 选板间距 0 40m 取板上液层高度 0 06m 故 0 34m T H l h T H l h 11 22 0 002154 806 269 0 041 0 8662 91 L V Ls Vs 查化工原理课程设计得 C20 0 078 依式校正到物系张力为 20 9194mN m 时的 C 2 0 20 20 CC 0 20 2 20 max 20 9194 0 078 0 0787 2020 806 2692 91 0 07871 3075 2 91 L LV V CC UCm s 取安全系数为 0 70 0 70 1 30750 70 0 916m s u max u 则精馏段塔径 D 44 0 866 1 10 3 14 0 916 s V m U 按标准塔经圆整为 D 1 2m 则精馏段塔截面积为 AT 222 1 2 1 131 44 Dm 实际空塔气速为 U 0 866 0 766 1 131 s T V m s A 2 提馏段塔径 D 的计算 选板间距 0 40m 取板上液层高度 0 06m 故 0 34m T H l h T H l h 吉林化工学院化工原理课程设计 21 11 22 0 004848 789 770 0 0933 0 8013 32 SL V L Vs 查化工原理课程设计得 C20 0 072 依式校正到物系张力为 20 9593mN m 时的 C 2 0 20 20 CC 0 20 2 20 max 20 9593 0 072 0 0727 2020 789 7703 32 0 07271 1189 3 32 L CC Um s 取安全系数为 0 70 0 70 1 11890 70 0 7832m s u max u 提馏段塔径 D 44 0 801 1 14 3 14 0 7832 s V m U 按标准塔经圆整为 D 1 2m 提馏段塔截面积为 At 222 1 2 1 131 44 Dm 实际空塔气速为 U 0 801 0 708 1 131 m s 3 2 23 2 2 精馏塔有效塔高的计算精馏塔有效塔高的计算 1 精馏段有效塔高的计算 Z精 N精 1 HT 16 1 0 40 6 0m 2 提馏段有效塔高的计算 Z提 N提 1 HT 15 1 0 40 5 6m 选取进料板上方 精馏段一处及提馏段一处各留一人孔且人孔高度 h 0 8m 所以可知精馏塔有效塔高 Z Z精 Z提 3h 6 5 6 3 0 8 14m 吉林化工学院化工原理课程设计 22 3 3 3 3 塔板工艺尺寸的计算塔板工艺尺寸的计算 3 3 13 3 1 溢流装置的设计溢流装置的设计 由精馏段塔径 D 1 2m 则溢流装置可采用单溢流 弓型降液管 平行受液盘及平直溢流 堰 不设进口堰 各项计算如下 1 溢流堰长 0 70D 0 70 1 2 0 84m w l 2 出口堰高 h h h wlow 式中 h 板上液层高 取 0 06m l h 板上方液头高度 ow 选用平行堰 则堰上液头高度可由下式计算 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 式中溢流收缩系数 E 可近似取为 1 对于精馏段 23 2 843600 0 002154 1 0 012 10000 84 ow hm 所以出口堰高 h 0 06 0 0012 0 048m w 对于提馏段 23 2 843600 0 004848 1 0 021 10000 84 ow hm 出口堰高 h 0 06 0 021 0 039m w 3 降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af 由 查图得 Wd D 0 151 Af AT 0 09470 0 D lw 故 Wd 0 151 1 2 0 1812m Af 0 094 1 131 0 1063m2 4 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 精馏段 0 1063 3600 0 40 19 745 0 002154 3600 fT s AH ss L 吉林化工学院化工原理课程设计 23 提馏段 0 1063 3600 0 40 8 775 0 004848 3600 fT s AH ss L 故降液管设计符合要求 5 降液管底隙高度 h 的计算 0 取液体通过降液管底隙的流速 则降液管底隙高度 h 可依下式计算 smu 11 0 0 0 对于精馏段 0 0 0 002154 3600 0 023 36003600 0 84 0 11 h w L h lu 故有00 0480 0230 0230 012whhmm 对于提馏段 0 0 004848 3600 0 023 3600 0 84 0 25 hm 所以可知降液底隙高度设计合乎要求 且选用凹形受液盘深度为 50mm 3 3 23 3 2 浮阀布置设计浮阀布置设计 浮阀的形式很多 如 F1 型 十字架型 V 4 型 A 型 V O 型等 目前应用最广泛的 是 F1 型 相当于国外 V 1 型 F1 型又分为重阀 代号为 Z 和轻阀 代号为 Q 两种 分 别由不同厚度薄板冲压而成 前者重约 32 克 最为常用 后者阻力略小 操作稳定性也略 差 适用于处理量大并要求阻力小的系统 如减压塔 V 4 型基本上和 F1 型相同 除采用 轻阀外 其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力 主要用于减压塔 两种形式阀孔的直径 d0均为 39mm 阀孔一般按正三角形排列 常用中心距有 75 100 125 150mm 等几种 它又分为顺 排和错排两种 通常认为错排时两相接触情况较好 采用较多 对于大塔 当采用分块式 结构时 不便于错排 阀孔也可按等腰三角形排列 此时多固定底边尺寸 B 例如 B 为 70 75 80 90 100 110mm 等 如果塔内气相流量变化范围大 可采用一排重阀一排轻 阀方式相间排列 以提高塔的操作弹性 当气体流量已知时 由于阀孔直径给定 因而塔板上浮阀的数目 N 即浮阀数就取决于 阀孔的气速 并可按下式求得 0 u 2 00 4 S V n d u 阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定 反映密度为的气体 0 u 00V Fu 0 F V 吉林化工学院化工原理课程设计 24 以速度通过阀孔时动能的大小 综合考虑对塔板效率 压力降和生产能力等的影响 0 u 0 F 根据经验可取 8 12 即阀孔刚全开时比较适宜 由此可知适宜的阀孔气速为 0 F 0 0 V F u 板分块 因 D 1200mm 800mm 故采用分块塔板 以便通过人孔装拆塔板 边缘安定区宽度的确定 取 WS 0 07m WC 0 050m 浮阀数目 阀孔排列及塔板布置 预选取发空功能因子 F0 12 精馏段 0 1 0 1 12 7 03 2 91v F um s 每层塔板上的浮阀数目 2 2 00 0 866 104 0 785 0 039 7 03 4 s V N d u 个 222 A2arcsin 180 p X x RXR R 鼓泡面积 其中 R D 2 WC 1 2 2 0 05 0 55m x D 2 Wd WS 1 2 2 0 1812 0 07 0 349m 2221 2 0 349 20 3490 550 349 0 55sin 1800 55 0 71 p p A Am 则计算得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 t 75mm 估算排列间距 0 71 91 104 0 075 Aa tmm Nt 若考虑到塔直径较大 必须采用分块式塔板 而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡 面积 因此排列间距不宜采用 91mm 而应小些 故取 按 t 75mm 65tmm 以等腰三角形叉排作图 排得浮阀数 120 个 65tmm 按 N 120 个重新核算孔速和阀孔动能因子 01 2 0 866 6 04 0 039120 4 um s 吉林化工学院化工原理课程设计 25 阀孔动能因子变化不大 仍在 9 13 之内 01 2 91 6 0410 30F 塔板开孔率 01 0 766 100 12 68 6 04 u u 提馏段 取阀孔动能因子 0 12F 0 02 2 12 6 59 3 32v F um s 每层塔板上的浮阀数目 2 2 2 002 0 801 102 0 785 0 039 6 59 4 s V N d u 个 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 t 75mm 估算排列间距 0 71 93 102 0 075 Aa tmm Nt 故取 按 t 75mm 以等腰三角形叉排作图 排得浮阀数 122 个 80tmm 80tmm 按 N 122 个重新核算孔速和阀孔动能因子 02 2 0 801 5 50 0 039122 4 um s 阀孔动能因子变化不大 仍在 9 13 之内 01 3 325 5010 02F 塔板开孔率 02 0 708 100 12 87 5 50 u u 3 3 33 3 3 浮阀板流体力学验算浮阀板流体力学验算 1 气相通过浮阀塔板的静压头降 hhhh lcp 精馏段 干板阻力 1 1 825 1 73 1 5 85 2 91 oc Um s 因为 11oocUU 吉林化工学院化工原理课程设计 26 2 2 1 1 1 7 032 91 5 345 340 049 22 9 8806 269 o v c L U hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0 0 5 0 5 0 06 0 03m 1L h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力阻力很小 计算时一般可以忽略 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头 0 049 0 03 0 079m 111lcp hhh 换算成单板压降 PaPaghP LpP 70021 6248 9269 806079 0 111 提馏段 干板阻力 1 1 825 2 73 1 5 44 3 32 ocUm s 因为 22oocUU 22 22 2 2 6 593 32 5 345 340 05 22 9 8789 770 ov c L U hm g 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降 选充气因数 0 0 5 0 5 0 06 0 03m L h 0 l h 液体表面张力造成的静压头降 对浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力阻力很小 计算时一般可以忽略 h 所以气体通过浮阀塔板的静压头 0 05 0 03 0 08m 222lcp hhh 换算成单板压降 PaPaghP LpP 70018 6198 9770 78908 0 222 二 淹塔 防止淹塔现象发生 要求控制降液管中的清液层高度 dTw HHh dpld Hhhh 1 精馏段 单层气体通过塔板的压降相当于液柱 1 1 0 079 p hm 液体通过降液管的静压头降 d h 吉林化工学院化工原理课程设计 27 因不设进口堰 所以可用式