精馏塔课程设计-年产3万吨氯苯精馏塔的设计.doc

大庆师范学院大庆师范学院 化工原理化工原理 课程设计说明书课程设计说明书 设计题目设计题目 年产 3 万吨氯苯精馏塔的设计 学生姓名学生姓名 指导老师指导老师 学学 院院 化学化工学院 专业班级专业班级 07 化工 1 班 完成时间完成时间 2010 年 7 月 1 日 化工原理化工原理 课程设计成绩评定表课程设计成绩评定表 2 评定基元评审要素评审内涵 满 分 指导教师 实评分 评阅教师 实评分 格式规范 设计说明书是否符 合规定的格式要求 5 内容完整 设计说明书是否包 含所有规定的内容 5 设计方案 方案是否合理及符 合选定题目的要求 10 设计说明书 40 工艺计算 过 程 工艺计算过程是否 正确 完整和规范 20 图纸规范图纸是否符合规范5 标注清晰标注是否清晰明了5 与设计吻合 图纸是否与设计计 算的结果完全一致 10 设计图纸 40 图纸质量 设计图纸的整体质 量的全面评价 20 上课出勤上课出勤考核5 平时成绩 10 制图出勤制图出勤考核5 内容表述答辩表述是否清楚5 答辩成绩 10 回答问题回答问题是否正确5 合计100 综合成绩 成绩等级 指导教师 评阅教师 答辩小组负责人 签 名 签 名 签 名 年 月 日 年 月 日 年 月 日 说明 评定成绩分为优秀 90 100 良好 80 89 中等 70 79 及格 60 69 和不及格 60 3 大庆师范学院本科学生 化工原理课程设计任务书 设计题目 苯 氯苯精馏塔的设计 系 院 专业 年级 化学化工系 化学工程与工艺 07 化工 一 班 学 生 姓 名 学号 200701030586 指导教师姓名 下发日期 2010 6 21 任务起止日期 2010 年 6 月 21 日 至 2010 年 7 月 20 日 设计条件 1 处理量 3000 吨 年 2 料液浓度 wt 40 3 产品浓度 wt 96 4 易挥发组分回收率 98 5 每年实际生产时间 小时 年 7200 小时 6 回流比 R 2Rmin 操作条件 1 塔顶压强 4Kpa 表压 2 进料热状况 饱和蒸汽进料 3 单板压降不大于 0 7Kpa 4 厂址 大庆地区 设计任务 完成精馏塔的工艺设计 有关附属设备的设计和选型 绘制塔板负荷性能图 精馏塔系 统工艺流程图 编写设计说明书 任务下达人 签字 教研室主任 年 月 日 4 任务接受人 签字 目 录 化工原理化工原理 课程设计说明书课程设计说明书 1 1 第一节第一节 概概 述述 6 6 1 1 精馏操作对塔设备的要求 6 1 2 板式塔类型 7 1 2 1 筛板塔 7 1 2 2 浮阀塔 7 1 2 3 泡罩塔 8 1 3 精馏塔的设计步骤 8 第二节第二节 设计方案的确定设计方案的确定 9 9 2 1 操作条件的确定 9 2 1 1 操作压力 9 2 1 2 进料状态 10 2 1 3 加热方式 10 2 1 4 冷却剂与出口温度 10 2 1 5 热能的利用 10 2 2 确定设计方案的原则 10 2 2 1 满足工艺和操作的要求 11 2 2 2 满足经济上的要求 11 2 2 3 保证安全生产 11 第三节第三节 板式精馏塔的工艺计算板式精馏塔的工艺计算 1111 3 1 精馏塔的物料衡算 12 3 1 1 全塔物料衡算 12 3 1 2 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率 13 3 1 3 平均摩尔质量 13 3 1 4 物料衡算 13 5 3 2 1 理论塔板数 T N 的求取 14 3 2 2 实际塔板数N 15 3 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 16 3 3 1 操作压强 16 3 3 2 温度 16 3 3 3 平均摩尔质量 16 3 3 4 平均密度计算 17 3 3 5 液体表面张力的计算 18 3 3 6 液体粘度的计算 18 3 4 气液负荷计算 19 3 4 1 精馏段 19 3 4 2 提馏段 19 3 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 19 3 5 1 塔径的计算 19 3 5 2 精馏塔有效高度的计算 21 第四节第四节 板式塔主要尺寸的设计计算板式塔主要尺寸的设计计算 2222 4 1 溢流装置 22 4 1 1 溢流堰长 w l 22 4 1 2 溢流堰高度 W h 22 4 1 3 弓形降液管的宽度 d W 与截面积 f A 22 4 1 4 降液管底隙高度 o h 23 4 2 塔板布置 23 4 2 1 塔板的分块 23 4 2 2 边缘区宽度确定 23 4 2 3 开孔区面积计算 24 4 2 4 筛孔计算及其排列 24 第五节第五节 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 2525 5 1 塔板压降 25 5 1 1 干板阻力 c h 的计算 25 5 1 2 气体穿过液层的阻力 l h 25 6 5 1 3 液体表面张力的阻力 h 的计算 26 5 2 液面落差 26 5 3 雾沫夹带量 v e 的验算 26 5 4 漏液 26 5 5 液泛 27 第六节第六节 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 2828 6 1 精馏段 28 6 1 1 漏液线 1 28 6 1 2 雾沫夹带线 2 28 6 1 3 液相负荷下限线 3 29 6 1 4 液相负荷上限线 4 29 6 1 5 液泛线 5 30 6 2 提馏段 32 6 2 1 漏液线 1 32 6 2 2 雾沫夹带线 2 32 6 2 3 液相负荷下限线 3 33 6 2 4 液相负荷上限线 4 33 6 2 5 液泛线 5 34 第七节第七节 精馏装置的附属设备精馏装置的附属设备 3636 7 1 回流冷凝器 36 7 2 管壳式换热器的选型 36 7 1 1 管壳式换热器结构 36 7 1 2 选用要点 36 7 3 再沸器 37 精馏塔设计结果一览表精馏塔设计结果一览表 3838 设计结果分析与讨论设计结果分析与讨论 3939 参考文献参考文献 4040 后记及其他后记及其他 4141 7 第一节 概 述 1 1 精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所用 的塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传质 效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 1 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液或液泛等破坏操作的现象 2 使气 液两相充分接触 适当湍动 以提供尽可能大的传质面积和传 质系数 接触后两相又能及时完善分离 3 在塔内使气液两相具有最大限度的接近逆流 以提供最大的传质推动 力 1 2 板式塔类型 气 液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类 精馏操作既可采用板式塔 也可采用填料塔 板式塔为逐级接触型气 液传质设备 其种类繁多 根据塔板上气 液接触 元件的不同 可分为泡罩塔 浮阀塔 筛板塔 穿流多孔板塔 舌形塔 浮动舌 形塔和浮动喷射塔等多种 1 2 1 筛板塔 筛板塔也是传质过程常用的塔设备 它的主要优点有 1 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 8 2 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 10 15 3 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 4 压降较低 每板压力比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 1 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 2 操作弹性较小 约 2 3 3 小孔筛板容易堵塞 1 2 2 浮阀塔 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 它主要的改进是取消了升气管和泡 罩 在塔板开孔上设有浮动的浮阀 浮阀可根据气体流量上下浮动 自行调节 使气缝速度稳定在某一数值 浮阀塔之所以这样广泛地被采用 是因为它具有下列特点 1 处理能力大 2 操作弹性大 3 塔板效率高 4 压力降小 5 造价低 其缺点是阀孔易磨损 阀片易脱落 浮阀的形式有很多 目前常用的浮阀形式有 F1 型和 V 4 型 F1 型浮阀的结 构简单 制造方便 节省材料 性能良好 F1 型浮阀又分为轻阀和重阀两种 V 4 型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型 以减小气体通过塔板的压强降 阀片除腿部相应加长外 其余结构尺寸与 F1 型轻阀无异 V 4 型阀适用于减压系 统 1 2 3 泡罩塔 泡罩塔是历史悠久的板式塔 长期以来 在蒸馏 吸收等单元操作使用的设 备中曾占有主要的地位 泡罩塔具有一下优点 1 操作弹性大 2 无泄漏 3 液气比范围大 4 不易堵塞 能诗云女冠多种介质 9 泡罩他的不足之处在于结构复杂 造价高 安装维修方便以及气相压力降较 大 1 3 精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行 1 设计方案确定和说明 根据给定任务 对精馏装置的流程 操作条件 主要设备型式及其材质的选取等进行论述 2 蒸馏塔的工艺计算 确定塔高和塔径 3 塔板设计 计算塔板各主要工艺尺寸 进行流体力学校核计算 接管 尺寸 泵等 并画出塔的操作性能图 4 管路及附属设备的计算与选型 如再沸器 冷凝器 5 抄写说明书 6 绘制精馏装置设备图 10 第二节 设计方案的确定 2 1 操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程 各种设备的结构型式和某些操 作指标 例如组分的分离顺序 塔设备的型式 操作压力 进料热状态 塔顶蒸 汽的冷凝方式 余热利用方案以及安全 调节机构和测量控制仪表的设置等 下 面结合课程设计的需要 对某些问题作些阐述 2 1 1 操作压力 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据所 处理物料的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 一般 除热 敏性系外 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 都应采用常压蒸馏 对于热敏物系或者混合物泡点过高的物系 则宜采用减压蒸馏 对常压下馏出物的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 2 1 2 进料状态 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的 生产中进料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这 主要是由于此时塔的操作比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在泡点 进料时 精馏段与提馏段的塔径相同 为设计和制造上提供了方便 2 1 3 加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接 蒸汽加热 若塔底产物近于纯水 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 如酒 精与水的混合液 宜用直接蒸气回加热 其优点是可以得用压力较低的加热蒸汽以 节省操作费用 并省掉间接加热设备 但由于直接蒸汽的加入 对釜内溶液起一 定稀释作用 在进料条件和产品纯度 轻组分收率一定的前提下 釜液浓度相应 降低 故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求 11 2 1 4 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定 如果塔顶蒸汽温度低 可选用冷冻盐水 或深井水作冷却剂 如果能用常温水作冷却剂 是最经济的 2 1 5 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程 耗能较多 如何节约和合理地 利用精馏过程本身的热能是十分重要的 2 2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下 尽量采用科学技术上的最新成就 使生产达到技术上最先进 经济上最合理的要求 符合优质 高产 安全 低消 耗的原则 为此 必须具体考虑如下几点 2 2 1 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备 首先必须保证产品达到任务规定的要求 而且质 量要稳定 这就要求各流体流量和压头稳定 入塔料液的温度和状态稳定 从而 需要采取相应的措施 2 2 2 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗 减少设备及基建费用 如前所述在蒸馏过程中如 能适当地利用塔顶 塔底的废热 就能节约很多生蒸汽和冷却水 也能减少电能 消耗 2 2 3 保证安全生产 例如酒精属易燃物料 不能让其蒸汽弥漫车间 也不能使用容易发生火花的 设备 又如 塔是指定在常压下操作的 塔内压力过大或塔骤冷而产生真空 都 会使塔受到破坏 因而需要安全装置 12 第三节 板式精馏塔的工艺计算 已知参数 苯 氯苯混合液处理量 F 30054t 年 回流比 R 自选 进料热状况 饱和蒸汽进66 0 F x97 0 D x02 0 W x 料即 q 0 塔顶压强 单板压降不大于 由 化学化工物性kPaP4 塔顶 kPa7 0 数据手册 P174 可知 表表 3 13 1 苯和氯苯的物理性质苯和氯苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点 K 临界温度 tC 临界压强 PC atm 苯 A 氯苯 BclHC HC 56 6678 11 112 6 353 3 404 9 562 1 632 4 48 3 44 6 由 石油化工基础数据手册 P457 及内插计算可知 表表 3 23 2 苯和氯苯的平衡关系苯和氯苯的平衡关系 温度 C 0 80 1859095100105 x 10 8180 6780 5430 4400 276 y10 9570 9110 8470 7820 665 温度 C 0 110115120125130131 75 x 0 1850 1310 08790 04540 01150 y0 5630 4560 3430 2010 05660 由 化学化工物性数据手册 P305 可知 表表 3 33 3 液体的表面张力液体的表面张力 温度 6080100120140 苯 mN m 23 7421 2718 8516 4914 17 氯苯 mN m 25 9623 7521 5719 4217 32 由 化学化工物性数据手册 P299 P300 可知 表表 3 43 4 苯与氯苯的液相密度苯与氯苯的液相密度 温度 6080100120140 苯 kg 3 m 836 6815 0792 5768 9744 1 氯苯 kg 3 m 1064 01042 01019 0996 4972 9 由 化学化工物性数据手册 P303 P304 可知 表表 3 53 5 液体粘度液体粘度 L 13 由 化学化工物性数据手册 P303 P304 可知 表表 3 63 6 苯和甲苯的饱和蒸气压 苯和甲苯的饱和蒸气压 kPakPa 温度 406080100120140160 苯 kPa 24 3752 19101 0180 0300 3480 2712 6 氯苯 kPa 8 85019 6639 4873 02126 1206 1206 0 由 化学化工物性数据手册 P303 P304 可知 3 1 精馏塔的物料衡算 3 1 1 全塔物料衡算 常规塔指仅有一处进料和塔顶 塔底各有一个产品 塔釜间接蒸汽加热的精 馏塔 1 全塔总物料衡算 总物料F D W 3 1 易挥发组分 F D W 3 2 F x D x W x 若以塔顶易挥发组分为主要产品 则回收率 为 3 3 100 W D Wx Dx 式中 F D W 分别为原料液 馏出液和釜残液流量 kmol h 分别为原料液 馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分 F x D x W x 率 计算如下 7 3 10 30000 4167 7200 kg Fkg h h 吨年 D 96 98 D 1701kg h 4167 40 回收率 温度 6080100120140 苯 mP s a 0 3810 3080 2550 2150 184 氯苯 mP s a 0 5150 4280 3630 3130 274 14 4167 17012466 4167 40 1701 96 24661 4 ww FWDWFDkg h WW 质量分数 3 1 2 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率 96 78 1140 78 11 0 97 0 49 96 78 114 112 640 78 11 60 112 6 1 4 78 11 0 02 1 4 78 11 98 6 112 6 DF W xx x 3 1 3 平均摩尔质量 0 49 78 11 0 51 112 695 70 0 97 78 11 0 03 112 679 14 0 02 78 11 0 98 112 6111 91 F D W Mkg kmol Mkg kmol Mkg kmol 3 1 4 物料衡算 416717012466 43 54 21 49 22 04 95 7079 14111 91 Fkmol hDkmol hWkmol h 3 2 塔板数的确定塔板数的确定 3 2 1 理论塔板数的求取 T N 在本设计中 因苯 氯苯属于理想物系 可用图解法计算理论板数 其 T N 计算方法如下 1 根据苯 氯苯的气液平衡数据 表 2 作 x y 图 并标出 c 点 w x e 点 a 点 三点 w x F x F x D x D x 2 求最小回流比及操作回流比 min RR 因饱和蒸汽进料即 q 0 在 x y 图中对角线上自点 e 作水平线 ef q 线 该 线与平衡线的交点坐标为 此即最小回流比时操作线与平0 14 0 49 qq xy 衡线的交点坐标 故最小回流比为 min 0 970 49 1 371 0 490 14 Dq qq xy R yx 取操作回流比 min 22 2 742RR 3 求取精馏塔的气液相负荷 15 2 742 21 4958 93 1 2 742 1 21 4980 42 58 93 1 80 4243 5436 88 LRDkmol h VRDkmol h LLqFLkmol h VVqFVFkmol h 4 求操作线方程 精馏段 58 9321 49 0 970 73280 2592 80 4280 42 D LD yxxxx VV 提镏段 58 9322 04 0 021 598 0 012 36 8836 88 W LW yxxxx VV 图 3 1 图解法求理论板层数 5 图解法求 T N 精馏段截距为 0 2592 即点 b 0 0 2592 连接点和点可以作出精馏段 ba 16 操作线方程 与 q 线交于点 连接点 点 可作出提馏段操作线方程 ddc 按照常规的图解法作梯级可得 层 其中精馏段理论板数为 3 层 提 6 T N 馏段为 3 层 第 4 层为加料板 3 2 2 实际塔板数N 精馏段 提馏段 3 5 0 6 N精 3 5 0 6 N提 故实际塔板数 层 5 5 10NNN 提精 3 3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 3 3 1 操作压强 塔顶操作压力 101 34105 3 D PkPa 取每层板的压降为 0 7kPa 则进料板的压强为 105 30 7 5108 8 F PkPa 塔底压强为 105 30 7 10112 3 W PkPa 故精馏段平均操作压强为 105 3 108 8 107 05 2 m PkPa 精 提馏段平均操作压强为 112 3 108 8 110 55 2 m PkPa 提 3 3 2 温度 根据操作压强 由下式试差计算操作温度 3 4 BBAA xPxPP 00 由表 3 6 中数据 经内差法和试差法计算求得 塔顶 进料板温度 塔底 81 75 D tC 100 13 F tC 132 5 W tC C 0 则精馏段的平均温度 81 75 100 13 90 94 2 m tC 精 提馏段的平均温度 132 5 100 13 116 32 2 m tC 提 3 3 3 平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量的计算 17 11 0 97 0 848 0 97 78 11 1 0 97 112 679 14 0 848 78 11 1 0 848 112 683 35 D VDM LDM xyx Mkg kmol Mkg kmol 由 进料板平均摩尔质量的计算 0 50 0 15 0 50 78 11 1 0 50 112 695 36 0 15 78 11 1 0 15 112 6107 43 FF VDM LDM yx Mkg kmol Mkg kmol 由 塔底平均摩尔质量的计算 0 116 0 02 0 116 78 11 1 0 116 112 6108 60 0 02 78 11 1 0 02 112 6119 91 WW VDM LDM yx Mkg kmol Mkg kmol 由 则精馏段的平均摩尔质量为 79 14 95 36 87 25 2 83 35 107 43 95 39 2 VM LM Mkg kmol Mkg kmol 精 精 则精馏段的平均摩尔质量为 108 60 95 36 101 98 2 111 91 107 43 109 67 2 VM LM Mkg kmol Mkg kmol 提 提 3 3 4 平均密度计算 1 气相密度 mV 3 3 P107 05 87 25 3 086 8 314 90 94273 15 P110 55 101 98 3 482 8 314 116 32273 15 mVm VM m mVm Vm m M kg m RT M kg m RT 精 提 2 液相密度 Lm 根据主要基础数据表 4 由内插法得 塔顶 33 813 03 1040 0 LALB kg mkg m 塔底 33 753 4 981 7 LALB kg mkg m 进料板 33 792 3 1018 9 LALB kg mkg m 18 由 为质量分率 3 5 1 LMii 故塔顶液相平均密度 3 1 820 23 0 96 813 070 04 1040 0 LDM kg m 塔顶液相平均密度 3 1 977 55 0 014 753 40 986 981 7 LWM kg m 进料板液相平均密度 3 1 914 30 0 4 792 30 6 1018 9 LFM kg m 故精馏段平均液相密度 3 820 23 914 30 2867 27 LM kg m 精 提馏段平均液相密度 3 977 55 914 30 2945 93 LM kg m 提 3 3 5 液体表面张力的计算 3 6 n i m ixi 1 根据主要基础数据表 3 由内插法计算 81 7521 06 23 56 0 97 21 060 03 23 5621 14 DAB LDm tCmN mmN m mN m 塔顶 F 100 1318 83 21 56 0 50 18 830 50 21 5620 20 AB LFm tCmN mmN m mN m 进料板 132 515 04 18 11 0 02 15 040 98 18 1118 05 WAB LWm tCmN mmN m mN m 塔底 则精馏段平均表面张力 21 14 20 2020 67 Lm mN m 精 提馏段平均表面张力 18 05 20 2019 13 Lm mN m 提 3 3 6 液体粘度的计算 3 7 lglg Lmii x 根据主要基础数据表 3 由内插法计算 81 750 3030 422 0 97lg0 3030 03lg0 4220 306 DAB LDmLDm tCmPa smPa s mPa s 塔顶 F FF 100 130 25470 3627 0 5 lg0 25470 5lg0 36270 304 AB L mL m tCmPa smPa s mPa s 进料板 19 W WW 132 50 1960 289 0 02 lg0 1960 98lg0 2890 287 AB LmLm tCmPa smPa s mPa s 塔底 故精馏段平均液相粘度 0 306 0 304 2 0 305 Lm mPa s 精 提馏段平均液相粘度 0 287 0 304 2 0 296 Lm mPa s 提 3 4 气液负荷计算 3 4 1 精馏段 3 Vm 3 Lm 3 1 2 742 1 21 49380 42 80 42 87 25 0 632 36003600 3 086 2 742 21 9458 93 58 93 95 39 0 0018 36003600 867 27 0 0018 36006 48 Vm S Lm S h VRDkmol h VM Vmh LRDkmol h LM Lmh Lmh 精 精 精 精 3 4 2 提馏段 3 Vm 33 Lm 1 80 4243 5436 88 36 88 101 98 0 300 36003600 3 482 58 93 58 93 109 67 0 0019 0 0019 36006 83 36003600 945 93 Vm S Lm Sh VVqFkmol h V M Vmh LLqFLkmol h L M LmhLmh 提 提 提 提 3 5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 5 1 塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要 可参照下表所示经验关系选取 表表 7 7 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 20 板间距 HT mm 200 300250 350300 450350 600400 600 根据上表 初选板间距 取板上液层高度 故mHT40 0 mhL06 0 mhH LT 34 0 06 0 40 0 图 3 2 史密斯关联图 图中 HT 塔板间距 m hL 板上液层高度 m V L 分别为塔内气 液两相 体积流量 m3 s V L 分别为塔内气 液相的密度 kg m3 精馏段 1 1 2 2 Lm 0 0018867 27 0 048 0 6323 086 s sVm L V 精 精 查 化工原理课程设计 天津大学出版社 108 页 史密斯关联图 可得 20 0 074C 2 0 20 20 CC 0 2 20 67 0 0740 0745 20 max 867 273 086 0 07451 247 3 086 LV V uCm s 取安全系数为 0 7 安全系数 0 6 0 8 则空塔气速为 max 0 70 7 1 2470 8729 uum s 21 按标准 塔径圆整为 1 0m 44 0 632 0 960 3 14 0 8729 s V Dm u 塔截面积为 222 1 00 785 44 T ADm 则空塔气速 0 632 0 805 0 785 um s 提镏段 1 1 2 2 Lm 0 0019945 93 0 104 0 3003 482 s sVm L V 提 提 查 化工原理课程设计 天津大学出版社 108 页 史密斯关联图 可得 20 0 064C 2 0 20 20 CC 0 2 19 13 0 0640 0634 20 max 945 933 482 0 06341 043 3 482 LV V uCm s 取安全系数为 0 7 安全系数 0 6 0 8 则空塔气速为 max 0 70 7 1 0430 7301 uum s 按标准 塔径圆整为 1 0m 4 4 0 300 0 723 3 14 0 7301 s V Dm u 塔截面积为 222 1 00 785 44 T ADm 则空塔气速 0 300 0 382 0 785 um s 3 5 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段 T N 1 H 5 10 4 1 6Z 精精 m 提馏段 T N 1 H 5 10 4 1 6Z 提提 m 在进料板上方开一人孔 其高度为 0 8m 故精馏榙的高度 1 6 1 60 85 4Z m 22 第四节 板式塔主要尺寸的设计计算 4 1 溢流装置 因塔径是 1 0m 选用单溢流弓形降液管 凹形受液盘及平行溢流堰 不设进口堰 各项计算如下 4 1 1 溢流堰长 w l 单溢流取 0 6 0 8 D 取堰长为 0 66D 即 W l w l w l 0 66D 0 66 1 0 0 66m 4 1 2 溢流堰高度 W h 4 1 OWLW hhh 选用平直堰 堰上液层高度 4 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 2 精馏段 2 5 2 5 6 48 18 3 0 66 h w L l 提馏段 2 5 2 5 6 83 19 3 0 66 h w L l 查 化工原理课程设计 天津大学出版社 下册 111 页 图 5 5 液流收缩系数计 算可知 1 03E 1 034E 提精 精馏段 2 23 3 2 842 846 48 1 030 013 100010000 66 h ow w L hEm l 提镏段 2 23 3 2 842 846 83 1 0340 014 100010000 66 h ow w L hEm l 取上清液高度0 06 L hm 故 精馏段 0 060 0130 047 w hm 提镏段 0 060 0140 046 w hm 4 1 3 弓形降液管的宽度与截面积 d W f A 由 查 化工原理课程设计 112 页 图 5 7 弓形降液管的参0 66 w lD 23 数 得 0 722 0 124 f d T A W AD 2 0 07220 0722 0 7850 0567 0 1240 124 1 00 124 fT d AAm WDm 故 利用式 4 3 3600 fT h AH L 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 5s 符合要求 3600 3600 0 0567 0 40 12 6 6 48 fT h AH s L 4 1 4 降液管底隙高度 o h 取液体通过降液管底隙的流速 0 0 08 um s 则降液管底隙高度为 精馏段 0 00 0 0018 0 034 3600 0 66 0 08 hs ww LL hm lulu 提馏段 0 00 0 0019 0 036 3600 0 66 0 08 hs ww LL hm lulu 较核 0 0 0 0470 0340 013 0 006 0 0460 0360 010 0 006 w w hhm hhm 故降液管底隙高度设计合理 故降液管底隙高度设计合理 4 2 塔板布置 4 2 1 塔板的分块 因 0 8m D 1 2m 故由 化工原理课程设计 118 页 表 5 3 塔板分部数 得 塔板分为 3 块 4 2 2 边缘区宽度确定 取边缘区宽度 安定区宽度 0 035 c Wm 0 065 ss WWm 24 4 2 3 开孔区面积计算 由式 4 4 2 221 2 sin 180 a rx Ax rx r 计算开空区面积 其中 1 0 0 1240 065 0 311 22 1 0 0 0350 465 22 ds c D xWWm D rWm 所以 2 2212 3 14 0 4650 311 2 0 311 0 4650 311sin 0 532 1800 465 a Am 4 2 4 筛孔计算及其排列 筛孔数 4 2 1 155 a nA t 5 开孔率 4 2 0 0 907 d t 6 精馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚 3mm 0 d mm5 取 故孔中心距 0 3 0 dt mmt0 1550 3 筛孔数孔 22 1 1551 155 0 532 2731 0 015 a nA t 个 开孔率 在 5 15 范围内 22 0 0 005 0 9070 90710 1 0 015 d t 气体通过筛孔的气速为 0 0 0 632 11 76 0 101 0 532 s V um s A 提馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚 3mm 0 d mm5 取 故孔中心距 0 4 0 dt mmt 0 2050 4 筛孔数孔 22 1 1551 155 0 532 1537 0 02 a nA t 个 开孔率 在 5 15 范围内 22 0 0 005 0 9070 9075 7 0 020 d t 气体通过筛孔的气速为 0 0 0 632 9 89 0 057 0 532 s V um s A 25 第五节 筛板的流体力学验算 5 1 塔板压降 5 pcl hhhh 1 5 1 1 干板阻力的计算 c h 5 2 0 0 0 051 V c L u h C 2 依 查 化工原理课程设计 115 页 图 5 10 干筛孔 0 5 31 67d 的流量系数 图得 0 0 772C 故精馏段 2 11 763 086 0 0510 421 0 772867 27 c hm 液柱 提镏段 2 9 893 482 0 0510 0308 0 772945 93 c hm 液柱 5 1 2 气体穿过液层的阻力 l h 5 lL hh 3 精馏段 11 22 0 0 632 0 868 0 7850 0567 0 8680 8683 0861 54 s a Tf V V um s AA Fkgs m 由 化工原理课程设计 115 页 图 5 11 充气系数关联图 得0 59 故 0 59 0 0470 013 0 0354 lLwow hhhhm 液柱 提馏段 11 22 0 0 300 0 412 0 7850 056 0 412 0 4123 4820 769 s a Tf V V um s AA Fkgs m 由 化工原理课程设计 115 页 图 5 11 充气系数关联图 得 0 68 26 故 0 68 0 0460 014 0 0408 lLwow hhhhm 液柱 5 1 3 液体表面张力的阻力的计算 h 5 0 4 L L h gd 4 精馏段 3 4 20 67 10 0 0019 867 27 9 81 0 005 hm 液柱 故 0 04210 03540 00190 0794 pcl hhhhm 液柱 则单板压强 0 0794 867 27 9 81675 5 PPL PhgPa 提馏段 3 4 19 13 10 0 0016 945 93 9 81 0 005 hm 液柱 故 0 03080 04080 00160 0732 pcl hhhhm 液柱 则单板压强 0 0732 945 93 9 81679 3 PPL PhgPa 5 2 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 故可忽略其影响 5 3 雾沫夹带量的验算 v e 5 3 2 6 5 7 10 a V LTf u e Hh 5 精馏段 3 2 6 3 5 7 100 868 0 0148 kg 0 1 kg 20 67 100 402 5 0 06 V ekgkg 液气 液气 提馏段 3 2 6 3 5 7 100 412 0 0147 kg 0 1 kg 19 13 100 402 5 0 06 V ekgkg 液气 液气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 27 5 4 漏液 5 pcl hhhh 6 精馏段 漏液点气速 0 min 4 4 0 772 0 00560 13 0 060 0019 867 27 3 0866 11 um s 实际孔速 00 min 11 76 um su 稳定性系数 故在精馏段无明显漏液 0 min 11 76 1 921 5 6 11 o u K u 提馏段 漏液点气速 0 min 4 4 0 772 0 00560 13 0 060 0016 945 93 3 4826 08 um s 实际孔速 00 min 9 89 um su 稳定性系数 故在提馏段无明显漏液 0 min 9 89 1 6261 5 6 08 o u K u 5 5 液泛 为防止降液管液泛的发生 降液管中清液层高度 苯和氯苯 wTd hHH 属一般物系 取 而 0 5 pcl hhhh 精馏段 2 2 0 0 0018 0 1530 1530 00098 0 66 0 034 s d w L hm l h 液柱 0 07940 06 0 00098 0 140m d H 液柱 则精馏段不会发生液泛现象 dTW HHh 精馏段 2 2 0 0 0019 0 1530 1530 000978 0 66 0 036 s d w L hm l h 液柱 28 0 07320 06 0 000978 0 134m d H 液柱 则提馏段不会发生液泛现象 dTW HHh 根据以上塔板的各项液体力学验算 可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适 合的 第六节 塔板负荷性能图 6 1 精馏段 6 1 1 漏液线 1 由 6 0 min0 4 4 0 00560 13 LLV uChh 1 6 2 min 0 min 0 s V u A 6 LWow hhh 3 6 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 4 得 23 0 min00 23 2 84 4 40 00560 13 1000 4 4 0 772 0 101 0 532 36002 84 0 00560 13 0 0471 030 0019867 27 3 086 10000 66 h wLV w s L VC AhEh l L 23 min 0 183 2 75733 25 ss VL 在操作范围内任取几个值 依上式计算相应的值 列于下表中 s L S V 附表附表 6 16 1 29 3 smLS 0 00060 00150 00300 0045 3 smVS 0 3170 3270 3400 350 依表中数据即可作出漏液线 如图 6 1 中的 1 6 1 2 雾沫夹带线 2 以 为限 求 关系如下 0 1 kg V ekg 液气 ss VL 由 6 5 3 2 6 5 7 10 a V LTf u e Hh 23 23 1 3732 52 5 0 7850 0567 36002 84 0 0471 030 91 10000 66 ss asfLwow Tf s wows VV uVhhhh AA L hhL 故 23 0 1182 2 fs hL 22 33 3 2 6 23 3 0 40 01182 20 2822 2 1 3735 7 10 0 1 20 67 10 0 2822 2 Tfss s V s HhLL V e L 整理得 23 1 296 10 11 ss VL 在操作范围内 任取 4 个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V 附表附表 6 26 2 3 smLS 0 00060 00150 00300 0045 3 smVS 1 221 161 091 02 依表中数据即可作出雾沫夹带线 如图 6 1 中线 2 所示 6 1 3 液相负荷下限线 3 对于平直堰 取堰上液层高度取液体在降液管中停留时间为 4 秒 0 006 ow hm 由 2 3 36002 84 0 006 1000 s ow w L hE l 30 取得 1 03E 32 3 min 0 006 10000 66 0 00054 2 84 1 033600 s Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 如图 6 1 中线 3 6 1 4 液相负荷上限线 4 以作为液体在降液管中停留时间的下限 由 得4s 4 fT s A H L 3 max 0 0567 0 40 0 00567 44 fT s A H Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 如图 6 1 中线 4 6 1 5 液泛线 5 令 dTw HHh 由 dPld Pcl lL Lwow Hhhh hhhh hh hhh 联立得 1 1 Twowcd Hhhhhh 忽略 2 22 3 owsdscssss L LVa V b c L d Lhhhh 将与与 与的关系代入上式 得 其中 2 00 2 0 23 3 0 051 1 0 153 3600 2 84 10 1 V L Tw w w a A C bHh c l h dE l 将有关数据代入得 31 2 2 23 3 0 0513 086 0 105 0 101 0 532 0 772 867 27 0 5 0 40 0 50 59 1 0 0470 149 0 153 303 84 0 66 0 034 3600 2 84 101 03 10 59 1 441 0 66 a b c d 故整理得 2 22 3 2 22 3 0 1050 149303 841 441 1 4192893 7113 72 sss sss VLL VLL 或 在操作范围内取 4 个值 依上式计算值列于下表中 S L 附表附表 6 36 3 依表中数据即可作出泛液线 如图 6 1 中的 5 根据上面各方程 可作出筛板榙 精馏段 的负荷性能图 smLS 3 0 00060 00150 00300 0045 smVS 3 1 1491 1101 0530 9932 32 图 6 1 筛板榙 精馏段 的负荷性能图 图中 5 条线包围区域为精馏段塔板操作区 A 为操作点 OA 为操作线 OA 线与 1 线的交点相应相负荷为 OA 线与雾沫夹带线 2 的 3 min 0 325 s Vmh 交点相应气相负荷为 3 max 1 017 s Vmh 精馏段的操作弹性 max min 1 017 3 1292 5 0 326 s s V V 6 2 提馏段 6 2 1 漏液线 1 由 6 0 min0 4 4 0 00560 13 LLV uChh 1 6 min 0 min 0 s V u A 2 6 3 LWow hhh 6 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 4 得 33 23 0 min00 23 2 84 4 40 00560 13 1000 4 4 0 772 0 101 0 532 36002 84 0 00560 13 0 0461 0340 0016945 93 3 482 10000 66 h wLV w s L VC AhEh l L 23 min 0 183 1 57432 14 ss VL 在操作范围内任取几个值 依上式计算相应的值 列于下表中 s L S V 附表附表 6 46 4 3 smLS 0 00060 00150 00300 0045 3 smVS 0 246 0 2580 2740 286 依表中数据即可作出漏液线 如图 6 2 中的 1 6 2 2 雾沫夹带线 2 以 为限 求 关系如下 0 1 kg V ekg 液气 ss VL 由 6 5 3 2 6 5 7 10 a V LTf u e Hh 23 23 1 3732 52 5 0 7850 0567 36002 84 0 0461 0340 91 10000 66 ss asfLwow Tf s wows VV uVhhhh AA L hhL 故 23 0 1152 2 fs hL 22 33 3 2 6 23 3 0 40 01152 20 2852 2 1 3735 7 10 0 1 19 13 10 0 2852 2 Tfss s V s HhLL V e L 整理得 23 1 2789 865 ss VL 在操作范围内 任取 4 个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V 34 附表附表 6 56 5 3 smLS 0 00060 00150 00300 0045 3 smVS 1 2081 1491 0731 009 依表中数据即可