苯-甲苯二元物系板式精馏塔的设计化工原理课程设计.doc

化工原理课程设计任务书 1 设计题目 苯 甲苯二元物系板式精馏塔的设计 2 设计条件 常 压 1patm 绝压 处理 量 100Kmol h 进料组成 0 45 F x 馏出液组成 0 985 D x 釜液组成 0 015 W x 以上均为摩尔分率 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 min 1 1 2 0 RR 加料状态 0 97q 单板压降 0 7 a kp 3 设 计 任 务 1 完成该精馏塔的工艺设计 包括物料衡算 热量衡算 筛板塔的设计计算 2 绘制带控制点的工艺流程图 精馏塔设备条件图 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 I 目 录 前前 言言 摘摘 要要 第一章第一章 绪绪 论论 1 1 精馏流程设计方案的确定 3 1 2 设计思路 3 1 2 1 精馏方式的选定 3 1 2 2 加热方式 1 2 3 操作压力的选取 1 2 4 回流比的选择 1 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 1 2 6 板式塔的选择 1 2 7 关于附属设备的设计 第二章第二章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 2 1 物料衡算 2 1 1 塔的物料衡算 2 2 板数的确定 2 2 1 操作回流比的求取 2 2 2 求精馏塔气液相负荷 2 2 3 操作线方程的确定 2 2 4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 2 2 5 全塔效率的计算 第三章第三章 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 操作压强 P 的计算 3 2 操作温度 3 3 物性数据计算 3 3 1 平均摩尔质量计算 3 3 2 平均密度的计算 3 3 3 液体平均表面张力计算 3 4 精馏塔体工艺尺寸的计算 3 4 1 塔径的计算 3 5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 3 5 1 精馏塔有效高度的计算 3 5 2 溢流装置计算 3 5 3 塔板布置 3 6 筛板的流体力学验算 吉林化工学院化工原理课程设计 II 3 6 1 塔板压降 3 6 2 液沫夹带量 ev的验算 3 6 3 漏液的验算 3 6 4 液泛验算 3 7 塔板负荷性能图 3 7 1 漏液线 3 7 2 液沫夹带线 3 7 3 液相负荷下限线 3 7 4 液相负荷上限线 3 7 5 液泛线 3 8 板式塔的结构 3 8 1 塔体结构 3 8 2 塔板结构 第四章第四章 热量衡算热量衡算 20 4 1 热量衡算 20 4 1 1 塔顶热量 20 4 1 2 塔底热量 20 计算结果总汇计算结果总汇 22 致致 谢谢 23 参考文献参考文献 24 主要符号说明主要符号说明 25 主要符号说明主要符号说明 26 附录附录 27 吉林化工学院化工原理课程设计 前前 言言 课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容 不仅能够培养学生运用 所学的化工生产的理论知识 解决生产中实际问题的能力 还能够培养学生的工程意识 健全合理的知识结构可发挥应有的作用 此次化工原理设计是精馏塔的设计 精馏塔是化工生产中十分重要的设备 精馏塔 内装有提供气液两相逐级接触的塔板 利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进 行分离 在精馏塔中 塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升 来自塔顶冷凝器的回流液从塔 顶逐渐下降 气液两相在塔内实现多次接触 进行传质传热过程 轻组分上升 重组分 下降 使混合物达到一定程度的分离 精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设 备的结构形式有关 还与物料的性质 操作条件 气液流动情况等有关 本设计我们使 用筛板塔 其突出优点为结构简单 造价低板上液面落差小 气体压强低 生产能力较 大 气体分散均匀 传质效率较高 筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一 合理的 设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高 采用筛板塔可解决堵塞 问题适当控制漏夜实际操作表明 筛板在一定程度的漏液状态下 操作是板效率明显降 低 其操作的负荷范围较泡罩塔窄 但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准 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 实现原料混合物中各组分的分离 该过程是同时进行传热 传质的过程 为实现精馏过程 必须为该过程提供物流的贮存 输送 传热 分离 控制等的设备 仪表 由这些设备 仪表等构成精馏过程的生产系 统 即本次所设计的精馏装置 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节 是对我们进行的一次综合性设 计训练 通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识 还能培养我们 独立分析和解决实际问题的能力 更能培养我们的创新意识 严谨认真的学习态度 当代大学生应具有较高的综合能力 解决实际生产问题的能力 课程设计是一次让 我们接触实际生产的良好机会 我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务 为 毕业论文等奠定基础 更为将来打下一个稳固的基础 吉林化工学院化工原理课程设计 摘摘 要要 本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析 选取 计算 核算 绘图等 是较 完整的精馏设计过程 我们对此塔进行了工艺设计 包括它的辅助设备及进出口管路的 计算 画出了塔板负荷性能图 并对设计结果进行了汇总 此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备 此设计的精馏装置包括精馏 塔 再沸器 冷凝器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝 进行精馏分离 由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走 本文是精馏塔及其进料预 热的设计 分离摩尔分数为 0 45 的苯 甲苯溶液 使塔顶产品苯的摩尔含量达到 98 5 塔底釜液摩尔分数为 1 5 综合工艺操作方便 经济及安全等多方面考虑 本设计采用了筛板塔对苯 甲苯进行 分离提纯 塔板为碳钢材料 按照逐板计算求得理论板数为 15 根据经验式算得全塔效 率为 0 532 塔顶使用全凝器 部分回流 精馏段实际板数为 14 提馏段实际板数为 16 实际加料位置在第 13 块板 精馏段弹性操作为 3 12 塔径为 1 6m 通过板压降 漏液 液泛 液沫夹带的流体力学验算 均在安全操作范围内 确定了操作点符合操作 要求 关键词 关键词 苯 甲苯 精馏 逐板计算 负荷性能图 精馏塔设备结构 吉林化工学院化工原理课程设计 第一章 绪 论 筛板精馏塔是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 它的出现 仅迟于泡罩塔 20 年左右 当初它长期被认为操作不易稳定 在本世纪 50 年代以前 它 的使用远不如泡罩塔普遍 其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型 对其性能的研究不 断深入 已能作出比较有把握的设计 使得筛板塔又成为应用最广的一种类型 1 1 精馏流程设计方案的确定精馏流程设计方案的确定 本设计任务为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设计中采用气液混合物进料 将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内 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 其余部分作为塔顶产品冷 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 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 流程参见附图 1 2 设计思路设计思路 在本次设计中 我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离 简单蒸馏和平衡蒸馏 只能达到组分的部分增浓 如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离 是精馏塔 的基本原理 实际上 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏釜 冷凝器 釜液冷却 器和产品冷却器等设备 蒸馏过程按操作方式不同 分为连续蒸馏和间歇蒸馏 我们这 次所用的就是筛板式连续精馏塔 蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所 实现分离的 热量自塔釜输入 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走 在此过程 中 热能利用率很低 有时后可以考虑将余热再利用 在此就不叙述 要保持塔的稳定 性 流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽 回流比是精馏操作的重要工艺 条件 选择的原则是使设备和操作费用之和最低 在设计时要根据实际需要选定回流比 1 2 1 精馏方式的选定精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式 其特点是 连续精馏过程是一个连续定态过程 能 吉林化工学院化工原理课程设计 小于间歇精馏过程 易得纯度高的产品 1 2 21 2 2 加热方式加热方式 本设计采用间接蒸汽加热 加热设备为再沸器 本设计不易利用直接蒸汽加热 因 为直接蒸汽的加入 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 一定前提下 釜液浓度相应降低 故需在提馏段增加塔板以达到生产要求 从而又增加 了生产的费用 但也增加了间接加热设备 1 2 31 2 3 操作压力的选取操作压力的选取 本设计采用常压操作 一般 除了热敏性物料以外 凡通过常压蒸馏不难实现分离 要求 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏 在化工设计 中有很多加料状态 这次设计中采用气液混合物进料 1 2 41 2 4 回流比的选择回流比的选择 对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理 但对于某些特殊体系 如乙醇 水体系则要特殊处理 该体系最小回流比 Rmin 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切 得到 而适宜回流比 R 的确定 应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和 最低 我们推荐以下简化方法计算各项费用 从而确定最佳回流比 一般经验值为 R 1 1 2 0 Rmin 1 2 51 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器 因为后继工段产品以液相出料 但所得产品的纯度低于分凝器 因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板 塔顶冷却介质采用自来水 方便 实惠 经济 1 2 61 2 6 板式塔的选择板式塔的选择 板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括 板间距 塔径 塔板型式 溢流装置 塔板布置 流体力学性能校核 负荷性能图以及塔高等 其设计计算方法可查阅有关资 料 着重应注意的是 塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量 操作条件和系统物 性为依据 确定具有良好性能 压降小 弹性大 效率高 的塔板结构与尺寸 塔板设 计的基本思路是 以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成 温度 压力等条件为 依据 首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量 然后进行流体力学计算 校核其是否符合所规定的范围 如不符合要求就必须修改结构参数 重复上述设计步骤 直到满意为止 最后给制出负荷性能图 以确定适宜操作区和操作弹性 塔高的确定还 与塔顶空间 塔底空间 进料段高度以及开人孔数目的取值有关 可查资料 2 表表 1 11 1 参数选取参数选取 项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔 选 取连续精馏常压气液混合间接蒸汽R 1 1 2 0 Rmin全凝器自来水筛板塔 1 2 71 2 7 关于附属设备的设计关于附属设备的设计 附属设备的设计主要有 吉林化工学院化工原理课程设计 1 热量衡算求取塔顶冷凝器 冷却器的热负荷和所需的冷却水用量 再沸器的热负 荷和所需的加热蒸气用量 2 选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准 提出合适的 换热器型号 吉林化工学院化工原理课程设计 第二章 精馏塔工艺设计计算 2 12 1 物料衡算物料衡算 2 1 12 1 1 塔的物料衡算塔的物料衡算 1 苯的摩尔质量 78 11 A M kg kmol 甲苯的摩尔质量 B M 92 13 kg kmol 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 0 45 78 11 1 0 45 92 1385 83 0 985 78 11 1 0 985 92 1378 32 0 015 78 11 1 0 015 92 1391 93 D W Mkg kmol Mkg kmol Mkg kmol F 3 物料衡算 总物料衡算 F DW 即 100DW 1 易挥发组分物料衡算 FwD FxWxDx 即 0 9850 01585 0 45DW 2 由 1 和 2 解得 44 85kmol h 55 15 kmol hDW 2 22 2 板数的确板数的确定定 2 2 1 操作回流比的求取操作回流比的求取 1 相对挥发度的计算 根据化学工程手册 109 页 Antoine 方程常数 有机物值 得 化合物ABC温度范围 苯6 0231206 35220 246 137 甲苯6 0781343 94219 58 16 104 由表可知 t 的共用区间为 6 t 104 又因为甲苯的正常沸点为 110 6 苯的沸点为 80 1 所以 80 1 t 104 0 因此取 10 个温度点 81 82 85 87 89 90 92 93 95 100 由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式 logA C B p t 当当 t 81 时 将 A B C 分别代得 苯 0 A 1206 35 log6 023 81220 24 p 甲苯 0 B 1343 94 log6 078 81219 58 p 则 0 A p 104 1598 a kp 0 B p 40 1850 a kp 吉林化工学院化工原理课程设计 2 0 A p 107 5526 a kp 0 B p 41 8475 a kp 3 0 A p 117 7237 a kp 0 B p 46 2981 a kp 4 0 A p 124 9081 a kp 0 B p 49 4707 a kp 5 0 A p 132 4295 a kp 0 B p 52 8153 a kp 6 0 A p 136 3198 a kp 0 B p 54 5542 a kp 7 0 A p 144 3662 a kp 0 B p 58 1693 a kp 8 0 A p 148 5250 a kp 0 B p 60 0472 a kp 9 0 A p 157 1206 a kp 0 B p 63 9481 a kp 10 0 A p 180 2941 a kp 0 B p 74 5878 a kp 因为苯 甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入 0 A p 0 B p 则 1 104 1598 46 0108 2 5795 同理 2 2 5702 3 2 5427 4 2 5074 5 2 5074 6 2 4988 7 2 4818 8 2 4735 9 2 4570 10 2 4172 则 10 10 23 2 51 2 求最小回流比及操作回流比 进料线方程为 1 11 F nn qx yx qq 当 q 0 97 Fx 0 45 时3215 ee yx 相平衡方程为 2 51 1 1 1 1 51 xx y xx 两式联立 即 3215 ee yx 2 51 1 1 51 e e e x y x 得 0 4479 e x 0 6672 e y 故最小回流比为 Rmin De ee xy yx 0 9850 6672 1 45 0 66720 4479 取操作回流比为 R 2Rmin 2 1 41 2 90 2 2 2 求精馏塔气液相负荷求精馏塔气液相负荷 精馏段 2 90 44 85139 065kmol h 1 2 90 1 44 85174 915kmol h LRD VRD 提馏段 130 0650 97 100227 065kmol h 1 171 915kmol h LLqF VVq F 2 2 3 操作线方程的确定操作线方程的确定 精馏段操作线方程 10 74350 2564Dnn n LD yxxx VV 提馏段操作线方程 1 0 0481 nnWn LW yxxx VV 1 3208 2 2 4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法 吉林化工学院化工原理课程设计 由 1 1 x y x 知 n n n y y x 1 联立精提馏段操作线方程 得 10 74350 2564nnyx 1 0 0481 nn yx 1 3208 0 4525 q x 0 5928 q y 第一块塔板上升气相组成为1y Dx 0 985 从第一块塔板下降的液体组成 1x 1y 2 51 1 511y 0 98 2 51 1 51 0 98 0 9632 由第二块塔板上升气相组成为 210 74350 25640 7435 0 96320 25640 9725yx 同理 2 0 9337x 3 0 9506y 3 0 8846x 4 0 9141y 4 0 8092x 5 0 8581y 5 0 7066x y6 0 7818 x6 0 5880 y7 0 6936 x7 0 4742 8 0 6090y 8 0 3829x q x 所以第 9 块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算 则 98 0 0480 5009yx 1 3208 同理 9 x 0 2856 y10 0 3745 x10 0 1926 y11 0 2496 x11 0 1170 12 y 0 1497 12 x 0 0656 13 0 0818y 13 x 0 0343 14 0 0404y 14 0 0165x 15 0 0170y 15 0 0684x w x 所需总理论板数 15 块 包括再沸器 进料位置 第 8 块 精馏段需 7 块板 2 2 5 全塔效率的计算全塔效率的计算 1 查苯 甲苯的气液平衡数据 由内差法求得 95 292 192 1 39 748 945 048 9 F F t t 得Ft 93 41 81 280 280 2 95 0 100 098 5 100 0 D D t t 得 80 5 110 6 106 1110 6 08 81 50 W W t t 得109 1Wt 精馏段平均温度 186 96mt 提馏段平均温度 2102 12 2 FW m tt t 2 液相平均黏度的计算 由186 96mt 时查书 液体黏度共线图 可得0 295 aa mp s 0 315 ba mp s 当109 83Wt 时 0 232 aa mp s 0 262 ba mp s 当Ft 93 41 时 0 271 aa mp s 0 290 ba mp s 当80 5Dt 时 0 310 aa mp s 0 332 ba mp s 根据液相平均黏度公式Lmiilgxlg 塔顶液相平均黏度计算 吉林化工学院化工原理课程设计 当Dt80 5 时 LDmLFmlg0 985 lg 0 31 1 0 985lg 0 330 310mPa s 进料板液相平均黏度的计算 当Ft 93 41 时 LFmLFmlg0 45 lg 0 2711 0 45lg 0 2900 281mPa s 塔底液相平均黏度的计算 当109 83Wt 时 LWmLFm0 015 lg 0 2321 0 015lg 0 2620 262mPa s 则液相平均黏度为 Lm 0 3100 281 0 262 30 262mPa s 3 全塔效率的计算 0 245 0 49 0 532 TL E 精馏段实际板数 7 13 1614 0 532 T T N N E 提馏段实际板数 8 15 0416 0 532 T T N N E 包括塔釜 吉林化工学院化工原理课程设计 第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 13 1 操作压强操作压强 P P的计算的计算 取每层塔板压降为 P 0 7kPa 则 塔顶压强 101 3kPa D P 进料板压强 101 3 14 0 7111 1kPa F P 塔底压强 101 330 0 7122 3kPa W P 精馏段平均压强 1 101 3 111 1 106 2 22 DF ma pp pkp 提馏段平均压强 2 111 1 122 3 116 7 22 FW ma pp pkp 3 23 2 操作温度操作温度 塔顶温度 D t 80 5 进料温度 F t 93 41 塔底温度 109 83 W t 精馏段平均温度 1 86 96 C 2 DF m tt t 提馏段平均温度 2 102 12 C 2 FW m tt t 3 3 物性数据计算物性数据计算 3 3 1 平均摩尔质量平均摩尔质量计计算算 1 塔顶 1 1 1 0 9850 9632 0 985 78 11 1 0 985 92 1378 32kg mol 0 9632 78 11 1 0 9632 92 1378 63kg mol D VDm LDm yx M M x 2 进料板 1 1 0 38290 6090 0 6090 78 11 1 0 6090 92 1383 59kg mol 0 3829 78 11 1 0 3829 92 1386 76kg mol F F VFm LFm xy M M 3 塔底 1 1 0 0150 037 0 037 78 11 1 0 037 92 1391 61kg mol 0 015 78 11 1 0 015 92 1391 92kg mol W W VWm LWm xy M M 4 精馏段平均摩尔质量 吉林化工学院化工原理课程设计 气相 1 1 78 3283 59 80 61kg mol 2 Vm M 液相 1 1 78 6386 76 82 70kg mol 2 Lm M 5 提馏段平均分子量 气相 1 2 91 61 83 59 87 60kg mol 2 Vm M 液相 1 2 91 61 86 76 89 19kg mol 2 Lm M 3 3 2 平均密度平均密度的计算的计算 1 气相平均密度 Vm 的计算 精馏段平均密度 2 105 5 80 96 2 85 3 8 314 86 96273 15 Vm kg m 提馏段平均密度 2 114 6 87 60 3 22 3 8 314 102 12273 15 Vm kg m 2 液相平均密度 Lm 的计算 由式 1 AB i Lmi LALB 求相应的液相密度 塔顶平均密度的计算 D t 80 5 时 查 化工原理 上 得 33 814 4 809 5 AB kg mkg m 0 985 78 11 0 9824 0 985 78 111 0 98592 13 A a 3 0 98240 0176 1 814 3 814 4809 5 LDm kg m 对于进料板 F t 93 41 时得 33 800 0 796 8 AB kg mkg m 0 3829 78 11 0 345 0 3829 78 11 0 6171 92 13 A a 3 0 3450 655 1 797 9 800796 8 LFm g m 对于塔底 109 83 W t 时得 33 780 5 780 5 AB kg mkg m 0 015 78 11 0 0127 0 015 78 11 0 985 92 13 A a 吉林化工学院化工原理课程设计 3 0 01270 9873 1 780 5 780 5780 5 LWm kg m 3 精馏段平均液相密度 3 1 814 3797 9 806 1kg m 22 LDmLFm Lm 提馏段平均液相密度 3 2 797 9780 5 789 2kg m 22 LWmLFm Lm 3 3 3 液体平均表面张力液体平均表面张力计算计算 依下式计算 L 1 n mii i x 1 对于塔顶 1 1 80 521 21mN m 21 64mN m 0 985 20 21 1 0 985 21 6420 23mN m FLALB LFm tC 2 对于进料板 1 1 93 4119 65mN m 20 37mN m 0 3829 19 65 1 0 3829 20 3720 09mN m FLALB LFm tC 3 对于塔底 1 1 1 109 8317 68mN m 18 44mN m 0 015 17 68 1 0 985 18 4418 43mN m WLALB LWm tC 4 精馏段平均表面张力 1 L 1 20 2320 09 20 16mN m 2 m 提馏段平均表面张力 1 L 2 18 4320 09 19 26mN m 2 m 3 4 精馏塔体工艺尺寸的计算精馏塔体工艺尺寸的计算 3 4 1 塔径的计算塔径的计算 1 精馏段的气液体积流率为 31 1 1 1 173 915 80 96 1 3802ms 36003600 2 85 Vm S Vm V M V 31 1 1 1 130 065 82 70 L0 0037ms 36003600 806 1 Lm S Lm L M max LV V uC 由式 0 2 L 20 20 CC 20 C 由史密斯关联图查取 图的横坐标为 11 22 0 0037 3600806 1 0 045 1 3802 36002 85 hL hV L V 取板间距 HT 0 4m 板上液层高度 hL 0 06m HT hL 0 4 0 06 0 34m 查得史密斯关联图到 20 0 07C 吉林化工学院化工原理课程设计 0 20 2 20 20 16 0 07 0 07 2020 L CC 1 max 806 1 2 85 0 071 175m s 2 85 u 取安全系数为 0 7 则空塔速度为max0 70 7 1 1750 823 uum s 塔径 44 1 3802 1 4616m 3 14 0 823 s V D u 按标准塔径圆整为 1 6mD 2 提馏段气液相体积流率计算 231 2 171 915 87 6 1 299ms 36003600 3 22 Vm s Vm V M V 231 2 227 065 89 19 0 0071ms 36003600 789 2 Lm s Lm L M L 0 2 20 C 20 L CC 式中由计算 其中的 20 C 查史密斯关联图 图的横坐标为 11 22 0 0071 3600789 2 0 0856 1 299 36003 22 hL hV L V 取板间距 HT 0 4m 板上液层高度 hL 0 06m HT hL 0 4 0 06 0 34m 查史密斯关联图得到 20 0 065C 0 20 2 20 19 26 0 065 0 065 2020 L CC 1 max 789 23 22 0 0651 016m s 3 22 u 取安全系数为 0 7 则空塔速度为 1 max 0 70 7 1 0160 710m suu 塔径 44 1 299 1 527m 3 14 0 710 s V D u 按标准塔径圆整为 1 6mD 根据上述精馏段和提留段塔径的计算 可知全塔塔径为1 6mD 截面积 22 1 6 1 62 010m 44 T AD 实际空塔气速 1 1 1 3802 0 687m s 2 010 s T V u A 3 5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 3 5 1 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 11 14 1 0 45 2mZ T N 1 H 提馏段有效高度为 22 16 1 0 46mZ T N 1 H 在进料板上方开一个小孔 气高度为 0 8m 吉林化工学院化工原理课程设计 故精馏塔的有效高度为 12 0 812mZZZ 3 5 2 溢流装置溢流装置计算计算 因1 6mD 可采用单溢流弓型降液管 采用凹形受液盘 不设进口堰 各项计算如下 1 溢流堰长 W l 0 660 66 1 61 056m W lD 2 溢流堰高度 W h WLOW hhh 选平直堰 堰上液高度为 OW h 近似取 E 1 22 33 33 3600 0 003 2 84 10 2 84 101 0 0134 1 056 h OW W L hEm l 取板上清液层高度60mm L h 故 0 060 01340 0466m WLOW hhh 3 弓形降液管的宽度 d W与降液管的面积 f A 由0 66 w l D 查弓型降液管图 得 Wd D 0 148 Af AT 0 072 故 0 1480 148 1 60 237m d WD 2 0 0850 072 2 0110 145m fT AA 计算液体在降液管中停留时间 1 3600 3600 0 145 0 4 19 335s 0 003 3600 fT h A H s L 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速 1 0 0 1m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 1 01 0 0 003 3600 0 028m 0 952 0 1 3600 S W L h lu 101 0 04660 0280 0186m0 006m W hh 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 50 w hmm 3 5 3 塔板布置塔板布置 1 塔般的分块 因800mmD 故塔板采用分块式 由文献 一 查表 5 3 得 塔板分为 4 块 2 边缘区宽度确定 取 0 07m0 04m ssc WWW 3 开孔区面积计算 2221 2 sin 180 a x Ax rxr r 其中 吉林化工学院化工原理课程设计 1 4 0 2370 07 0 456m 22 dS D xWW 1 4 0 040 66m 22 C D rW 故 2 2212 3 14 0 660 456 2 0 456 0 660 456sin 1 0504m 1800 66 a A 4 筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性 可选用3 0mm 碳钢板 取筛孔直径5mmd 筛孔按正三角形排列 取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0 5mm 塔板上筛孔数目为 2 1 1551 155 1 0504 5392 0 015 0 015 A n t 个 塔板开孔区的开孔率 22 0 0 005 0 907 0 907 100 10 1 0 015 d t 开孔率在 5 15 范围内 符合要求 气体通过筛孔的气速 1 0 0 1 3802 13 01m s 0 101 1 0504 S V u A 3 6 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 3 6 1 塔板压降塔板压降 1 干板阻力 c h 计算 干板阻力 c h 由 0 5 1 67 3 d 查文献 1 中图 5 10 得 C0 0 772 22 0 0 13 012 85 0 051 0 051 0 048m 0 772806 1 V c L u h C 液柱 2 气流穿过板上液层的阻力 hl计算 1 1 3802 0 74m s 2 011 0 145 S a Tf V u AA 1 21 2 0 742 851 25 aaV Fukgs m 查文献 1 中 5 11 得0 63 故 0 63 0 060 0378m lLwow hhhh 液柱 3 液体表面张力的阻力h 计算 液体表面张力所产生的阻力h 3 0 44 20 16 10 0 002m 806 1 9 81 0 005 L L h g d 液柱 吉林化工学院化工原理课程设计 气体通过每层塔板的液柱高度 p h 0 0480 03780 0020 0878m pcl hhhh 气体通过每层塔板的压降为 0 0878 806 1 9 81694 3Pa700Pa PPL Phg 设计允许值 4 液面落差 对于筛板塔液面落差很小 但本例的塔径和液流量均不大 故可忽略 3 6 2 液沫夹带量液沫夹带量 ev的验算的验算 塔板上鼓泡层的高度 2 52 5 0 060 15m fL hh 66 3 23 2 3 5 7 105 7 100 74 0 01 19 26 100 40 15 a v LTf u e Hh kg 液 kg 气 0 1 kg 液 kg 气 ev在本设计中在允许范围内 精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 3 6 3 漏液的验算漏液的验算 对筛板塔 漏夜点气速为 0 min0 4 4 0 00560 13 801 6 4 4 0 772 0 00560 13 0 060 00203 6 0995 2 82 L L V uChh m s 实际孔速 00 min 10 92 um su 筛板的稳定性系数 0 0 min 13 01 2 131 5 6 0995 u K u 该值大于 1 5 符合设计要求 故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液 3 6 4 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 WTd hHH 甲醇 水物系属一般物系 取0 5 则 0 5 0 40 0466 0 223m TW Hh 而 dpLd Hhhh 板上不设进口堰 则 0 08780 060 00150 1493m dPLd Hhhh 液柱 0 198m dTW HHh 故在本设计中不会发生液泛现象 3 7 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 3 7 1 漏液线漏液线 由 0 min0 4 4 0 00560 13 L L V uChh 吉林化工学院化工原理课程设计 0 min 2 min 3 0 2 84 1000 S h Lwowow w VL uhhhhE Al 得 23 4 4 0 772 0 101 1 0504 36002 84 806 1 0 00560 13 0 04661 0 0023 2 85 10001 056 s L 则 23 min 0 36 2 74420 65 Ss VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 的值 计算结果见下表 3 1 表 3 1 由上表数据可做出漏液线1 3 7 2 液沫夹带线液沫夹带线 取雾沫夹带极限值0 1kg kg v e 液气 依式 5 3 2 5 7 10 a v Tf u e Hh 式中 0 536 2 011 0 145 SS aS Tf VV uV AA 2 5 fwOW hhh W h 0 0466 即 22 33 36002 84 1 0 64 10001 056 s ows L hL 故 22 33 2 5 0 04660 640 117 1 6 fss hLL 22 33 0 40 117 1 60 283 1 6 Tfss HhLL 3 2 66 3 2 23 3 0 5365 7 105 7 10 0 1 19 26 10 0 283 1 6 aS v LTf S uV e Hh L 则 23 3 26 18 416 ss VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 的值 计算结果见表 3 2 表 3 2 由上表数据即可做出液沫夹带线 2 3 7 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上层高度 0 006m OW h 作为最小液体负荷标准 Ls 3 m s 0 00060 00150 00300 0045 Vs 3 m s 0 6120 6250 6410 655 Ls 3 m s 0 00060 00150 00300 0045 Vs 3 m s 3 1293 0182 8772 758 23 min00 2 84 4 4 0 00560 13 1000 h L SW V W L VChEhA l 吉林化工学院化工原理课程设计 2 3 3 3600 2 84 10 0 006 s OW W L hE l 取 1E 0 60 W lm 3 min m 0 00081 s s L 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 3 7 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 取4s 作为液体在降液管中的停留时间的下限 则 4 fT s A H L 3 max 0 145 0 4 0 0145m s 44 fT s A H L 据此可作出与气体流量 VS无关的垂直线 液相负荷上限线 4 3 7 5 液泛线液泛线 令 dTW HHh 由 11 dPLdPcLLWOW Hhhhhhhhhh hhh 联立得 TWOWcd Hhhhhh 1 1 OWdcS hhhhV SS 忽略 将与L与L 与的关系式代入上式 并整理得 22 S a Vbcd SS 2 3 LL 22 0 0 0 0510 0512 85 0 028 806 1 0 101 1 0344 0 772 V L a A c 0 5 0 4 TW bHh 10 5 0 63 10 0466 0 147 22 0 0 1530 153 175 1 056 0 028 W c l h 33 36003600 2 84 10 2 84 101 0 63 1 049 1 056 W dE l 2 3 2 3 11 故 22 0 0280 147 1751 049 S V SS 2 3 LL 即 22 5 25625037 46 S V SS 2 3 LL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 的值 计算结果见下表 3 3 表 表 3 3 由上表数据即可作出液泛线 5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图 精馏塔负荷性能图见图 3 1 Ls 3 m s 0 00060 00150 0030 0045 Vs 3 m s 4 9814 7454 4154 102 吉林化工学院化工原理课程设计 精馏段筛板负荷性能图 0 1 2 3 4 5 6 7 00 0050 010 0150 02 Ls m3 s Vs m3 s 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 图 3 1 1 在负荷性能图上 作出操作点 与原点连接 即为操作线 2 从塔板负荷性能图中可看出 按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点 P 在 适宜操作区的适中位置 说明塔板设计合理 3 因为液泛线在液沫夹带线的上方 所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制 操作下 限由漏液线控制 4 按固定的液气比 从负荷性能图中可查得气相负荷上限 Vsmax 2 15 m3 s 气相负荷下 限 Vsmin 0 69 m3 s 所以可得 故操作弹性为 max min 2 15 3 12 0 69 s s V V 塔板的这一操作弹性在合理的范围 3 5 之内 由此也可表明塔板设计是合理的 3 8 板式塔的结构板式塔的结构 3 8 1 塔体结构塔体结构 板式塔内部装有塔板 降液管 各物流的进出口及人孔 手孔 基坐 除沫器等附属装置 除一般塔板按设计间距安装外 其它处根据需要决定 其间距 1 1 塔顶空间 塔顶空间 塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距 为利于出塔气体夹带的液滴沉降 此段远 高于板间距 取 1 0m 2 2 塔底空间 塔底空间 1 塔底储液空间依储液量停留 3 5min 或更长时间而定 2 塔底液面至下层塔板之间要有 1 5m 的间距 3 3 人孔 人孔 对于mmD1000 的板式塔 为安装 检修的要求 每隔 8 层塔板设一人孔 本塔共 开 3 个人孔 提馏段开 2 个人孔精馏段开 1 个 人孔处板间距为 800mm 直径为 500mm 其伸出塔体的筒长为 200mm 吉林化工学院化工原理课程设计 4 4 塔高 塔高 有效塔高 H n nF nP 1 HT nFHF nPHP HP HB 30 1 3 1 0 45 1 0 5 3 0 8 1 1 5 15 4m 3 8 2 塔板结构塔板结构 塔径为 1 6m 超过 800mm 故采用整块式 由于钢度 安装 检修等要求 多将塔 板分成数块送入塔内 为了检修方便 取一块板作为通道板 通道板的宽度取 400mm 吉林化工学院化工原理课程设计 21 第四章 热量衡算 4 4 1 1 热量衡算热量衡算 表 4 1 苯 甲苯的蒸发潜热与临界温度 4 1 1 塔顶热量塔顶热量 1 CVDLD QRDII 其中 1 VDLDDVADVB IIXHXH 0 38 2 21 1 1 1 r VV r T HH T 则 80 5 D t 0C 时 苯 2 1 80 5273 15 288 51 23 80 1273 15 288 51 22 r r T T 蒸发潜热 0 380 38 2 21 1 11 1 23 394 400 71 11 1 22 r VV r T HHkJ kg T 甲苯 2 1 80 5273 15 318 571 11 110 63273 15 318 571 20 r r T T 蒸发潜热 0 380 38 2 21 1 11 1 11 363 289 23 11 1 2 r VV r T HHkJ kg T 78 39 78 32 44 853512 7 D D Mkg mol DMDkJ kg 1 0 985 400 71 1 0 985 289 23 399 VDLDDVADVB IIXHXH kJ kg 6 1 3 9 3512 7 399 5 5 10 CVDLD QRDII kJ kg 4 1 2 塔底热量塔底热量 1 CVDLD QRDII 物质沸点 0C 蒸发潜热 KJ Kg临界温度 TC K 苯 80 1394288 5 甲苯 110 63363318 57 吉林化工学院化工原理课程设计 22 其中 1 VDLDDVADVB IIXHXH 0 38 2 21 1 1 1 r VV r T HH T 则 109 83 W t 0C 苯 2 1 109 83273 15 288 51 33 80 1273 15 288 51 22 r r T T 蒸发潜热 0 380 38 2 21 1 11 1 33 394 459 63 11 1 22 r VV r T HHkJ kg T 甲苯 2 1 109 83273 15 318 571 2022 110 63273 15 318 571 2047 r r T T 蒸发潜热 0 380 38 2 21 1 11 1 2022 363 361 31 11 1 2047 r VV r T HHkJ kg T 91 93 91 93 55 155069 94 W W Mkg mol WMWkJ kg 1 1 0 015 361 31 0 015 459 63 349 LWVWWVBWVA IIXHXH kJ kg 6 1 3 9 5069 94 349 6 88 10 CVWLW QRWII kJ kg 吉林化工学院化工原理课程设计 23 计算结果总汇 计算数据 符号单位 精馏段提馏段 各段平均温度 tm 86 96106 12 各段平均压强 PmkPa106 2116 7 气相 Vsm3 s1 3802 平均流量 液相 LSm3 s0 0037 实际塔板数 N 块 1416 板间距 HTm0 400 40 塔的有效高度 Zm15 4 塔径 Dm1 61 6 空塔气速 um s0 687 塔板液流型式单溢流单溢流 溢流管型式弓形弓形 堰长 LWm1 056 堰高 hwm0 0466 溢流堰宽度 Wdm0 237 溢 流 装 置 管底与受液 盘距离 h00 028 板上清液层高度 hLm0 06 孔径 d0m0 005 孔间距 tm0 015 孔数 n5392