苯—甲苯__精馏分离板式塔设计

1 一一 设计题目 设计题目 苯 甲苯 精馏分离板式塔设计 二 设计任务及操作条件二 设计任务及操作条件 1 设计任务 生产能力 进料量 7000 吨 年 操作周期 300 天 年 进料组成 35 质量分率 下同 塔顶产品组成 99 8 塔底产品组成 0 2 2 操作条件 操作压力 4 kPa 表压 进料热状态 泡点进料 单板压降 0 7 kPa 回流比 R 2Rmin 由设计者自选 塔顶采用全凝器泡点回流 塔釜采用间接饱和水蒸气加热 全塔效率为 0 6 3 设备型式 筛板精馏塔 4 厂 址 荆 门 地 区 三 设计内容 三 设计内容 1 设计方案的选择及流程说明 2 工艺计算 3 主要设备工艺尺寸设计 1 塔和塔板主要工艺结构的设计计算 2 塔板的流体力学校核 3 塔板的负荷性能图 4 总塔高 总压降及接管尺寸的确定 4 辅助设备选型与计算 5 设计结果汇总 6 对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 四 设计要求四 设计要求 1 设计程序简练清楚 结果准确并有汇总表 2 计算公式 图表正确并注明来源 符号和单位要统一 2 五 设计时间 四周五 设计时间 四周 注意事项 1 写出详细计算步骤 并注明选用数据的来源 2 每项设计结束后 列出计算结果明细表 3 图 表分别按顺序编号 4 按规定的时间进行设计 并按时完成任务 四 要求 1 对精馏过程进行描述 2 对精馏过程进行物料衡算和热量衡算 3 对精馏塔进行设计计算 4 对精馏塔的附属设备进行选型 5 画一张精馏塔的装配图 6 编制设计说明书 符号说明 英文字母英文字母 A 阀孔的鼓泡面积 m2 Af 降液管面积 m2 AT 塔截面积 m2 b 操作线截距 c 负荷系数 无因次 c0 流量系数 无因次 D 塔顶流出液量 kmol h D 塔径 m d0 阀孔直径 m ET 全塔效率 无因次 E 液体收缩系数 无因次 物沫夹带线 kg 液 kg 气 v e F 进料流量 kmol h F0 阀孔动能因子 m s g 重力加速度 m s2 HT 板间距 m H 塔高 m Hd 清液高度 m hc 与平板压强相当的液柱高度 m hd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m hr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m hf 板上鼓泡高度 m hL 板上液层高度 m h0 降液管底隙高度 m 3 h02v 堰上液层高度 m hp 与板上压强相当的液层高度 m h 与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m h2v 溢液堰高度 m K 物性系数 无因次 Ls 塔内下降液体的流量 m3 s Lw 溢流堰长度 m M 分子量 kg kmol N 塔板数 Np 实际塔板数 NT 理论塔板数 P 操作压强 Pa P 压强降 Pa q 进料状态参数 R 回流比 Rmin 最小回流比 u 空塔气速 m s w 釜残液流量 kmol h wc 边缘区宽度 m wd 弓形降液管的宽度 m ws 脱气区宽度 m x 液相中易挥发组分的摩尔分率 y 气相中易挥发组分的摩尔分率 z 塔高 m 希腊字母希腊字母 相对挥发度 粘度 Cp 密度 kg m3 表面张力 下标下标 r 气相 L 液相 l 精馏段 q q 线与平衡线交点 min 最小 max 最大 A 易挥发组分 B 难挥发组分 化工原理课程设计 筛板塔的设计 第一章流程及生产条件的确定和说明 第一节第一节 概述概述 4 流程示意图 冷凝器 塔顶产品冷却器 苯的储罐 苯 回流 原料 原料罐 原料预热器 精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器 氯苯的储罐 氯苯 精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备 因此出现了很多种的精 馏塔 塔设备按其结构形式基本可分为两类 板式塔和填料塔 其中 浮阀塔是内置一定数量的阀 浮阀可根据气体的流量自行调节开度 可 以避免漏夜降低气速 浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮 阀塔板的生产能力大于泡罩塔板 因此发展很快 所以做分离苯 氯苯 的课程选择了筛板塔 1 1 设计方案简介 5 本设计任务为分离苯 甲苯混合物连续精馏 设计中采用泡点 进料 将原料通过预热器加热至泡点送入精馏塔内 塔顶上升蒸汽采用 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 凝器冷却后送至储罐 塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态 送至塔内 塔釜塔底产品经冷却后送至储罐 1 2 设计方案的确定和说明 1 2 1 装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 精馏釜 再沸器 冷凝器 等设备 精馏过程按操作方式的不同 分为连续精馏和间接精馏两种流 程 连续精馏具有生产能力大 产品质量稳定等优点 工业生产中以连 续精馏为主 精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分 离的 热量自塔釜输入 由冷凝器将余热带走 另外 为保持塔的操作 稳定性 流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料 以免受 泵操作波动的影响 塔顶冷凝装置可采用全凝器 分凝器 全凝器两种不同的设 置 工业上以采用全凝器为主 以便于准确地控制回流比 塔顶分凝器 对上升蒸汽有一定的增浓作用 若后继装置使用气态物料 则宜用分凝 器 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 2 2 操作压力的选择 精馏过程按操作压力不同 分为常压精馏 减压精馏和加压精馏 本实验采用的是常压精馏 1 2 3 进料热状况的选择 精馏操作有五种进料热状况 进料热状况不同 影响塔内各层塔板 的气 液相负荷 工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体 泡点 进料 通常用釜残液预热原料 若工艺要求减少釜塔的加热量 以避免 釜温过高 料液产生聚合或结焦 则应采用气态进料 1 2 4 加热方式的选择 精馏大多采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽 加热 例如精馏釜残液中的主要组分是水 且在低浓度下轻组分的相对 挥发度较大时宜用直接整齐加热 其优点是可以利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 1 2 5 回流比的选择 回流比是精馏操作的重要工艺条件 其选择的原因是使设备费和操作费用 之和最低 设计时 应根据实际需要选定回流比 也可参考同类生产 的经验值选定 必要时可选用若干个 R 值 利用吉利兰图 简捷法 求出对应理论板数 N 作出 N R 曲线 从中找出适宜操作回流比 R 也可作出 R 对精馏操作费用的关系线 从中确定适宜回流比 R 6 第二章第二章 塔内数据的计算塔内数据的计算 表 2 1 苯 A 甲苯 B 饱和蒸汽压 总压 1 013 105Pa 温度 859095100105 PA 105 1 1691 3351 5571 7922 042 PB 105 0 4600 5400 6330 7430 860 表 2 2苯 甲苯物系气液平衡数据 x00 0580 1550 2560 3760 5080 6590 8301 y00 1280 3040 4530 5960 7200 8300 9431 表 2 3苯 甲苯部分温度下的密度 温度 82 199 5 A m 3 812 7793 1 B m 3 807 9790 8 2 1 1 精馏塔的物料衡算 a 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 MA 78 11 kmol 甲苯的摩尔质量 MB 92 13 kmol xF 0 65 78 11 0 65 78 11 0 35 92 13 0 686 xD 0 998 78 11 0 998 78 11 0 002 92 13 0 998 xw 0 002 78 11 0 002 78 11 0 998 92 13 0 002 b 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 MF 0 686 78 11 1 0 686 92 13 82 496 kmol MF 0 998 78 11 1 0 998 92 13 78 128 kmol MF 0 002 78 11 1 0 002 92 13 92 072 kmol c 物料衡算 原料处理量 F 7 106 300 24 82 496 11 785kmol h 总物料衡算11 785 D W 苯物料衡算11 785 0 686 D 0 998 W 0 002 联立解得D 3 692kmol h W 8 093 kmol h 2 2 塔板数的确定 7 2 2 1 由苯 甲苯物系气液平衡数据 绘出 x y 图 f a b d b 0 10 20 30 40 50 60 70 80 91 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 0 0 xF xw xd 图 1 1 图解法求理论板层数 2 2 2 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在图中对角线上 自点 e 0 686 0 686 作垂线 ef 极为进料线 q 线 该线与平衡线交点坐标为 Ye 0 847 xe 0 683 故最小回流比为 Rmin xd ye ye xe 0 998 0 847 0 849 0 683 0 914 取操作回流比为 R 2Rmin 2 0 914 1 828 2 2 3 求精馏塔气 液相负荷 8 L RD 1 828 3 692 6 745 kmol h V R 1 D 1 828 1 3 692 10 441 kmol h L L qF 6 745 11 785 18 53 kmol h V V 10 441 kmol h 2 2 4 求操作线方程 2 2 4 1 精馏段操作线方程为 yn 1 R xn R 1 xD R 1 0 646 xn 0 353 2 2 4 2 提留段操作线方程为 ym 1 L xm L W WxW L W 1 767 xm 0 002 2 2 5 图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数 如 图 图 1 11 1 所示 求解结果为 总理论板层数 N T 18 包括再沸器 进料板位置 NF 7 实际板层数求取 精馏段实际板层数 N 精 6 0 6 10 提留段实际板层数 N 提 11 0 6 18 33 19 2 3 精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 2 3 1 操作压力计算 塔顶操作压力 pD 101 3 4 105 3 每层塔板压降 p 0 7 kPa 进料板平均压降 pF 105 3 0 7 10 112 3 kPa 精馏段平均压降 pm 105 3 112 3 2 108 8 kPa 2 3 2 操作温度计算 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的 饱和蒸汽压由安托万方程计算 塔顶温度tD 82 1 进料板温度tF 99 5 精馏段平均温度tm 82 1 99 5 2 90 8 2 3 3 平均摩尔质量的计算 2 3 3 1 塔顶平均摩尔质量的计算 由 xD y1 0 998 查 图 图 1 11 1 平衡曲线 得 x1 0 992 M VDm 0 998 78 11 1 0 998 92 13 78 128 kmol M LDm 0 992 78 11 1 0 992 92 13 78 2222 kmol 9 2 3 3 2 进料板平均摩尔质量的计算 由 图 图 1 11 1 解理论板 得 yF 0 812 查 图 图 1 11 1 平衡曲线 得 xF 0 634 M VFm 0 812 78 11 1 0 812 92 13 80 74576 kmol M LFm 0 634 78 11 1 0 634 92 13 83 24132 kmol 2 3 3 3 精馏段平均摩尔质量 M Vm 78 128 80 74576 2 79 43688 kmol M Lm 78 2222 83 24132 2 80 73176 kmol 2 3 4 平均密度计算 气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算 即 Vm pm M Vm RTm 108 8 79 43688 8 314 90 8 273 15 2 8563 kg m3 液相平均密度的计算 即 1 Lm aA A aB B 塔顶液相平均密度计算 由 tD 82 1 查手册得 A 812 7 kg m3 B 807 9 kg m3 1 LDm 0 998 812 7 0 02 807 9 LDm 798 2369 kg m3 2 3 4 4 进料板液相品均密度的的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 793 1 kg m3 B 790 8 kg m3 进料板的液相质量分率 aA 0 634 78 11 0 634 78 11 1 0 634 92 13 0 5949 LFm 792 1667 kg m3 精馏段平均液相密度为 Lm 798 2369 792 1667 2 795 2018 kg m3 2 3 5 液相平均表面张力计算 液相平均表面张力计算 即 10 Lm xi i 塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD 82 1 查手册得 A 21 24 mN m B 21 42 mN m LDm 0 998 21 24 1 0 998 21 42 21 24036 mN m 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 18 90 mN m B 20 0 mN m LFm 0 634 18 90 1 0 634 20 0 19 3026 mN m 精馏段液相表面张力 Lm 21 24036 19 3026 2 20 27148 mN m 2 3 6 液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 即 lg Lm xilg i 塔顶平均粘度的计算 由 tD 82 1 查手册得 A 0 302 mPa s B 0 306 mPa s lg LDm 0 998 lg 0 302 1 0 998 lg 0 306 LDm 0 302 mPa s 进料板液相平均黏度的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 0 256 mPa s B 0 265 mPa s lg LFm 0 634 lg 0 256 1 0 634 lg 0 265 LFm 0 2593 mPa s 精馏段液相平均黏度 Lm 0 302 0 2593 2 0 281 mPa s 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2 4 塔径的计算 2 4 1 精馏段的气 液相体积流率为 VS VMVm 3600 Vm 10 441 79 43688 3600 2 8563 0 08066 11 LS LMLm 3600 Lm 6 745 80 73176 3600 795 2018 0 00019 由 max C V VL 式中 C 由C C20 0 2其中C20由图查取 20 L 史密斯关联图 图横坐标为 795 2018 2 8563 1 2 0 00019 0 08066 v Lh h V L 0 039304 取板间距 HT 0 40m 板上液层高度 hL 0 06m 则 HT hL 0 4 0 06 0 34m 查图得C20 0 070 C 0 070 0 2 0 070 0 0701 20 L 2 0 20 20 27148 max C 0 0701 1 179203 m s V VL 2 8563 2 8563 795 2018 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 0 7 max 0 7 1 179203 0 825442 12 D 0 352818 S V4 0 825442 3 14 0 08066 4 按标准塔径圆整后为 D 0 4m 塔截面积为 AT 0 785D2 0 785 0 42 0 1256 m2 0 08066 0 1256 0 6422 m s T S A V 2 4 2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精 N精 1 HT 10 1 0 4 3 6 m 提留段有效高度为 Z提 N提 1 HT 19 1 0 4 7 2 m 在进料板上方开一人孔 其高度为 0 8 故精馏塔的有效高度为 Z Z精 Z提 0 8 3 6 7 2 0 8 11 6 m3 2 2 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置的计算 因塔径 D 0 4m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形首页盘 各项计算如下 堰长 lW 0 66D 0 66 0 4 0 264 溢流堰高度 hW 由 hW hL hOW 选用平直堰 堰上液层高度 hOW由式计算 3 2 OW 1000 84 2 h W H l L E 即 近似值 E 1 则 0 005357m 3 2 OW 264 0 3600 0 00019 1 1000 84 2 h 取板上清夜层高度 hL 60mm 故 hW hL hOW 0 06 0 005357 0 054643m 弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af 由 0 66 查图 D lW 13 弓形降液管的参数 得 0 0722 0 124 则 0 0722 0 1256 0 009068 T f A A D Wd f A 0 124 0 4 0 0496md W 依式验算液体在降液管中停留的时间 即 53 3600 f H T L HA 19 07368s 5s H T L HAf3600 3600 0 00019 0 4 0 009068 3600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 h0 取降液管底隙流速 u 0 0 08m s 则 0 008996m 0 0 3600ul L h W H 0 08 0 264 3600 3600 00019 0 0 054643 0 008996 0 045647 0 0060 hhW 降液管底隙高度设计合理 塔板布置 14 塔板的分块 因 D 400mm 故塔板采用整块式 边缘区宽度的确定 取 0 030m 0 015mss WW C W 开孔区面积计算 开孔区面积计算 即 S A r x rxrxAa 1222 sin 180 2 其中 x D 2 Wd Ws 0 2 0 0496 0 030 0 1204m r D 2 Wc 0 2 0 015 0 185m 0 185 0 1204 sin0 185 180 0 1204 0 1850 1204 2 1222 a A 0 053233m2 筛孔计算及其排列 处理的物系无腐蚀性 可选用 3mm 碳钢板 取筛孔直径 d0 5mm 筛孔正三角形排列 取中心距离 t 为 筛孔的正三角形排列 T 3d0 3 5 15mm 筛孔数目 n 为 n 273个2 155 1 t Aa 2 015 0 0 053233 155 1 开孔率为 15 1 Aa A0 气体通过过筛孔的气速为 筛孔气速 0 08066 0 101 0 053233 15 0022 m s 0 0 A V u S 筛板的流体力学验算 塔板压降 15 干板阻力的计算 干板阻力由 计算 e h e h 2 0 0 2 1 C u g h L V e 由查图 67 1 3 50 d 干筛孔的流量系数 得 772 0 0 C 故0 0163m 772 0 23 04 795 2018 2 8563 051 0 2 c h 气体通过液层阻力的计算 气体通过液层阻力由 L h L h Ll hh 0 69217 0 009068 0 1256 0 08066 fT S a AA V u 1 1698092 85630 69217 a F 查图 充气系数关联图 得 0 64 故 0 64 0 054643 0 005357 0 0384mLl hh 16 液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力的所产生的阻力由式计算即 h 0 0021m 0 0059 81795 2018 20 2714844 0 gd h L L 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 0 0568m0021 0 0384 0 0163 0 hhhh lcp 气体通过每层塔板的压降为 0 7kPa443 092881 9 2018 7950568 0 ghp LPP 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且塔径和液流量均不大 故可忽略液面落差的影 响 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 即 气液气 液kgkg hH u e LT a L V 1 0 kg0 0073kg 06 0 5 240 0 69217 0 1020 27148 107 5 5 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 V e 漏液 对筛板塔 漏液点气速可由式计算 max 0 u 6 0248m s 8563 2 2018 795 021 006 013 0 0056 0 772 0 4 4 13 00056 04 4 0min 0 V L L hhCu 实际孔速 min0 0 u23 04 u 稳定系数为1 53 8242 6 0218 23 04 min 0 0 u u K 故在本设计中无明显漏液 液泛 为防止塔内产生液泛 降液管内液层高 WTd hHH 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 5 0 0 22730546 0 40 05 0 WT hH 而 dLPd hhhH 17 板上不设进口堰 可由式计算 即 d h 0 0962m001 0 0384 0 0568 0 H 0 0010m08 0153 0 153 0 d 22 0 uhd 故在本设计中不会发生液泛现象 WTd hHH 塔板负荷性能图 漏液线 由 V L CowW S hhhC A V u 13 0 0056 0 4 4 0 0 min min 0 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 得 8563 2 2018 795 0021 0 264 0 3600 1 1000 84 2 05464 0 13 0 0056 0 34669 0 101 0 772 0 4 4 1000 84 2 h13 0 0056 0 4 4 3 2 3 2 00min S V L C w h wS L h l L EACV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 表 漏液线计算结果 Ls0 00060 00150 00300 0045 Vs0 21970 23090 24450 2554 由表 数据即可做出漏液线 1 液沫夹带线 以为限 求关系如下 气液 kgkgeV 1 0 ss LV 由 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e 3 2 S 3 2 1 6210L 264 0 3600 1 1000 84 2 S ow L h 3 2 s 3 2 4 05251L1366 0 6210 1 05464 0 5 25 25 2 sowwLf Lhhhh 3 2 s 4 0525L 0 2634 fT hH 18 1 0 0525 4 2634 0 6 1531 1020 2714 107 5 2 3 3 23 6 s s V L V e 整理得 3 2 s 17 41094L 1 131657 s V 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 表 液沫夹带线计算结果 Ls0 00060 00150 00300 0045 Vs1 00780 90350 76950 6571 由表 数据即可做出液沫夹带线 2 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 由式得 m006 0 ow h 006 0 1 6210L 264 0 3600 1 1000 84 2 3 2 S 3 2 S ow L h s 0 000225mL 3 minS 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 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 s Tf L HA s 0 00907m4 40 0 09068 0 L 3 minS 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 液泛线 令 WTd hHH 由 dLlcdLPd hhhhhhhhH owwL Ll hhh hh 联立得 dcoww 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 3 2 22 SSs LdLcbVa 19 1063330 0 2018 795 8563 2 772 00 053233101 0 051 0 051 0 22 00 L V CA a b 0 137705464 0 164 0 4 04 05 0 1 w hH 4340 1493 66 0 008996 0 153 0 153 0 2 2 0 hl c w 1 4432 66 0 3600 64 0 111084 2 3600 11084 2 3 2 3 3 1 3 w l Ed 将有关数据代入整理 得 3 2 22 13 5769 40829 2502 1 2954 SSs LLV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 液泛线线计算结果 Ls0 00060 00150 0030 0045 Vs1 18411 02560 64550 0985 由表 数据可作出液泛线 5 0 0000 0 2000 0 4000 0 6000 0 8000 1 0000 1 2000 1 4000 0 00000 00100 00200 00300 00400 0050 由图查得 smVs 95 0 3 max smVs 2010 0 3 min 故操作弹性为 4 7264 min max s s V V 20 序号项目单位数值 1 平均温度 90 8 2 平均压力 kPa108 8 3 气相流量 m3 s0 0806 4 液相流量 m3 s0 00019 5 塔的有效高度 m11 6 6 实际塔板数 29 7 塔径 m0 4 8 板间距 m0 4 9 溢流形式单溢流 10 降液管形式弓形 11 堰长 m0 264 12 堰高 m0 0054 13 板上液层高度 m0 06 14 堰上液层高度 m0 0053 15 降液管底隙高度 m0 0089 16 安定区宽度 m0 030 17 边缘区宽度 m0 015 18 开孔区面积 m20 05323 19 筛孔直径 m0 005 20 筛孔数目个 273 21 孔中心距 m0 015 22 开孔率 15 1 23 空塔气速 m s0 82544 24 筛孔气速 m s15 0022 25 稳定系数 3 8242 26 单板压降 kPa0 443 27 负荷上限液泛控制 28 负荷下限漏液控制 29 液沫夹带Kg 液 kg 气 0 0073 30 气相负荷上限 m3 s0 00907 31 气相负荷下限 m3 s0 000255 32 操作弹性 4 7264 第三章第三章 提留段的工艺条件及有关物性数据的计算提留段的工艺条件及有关物性数据的计算 3 1 1 进料板操作压力 pF 105 3 0 7 10 112 3 kPa 21 每层塔板压降 p 0 7 kPa 塔底平均压降 pw 105 3 0 7 19 118 6 kPa 提留段平均压降 pm 118 6 112 3 2 115 45 kPa 3 1 2 操作温度计算 依据操作压力 由泡点方程通过试差法计算出泡点温度 其中苯 甲苯的 饱和蒸汽压由安托万方程计算 塔底温度tW 126 0833 进料板温度tF 99 5 提留段平均温度tm 126 0833 99 5 2 112 7917 3 1 3 平均摩尔质量的计算 塔底平均摩尔质量的计算 由 Xw 0 002 查 图 图 1 1 1 1 平衡曲线 得 M VWm 0 002 78 11 1 0 002 92 13 92 10196 kmol M LWm 0 0059 78 11 1 0 0059 92 13 92 04728 kmol 进料板平均摩尔质量的计算 由 图 图 1 1 1 1 解理论板 得 yF 0 812 查 图 图 1 1 1 1 平衡曲线 得 xF 0 634 M VFm 0 812 78 11 1 0 812 92 13 80 74576 kmol M LFm 0 634 78 11 1 0 634 92 13 83 24132 kmol 提留段平均摩尔质量 M Vm 92 10196 80 74576 2 86 42386 kmol M Lm 92 04728 83 24132 2 87 6443 kmol 3 1 4 平均密度计算 3 1 4 1 气相平均密度的计算 由理想气体状态方程计算 即 Vm pm M Vm RTm 108 8 79 43688 8 314 90 8 273 15 2 8563 kg m3 3 1 4 2 液相平均密度的计算 即 1 Lm aA A aB B 塔底液相平均密度计算 由 tW 126 0833 查手册得 A 763 149 kg m3 B 764 6444 kg m3 1 LWm 0 002 763 149 0 998 764 6444 22 LWm 764 6414 kg m3 进料板液相品均密度的的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 793 1 kg m3 B 790 8 kg m3 进料板的液相质量分率 aA 0 634 78 11 0 634 78 11 1 0 634 92 13 0 5949 LFm 792 1667 kg m3 提留段平均液相密度为 Lm 764 6414 792 1667 2 778 4041 kg m3 3 1 4 3 液相平均表面张力计算 液相平均表面张力计算 即 Lm xi i 塔底液相平均表面张力的计算 由 tW 126 0833 查手册得 A 15 32496 mN m B 15 04982 mN m LWm 0 002 15 32496 1 0 002 15 04982 15 05037 mN m 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 18 90 mN m B 20 0 mN m LFm 0 634 21 24 1 0 634 21 42 21 3059 mN m 提留段液相表面张力 Lm 15 05037 21 3059 2 18 17814 mN m 3 1 4 4 液体平均黏度计算 液相平均黏度依下式计算 即 lg Lm xilg i 塔底平均粘度的计算 由 tW 126 0833 查手册得 A 0 186mPa s B 0 180mPa s lg LWm 0 002 lg 0 186 1 0 002 lg 0 180 LWm 0 180mPa s 23 进料板液相平均黏度的计算 由 tF 99 5 查手册得 A 0 256 mPa s B 0 265 mPa s lg LFm 0 634 lg 0 256 1 0 634 lg 0 265 LFm 0 2593 mPa s 提留段液相平均黏度 Lm 0 180 0 2593 2 0 220mPa s 3 2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3 2 1 塔径的计算 提留段的气 液相体积流率为 VS VMVm 3600 Vm 10 441 79 43688 3600 2 8563 0 08066 LS LMLm 3600 Lm 6 745 80 73176 3600 792 1667 0 000191 由 max C V VL 式中 C 由C C20 0 2其中C20由图查取 20 L 史密斯关联图 24 图横坐标为 795 2018 2 8563 1 2 0 00019 0 08066 v Lh h V L 0 039304 取板间距 HT 0 40m 板上液层高度 hL 0 06m 则 HT hL 0 4 0 06 0 34m 查图得C20 0 070 C 0 070 0 2 0 070 0 0708 20 L 2 0 20 21 27313 max C 0 0708 1 179203 m s V VL 2 8563 2 8563 795 2018 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 0 7 max 0 7 1 179203 0 825442 D 0 352818 S V4 0 825442 3 14 0 08066 4 按标准塔径圆整后为 D 0 4m 塔截面积为 0 785 D2 0 785 0 42 0 1256 T A u 0 08066 0 1256 0 642197m s T S A V 3 2 2 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置的计算 因塔径 D 0 4m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形首页盘 各项计算如下 堰长 lW 0 66D 0 66 0 4 0 264 溢流堰高度 hW 由 hW hL hOW 选用平直堰 堰上液层高度 hOW由式计算 3 2 OW 1000 84 2 h W H l L E 即 近似值 E 1 则 0 005357m 3 2 OW 264 0 3600 0 00019 1 1000 84 2 h 取板上清夜层高度 hL 60mm 故 hW hL hOW 0 06 0 005357 0 054643m 弓形降液管宽度 Wd和截面积 Af 25 由 0 66 查图 D lW 弓形降液管的参数 得 0 0722 0 124 则 0 0722 0 1256 0 009068 T f A A D Wd f A 0 124 0 4 0 0496md W 依式验算液体在降液管中停留的时间 即 53 3600 f H T L HA 19 07368s 5s H T L HAf3600 3600 0 00019 0 4 0 009068 3600 故降液管设计合理 降液管底隙高度 h0 取降液管底隙流速 u 0 0 08m s 则 0 008996m 0 0 3600ul L h W H 0 08 0 264 3600 3600 00019 0 26 0 054643 0 008996 0 045647 0 0060 hhW 降液管底隙高度设计合理 塔板布置 塔板的分块 因 D 400mm 故塔板采用整块式 边缘区宽度的确定 取 0 030m 0 015mss WW C W 开孔区面积计算 开孔区面积计算 即 S A r x rxrxAa 1222 sin 180 2 其中 x D 2 Wd Ws 0 2 0 0496 0 030 0 1204m r D 2 Wc 0 2 0 015 0 185m 0 185 0 1204 sin0 185 180 0 1204 0 1850 1204 2 1222 a A 0 053233m2 筛孔计算及其排列 处理的物系无腐蚀性 可选用 3mm 碳钢板 取筛孔直径 d0 5mm 筛孔正三角形排列 取中心距离 t 为 筛孔的正三角形排列 T 3d0 3 5 15mm 筛孔数目 n 为 n 273个2 155 1 t Aa 2 015 0 0 053233 155 1 开孔率为 15 1 Aa A0 气体通过过筛孔的气速为 筛孔气速 0 08066 0 101 0 053233 15 0022 m s 0 0 A V u S 27 筛板的流体力学验算 塔板压降 干板阻力的计算 干板阻力由 计算 e h e h 2 0 0 2 1 C u g h L V e 由查图 67 1 3 50 d 干筛孔的流量系数 得 772 0 0 C 故0 0163m 772 0 23 04 795 2018 2 8563 051 0 2 c h 气体通过液层阻力的计算 气体通过液层阻力由 L h L h Ll hh 0 69217 0 009068 0 1256 0 08066 fT S a AA V u 1 1698092 85630 69217 a F 查图 充气系数关联图 得 0 64 28 故 0 64 0 054643 0 005357 0 0384mLl hh 液体表面张力的阻力的计算 液体表面张力的所产生的阻力由式计算即 h 0 0021m 0 0059 81795 2018 20 2714844 0 gd h L L 气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算 即 p h 0 0568m0021 0 0384 0 0163 0 hhhh lcp 气体通过每层塔板的压降为 0 7kPa443 092881 9 2018 7950568 0 ghp LPP 液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且塔径和液流量均不大 故可忽略液面落差的影 响 液沫夹带 液沫夹带量由式计算 即 气液气 液kgkg hH u e LT a L V 1 0 kg0 0073kg 06 0 5 240 0 69217 0 1020 27148 107 5 5 2 107 5 2 3 3 6 2 3 6 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内 V e 漏液 对筛板塔 漏液点气速可由式计算 max 0 u 6 0248m s 8563 2 2018 795 021 006 013 0 0056 0 772 0 4 4 13 00056 04 4 0min 0 V L L hhCu 实际孔速 min0 0 u23 04 u 稳定系数为1 53 8242 6 0218 23 04 min 0 0 u u K 故在本设计中无明显漏液 液泛 为防止塔内产生液泛 降液管内液层高 WTd hHH 苯 甲苯物系属一般物系 取 则 5 0 0 22730546 0 40 05 0 WT hH 29 而 dLPd hhhH 板上不设进口堰 可由式计算 即 d h 0 0962m001 0 0384 0 0568 0 H 0 0010m08 0153 0 153 0 d 22 0 uhd 故在本设计中不会发生液泛现象 WTd hHH 塔板负荷性能图 漏液线 由 V L CowW S hhhC A V u 13 0 0056 0 4 4 0 0 min min 0 3 2 1000 84 2 w h ow l L Eh 得 8563 2 2018 795 0021 0 264 0 3600 1 1000 84 2 05464 0 13 0 0056 0 34669 0 101 0 772 0 4 4 1000 84 2 h13 0 0056 0 4 4 3 2 3 2 00min S V L C w h wS L h l L EACV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 表 漏液线计算结果 Ls0 00060 00150 00300 0045 Vs0 21970 23090 24450 2554 由表 数据即可做出漏液线 1 液沫夹带线 以为限 求关系如下 气液 kgkgeV 1 0 ss LV 由 2 3 6 107 5 fT a L V hH u e 3 2 S 3 2 1 6210L 264 0 3600 1 1000 84 2 S ow L h 3 2 s 3 2 4 05251L1366 0 6210 1 05464 0 5 25 25 2 sowwLf Lhhhh 3 2 s 4 0525L 0 2634 fT hH 30 1 0 0525 4 2634 0 6 1531 1020 2714 107 5 2 3 3 23 6 s s V L V e 整理得 3 2 s 17 41094L 1 131657 s V 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 表 液沫夹带线计算结果 Ls0 00060 00150 00300 0045 Vs1 00780 90350 76950 6571 由表 数据即可做出液沫夹带线 2 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 由式得 m006 0 ow h 006 0 1 6210L 264 0 3600 1 1000 84 2 3 2 S 3 2 S ow L h s 0 000225mL 3 minS 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3 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 s Tf L HA s 0 00907m4 40 0 09068 0 L 3 minS 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4 液泛线 令 WTd hHH 由 dLlcdLPd hhhhhhhhH owwL Ll hhh hh 联立得 dcoww 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 3 2 22 SSs LdLcbVa 31 1063330 0 2018 795 8563 2 772 00 053233101 0 051 0 051 0 22 00 L V CA a b 0 137705464 0 164 0 4 04 05 0 1 w hH 4340 1493 66 0 008996 0 153 0 153 0 2 2 0 hl c w 1 4432 66 0 3600 64 0 111084 2 3600 11084 2 3 2 3 3 1 3 w l Ed 将有关数据代入整理 得 3 2 22 13 5769 40829 2502 1 2954 SSs LLV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 S L S V 液泛线线计算结果 Ls0 00060 00150 0030 0045 Vs1 18411 02560 64550 0985 由表 数据可作出液泛线 5 0 0000 0 2000 0 4000 0 6000 0 8000 1 0000 1 2000 1 4000 0 00000 00100 00200 00300 00400 0050 由图查得 smVs 95 0 3 max smVs 2010 0 3 min 故操作弹性为 4 7264 min max s s V V 32 序号项目单位数值 1 平均温度 90 8 2 平均压力 kPa108 8 3 气相流量 m3 s0 0806 4 液相流量 m3 s0 00019 5 塔的有效高度 m11 6 6 实际塔板数 29 7 塔径 m0 4 8 板间距 m0 4 9 溢流形式单溢流 10 降液管形式弓形 11 堰长 m0 264 12 堰高 m0 0054 13 板上液层高度 m0 06 14 堰上液层高度 m0 0053 15 降液管底隙高度 m0 0089 16 安定区宽度 m0 030 17 边缘区宽度 m0 015 18 开孔区面积 m20 05323 19 筛孔直径 m0 005 20 筛孔数目个 273 21 孔中心距 m0 015 22 开孔率 15 1 23 空塔气速 m s0 82544 24 筛孔气速 m s15 0022 25 稳定系数 3 8242 26 单板压降 kPa0 443 27 负荷上限液泛控制 28 负荷下限漏液控制 29 液沫夹带Kg 液 kg 气 0 0073 30 气相负荷上限 m3 s0 00907 31 气相负荷下限 m3 s0 000255 32 操作弹性 4 7264 第四章第四章 塔的附属设备