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文档简介

1、苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计工艺计算书(精馏段部分)化学与环境工程学院化工与材料系2004年 5 月 27日2组分的液相密度p (kg/m3)课程设计题目苯-氯苯板式精馏塔的工艺设计一、设计题目设计一座苯-氯苯连续精馏塔,要求年产纯度为99.8%的氯苯50000t/a,塔顶馏出液 中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为 35% (以上均为质量)。二、操作条件1塔顶压强4kPa (表压);2进料热状况,自选;3. 回流比,自选;4塔釜加热蒸汽压力 506kPa ;5. 单板压降不大于 0.7kPa;6. 年工作日330天,每天24小时连续运行。三、设计内容1. 设计方案的确定及工艺流程的说明;2.

2、 塔的工艺计算;3. 塔和塔板主要工艺结构的设计计算;4. 塔内流体力学性能的设计计算;5. 塔板负荷性能图的绘制;6. 塔的工艺计算结果汇总一览表;7. 辅助设备的选型与计算;8. 生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制;9. 对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、基础数据1.组分的饱和蒸汽压 Pi (mmHg)温度,(C)8090100110120130131.80苯760102513501760225028402900pi氯苯148205293400543719760温度,(C)8090100110120130p苯817805793782770757氯苯10391028101810

3、08997985纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯pa =9121.187推荐:pa =912.13 1.1886t氯苯pb =1 1 2 7-1.11 1推荐:pb =1124.4 -1.0657t式中的t为温度,C。3.组分的表面张力 (T ( mN/m )温度,(C)8085110115120131(T苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4双组分混合液体的表面张力怖可按下式计算:a b(TAXB.B x a(Xa、Xb为A、B组分的摩尔分率)4.氯苯的汽化潜热常压沸点下的汽化潜热为35.3X 103kJ/kmol。纯组分

4、的汽化潜热与温度的关系可用下式表示:20.381/038tc -七2itc 一X 丿(氯苯的临界温度:tc 二 359.2 C)5.其他物性数据可查化工原理附录。附参考答案:苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分)苯-氯苯板式精馏塔的工艺计算书(精馏段部分)一、设计方案的确定及工艺流程的说明原料液经卧式列管式预热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔(筛板塔),塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流,塔釜产品经卧式列管式冷却器 冷却后送入氯苯贮罐。流程图略。二、全塔的物料衡算(一)料液及塔顶底产品含苯的摩

5、尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.61kg/kmol。65/78.11Xf0.72865/78.11 - 35/112.61Xd98/78.1198/78.112/112.61= 0.986xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.61二 0.00288(二)平均摩尔质量M F =78.11 0.728 1 -0.728 112.61 =87.49kg/kmolM d =78.11 0.9861 -0.986 112.61 =78.59kg/kmolMW =78.11 0.002881 -0.00288112.61 = 112.5kg/kmol(三)料液及塔

6、顶底产品的摩尔流率依题给条件:一年以330天,一天以24小时计,有:W J 50000t/a =6313kg/h,全塔物料衡算:F 二 D W0.35F =0.02D0.998WF =18709kg/hD =12396kg/hW =6313kg/hF =18709/87.49 =213.84kmol/hD =12396/78.59 = 157.73kmol/hW =6313/112.5 =56.12kmol/h三、塔板数的确定(一)理论塔板数 N T的求取苯-氯苯物系属于理想物系,可采用梯级图解法(M T法)求取Nt,步骤如下:1根据苯-氯苯的相平衡数据,利用泡点方程和露点方程求取X y依据X

7、 = Pt - Pb / Pa - Pb , y = PaX/ Pt,将所得计算结果列表如下:温度,(C)8090100110120130131.80Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩x10.6770.4420.2650.1270.0190尔分率y10.9130.7850.6140.3760.0710本题中,塔内压力接近常压(实际上略高于常压),而表中所给为常压下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小,所以其对x y平衡关系的影响完全可以忽略。2确定操作的回流比 R将1表中数据作图得 x y曲线及t-xy曲线。在x

8、y图上,因q=1,查得ye =0.935,而 Xe = Xf = 0.728, xD = 0.986。故有:Rm总 北=0.986 -°.935 =0.246ye 'Xe0.935 0.7282倍,考虑到精馏段操作线离平衡线较近,故取实际操作的回流比为最小回流比的 即:R = 2 Rm =2 0.246 = 0.4923求理论塔板数Rx精馏段操作线:yx D 0.33x 0.66R+1 R+1提馏段操作线为过0.00288,0.00288 和 0.728,0.900 两点的直线。1.00.90.80.70.60.50.40.30.20.10.0苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的

9、图解苯-氯苯物系的温度组成图图解得nt =11.51=10.5块(不含釜)。其中,精馏段NTi=4块,提馏段NT2 =6.5块,第5块为加料板位置。(二)实际塔板数 N p1全塔效率Et选用Et =0.17 -0.616log怖公式计算。该式适用于液相粘度为 0.071.4mPa s 的烃类物系,式中的心为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。塔的平均温度为 0.5(80+131.8)=106 C (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:g =0.24mPa s, g =0.34mPa s。5 二 sXf 阳 1 - Xf =0.24 0.7280.341 -0.7

10、28 =0.267Et =0.17-0.616log 術=0.17-0.616log 0.267 =0.522.实际塔板数N p (近似取两段效率相同)精馏段:N p1 =4/0.52 = 7.7 块,取 N p1 =8 块提馏段:Np2 =6.5/0.52 =12.5块,取 N p2 =13 块总塔板数N p = Np1 Np2 =21块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算(一)平均压强pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。塔顶:pD =101.34 =105.3kPa加料板:pF =105.3 0.7 8 =110.9kPa平均压强 pm 二 105.3 110.9 /2 =

11、108.1kPa(二)平均温度tm查温度组成图得:塔顶为80C,加料板为88C。tm = 80 88 12 =84 C(三)平均分子量 M m塔顶:y1 = xD = 0.986, x1 =0.940 (查相平衡图)MVD,m =0.986X78.11 +(1 0.986112.61 =78.59kg/kmolM LD,m =0.940 x78.11 +(1 -0.940 112.61 =80.18kg/kmol加料板:yF =0.935 , xF =0.728 (查相平衡图)MVF,m =0.935 汉 78.11 +(1 0.935$112.61 =80.35kg/kmolM LD,m =

12、0.728 汉 78.11 +(1 0.728112.61 =87.49kg/kmol精馏段:MV,m =(78.59+80.35 )=79.47kg/kmolM L,m =(80.18 +87.492 =83.84kg/kmol(四)平均密度 p1液相平均密度 P,m塔顶:pD,A =912.13 1.1886t =912.13 1.1886><80 = 817.0kg/m3pD,b = 1124.4 _ 1.0657t = 1124.4-1.0657汇 80 = 1039.1 kg/m33PD,m =820.5kg/m1a aaB0.980.02= r = r pD,mpD,A

13、pD,B817.0 1039.1进料板:pF,A =912.13-1.1886t =912.13-1.1886%88=807.5kg/m3Pf, 1124.4-1.0657t = 1124.4T .0657 沃 88 = 1030.6kg/m313PLF ,mQa aB= I pLF ,APLF ,B0.650.35+n807.5 1030.6PLF,m =873.7kg/m精馏段:p,m =(820.5 + 873.7)/2 =847.1kg/m32.汽相平均密度P,mfV,mpm M V ,mRTm108.1 79.478.314273 84= 2.894kg/m3塔顶:OD,A =21.

14、08mN/m ; oD,B =26.02mN/m (80C)(五)液体的平均表面张力(Tm21.08 26.02(21.08 汉 0.014 + 26.02汉 0.986.丿 一 21.14mN/m进料板:of,a =20.20mN/m ; of,b = 25.34mN/m (88C)D ,moaXb + O Xa 丿dOA ObCF,m =I oaXb * ObXa20.20 25.34,20.20 x 0.272 + 25.34x 0.728 丿'-21.38mN/m精馏段:om = 21.14 21.38 /2 =21.26mN/m(六)液体的平均粘度imiD ,m 二UAxA

15、)D +( ixB D =0.315 7.986 +0.445汉 0.014 =0.317mPa s加料板:lF,m =0.28 汉 0.728 +0.41 汉 0.272 =0.315mPa s精馏段:i,m =(0.317 +0.315)/2 =0.316mPa s塔顶:查化工原理附录 11,在80C下有:、精馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率 V =:只 1 D -1.492 157.73 =235.33kmol/h汽相体积流量VsVMvm235.33x 79.47 , ”厂 3 /1.795m /s3600 p,m3600 2.894汽相体积流量Vh=1.795m3/s = 6462m 3

16、/h液相回流摩尔流率L = RD 二 0.492 157.73 二 77.60kmol/h液相体积流量舲=360需"002i3m3/s液相体积流量 Lh =0.00213m'/s =7.680m3/h冷凝器的热负荷 Q 二Vr 二 235.33 78.59 310 /3600 =1593kW六、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一)塔径1初选塔板间距 Ht -500mm及板上液层高度hL = 60mm,则:Ht -hL =0.5 - 0.06 =0.44m2.按Smith法求取允许的空塔气速 umax (即泛点气速uF)直'仏 ¥ =包0空3 丫8471 丫5

17、 =0.0203V 八 P 丿 J 1.795 八2.894 丿查Smith通用关联图得 C20二0.09250.221 26 负荷因子C二C20= 0.0925 =0.0936< 20丿泛点气速:Umax =C P - p / p =0.0936、847.1 2.894 /2.894 = 1.599m/s3操作气速取 U =0.7umax =1.12m/s4.精馏段的塔径D = #4Vs / n = J4".795/3.14".12 = 1.429m圆整取D = 1600mm,此时的操作气速 u =0.893m/s。(二)塔板工艺结构尺寸的设计与计算1溢流装置采用单

18、溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘,且不设进口内堰。(1)溢流堰长(出口堰长)lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰上溢流强度 Lh/lw =7.680/1.12 =6.857m3/ m h ::: 100 130m3/ m h,满足筛板塔的堰上溢流强度要求。(2)出口堰高hwhw _ hL _ how2/3对平直堰 how =0.00284E Lh/lw由 lw/D =0.7 及 Lh/l;5 =7.680/1.122.5 =5.785,查化工原理图 11-11 得E = 1.02,于是:how = 0.00284 1.02 7.680/1.12 2/3 =

19、0.0104m0.006m (满足要求)hw = hL - how 二 0.06 - 0.0104 二 0.0496m(3)降液管的宽度 Wd和降液管的面积 Af由 lw/ D =0.7,查化原下 P147图 11-16得 Wd /D =0.14, Af / At =0.09,即:Wd = 0.224m,At =0.785D2 =2.01m2,Af = 0.181m2。液体在降液管内的停留时间t AfHT/Ls = 0.181 0.5/0.00213 = 42.46s 5s (满足要求)(4) 降液管的底隙高度 ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s,取液体通过降液管底隙的流

20、速uo = 0.08m/s,则有:L 0 00213 hos0.0238m( ho不宜小于 0.020.025m,本结果满足要IwUo 1.120.08求)2塔板布置(1)边缘区宽度 Wc与安定区宽度 Ws边缘区宽度 Wc : 一般为5075mm, D >2m时,Wc可达100mm。安定区宽度 Ws :规定 D <1.5m 时 Ws =75 mm ; D > 1.5m 时 Ws =100 mm ;本设计取 Wc = 60 mm, Ws =100 mm。(2)开孔区面积AAa=2x、_R2-x2 R2 sin 心2 4 0.4762 1 0.740IL180R=20.476.0

21、.742-0.47620.742 sinIL180-1.304m2式中:x 二 D/2 Wd Ws =0.8 0.2240.100 = 0.476mR = D/2 -Wc =0.8 - 0.060 = 0.740m3开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do =5mm,正三角形排列,筛板采用碳钢,其厚度3mm,且取 t/d。= 3.0。故孔心距 t = 3 5 = 15mm。每层塔板的开孔数 n =门158;10 lAa = 1158:10、1.304 = 6711 (孔) 丿 152丿t/d。每层塔板的开孔率 姑 0.9072 = 0907 =0.101 ( ©应在515%,故满

22、足要求)每层塔板的开孔面积 A。二 恢 =0.101 1.304二0.132m2 气体通过筛孔的孔速 uo 二Vs/A。=1.795/0.132 =13.60m/s 4精馏段的塔高Z1Z1 = Np1 -1 Ht = 8 -10.5 = 3.5m七、塔板上的流体力学验算(一)气体通过筛板压降 hp和App的验算hp =hc hl - hff1气体通过干板的压降 hchc =0.051式中孔流系数 C。由do / 3= 5/3=1.67查图11-10得出,C°=0.8。2气体通过板上液层的压降hlhl hw ' how = 0.6 0.06 = 0.036m式中充气系数 卩的求

23、取如下:气体通过有效流通截面积的气速Ua,对单流型塔板有:Vs1.795Ua-0.981 m/sAt Af2.01-0.181动能因子 Fa = ua : p - 0.981、. 2.894 = 1.669查化原图11-12得卩二0.60 (一般可近似取 卩二0.5 0.6 )。3气体克服液体表面张力产生的压降(T(T4 CTpgdo4 21.26 10"847.1 9.81 0.005-0.00205m4气体通过筛板的压降(单板压降)hp和 侔php =hc h hT = 0.0504 0.036 0.00205 = 0.088mAp pghp =847.1 9.81 0.088

24、= 731Pa = 0.731kPa 0.7kPa (不满足工 艺要求,需重新调整参数)现对塔板结构参数作重新调整如下:取 Wc = 50 mm , W 75 mm。开孔区面积AaAa =2 x R2 - x2R2sin180R0.501 .0.7502 -0.50120.5010.750n2-10.750 sin 180= 1.382m2式中:x 二 D/2 Wd Ws =0.8 0.2240.075 = 0.501mR = D/2 -Wc =0.8 - 0.050 = 0.750m开孔数n和开孔率©取筛孔的孔径do =5mm,正三角形排列,筛板采用碳钢,其厚度3mm,且取 t/d

25、o =3.0。故孔心距 t = 3 5 = 15mm。每层塔板的开孔数 n =门158;10 Aa = 1158:10 i.382 = 7113 (孔)I丿i 152丿每层塔板的开孔率帖 0-9072二0907 =0.101( ©应在515%,故满足要求) (t/d。)3每层塔板的开孔面积A。二 恢=0.101 1.382 二 0.140m2气体通过筛孔的孔速u。=Vs/A。=1.795/0.140 =12.86m/s气体通过筛板压降hp和App的重新验算he= 0.051/、2Uo(Co J-0.051PL12.86 .0.82.894847.1=0.045m气体通过筛板的压降(单

26、板压降)hp和Apphp 二 he hlh 0.045 0.036 0.00205 = 0.083m= pghp =847.1 9.81 0.083 =690Pa = 0.69kPa : 0.7kPa (满足工艺要求)(二)雾沫夹带量ev的验算5.7 10上0/ :3.2(T5.7 10“0.98121.26 10"19.5-2.5 0.06-0.00725kg液/kg气:0.1kg液/kg气(满足要求)式中:hf =2.5九,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。(三)漏液的验算漏液点的气速uom%m =4.4C。J(0.0056 +0.13hL 一 h°)p/ p= 4.

27、4 0.8 .一 0.0056 0.13 0.06 -0.002 847.1/2.894 =6.430 m/su 12 86筛板的稳定性系数 K -二上*6 =2.0 1.5 (不会产生过量液漏) u°m6.430(四) 液泛的验算为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度Hd乞Ht hwHd =hp hL hd(Ls Y(0.00213 Yhd =0.153=0.153 I = 0.00098mJlwh。丿J. 12 90238 丿Hd =0.083 0.060.00097 = 0.144m Ht hw =0.5 0.5 0.0496 = 0.275mHd乞Ht hw成立,故不

28、会产生液泛。通过流体力学验算,可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适,若要做出最 合理的设计,还需重选 Ht及hL ,进行优化设计。八、塔板负荷性能图(一)雾沫夹带线(1)-6 -q3-25.7 10Uaeva(1)(THt -2.5hL卡出VsVs式中:ua -0.5467VsAt -Af 2.010.181hf = 2.5h - 2.5 hw ' h°w-3600 L-2/3l= 2.5 0.0496 +0.00284 E1-1 w)J= 2.5)0.0496 +0.00284 "注 JII 1.12 丿= 0.1241.546 LS/332= 0.1将已知数

29、据代入式(1)5.7 100.5467Vs3s药21.26x100.5 -0.124 -1.546LsVs =4.376 _17.99L2/3(1-1)在操作范围内,任取几个Ls值,依式(1-1)算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m 3/s4.2023.8503.5413.2823.136依据表中数据作出雾沫夹带线(1)(二)液泛线(2) Hthw = hphwhowhd/、2/33600Ls :how = 0.00284E !< 1 w丿= 0.6185L1/3/、213<3600Ls )= 0.00284&q

30、uot; I< 1.12hc =0.051C-0.051hff=0.00205hp二 he hl h 厂 0.01389Vs2+ O.3711L2" +0.0318hd= 0.153Ls¥= 0.153215比Vl.12 汽 0.0238 丿LsVsCo Ao. p=0.051*2.894 l0.8 7.140 丿 i847.1 丿= 0.01389Vs2hl = Bhw how =0.6 0.0496 0.6185L2/3= 0.02976 0.3711L;/30.5(0.5+0.0496)=(0.01389Vs2 +0.3711L2/3 +0.0318)+0.04

31、960.6185L?3 215.3L2Vs2 =13.92 _71.25L;/3 -15500L;(2-2)在操作范围内,任取几个Ls值,依式(2-2)算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.01813Vs, m /s3.6353.3843.0102.4701.982依据表中数据作出液泛线(2)(三)液相负荷上限线(3),HTAf0.57.181ccc 3/Ls,max = = 0.0181m /s( 3-3)T5(四) 漏液线(气相负荷下限线)(4)hL =hw + how =0.0496 +0.6185L?3漏液点气速Uom =4.4x0.8

32、jb.0056+0.13(0.0496+0.6185Ls/3 )0.00205847.1/2.894Vs,min =AoUom,整理得:22/3Vs,min =5.716Ls +0.711(4-4)在操作范围内,任取几个Ls值,依式(4-4)算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.0181Vs, m 3/s0.8750.9370.9881.0291.051依据表中数据作出漏液线(4)(五)液相负荷下限线(5)取平堰堰上液层高度 h°w = 0.006 m, E 1.0。how0.00284 E36°°Ls,min1

33、w2/3/2/33600Ls、= 0.00284" I =0.006< 1.12 丿43Ls,min =9.55"0 m /s (5-5)操作气液比 Vs/Ls =1.795 0.0021 38427操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之比,即:操作弹性=Vs = 340 = 4.25Vs,min0.80九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表精馏塔的设计计算结果汇总一览表项目符号单位计算结果精馏段提馏段平均压强kPa108.1平均温度°C84平均流量气相m3/s1.795液相m3/s0.00213实际塔板数块

34、8板间距m0.5塔段的有效高度m3.5塔径m1.6空塔气速m/s0.893塔板液流型式单流型溢流 装 置溢流管型式弓形堰长m1.12堰高m0.050溢流堰宽度m0.224底隙高度m0.024板上清液层高度m0.060孔径mm5孔间距mm15孔数个7113开孔面积m20.140筛孔气速m/s12.86塔板压降kPa0.69液体在降液管中的停留时间s42.46降液管内清液层高度m0.144雾沫夹带kg液/kg气0.00725负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s3.40气相最小负荷m3/s0.80操作弹性4.25十、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算(一)料液预热器根据原料液进出预

35、热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q,然后估算预热器的换热面积A,最后按换热器的设计计算程序执行。(二)塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出,为1593kW。一般采用循环水冷却,进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。(三)塔釜再沸器因为饱和液体进料,故V 二V - 1 - q F二V。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失(一般情况下约为提供总热量的510%)。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备,故再沸器的设计计算与蒸发器同。(四)精馏塔的管口直径1塔顶蒸汽出口管径依据流速选取,但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关,常压可取1220m

36、/s。2回流液管径回流量前已算出,回流液的流速范围为0.20.5m/s;若用泵输送回流液,流速可取12.5 m/s。3加料管径料液由高位槽自流,流速可取0.40.8 m/s;泵送时流速可取 1.52.5m/s。4料液排出管径塔釜液出塔的流速可取0.51.0m/s。5饱和蒸汽管径蒸汽流速:<295kPa : 2040 m/s; <785kPa: 4060 m/s; >2950 kPa: 80 m/s。塔的提馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算-、提馏段的物性及状态参数(一)平均压强pm取每层塔板压降为 0.7kPa计算。进料板:pF =110.9kPa塔底:Pw =105.30

37、.7 21 =120 kPa平均压强 pm 二 110.9 120 /2 =115.45kPa(二)平均温度tm查温度组成图得:加料板为88C,塔底为131.8 C。tm = 88 131.8 /2 =109.9 C(三)平均分子量 M m加料板: y =0.935 , xF -0.728 (查相平衡图)MVF,m =0.935 疋 78.11 +(1 0.935112.61 =80.35kg/kmolM LF,m =0.728 疋 78.11 +(1 0.728112.61 =87.49kg/kmol塔底: xW =0.0 02 8 8 yW =0.012。(查相平衡图)MvW,m =0.0

38、12 78.111 -0.012112.61 =112.2kg/kmolM LW,m =0.00288 78.111 -0.00288112.61 = 112.5kg/kmol提馏段:MV,m =(80.35 +112.2 )=96.28kg/kmolM L,m =(87.49 +112.5 )/2 =100kg/kmol(四)平均密度1液相平均密度 P,m3进料板:pf,a =912.13-1.188& =912.13-1.1886%88=807.5kg/mPf,b =1124.4 1.0657t =1124.4 1.0657 疋 88 = 1030.6kg/m31PLF ,m丄 a

39、B= I pLF ,ApLF ,B0.650.35+n807.5 1030.63PF,m =873.7kg/m塔底:pw,a 二 912.13-1.1886t =912.13-1.1886 131.8 = 755.5kg/m3pW,B =1124.4 -1.0657t =1124.4-1.0657 131.8 = 983.9kg/m3aAaBP_W,ApLW, B0.0020.998+n755.5 983.93PW,m =993.2 kg/m提馏段:p,m =(8737 +9932)/2 = 933.5kg/m32. 汽相平均密度P,mpm M V ,mfV,m 二RTm115.45 96.2

40、88.314 273 109.93=3.492kg/m(五)液体的平均表面张力(ym进料板:of,A = 20.20mN/m ; of,b = 25.34mN/m (88C)°AXB°A °B+ °BxaF20.20 25.34120.20 x 0.272 + 25.34% 0.728 丿一 21.38mN/m塔底:ow,a =15.3mN/m ;oVvb = 20.4mN/m (1318C)W,mOA obi =I OAXB + OBXA W=20.38mN/m匕5.3汇 0.997 +20.4汉 0.003丿15.3 20.4精馏段:f121.382

41、0.38 /2 = 20.88mN/m(六)液体的平均粘度ML,m塔顶:查化工原理附录 11有:加料板:mf ,m = 0.28 x 0.728 + 0.41 x 0.272 = 0.315mPa s塔 底:Mlw m - 0.2 0.003 :;,0.27 0.997 = 0.27 mPa s提馏段:M,m =0.315 0.27 /2 = 0.293mPa s、提馏段的汽液负荷计算汽相摩尔流率V 7 - 1 - q F hR 1 D =1.492 157.73 =235.33kmol/h汽相体积流里x/ VMv,m235.33X 96.28 , ccc 3,Vs1.802m /s3600

42、p,m3600 3.492汽相体积流里33Vh = 1.795m3/ 6488m 3/h液相回流摩尔流率r-L qF=RD qF =0.492 157.731 213.84 = 291.44kmol/h液相体积流量,LM L,m 291.44 汇 100 CCCC" 3,Ls0.00867m /s3600 pL,m 3600733.5液相体积流量Lh =0.00867m3/s=31.22m3/h再沸器的热负荷 Q =Vr =1235.33 35.3 103 /3600 =2308kW(忽略温度压力对汽化潜热的影响)三、塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算(一)塔径1初选塔板间距 Ht =

43、500mm及板上液层高度h 60mm,则:HT -hL =0.5 -0.06 = 0.44m2.按Smith法求取允许的空塔气速Umax (即泛点气速Uf)、0.5S.00876 丫933.5 1.8023.492 丿0.5= 0.0795查Smith通用关联图得 C20二0.0925负荷因子C二C2020 二 0.0925泛点气速:Umax =CP二 p/ p - 0.0933. 933.5 - 3.492 /3.492 =1.523m/s3操作气速取 u 二 0.7Umax 1066m/s4.精馏段的塔径D = V4Vs / u = J4 疋 1.802/3.14汉 1.066 = 1.4

44、68m为加工方便,圆整取 D = 1600mm,即上下塔段直径保持一致,此时提馏段的操 作气速 u =0.897m/s。(二)塔板工艺结构尺寸的设计与计算1. 溢流装置采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘,且不设进口内堰。(1) 溢流堰长(出口堰长)lw取 lw =0.7D =0.7 1.6 =1.12m堰上溢流强度 Lh/lw =31.22/1.12 =27.88m3/m h : 100 130m3/ m h ,满足筛板塔的堰上溢流强度要求。(2) 出口堰高hwhw 二 h -h2 / 3对平直堰 how = 0.00284E Lh/lw由 lw/D =0.7 及 Lh/l;

45、5 =31.22/1.122.5 = 23.52 ,查化工原理图 11-11 得E =1.04,于是:2/3how =0.00284x1.04(31.22/1.12)= 0.0272m a 0.006m (满足要求)hw = hL 'how = 0.06 0.0272 = 0.0328m(3)降液管的宽度 Wd和降液管的面积 Af由 lw/ D =0.7,查化原下 P147图 11-16得 Wd /D =0.14, Af / At =0.09,即:2 2 2Wd = 0.224m,At = 0.785D2 = 2.01m ,Af = 0.181m。液体在降液管内的停留时间t Af Ht

46、 /L 0.181 0.5/0.00876 = 10.33s 5s (满足要求)(4)降液管的底隙高度 ho液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s,取液体通过降液管底隙的流速Uo 二 0.08m/s,则有:Ls 0.00876 ho-0.0978m ( h。不宜小于 0.020.025m,本结果满足要lwUo 1.120.08求)2. 塔板布置(1)边缘区宽度 Wc与安定区宽度 Ws与精馏段同,即 Wc =50 mm,Ws =75 mm。开孔区面积与精馏段同,即A = 1.382m23. 开孔数n和开孔率©亦与精馏段同,即n = 7113孔每层塔板的开孔率 心 0.90

47、72 = 0907 =0.101 ( ©应在515%,故满足要求) (t/d。)3每层塔板的开孔面积 A。= 恢 =0.101 1.382 = 0.140m2气体通过筛孔的孔速 uo 二Vs/A。=1.802/0.140 =12.87m/s4提馏段的塔高Z2Z2 =:Np2 -1 Ht 二 13 -10.5 =6.0m四、塔板上的流体力学验算(一)气体通过筛板压降 hp和App的验算(Thp1气体通过干板的压降hehc =0.051Uo型=0.051C o .丿 Plz-.212.87 ! 3.492 门I = 0.0494m< 0.8 丿 933.5式中孔流系数 Co由do

48、/汁5/3=1.67查图11-10得出,Co=0.8。2气体通过板上液层的压降 hih| = p hw how 二 fhL = 0.6 0.06 = 0.036m式中充气系数 卩的求取如下:气体通过有效流通截面积的气速 Ua,对单流型塔板有:VsAt _ Af1.8022.01-0.181=0.985m/s动能因子 Fa 二 Ua : P/ =0.981 2.894 =1.6693气体克服液体表面张力产生的压降(T(T4 CTpgdo4 20.88 10"933.5 9.81 0.005=0.00182m4气体通过筛板的压降(单板压降)hp和 侔php =hc h hT 工0.049

49、40.0360.00182 = 0.087m4)p = pghp =933.5 9.81 0.087 =797Pa =0.797kPa 0.7kPa (尚可接 受,本设计不再做重新设计计算)。5.7 10e(二)雾沫夹带量ev的验算5.7 10止0.98121.26 10”0.5-2.5 0.06=0.00725kg液/kg气:0.1kg液/kg气(满足要求)式中:hf =2.5九,验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。(三)漏液的验算漏液点的气速uom%m =4.4C。J(0.0056 +0.13hL hjp / p= 4.4 08- 0.0056 0.13 0.06-0.002 847.1/

50、2.894=6.430 m/su 12 86筛板的稳定性系数 K =. = 2.01.5 (不会产生过量液漏)Uom 6.430(四)液泛的验算H d乞Ht hw为防止降液管发生液泛,应使降液管中的清液层高度Hd 二hphLhd=0.1530.00213J.12x 0.0238 丿=0.00098 mHd =0.083 0.060.00097 = 0.144m Hthw = 0.5 0.5 0.0496 = 0.275mHd乞Ht hw成立,故不会产生液泛。通过流体力学验算,可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适,若要做出最合理的设计,还需重选 Ht及hL,进行优化设计。八、塔板负荷性能图(

51、一)雾沫夹带线(1)_5.7 10上-(T*T-2.5hL_Ua3.2(1)式中:UaAt - AfVs2.01-0.181-0.5467Vshf =2.5 =2.5 hwh ow-3600 Ls2/31= 2.5 10.0496 +0.00284 E!-1l w丿J-/x2/3 n3600 Ls = 2.50.0496 于0.00284"l< 1.12 丿 j= 0.1241.546LS/3将已知数据代入式(1)_65.7 1021.26 10”-0.1046ZVI'2。5 -0.124 -1.546L?3Vs =4.376 -17.99L?3(1-1)在操作范围内,任取几个Ls值,依式(1-1)算出对应的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.0009550.0050.010.0150.01

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