河北工程大学
化工原理课程设计
题目名称:连续精馏塔的设计
院 系 理学院 专 业 应用化学 班 级 08级(1)班 学 号 080370104 姓 名 韩德福
2011-7-3
连续精馏塔的设计
设计任务书
(一) 设计题目
试设计一座苯-甲苯连续精馏塔,要求年产纯度为 95% 的苯 10 万吨/年,塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ,塔釜馏出液中含苯不得高于 0.3% ,原料液中含苯 30% 。(以上均为质量分数)
(二) 操作条件
1) 塔顶压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选
4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa(表压) 5) 单板压降 ≤0.7kPa。
(三) 塔板类型
自选
(四) 工作日
每年工作日为300天,每天24小时连续运行。
(五) 设计说明书的内容
1. 设计内容
(1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算; (4) 塔板数的确定;
(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算; (7) 塔板主要工艺尺寸的计算; (8) 塔板的流体力学验算; (9) 塔板负荷性能图;
(10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取(进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等)
(11) 塔板主要结构参数表
(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2. 设计图纸要求:
1) 绘制生产工艺流程图(A3号图纸);
2) 绘制精馏塔设计条件图(A3号图纸)。
目 录
1. 流程和工艺条件的确定和说明 .............................................................................. 1 2. 操作条件和基础数据 .............................................................................................. 1
2.1. 操作条件 ........................................................................................................ 1 2.2. 基础数据 ........................................................................................................ 1 3. 精馏塔的物料衡算 .................................................................................................. 1
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 ........................................................ 1 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ................................................ 2 3.3. 物料衡算 ........................................................................................................ 2 4. 塔板数的确定 .......................................................................................................... 2
4.1. 理论塔板层数NT的求取 .............................................................................. 2
4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图 ............................................................................. 2 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 ........................................................ 4 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 ................................................................ 4 4.1.4. 求操作线方程 ...................................................................................... 4 4.1.5. 图解法求理论板层数 .......................................................................... 4 4.2. 实际塔板数的求取 ........................................................................................ 4 5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 .................................................................. 4
5.1. 操作压力计算 ................................................................................................ 5 5.2. 操作温度计算 ................................................................................................ 5 5.3. 平均摩尔质量计算 ........................................................................................ 5 5.4.平均密度计算 .................................................................................................. 5
5.4.1. 气相平均密度计算 .............................................................................. 5 5.4.2. 液相平均密度计算 .............................................................................. 6 5.5. 液体平均表面张力计算 ................................................................................ 6 5.6.液体平均黏度计算 .......................................................................................... 7 5.7. 全塔效率计算 ................................................................................................ 7
5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 ...................................................................... 7 5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 .................................................................. 8 5.7.3. 全塔效率的计算 .................................................................................. 8
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .................................................................................. 8
6.1. 塔径的计算 .................................................................................................... 8 6.2. 精馏塔有效高度的计算 ................................................................................ 9 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................................................... 10
7.1. 溢流装置计算 .............................................................................................. 10
7.1.1. 堰长lW ................................................................................................ 10 7.1.2. 溢流堰高度hW................................................................................... 10 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af .................................................... 10 7.1.4. 降液管底隙高度h0 ............................................................................ 11 7.2. 塔板布置 ...................................................................................................... 11
7.2.1. 塔板分布 ............................................................................................ 11 7.2.2. 边缘区宽度确定 ................................................................................ 11 7.2.3. 开孔区面积计算 ................................................................................ 11 7.2.4. 筛孔计算及其排列 ............................................................................ 11
8. 筛板的流体力学验算 ............................................................................................ 12
8.1. 塔板压降 ...................................................................................................... 12
8.1.1. 干板阻力hc计算 ............................................................................... 12 8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 ........................................................... 12 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 ........................................................... 12 8.2. 液面落差 ...................................................................................................... 13 8.3. 液沫夹带 ...................................................................................................... 13 8.4. 漏液 .............................................................................................................. 14 8.5. 液泛 .............................................................................................................. 14 9. 塔板负荷性能图 .................................................................................................... 14
9.1. 漏液线 .......................................................................................................... 14 9.2. 液沫夹带线 .................................................................................................. 15
9.3. 液相负荷下限线 .......................................................................................... 16 9.4.液相负荷上限线 ............................................................................................ 16 9.5.液泛线 ............................................................................................................ 16 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 ...................................................................... 18
10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV ..................................................................... 18 10.2. 回流管的直径dR ..................................................................................... 19 10.3. 进料管的直径dF ..................................................................................... 19 10.4. 塔底出料管的直径dW ............................................................................ 19 11. 塔板主要结构参数表 ........................................................................................... 19 12. 设计实验评论 ...................................................................................................... 20 13.参考文献 ................................................................................................................ 21 14. 附图(工艺流程简图、主体设备设计条件图) .............................................. 21
1. 流程和工艺条件的确定和说明
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。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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,其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
2. 操作条件和基础数据
2.1. 操作条件 塔顶压力 常压 进料热状态 泡点进料 回流比 1.4倍
塔底加热蒸气压力 0.5Mpa(表压) 单板压降 ≤0.7kPa。 2.2. 基础数据
进料中苯含量(质量分数) 30% 塔顶苯含量(质量分数) 95% 塔釜苯含量(质量分数) 0.3% 生产能力(万吨/年) 10
3. 精馏塔的物料衡算
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol
xF=
0.30/78.11
0.30/78.110.70/92.13
=0.336
xD=0.95/78.11
0.95/78.110.05/92.13
=0.957
xW=0.003/78.11
0.003/78.110.997/92.13
=3.54×10-3
3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF= 0.336×78.11+(1-0.336)×92.13=87.42kg/kmol MD= 0.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.11 kg/kmol
MW= 3.54×10-3×78.11+(1-3.54×10-3)×92.13=92.08 kg/kmol 3.3. 物料衡算
108
生产能力 =11416 kg/h
36524
塔顶产量 D=
11416
=145 kg/kmol 78.71
总物料衡算 F=145+W
苯物料衡算 0.30F=0.95×145+0.003W 联立解得 F =462.30 kmol/h W=313.30 kmol/h
4. 塔板数的确定
4.1. 理论塔板层数NT的求取
苯—甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。 4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图
由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据
表一 苯—甲苯气液平衡[苯(101.3KPa)/%(mol)]
由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。
图一
图二
4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定
采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料,则xF =xq,在图二中对角线上,自点(0.336,0.336)作垂线即为进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为
yq = 0.55 xq=0.336
故最小回流比为
Rmin=
xDyqyqxq
=
0.960.55
=1.914
0.550.336
则操作回流比为
R= 1.4Rmin =1.4×1.914=2.68 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定
L=RD=2.68×145=388.60 kmol/h
V=(R+1)D=(2.68+1)×145=533.60 kmol/h
L′=L+F=388.60+462.30=850.90 kmol/h V′=V=533.60 kmol/h 4.1.4. 求操作线方程 精馏段操作线方程为
y
LD388.60145xxDx0.9570.73x+0.26 VV533.60533.60L'W850.90317.30x'xwx'3.541031.49x'2.10103 V'V'533.60533.60
提馏段操作线方程为
y'
4.1.5. 图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数,如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=21(包括再沸器) 进料板位置 NF=7 4.2. 实际塔板数的求取
精馏段实际板层数 N精=6/0.56=10.71≈11 提馏段实际板层数 N提=15/0.56=26.78≈27
5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
5.1. 操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.30 kPa 每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa
进料板压力 PF=101.30+0.70×11=109 kPa 精馏段平均压力 Pm=(101.30+109)/2=105.15 kPa 5.2. 操作温度计算 由图二得出
塔顶温度 tD=81.10 ºC 进料板温度 tF=97.46 ºC
精馏段平均温度 tm=(81.10+97.46)/2=89.28 ºC 5.3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957,查图二得 x1=0.90
MVDm=0.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.90×78.11+(1-0.90)×92.13=79.51 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图二解理论板,得
yF=0.533 xF=0.323
MVFm=0.533×78.11+(1-0.533)×92.13= 84.66 kg/kmol MLFm=0.323×78.11+(1-0.323)×92.13=87.60 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.71+84.66)/2=81.68 kg/kmol MLm=(79.51+87.60)/2=83.56 kg/kmol 5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,即
Vm=
PmMVm105.1581.66
2.85kg/m3
8.314(98.28273.15)RTm
5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即
1/Lm=ai/i 塔顶液相平均密度的计算 有tD=81.10 ºC,查手册[2]得
33
A=810 kg/m B=809 kg/m
LDm=
1
809.96 kg/m3
0.957/8100.043/809
进料板液相平均密度计算 有tF=97.46 ºC,查手册[2]得
33
A=792 kg/m B=790kg/m
进料板液相的质量分率
αA=
0.32378.11
0.29
0.32378.110.67792.13
1
790.58 kg/m3 LFm=
0.29/7920.71/790
精馏段液相平均密度为
3
Lm=(809.96+790.58)/2=800.27 kg/m
5.5. 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即
Lmxii
塔顶液相平均表面张力的计算 有tD=81.10 ºC,查手册[2]得
A=21.10 mN/m B=21.30 mN/m LDm=0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m
进料板液相平均表面张力的计算 有tF=97.46 ºC,查手册[2]得
A=19.10 mN/m B=19.60 mN/m LFm=0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m
精馏段液相平均表面张力为
Lm= (21.11+19.44)/2=20.28 mN/m
5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算,即
lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=81.11ºC,查手册[2]得
A=0.31 B=0.32
lgLDm0.957lg(0.31)0.043lg(0.32) 解出LDm=0.31 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算 由tF=97.46ºC,查手册[2]得
A=0.26 B=0.29
lgLFm0.323lg(0.26)0.677lg(0.29) 解出LFm=0.28 mPa·s 精馏段液相平均粘度为
Lm=(0.31+0.28)/2=0.30
5.7. 全塔效率计算
5.7.1. 全塔液相平均粘度计算
塔顶液相平均粘度为 LDm=0.31 mPa·s 塔釜液相平均粘度的计算 由tW=110.40ºC,查手册[2]得
A=0.22 B=0.24
lgLWm3.54103lg(0.22)(13.54103)lg(0.24) 解出LWm=0.24 mPa·s 全塔液相平均粘度为
L=(0.31+0.24)/2=0.28
5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 相对挥发度依下式计算,即
P
mDW A(理想溶液)
PB塔顶相对挥发度的计算 由tD=81.11ºC,查手册[2]得
PA°=104.80 KPa PB°=40 KPa
D
PAPB
104.80
2.62 40
由tW=110.4ºC,查手册[2]得
PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa
W
PAPB
250
2.48
100.60
全塔相对挥发度为
mDW2.622.482.55
5.7.3. 全塔效率的计算
L0.282.550.71
查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E0'=0.51 筛板塔校正值为1.1 故E0=1.1E0'=1.1×0.51=0.56
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1. 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
Vs
VMVm533.6081.68
4.25m3/s 36002.853600Vm
Ls
LMLm388.6083.56
0.011m3/s
3600Lm3600800.27
由 umax=C式中C=C20(
LV
V
σ0.2
),C20查手册史密斯关联图[4]可得 20
其中横坐标为
LhL1/20.0113600800.271/2
()0.043 ()=
4.2836002.83VhV
取板间距HT=0.60m,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.60-0.06=0.54m 查史密斯关联图可得
C20=0.12 C=C20(
20.280.2σ0.2
)=0.12 )=0.12×(
2020
umax=0.12×
800.272.85
=2.01m/s
2.85
取安全系数为0.7,则空塔气速为
u= 0.7umax=0.70×2.01=1.41 m/s
44.25
==1.97m 3.141.41
按标准塔径圆整后为 D=2m 塔截面积为
AT=
4
D2
4
2.0023.14m2
实际空塔气速为
u=
4.25
=1.36 m/s 3.14
6.2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z精=(N精-1)×HT=(11-1)×0.60=6 m 提馏段有效高度为
Z提=(N提-1)×HT=(27-1)×0.60=15.60m 在进料板上方开一个人孔,其高度为0.80m 则精馏塔的有效高度为
Z= Z精+ Z提 +0.80=6.00+15.60+0.80=22.20m
7. 塔板主要工艺尺寸的计算
7.1. 溢流装置计算
因塔径D=2m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下: 7.1.1. 堰长lW
取 lW=0.80D=0.80×2=1.60m 7.1.2. 溢流堰高度hW 由 hW=hL-hOW
选用平直堰,堰上液层高度hOW=近似取E=1,则 hOW=
2.840.01136002/3
1=0.024m 10001.6
L2/32.84
E(h)
1000lw
取板上请液层高度 hL=0.06m 则 hW=hL-hOW=0.06-0.024=0.036m 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D=0.8
查手册弓形降液管的参数图[4]得
AfAT
0.15
Wd
0.2 D
则 Af=0.15×3.14=0.47 m2
Wd=0.2×2==0.40m
验算液体在降液管中停留时间,即 θ=
3600AfHT36000.470.60
==25.64s>5s
0.0113600Lh
故降液管设计合理 7.1.4. 降液管底隙高度h0
h0
Lh
3600lwu0'
取 u0=0.25 则 h0
0.0113600
=0.028
36001.60.25
hW-h0=0.036-0.028=0.008m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘,深度h'W=50mm 7.2. 塔板布置 7.2.1. 塔板分布
因D=2>0.80m,所以采用分块式。查手册[4]得,塔板分为5块。 7.2.2. 边缘区宽度确定
取WsW's0.06m,Wc=0.03m。 7.2.3. 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算,
Aa2(xrx
2
2
xsin1) 180r
r2
2D
(WdWS)-(0.30+0.60)=0.64m
22
2D
r=Wc-0.03=0.97m
22
其中 x=
则 Aa=2.28 m2
7.2.4. 筛孔计算及其排列
苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性,选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角排列,取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.5×4=10mm 筛孔数目n为
n=
1.155Aa1.1550.532==6145个
0.0102t2
开孔率为
φ=0.907(
d020.0042
)=14.50% )=0.907(
t0.010
气体通过阀孔的气速为
u0=
4.28Vs
12.95m/s =
A02.280.14
8. 筛板的流体力学验算
8.1. 塔板压降
8.1.1. 干板阻力hc计算 干板阻力可由下式计算,
hc=0.051(
u02V
)()
c0L
由d0/δ=4/3=1.33,查手册干筛孔的流量系数图[4],可得C0=0.78
12.9522.85()()0.050m液柱 故 hc=0.051
0.78800.27
8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1通过下式计算
h1=hL ua=
4.25Va
1.60m/s =
ATAf3.140.47
F0=1..832.69kg1/2/(s·m1/2) 查手册充气系数关联图[4]可得
=0.55
则 h1=hL=0.55(0.036+0.024)=0.033m液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算
4L420.28103
hσ=0.0026m液柱
Lgd0800.279.810.004
气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得
hp= h1+ hσ+ hc
hp=0.050+0.033+0.0026=0.086 气体通过每层塔板的压降为
ΔPp= hpLg=0.086×800.27×9.81=675.16 Pa
液面落差h由下式[5]计算
h
[0.215(250b1000hf)2(3600Ll)Z1]
(1000bhL)L
3
平均液流宽度
b
(Dlw)(21.60)
1.80m 22
塔板上鼓泡层高度
hf(1/4)hL2.5hf2.50.060.15m 内外堰间距离
Z1D2Wd220.41.2m 液相流量
LLLs=0.011 m3/s 故
[0.215(2501.8010000.15)20.30(36000.011)1.20]3
m h1.09103
(10001.800.06)800.27
h/0.05=0.022
所以液面落差符合要求 8.3. 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算
eV
5.710ua
LHThf
6
3.2
hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15
5.71061.60
则 ev()3.20.016 kg液/kg气
20.28100.600.15
所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。 8.4. 漏液
对筛板塔,漏液点气速u0,min由下式算得
u0,min4.4C0
0.00560.13hLh0L/v
800.27
=6m/s 2.85
4.40.0.00560.130.060.0026实际孔速u0=12.95m/s>u0,min 稳定系数为
K
u0u0,min
12.95
2.161.5 6.00
故在本设计中无明显漏液。 8.5. 液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层Hd高应服从下式
HdHThw 苯—甲苯物系属一般物系,取=0.5,则 =0.5(0.60+0.036)=0.32m (HT+hw)又 Hd=hp+ hL+ hd
板上不设计进口堰,hd可由下式算得
hd0.153u0'0.1530.250.009m6液柱
2
2
Hd = 0.086+0.060+0.0096=0.156m液柱
HdHThw 则本设计中不会发生液泛现象。
9. 塔板负荷性能图
9.1. 漏液线
由 u0,min4.4C0
u0,min=
0.00560.13hLh0L/v
Vs,min
A0
hL=hOW +hW hOW=
L2/32.84
E(h)
1000lw
2/3
L2.84h
Eh0.00560.13hwL/v 01000Lw
得 Vs,min4.4C0A0
=4.4×0.78×2.28×0.145
2/3
2.843600Ls
1 ×0.00560.130.0360.0026800.27/2.85 10001.6
整理得
0.063LsVs,min=13.0.00768
2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表二。
表二
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 1.33
0.010 1.37
0.030 1.56
0.060 1.75
由上表作出漏液线1。 9.2. 液沫夹带线
以ev=0.1 kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
5.710ua由 eV
HhLfT
6
3.2
ua=
VsVs
0.323Vs =
ATAf3.140.47
hf=2.5hL=2.5(hOW +hW) hW=0.036 hOW=
3600Ls2/32.842/3
1()0.49Ls 10001.6
故 hf=0.09+1.22Ls2/3
HT-hf=0.6-(0.09+1.22Ls2/3 )=0.51-1.22Ls2/3
0.323Vs5.710
=0.1 eV2/3320.28100.511.22Ls
6
3.2
整理得 Vs3.923.68Ls2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表三。
表三
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 9.03
0.010 8.80
0.030 7.61
0.060 6.27
由上表可作出液沫夹带线2。 9.3. 液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW=
2.843600Lh2/3
E()=0.006 1000lw
取E=1,则 Ls,min=(
0.00610003/21.6
)0.00136 m3/s
2.843600
则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 9.4.液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式
θ=
AfHT
4 Ls
AfHT0.470.60
0.070 m3/s
4Ls
得 Ls,max=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 9.5.液泛线
令 HdHThw
由 Hd=hp+ hL+ hd;hp= h1+ hσ+ hc;h1=βhL;hL=hOW +hW 联立得HT(1)hW(1)hOWhc+hd+h
忽略hσ,将hOW与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系代入上式,并整理得
222/3
a'VSb'c'LSd'LS式中
a'
0.051V
() 2
A0C0L
b'HT(1)hW
c'0.153/(lWh0)2 d'2.84*103E(1)(
36002/3
) lW
将有关数据代入,得
0.0512.85
()0.00272
0.1452.280.78800.27
b'0.500.60(0.500.551.00)0.0360.26a'
c'
0.153
76.232
1.600.02836002/3
)0.760.60
2/3
d'2.841031(10.55)(
2
2
则 0.0027Vs0.2676.23Ls0.76Ls即 Vs96.3028233Ls218.50Ls
2
2
2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表四。
表四
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 9.32
0.010 9.13
0.030 7.06
0.040 5.07
由上表数据可以作出液泛线5.
根据以上各线方程,可以作出筛板塔的负荷性能图,如下:
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可知,改筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图得
33
Vs,min=1.18 m/s Vs,max=7.83 m/s
则操作弹性为
Vs,ma/xVs,min=6.64
10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取
10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV
操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为12~20 m/s,蒸气管的直径为
dV
4Vs
,其中dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s,取uv=15.00 uV
m/s,则
dV
4Vs44.25
0.6m uV3.1415
故选取接管外径×厚度 630×20mm 10.2. 回流管的直径dR
塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s,则
dR
4Ls40.011
0.02m uV3.140.3
故选取接管外径×厚度25×2mm 10.3. 进料管的直径dF
采用高位槽送料入塔,料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s,取料液速度uF= 0.5 m/s,则
dF
4LF40.014
0.19m uF3.140.5
故选取接管外径×厚度219×14mm
10.4. 塔底出料管的直径dW
一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s,循环式再沸器取1.0~1.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s)
则 dW
4LW40.010
0.12m uW3.140.8
接管外径×厚度133×5.5mm
11. 塔板主要结构参数表
表五.筛板塔设计计算结果
序号 1 2 3 4 5 6
项目
数值
平均温度 tm ℃ 89.28 平均压力 Pm kPa 气相流量 Vs m3/s 液相流量 Ls m3/s 实际塔板数 有效段高度 Z m
105.15 4.25 0.011 38 22.20
7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32
精馏塔塔径 m 板间距 m 溢流形式 降液管形式 堰长 m 堰高 m 板上液层高度 m 堰上液层高度 m 降液管底隙高度 m 安定区宽度 m 边缘区宽度 m 开孔区面积 m2 筛孔直径 m 筛孔数目 孔中心距 m 开孔率 % 空塔气速 m/s 筛孔气速 m/s 稳定系数
精馏段每层塔板压降 Pa 负荷上限 负荷下限
液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气) 气相负荷上限 m3/s 气相负荷下限 m3/s 操作弹性
2 0.60 单溢流 弓形 1.60 0.036 0.060 0.024 0.028 0.060 0.030 2.28 0.004 6145 0.012 14.50 1.36 12.95 2.16 675.16 液泛控制 漏液控制 0.016 0.070 1.36×10-3 1.69
12. 设计实验评论
苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到,常含有芳香族同系物、噻吩
及饱和烃等,常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体,有芳香族特有的气味,难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性,急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱,终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料,清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。
本设计进行苯和甲苯的分离,采用直径为2m的精馏塔,选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式,并采用了弓形降液盘。该设计的优点: 1.操用、调节、检修方便; 2.制造安装较容易;
3.处理能力大,效率较高,压强较低,从而降低了操作费用; 4.操作弹性较大。 该设计的缺点:
设备的计算及选型都有较大的误差存在,从而选取的操作点的不是在最好的范围内,影响了设计的优良性。
13.参考文献
[1] 程能林.溶剂手册.北京:化学工业出版社,2002 [2] 刘光启等.化工物性算图手册, 2002 [3] 杨祖荣.化工原理.北京:化学工业出版社,2009
[4] 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002
[5] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京:化学工业出版社,1996,2-200
14. 附图(工艺流程简图、主体设备设计条件图)
河北工程大学
化工原理课程设计
题目名称:连续精馏塔的设计
院 系 理学院 专 业 应用化学 班 级 08级(1)班 学 号 080370104 姓 名 韩德福
2011-7-3
连续精馏塔的设计
设计任务书
(一) 设计题目
试设计一座苯-甲苯连续精馏塔,要求年产纯度为 95% 的苯 10 万吨/年,塔顶馏出液中含苯不得低于 95% ,塔釜馏出液中含苯不得高于 0.3% ,原料液中含苯 30% 。(以上均为质量分数)
(二) 操作条件
1) 塔顶压力 常压 2) 进料热状态 自选 3) 回流比 自选
4) 塔底加热蒸气压力 0.5Mpa(表压) 5) 单板压降 ≤0.7kPa。
(三) 塔板类型
自选
(四) 工作日
每年工作日为300天,每天24小时连续运行。
(五) 设计说明书的内容
1. 设计内容
(1) 流程和工艺条件的确定和说明 (2) 操作条件和基础数据 (3) 精馏塔的物料衡算; (4) 塔板数的确定;
(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算; (6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算; (7) 塔板主要工艺尺寸的计算; (8) 塔板的流体力学验算; (9) 塔板负荷性能图;
(10) 主要工艺接管尺寸的计算和选取(进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等)
(11) 塔板主要结构参数表
(12) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2. 设计图纸要求:
1) 绘制生产工艺流程图(A3号图纸);
2) 绘制精馏塔设计条件图(A3号图纸)。
目 录
1. 流程和工艺条件的确定和说明 .............................................................................. 1 2. 操作条件和基础数据 .............................................................................................. 1
2.1. 操作条件 ........................................................................................................ 1 2.2. 基础数据 ........................................................................................................ 1 3. 精馏塔的物料衡算 .................................................................................................. 1
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 ........................................................ 1 3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ................................................ 2 3.3. 物料衡算 ........................................................................................................ 2 4. 塔板数的确定 .......................................................................................................... 2
4.1. 理论塔板层数NT的求取 .............................................................................. 2
4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图 ............................................................................. 2 4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 ........................................................ 4 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 ................................................................ 4 4.1.4. 求操作线方程 ...................................................................................... 4 4.1.5. 图解法求理论板层数 .......................................................................... 4 4.2. 实际塔板数的求取 ........................................................................................ 4 5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 .................................................................. 4
5.1. 操作压力计算 ................................................................................................ 5 5.2. 操作温度计算 ................................................................................................ 5 5.3. 平均摩尔质量计算 ........................................................................................ 5 5.4.平均密度计算 .................................................................................................. 5
5.4.1. 气相平均密度计算 .............................................................................. 5 5.4.2. 液相平均密度计算 .............................................................................. 6 5.5. 液体平均表面张力计算 ................................................................................ 6 5.6.液体平均黏度计算 .......................................................................................... 7 5.7. 全塔效率计算 ................................................................................................ 7
5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 ...................................................................... 7 5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 .................................................................. 8 5.7.3. 全塔效率的计算 .................................................................................. 8
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .................................................................................. 8
6.1. 塔径的计算 .................................................................................................... 8 6.2. 精馏塔有效高度的计算 ................................................................................ 9 7. 塔板主要工艺尺寸的计算 .................................................................................... 10
7.1. 溢流装置计算 .............................................................................................. 10
7.1.1. 堰长lW ................................................................................................ 10 7.1.2. 溢流堰高度hW................................................................................... 10 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af .................................................... 10 7.1.4. 降液管底隙高度h0 ............................................................................ 11 7.2. 塔板布置 ...................................................................................................... 11
7.2.1. 塔板分布 ............................................................................................ 11 7.2.2. 边缘区宽度确定 ................................................................................ 11 7.2.3. 开孔区面积计算 ................................................................................ 11 7.2.4. 筛孔计算及其排列 ............................................................................ 11
8. 筛板的流体力学验算 ............................................................................................ 12
8.1. 塔板压降 ...................................................................................................... 12
8.1.1. 干板阻力hc计算 ............................................................................... 12 8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 ........................................................... 12 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 ........................................................... 12 8.2. 液面落差 ...................................................................................................... 13 8.3. 液沫夹带 ...................................................................................................... 13 8.4. 漏液 .............................................................................................................. 14 8.5. 液泛 .............................................................................................................. 14 9. 塔板负荷性能图 .................................................................................................... 14
9.1. 漏液线 .......................................................................................................... 14 9.2. 液沫夹带线 .................................................................................................. 15
9.3. 液相负荷下限线 .......................................................................................... 16 9.4.液相负荷上限线 ............................................................................................ 16 9.5.液泛线 ............................................................................................................ 16 10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 ...................................................................... 18
10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV ..................................................................... 18 10.2. 回流管的直径dR ..................................................................................... 19 10.3. 进料管的直径dF ..................................................................................... 19 10.4. 塔底出料管的直径dW ............................................................................ 19 11. 塔板主要结构参数表 ........................................................................................... 19 12. 设计实验评论 ...................................................................................................... 20 13.参考文献 ................................................................................................................ 21 14. 附图(工艺流程简图、主体设备设计条件图) .............................................. 21
1. 流程和工艺条件的确定和说明
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。设计中采用泡点进料,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。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,其余部分经产品冷凝冷却后送至储罐。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1.4倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。
2. 操作条件和基础数据
2.1. 操作条件 塔顶压力 常压 进料热状态 泡点进料 回流比 1.4倍
塔底加热蒸气压力 0.5Mpa(表压) 单板压降 ≤0.7kPa。 2.2. 基础数据
进料中苯含量(质量分数) 30% 塔顶苯含量(质量分数) 95% 塔釜苯含量(质量分数) 0.3% 生产能力(万吨/年) 10
3. 精馏塔的物料衡算
3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 水的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol
xF=
0.30/78.11
0.30/78.110.70/92.13
=0.336
xD=0.95/78.11
0.95/78.110.05/92.13
=0.957
xW=0.003/78.11
0.003/78.110.997/92.13
=3.54×10-3
3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
MF= 0.336×78.11+(1-0.336)×92.13=87.42kg/kmol MD= 0.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.11 kg/kmol
MW= 3.54×10-3×78.11+(1-3.54×10-3)×92.13=92.08 kg/kmol 3.3. 物料衡算
108
生产能力 =11416 kg/h
36524
塔顶产量 D=
11416
=145 kg/kmol 78.71
总物料衡算 F=145+W
苯物料衡算 0.30F=0.95×145+0.003W 联立解得 F =462.30 kmol/h W=313.30 kmol/h
4. 塔板数的确定
4.1. 理论塔板层数NT的求取
苯—甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。 4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图
由手册[1]查的甲醇-水物系的气液平衡数据
表一 苯—甲苯气液平衡[苯(101.3KPa)/%(mol)]
由上数据可绘出和t-x-y图和x-y图。
图一
图二
4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定
采用作图法求最小回流比。因为是泡点进料,则xF =xq,在图二中对角线上,自点(0.336,0.336)作垂线即为进料线(q线),该线与平衡线的交点坐标为
yq = 0.55 xq=0.336
故最小回流比为
Rmin=
xDyqyqxq
=
0.960.55
=1.914
0.550.336
则操作回流比为
R= 1.4Rmin =1.4×1.914=2.68 4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定
L=RD=2.68×145=388.60 kmol/h
V=(R+1)D=(2.68+1)×145=533.60 kmol/h
L′=L+F=388.60+462.30=850.90 kmol/h V′=V=533.60 kmol/h 4.1.4. 求操作线方程 精馏段操作线方程为
y
LD388.60145xxDx0.9570.73x+0.26 VV533.60533.60L'W850.90317.30x'xwx'3.541031.49x'2.10103 V'V'533.60533.60
提馏段操作线方程为
y'
4.1.5. 图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数,如图二所示。求解结果为 总理论塔板数 NT=21(包括再沸器) 进料板位置 NF=7 4.2. 实际塔板数的求取
精馏段实际板层数 N精=6/0.56=10.71≈11 提馏段实际板层数 N提=15/0.56=26.78≈27
5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算
5.1. 操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.30 kPa 每层塔板压降 ΔP=0.70 kPa
进料板压力 PF=101.30+0.70×11=109 kPa 精馏段平均压力 Pm=(101.30+109)/2=105.15 kPa 5.2. 操作温度计算 由图二得出
塔顶温度 tD=81.10 ºC 进料板温度 tF=97.46 ºC
精馏段平均温度 tm=(81.10+97.46)/2=89.28 ºC 5.3. 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.957,查图二得 x1=0.90
MVDm=0.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.71 kg/kmol MLDm= 0.90×78.11+(1-0.90)×92.13=79.51 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图二解理论板,得
yF=0.533 xF=0.323
MVFm=0.533×78.11+(1-0.533)×92.13= 84.66 kg/kmol MLFm=0.323×78.11+(1-0.323)×92.13=87.60 kg/kmol 精馏段平均摩尔质量
MVm=(78.71+84.66)/2=81.68 kg/kmol MLm=(79.51+87.60)/2=83.56 kg/kmol 5.4.平均密度计算 5.4.1. 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,即
Vm=
PmMVm105.1581.66
2.85kg/m3
8.314(98.28273.15)RTm
5.4.2. 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即
1/Lm=ai/i 塔顶液相平均密度的计算 有tD=81.10 ºC,查手册[2]得
33
A=810 kg/m B=809 kg/m
LDm=
1
809.96 kg/m3
0.957/8100.043/809
进料板液相平均密度计算 有tF=97.46 ºC,查手册[2]得
33
A=792 kg/m B=790kg/m
进料板液相的质量分率
αA=
0.32378.11
0.29
0.32378.110.67792.13
1
790.58 kg/m3 LFm=
0.29/7920.71/790
精馏段液相平均密度为
3
Lm=(809.96+790.58)/2=800.27 kg/m
5.5. 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算,即
Lmxii
塔顶液相平均表面张力的计算 有tD=81.10 ºC,查手册[2]得
A=21.10 mN/m B=21.30 mN/m LDm=0.957×21.10+0.043×21.30=21.11 mN/m
进料板液相平均表面张力的计算 有tF=97.46 ºC,查手册[2]得
A=19.10 mN/m B=19.60 mN/m LFm=0.323×19.10+0.677×19.60=19.44 mN/m
精馏段液相平均表面张力为
Lm= (21.11+19.44)/2=20.28 mN/m
5.6.液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算,即
lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=81.11ºC,查手册[2]得
A=0.31 B=0.32
lgLDm0.957lg(0.31)0.043lg(0.32) 解出LDm=0.31 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算 由tF=97.46ºC,查手册[2]得
A=0.26 B=0.29
lgLFm0.323lg(0.26)0.677lg(0.29) 解出LFm=0.28 mPa·s 精馏段液相平均粘度为
Lm=(0.31+0.28)/2=0.30
5.7. 全塔效率计算
5.7.1. 全塔液相平均粘度计算
塔顶液相平均粘度为 LDm=0.31 mPa·s 塔釜液相平均粘度的计算 由tW=110.40ºC,查手册[2]得
A=0.22 B=0.24
lgLWm3.54103lg(0.22)(13.54103)lg(0.24) 解出LWm=0.24 mPa·s 全塔液相平均粘度为
L=(0.31+0.24)/2=0.28
5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 相对挥发度依下式计算,即
P
mDW A(理想溶液)
PB塔顶相对挥发度的计算 由tD=81.11ºC,查手册[2]得
PA°=104.80 KPa PB°=40 KPa
D
PAPB
104.80
2.62 40
由tW=110.4ºC,查手册[2]得
PA°=250 KPa PB°=100.60 KPa
W
PAPB
250
2.48
100.60
全塔相对挥发度为
mDW2.622.482.55
5.7.3. 全塔效率的计算
L0.282.550.71
查精馏塔全塔效率关联图[3]得全塔效率E0'=0.51 筛板塔校正值为1.1 故E0=1.1E0'=1.1×0.51=0.56
6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
6.1. 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为
Vs
VMVm533.6081.68
4.25m3/s 36002.853600Vm
Ls
LMLm388.6083.56
0.011m3/s
3600Lm3600800.27
由 umax=C式中C=C20(
LV
V
σ0.2
),C20查手册史密斯关联图[4]可得 20
其中横坐标为
LhL1/20.0113600800.271/2
()0.043 ()=
4.2836002.83VhV
取板间距HT=0.60m,板上液层高度hL=0.06m,则
HT-hL=0.60-0.06=0.54m 查史密斯关联图可得
C20=0.12 C=C20(
20.280.2σ0.2
)=0.12 )=0.12×(
2020
umax=0.12×
800.272.85
=2.01m/s
2.85
取安全系数为0.7,则空塔气速为
u= 0.7umax=0.70×2.01=1.41 m/s
44.25
==1.97m 3.141.41
按标准塔径圆整后为 D=2m 塔截面积为
AT=
4
D2
4
2.0023.14m2
实际空塔气速为
u=
4.25
=1.36 m/s 3.14
6.2. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z精=(N精-1)×HT=(11-1)×0.60=6 m 提馏段有效高度为
Z提=(N提-1)×HT=(27-1)×0.60=15.60m 在进料板上方开一个人孔,其高度为0.80m 则精馏塔的有效高度为
Z= Z精+ Z提 +0.80=6.00+15.60+0.80=22.20m
7. 塔板主要工艺尺寸的计算
7.1. 溢流装置计算
因塔径D=2m,选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下: 7.1.1. 堰长lW
取 lW=0.80D=0.80×2=1.60m 7.1.2. 溢流堰高度hW 由 hW=hL-hOW
选用平直堰,堰上液层高度hOW=近似取E=1,则 hOW=
2.840.01136002/3
1=0.024m 10001.6
L2/32.84
E(h)
1000lw
取板上请液层高度 hL=0.06m 则 hW=hL-hOW=0.06-0.024=0.036m 7.1.3. 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lW/D=0.8
查手册弓形降液管的参数图[4]得
AfAT
0.15
Wd
0.2 D
则 Af=0.15×3.14=0.47 m2
Wd=0.2×2==0.40m
验算液体在降液管中停留时间,即 θ=
3600AfHT36000.470.60
==25.64s>5s
0.0113600Lh
故降液管设计合理 7.1.4. 降液管底隙高度h0
h0
Lh
3600lwu0'
取 u0=0.25 则 h0
0.0113600
=0.028
36001.60.25
hW-h0=0.036-0.028=0.008m>0.006m
故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘,深度h'W=50mm 7.2. 塔板布置 7.2.1. 塔板分布
因D=2>0.80m,所以采用分块式。查手册[4]得,塔板分为5块。 7.2.2. 边缘区宽度确定
取WsW's0.06m,Wc=0.03m。 7.2.3. 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算,
Aa2(xrx
2
2
xsin1) 180r
r2
2D
(WdWS)-(0.30+0.60)=0.64m
22
2D
r=Wc-0.03=0.97m
22
其中 x=
则 Aa=2.28 m2
7.2.4. 筛孔计算及其排列
苯—甲苯体系处理的物系无腐蚀性,选用δ=3mm碳钢板,取筛孔直径d0=5mm。 筛孔按正三角排列,取孔中心距t为 t=2.5 d0=2.5×4=10mm 筛孔数目n为
n=
1.155Aa1.1550.532==6145个
0.0102t2
开孔率为
φ=0.907(
d020.0042
)=14.50% )=0.907(
t0.010
气体通过阀孔的气速为
u0=
4.28Vs
12.95m/s =
A02.280.14
8. 筛板的流体力学验算
8.1. 塔板压降
8.1.1. 干板阻力hc计算 干板阻力可由下式计算,
hc=0.051(
u02V
)()
c0L
由d0/δ=4/3=1.33,查手册干筛孔的流量系数图[4],可得C0=0.78
12.9522.85()()0.050m液柱 故 hc=0.051
0.78800.27
8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 气体通过液层的阻力h1通过下式计算
h1=hL ua=
4.25Va
1.60m/s =
ATAf3.140.47
F0=1..832.69kg1/2/(s·m1/2) 查手册充气系数关联图[4]可得
=0.55
则 h1=hL=0.55(0.036+0.024)=0.033m液柱 8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算
4L420.28103
hσ=0.0026m液柱
Lgd0800.279.810.004
气体通过每层塔板的液柱高度hp由下式得
hp= h1+ hσ+ hc
hp=0.050+0.033+0.0026=0.086 气体通过每层塔板的压降为
ΔPp= hpLg=0.086×800.27×9.81=675.16 Pa
液面落差h由下式[5]计算
h
[0.215(250b1000hf)2(3600Ll)Z1]
(1000bhL)L
3
平均液流宽度
b
(Dlw)(21.60)
1.80m 22
塔板上鼓泡层高度
hf(1/4)hL2.5hf2.50.060.15m 内外堰间距离
Z1D2Wd220.41.2m 液相流量
LLLs=0.011 m3/s 故
[0.215(2501.8010000.15)20.30(36000.011)1.20]3
m h1.09103
(10001.800.06)800.27
h/0.05=0.022
所以液面落差符合要求 8.3. 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算
eV
5.710ua
LHThf
6
3.2
hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15
5.71061.60
则 ev()3.20.016 kg液/kg气
20.28100.600.15
所以本设计中液沫夹带ev在允许范围内。 8.4. 漏液
对筛板塔,漏液点气速u0,min由下式算得
u0,min4.4C0
0.00560.13hLh0L/v
800.27
=6m/s 2.85
4.40.0.00560.130.060.0026实际孔速u0=12.95m/s>u0,min 稳定系数为
K
u0u0,min
12.95
2.161.5 6.00
故在本设计中无明显漏液。 8.5. 液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层Hd高应服从下式
HdHThw 苯—甲苯物系属一般物系,取=0.5,则 =0.5(0.60+0.036)=0.32m (HT+hw)又 Hd=hp+ hL+ hd
板上不设计进口堰,hd可由下式算得
hd0.153u0'0.1530.250.009m6液柱
2
2
Hd = 0.086+0.060+0.0096=0.156m液柱
HdHThw 则本设计中不会发生液泛现象。
9. 塔板负荷性能图
9.1. 漏液线
由 u0,min4.4C0
u0,min=
0.00560.13hLh0L/v
Vs,min
A0
hL=hOW +hW hOW=
L2/32.84
E(h)
1000lw
2/3
L2.84h
Eh0.00560.13hwL/v 01000Lw
得 Vs,min4.4C0A0
=4.4×0.78×2.28×0.145
2/3
2.843600Ls
1 ×0.00560.130.0360.0026800.27/2.85 10001.6
整理得
0.063LsVs,min=13.0.00768
2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表二。
表二
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 1.33
0.010 1.37
0.030 1.56
0.060 1.75
由上表作出漏液线1。 9.2. 液沫夹带线
以ev=0.1 kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:
5.710ua由 eV
HhLfT
6
3.2
ua=
VsVs
0.323Vs =
ATAf3.140.47
hf=2.5hL=2.5(hOW +hW) hW=0.036 hOW=
3600Ls2/32.842/3
1()0.49Ls 10001.6
故 hf=0.09+1.22Ls2/3
HT-hf=0.6-(0.09+1.22Ls2/3 )=0.51-1.22Ls2/3
0.323Vs5.710
=0.1 eV2/3320.28100.511.22Ls
6
3.2
整理得 Vs3.923.68Ls2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表三。
表三
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 9.03
0.010 8.80
0.030 7.61
0.060 6.27
由上表可作出液沫夹带线2。 9.3. 液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。由下式 hOW=
2.843600Lh2/3
E()=0.006 1000lw
取E=1,则 Ls,min=(
0.00610003/21.6
)0.00136 m3/s
2.843600
则可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 9.4.液相负荷上限线
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,由下式
θ=
AfHT
4 Ls
AfHT0.470.60
0.070 m3/s
4Ls
得 Ls,max=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 9.5.液泛线
令 HdHThw
由 Hd=hp+ hL+ hd;hp= h1+ hσ+ hc;h1=βhL;hL=hOW +hW 联立得HT(1)hW(1)hOWhc+hd+h
忽略hσ,将hOW与Ls,hd与Ls,hc与Vs的关系代入上式,并整理得
222/3
a'VSb'c'LSd'LS式中
a'
0.051V
() 2
A0C0L
b'HT(1)hW
c'0.153/(lWh0)2 d'2.84*103E(1)(
36002/3
) lW
将有关数据代入,得
0.0512.85
()0.00272
0.1452.280.78800.27
b'0.500.60(0.500.551.00)0.0360.26a'
c'
0.153
76.232
1.600.02836002/3
)0.760.60
2/3
d'2.841031(10.55)(
2
2
则 0.0027Vs0.2676.23Ls0.76Ls即 Vs96.3028233Ls218.50Ls
2
2
2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果如下表四。
表四
Ls,m3/s Vs,m3/s
0.0070 9.32
0.010 9.13
0.030 7.06
0.040 5.07
由上表数据可以作出液泛线5.
根据以上各线方程,可以作出筛板塔的负荷性能图,如下:
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即作出操作线。由图可知,改筛板的操作上限为液泛控制,下限为漏液控制。由图得
33
Vs,min=1.18 m/s Vs,max=7.83 m/s
则操作弹性为
Vs,ma/xVs,min=6.64
10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取
10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV
操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为12~20 m/s,蒸气管的直径为
dV
4Vs
,其中dV---塔顶蒸气导管内径m Vs---塔顶蒸气量m3/s,取uv=15.00 uV
m/s,则
dV
4Vs44.25
0.6m uV3.1415
故选取接管外径×厚度 630×20mm 10.2. 回流管的直径dR
塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速uR可取0.2~0.5 m/s。取uR=0.3 m/s,则
dR
4Ls40.011
0.02m uV3.140.3
故选取接管外径×厚度25×2mm 10.3. 进料管的直径dF
采用高位槽送料入塔,料液速度可取uF=0.4~0.8 m/s,取料液速度uF= 0.5 m/s,则
dF
4LF40.014
0.19m uF3.140.5
故选取接管外径×厚度219×14mm
10.4. 塔底出料管的直径dW
一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.5~1.5 m/s,循环式再沸器取1.0~1.5 m/s(本设计取塔底出料管的料液流速UW为0.8 m/s)
则 dW
4LW40.010
0.12m uW3.140.8
接管外径×厚度133×5.5mm
11. 塔板主要结构参数表
表五.筛板塔设计计算结果
序号 1 2 3 4 5 6
项目
数值
平均温度 tm ℃ 89.28 平均压力 Pm kPa 气相流量 Vs m3/s 液相流量 Ls m3/s 实际塔板数 有效段高度 Z m
105.15 4.25 0.011 38 22.20
7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32
精馏塔塔径 m 板间距 m 溢流形式 降液管形式 堰长 m 堰高 m 板上液层高度 m 堰上液层高度 m 降液管底隙高度 m 安定区宽度 m 边缘区宽度 m 开孔区面积 m2 筛孔直径 m 筛孔数目 孔中心距 m 开孔率 % 空塔气速 m/s 筛孔气速 m/s 稳定系数
精馏段每层塔板压降 Pa 负荷上限 负荷下限
液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气) 气相负荷上限 m3/s 气相负荷下限 m3/s 操作弹性
2 0.60 单溢流 弓形 1.60 0.036 0.060 0.024 0.028 0.060 0.030 2.28 0.004 6145 0.012 14.50 1.36 12.95 2.16 675.16 液泛控制 漏液控制 0.016 0.070 1.36×10-3 1.69
12. 设计实验评论
苯是由煤干馏、石油催化裂解、催化重整得到,常含有芳香族同系物、噻吩
及饱和烃等,常采取精馏的方法分离提纯苯。苯为无色透明液体,有芳香族特有的气味,难用于水。苯的危险特性属第3.2类中闪点易燃液体。苯的蒸气对人有强烈的毒性,急性中毒时出现酒醉状态、晕眩、瞳孔放大、网膜出血、皮肤苍白、体温和血压下降、脉搏微弱,终因呼吸麻痹、痉挛而死亡。工业上常用作合成燃料、医药、农药、照相胶片以及石油化工制品的原料,清漆、硝基纤维的稀释剂、脱漆剂、树脂、人造革等溶剂。
本设计进行苯和甲苯的分离,采用直径为2m的精馏塔,选取效率较高、塔板结构简单、加工方便的单溢流方式,并采用了弓形降液盘。该设计的优点: 1.操用、调节、检修方便; 2.制造安装较容易;
3.处理能力大,效率较高,压强较低,从而降低了操作费用; 4.操作弹性较大。 该设计的缺点:
设备的计算及选型都有较大的误差存在,从而选取的操作点的不是在最好的范围内,影响了设计的优良性。
13.参考文献
[1] 程能林.溶剂手册.北京:化学工业出版社,2002 [2] 刘光启等.化工物性算图手册, 2002 [3] 杨祖荣.化工原理.北京:化学工业出版社,2009
[4] 贾邵义 柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002
[5] 国家医药管理局上海医药设计院.化学工艺设计手册.第二版.上册.北京:化学工业出版社,1996,2-200
14. 附图(工艺流程简图、主体设备设计条件图)