化工原理塔设计
郑州轻工业学院
——化工原理课程设计说明书
课题:苯和氯苯的分离 学院:材料与化学工程学院 班级:精细化工09-01 姓名:刘乾
学号:[1**********]1 指导老师: 李皓
目录
第一章 流程确定和说明.............................................................................................. 4
1.1. 加料方式........................................................................................................... 4 1.2. 进料状况........................................................................................................... 4 1.3. 塔型的选择....................................................................................................... 4 1.4. 塔顶的冷凝方式............................................................................................... 4 1.5. 回流方式........................................................................................................... 5 1.6. 加热方式........................................................................................................... 5 1.7. 再沸器型式....................................................................................................... 5 第二章 板式精馏塔的工艺计算................................................................................ 6
2.1物系衡算与操作线方程................................................................................... 6 2.2常规塔............................................................................................................... 6 2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取.............................................................. 7
2.3.1理论板数的计算 .................................................................................... 7 2.3.2求操作线方程及塔的气液相负荷 ........................................................ 7 2.3.3液体平均粘度的计算 ............................................................................ 8 2.3.4 实际板数Np的求取 .............................................................................. 9 2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度 .................................................... 9
第三章 精馏塔的工艺条件及物性参数的计算...................................................... 12
3.1 平均分子量的确定........................................................................................ 12 3.2平均密度的确定............................................................................................. 13 3.3. 液体平均比表面积张力的计算 .................................................................... 15
第四章 精馏塔的工艺尺寸计算................................................................................ 16
4.1气液相体积流率............................................................................................. 16
4.1.1 精馏段气液相体积流率: ................................................................. 16 4.1.2提馏段的气液相体积流率: .............................................................. 17
第五章 塔板主要工艺尺寸的计算............................................................................ 18
5.1 溢流装置的计算............................................................................................ 18
5.1.1 堰长lw . ................................................................................................ 18 5.1.2溢流堰高度: ...................................................................................... 18 5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af . ........................................................... 19 5.1.4 降液管低隙高度h0............................................................................. 19 5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列 ............................................................. 20
第六章 板式塔得结构与附属设备.......................................................................... 29
6.1附件的计算..................................................................................................... 29
6.1.1接管 ...................................................................................................... 29 6.1.2 冷凝器 ................................................................................................. 33 6.1.3再沸器 .................................................................................................. 33
第七章 参考书目...................................................................................................... 34 第八章 设计心得体会.............................................................................................. 34
第一章 流程确定和说明
1.1. 加料方式
加料方式有两种:高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料,通过控制液位高度,可以得到稳定的流速和流量,通过重力加料,可以节省一笔动力费用,但由于多了高位槽,建设费用相应增加;采用泵加料,受泵的影响,流量不太稳定,流速不太稳定,流速不太稳定,从而影响了传质效率,但结构简单,安装方便。本设计采用高位槽进料。
1.2. 进料状况
进料状况一般有冷夜进料和泡点进料。对于冷夜进料,当组成一定时,流量一定,对分离有利,省加热费用,但其受环境影响较大;而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响,塔的操作比较容易控制。此外,泡点进料时,基于恒摩尔流假定,精馏段和提留段的塔径基本相等,无论是设计计算还是设计加工制造这样的精馏塔都比较容易,
1.3. 塔型的选择
塔有浮阀塔和筛板塔。浮阀塔生产能力大,操作弹性大,在较宽的气速范围内,板效率变化较小,其操作弹性范围较筛板塔大。由于气液接触状态良好,以及气体水平吹出,雾沫夹带量少,因此板效率高。塔板结构简单,容易安装。筛板塔生产能力大,塔板压降低。本设计根据阀孔气速u 0的值依据手册选择浮阀塔。
1.4. 塔顶的冷凝方式
塔顶冷凝采用全凝器,用水冷凝
1.5. 回流方式
回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型,回流冷凝器一般安装在塔顶,其优点是回流冷凝器无需支承结构,其确定是回流冷凝器回流控制难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时,回流冷凝器不适合于塔顶安装,且塔顶冷凝器不宜安装、检修和清理。在此情况下,可采用强制回流,塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小塔,故采用重力回流。
1.6. 加热方式
加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热,直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内加热。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液由稀释作用,使理论塔板数增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化,维持原来的浓度,以减少理论板数,缺点是增加加热装置。本设计采用间接蒸汽加热。
1.7. 再沸器型式
选择再沸器时,首先应满足工艺要求,即在相同的传热面积下要选择体积小的,可以节省费用。本次实验选用U 型管式再沸器,因为与其他型式再沸器相比,它的塔和再沸器之间标高差减小,允许气化率高,操作弹性大,而且本身有蒸发空间。
第二章 板式精馏塔的工艺计算
2.1物系衡算与操作线方程
通过全塔物料衡算:
基础物性参数:M 苯=78kg/kmol M氯苯=112.5kg/kmol 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率: x F =
40⁄
⁄78.11+⁄112.5
99⁄
78+⁄112.5
=0.490
x D =⁄x W =
=0.993
=0.0072
0.005⁄
⁄+⁄
78112.5
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔分率:
M F =0.4902∗78+(1−0.4902) ∗112.5=95.59 M D =0.993∗78+(1−0.993) ∗112.5=78.24 M W =0.0072∗78+(1−0.0072) ∗112.5=112.25
2.2常规塔
⑴全塔总物料衡算
F =24∗95.59=52.31kmol/h 总物料: F=D +W
易挥发组分:Fx F =Dx D +Wx W
D =25.63kmol/h W=26.68kmol/h
120∗103
2.3 塔板数的确定及实际塔板数的求取 2.3.1理论板数的计算
⑴图解法求 泡点进料
1.0
0.8
0.6
y a
0.40.20.0
0.0
0.2
0.4
0.6
0.8
1.0
x a
求出N T =11(包括再沸器) 由图可知y q =0.815 xq =0.490
R min R min
D−q ==0.9930−0.4902+1x x
D−q
x y 0.9930−0.8153
R min =0.547 取R =1.5R min =0.820
精馏段N T =5,提馏段N T =5(不包括再沸器) 第6层为加料板
2.3.2求操作线方程及塔的气液相负荷
L =RD =0.8199∗25.63=21.01kmol/h V =L +D =21.01+25.63=46.64kmol/h
L ′=L +F =21.01+52.31=73.32 kmol/h V ′=V =L ′−W =73.32−26.68=46.64 kmol/h 精馏段操作线方程:y n+1=0.45x +0.55 提馏段操作线方程:y n+1=1.65x −0.012
2.3.3液体平均粘度的计算
x(y)
组份的液相粘度(mpa ·s )
⑴ 精馏段
tD =80.33℃ μ苯=0.307 mpa·s μ氯苯=0.427 mpa·s μlDm =x 苯 μ苯+x 氯苯μ氯苯
=0.993∗0.3068+(1−0.993) ∗0.4265=0.308mpa ·s ⑵ 提馏段
tW =130.66℃ μ苯=0.198 mpa·s μ氯苯=0.292mpa ·s μlWm =x 苯 μ苯+x 氯苯μ氯苯
=0.0072∗0.1983+(1−0.0072) ∗0.2915=0.291mpa ·s μm =
μlDm + μlWm
2
=
0.3076+0.2908
2
=0.293mpa ·s
2.3.4 实际板数Np的求取
E T =0.17−0.616log μm =0.17−0.616log0.2992=0.493 μ−塔板进料液体的平均摩尔粘度 μl =μm =0.299mpa ·s E T =N T =0.493
P
N
N P =E T =0.4928=19.48
T
N 9.6
N 精=0.4928=10.15≈11块 N 提=0.4928=9.33≈10块
4.6
5
2.3.5试差法求塔顶、塔底、进料板温度
塔顶的操作压力:P =101.325+4 = 105.325Kpa 每层操作压力 ∆P=0.5Pa
进料板的压力 P F =105.325+0.5∗12=111.325kPa 塔底的压力 PW =105.325+0.5∗21=115.825kPa
精馏段的平均压力P Dm =提馏段的平均压力P Wm =⑴ 精馏段
苯和氯苯的安托因常数
B
P+PF 2
=
105.325+111.325
2
=108.325kPa =113.575kPa
PW +PF
2
=
115.825+111.325
2
公式:log P =A −t+C①设塔顶的温度为81.46℃
log P A =A −t+C=6.060395−81.46+222.155=2.025 0 P A =105.952 kPa
0 log P B =6.07963−81.46+216.633=1.319 0 P B =20.854 kPa
00( P =P A x D +P B 1−x D ) =105.95∗0.9930+20.85∗(1−0.9930)
1419.045
B
1225.188
=105.345kPa
②设进料板的温度为97.8℃
0log P A =A −t+C=6.927418−97.8+340.2042=2.275 0 P A =188.365 kPa
0 log P B =6.07963−97.8+216.633=1.567 0 P B =36.864 kPa
00( P =P A x D +P B 1−x D ) =111.225 kPa
1419.045
B 2037.582
③设塔底的温度为135.9℃
B
2037.582
0log P A =A −t+C=6.927418−135.9+340.2042=2.648 0 P A =444.345kPa
0 log P B =6.07963−135.9+216.633=2.054 0 P B =113.331kPa
00( P =P A x D +P B 1−x D ) =115.714kPa
1419.045
精馏段平均温度:t M =提馏段平均温度:t M =
t D +tF 2t W +tF 2
==
81.46+97.8
2135.9+97.8
2
=89.63℃ =116.85℃
第三章 精馏塔的工艺条件及物性参数的计算
3.1 平均分子量的确定
⑴ 塔顶由y 1和x 1确定 MVDm 、M LDm 塔顶x D =y 1=0.993 由平衡线得x 1=0.976
M VDM =0.993∗78+(1−0.993) ∗112.5=78.24kg/kmol M LDM =0.976∗78+(1−0.976) ∗112.5=78.82kg/kmol ⑵ 进料由y F 和x F 确定 MVFm 、M LFm
进料板由图理论板得y F =0.788查的平衡曲线得x F =0.445 M VFM =0.788∗78+(1−0.788) ∗112.5=85.32kg/kmol M LFM =0.445∗78+(1−0.445) ∗112.5=97.16kg/kmol M VM =
85.30+111.30
2
=98.3 MLM =
97.10+112.25
2
=104.68
⑶ 塔釜由y w 和x w 确定 MVWm 、M LWm 塔底进料x w =0.0072 由图y w =0.0348
M VWM =0.0072∗78+(1−0.0072) ∗112.5=111.30kg/kmol MLWM =0.0348∗78+(1−0.0348) ∗112.5=112.25kg/kmol
精馏段的平均摩尔质量:
81.46+97.8
̅̅̅t ==89.63℃ m 2
78.24+85.32
2
kg
78.82+97.16
2
M VM =
=81.78kmol MLM =
=87.99kg/kmol 提馏段的平均摩尔质量:
97.8+135.9
̅̅̅t ==116.85℃ m 2
M VM = MLM =
111.30+85.32
2112.25+97.16
2
=98.31kg/kmol =104.71kg/kmol
3.2平均密度的确定
组份的液相密度(kg/m3)
纯组分在任何温度下的密度由下式:
苯:ρA =912.13−1.886t 氯苯 ρB =1124.4−1.0657t 式中:t-温度,℃ ⑴ 精馏段
气相平均密度P v=n R T ρvm =
p m MRT m
=8.314∗(89.63+273.15)=2.937
113.575∗81.77
液相平均密度: 液相密度 ρFM
依下式1⁄ ρLM =
α苯α氯苯
⁄ ρ+⁄ ρL 氯苯(α为质量分率) L 苯
tD =81.46℃ ρ苯=815.188 kg/m3 ρ氯苯=1037.535kg/m3 tF =97.8 ℃ ρ苯=795.985kg/m3 ρ氯苯=1020.185kg/m3 1⁄0.99⁄0.01⁄+ ρLM =815.1881037.535 ρLM =816.94kg/m3 进料板:
进料板,由加料板液相组成x A =0.445 αA =0.445∗78+(1−0.445) ∗112.5=0.357
(1−0.357) ⁄1⁄0.357⁄=+ ρLM 795.9851020.185 ρLM =926.97kg/m3 故精馏段平均密度 ρLM (精)=⑵ 提馏段
气相平均密度P v=n R T ρvm =
p m MRT m
926.97+816.94
2
0.445∗78
=871.955kg/m3
=8.314∗(116.85+273.15)=3.405
112.32∗98.31
液相平均密度:
tF =97.8℃ ρ苯=795.649 ρ氯苯=1020.185 tW =135.9℃ ρ苯= 750.674 ρ氯苯=978.243 1⁄ ρLM =0.005⁄750.674+0.995⁄978.243 ρLM =976.76kg/m3
故提馏段平均密度 ρLM (精)=
926.97+976.76
2
=951.865kg/m3
3.3. 液体平均比表面积张力的计算
组份的液相表面张力(mN/m)
⑴ 精馏段:
tD =81.46℃ δ苯=21.01mN/m σ氯苯=26.00mN/m tF =97.8 ℃ σ苯=18.90 mN/m σ氯苯=24.16mN/m
σLM =∑x i σi
σLDM =21.01∗0.993+26.00∗(1−0.993) =21.04 σLFM =18.90∗0.490+24.16∗(1−0.490) =21.58 σLM (精)=⑵ 提馏段
tF =97.8 ℃ σ苯=18.950 mN/m σ氯苯=24.200mN/m tW =135.9℃ δ苯=15.335mN/m σ氯苯=20.438 mN/m σLWM =15.335 ∗0.0072+20.438 ∗(1−0.0072) =20.40mN/m
21.04+21.58
2
=21.31
σLM(提) =
20.40+21.58
2
=20.99mN/m
第四章 精馏塔的工艺尺寸计算
4.1气液相体积流率
4.1.1 精馏段气液相体积流率:
vm
V s =3600ρ=
vm
VM 46.64∗81.783600∗2.9421.01∗87.99
=0.360m 3⁄s
lm
Ls =3600ρ=3600∗871.955=0.000589m 3⁄s
lm 1
2
LM
L s V s
(
ρlM 精ρvM 精
1
=
0.0005890.360
∗
871.9552() 2.937
=0.02816
H T −h l =450−60=390mm
初选H T =0.45m ,取板上液层高度h l =0.06m 由u max =C √
ρl−ρv ρv
式中C 由C =C 20(20)
δ10.2
算出
由史密斯关联图C 20=0.083 C =C 20(20)
δ10.2
=0.083∗(
21.310.220
=0.0841
871.955−2.937
2.937
由u max =C √
ρlM 精−ρvM 精
ρvM 精
=0.0841∗√=1.447m/s
取安全系数为0.7(一般0.6~0.8)则空塔气速为 u =0.65∗1.447=0.941m/s
D =√πus =√3.142∗0.941=0.698m 按标准塔径圆整后:D=0.8m
4v
4∗0.360
塔的截面积A T =4πD2=4∗3.142∗0.82=0.5024m 2 实际的空塔气速u =A s =0.502=0.717m/s
T
11
V 0.360
4.1.2提馏段的气液相体积流率:
Vs
′
=3600ρ
V ′M vm
vm
=3600∗3.406=0.374m 3⁄s =
73.32∗104.7053600∗951.865
1
46.64∗98.31
Ls
L s
′
=3600ρ
1
L ′M lm
lm
=0.00224m 3⁄s =0.1001
ρ2
(l V s ρv
=
0.002240.374
∗
951.8652() 3.406
HT −h l =450−60=390mm 由u max =C √
ρl−ρv ρv
式中C 由C =C 20(20)
δ10.2
算出
由史密斯关联图C 20=0.079 C=C 20()
20δ10.2
=0.079∗(
20.990.220
) =0.0798
=1.332/s
由u max =C √
ρl−ρv ρv
=0.0798∗√
951.865−3.406
3.406
取安全系数为0.7(一般0.6~0.8)则空塔气速为 u=0.65∗1.332=0.866m/s D =√πus =√3.142∗0.866=0.741m 按标准塔径圆整后:D =0.8m
塔的截面积A T =4πD2=4∗3.14∗0.82=0.502m 2 实际的空塔气速u =
V s A T 1
1
4v
4∗0.374
=
0.3740.5024
=0.744m/s
3.2精馏塔的有效高度: 精馏段的有效高度:
Z 精=(N精−1) H T +H 人孔+H 除沫器=(11−1) ∗0.45+0.45+0.35 =5.3m
在进料板上方开一个孔高度为0.45m 提馏段的有效高度:
Z 提=(N提−1) H T +H 人孔=(10−1) ∗0.45+0.45=4.5m 故精馏塔的有效高度为Z =5.3+4.5+0.45=10.25m
第五章 塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置的计算
D=0.8m 可选用单溢流弓形降液管,采用平形受液盘
5.1.1 堰长lw
取l w =0.66D
l w 精=0.66∗0.8=0.528m l w 提=0.66∗0.8=0.528m
5.1.2溢流堰高度:
出口堰高h w : h w =h L −h ow
选用平直堰,堰上液层高度h ow 可根据下式计算
2
h ow 精=
L h 3E ( 1000L w
2.84
近似取E =1
h ow 精=1000E (L h =1000∗1∗(
w
2.84L
23
2.840.000589∗3600
0.528
) =0.00718m
23
取板上清液层高度h l =0.06m 故h w 精=0.06−0.00718=0.0528m 故h ow 提=1000E (L h =1000∗1∗(
w
2.84L
23
2.840.00224∗3600
0.528
) =0.0175m
23
故h w 提=0.06−0.0175=0.0425m
5.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af
由w =0.66查图弓形降液管的参数
D A f A T
l
=0.0721
W d D
=0.124
故 Af =0.0721∗0.5024=0.0362m 3 W d =0.124D =0.124∗0.8=0.0992 液体在降液管中停留时间为: Q 精=Q 提=
3600A f H T
L h 3600A f H T
L h
==
0.0362∗0.450.0006260.0362∗0.450.00224
=26.038s >5s =7.276>5s
故降液管设计合理
5.1.4 降液管低隙高度h0
h 0精=
l h 3600l w u 0
=0.528∗0.1=0.011m
0.000589
h w 精−h 0=52.8−25=17.5>0.06m
取降液管底隙流体流速u 0′=0.12m/s h 0提=0.528∗0.12=0.35
h w 提−h 0提=0.425−0.35=0.075>0.06mm
0.00224
5.1.5 塔板位置及浮阀数目与排列
取阀孔动能因子F 0=10, u 0=
=
=5.84m/s
每层塔板上的浮阀数, N =4
V s
d 0u 0
=4
0.360∗0.0392∗5.84
=51.66≈52
取边缘区宽度W c =0.04m, 破沫区宽度W s =0.06m 计算塔板上鼓泡区面积 A a =2[x√+R =x =
D 2D
π180
R 2sin −1
R
x
−W c =
0.82
−0.04=0.36m
0.82
−(W d +W s ) =2
−(0.0992+0.06) =0.241m
π
0.24080.36
A a =2[0.2408∗√+1800.362sin −1
]=0.319m 2
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排. 取同一横排的孔心距t =75mm = 0.075m, 排间距为t ′
a
t ′=N t=52∗0.075=0.082m ≈80mm
A 0.319
考虑到塔采用分块式板塔,而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因此排间距不宜采用80mm, 而应小于此值,故取t ′=
0.065m =65mm
按t =75mm 、t ′=65mm 以等腰三角形交叉排方式作图,排得阀数
按N=51重新核算孔速及阀孔动能因数: u 0=(0.039) 2∗51=5.915m/s
4
0.3604
F 0=6.285∗√=10.77 阀孔动能因数F 0变化不大, 塔板开孔率=u =5.915=12.12%
u 0.717
2. 流体力学检验
气相通过浮阀塔板的压强降 ⑴h p =h c +h 1+h δ ①干板阻力
u oc =
1.825
√ρ=
v
73.11.825
√2.937=5.82m/s
73.1
阀全开后u o >u oc h c =5.34
ρv u 022ρl g
=5.34∗2∗871.955∗9.81=0.0313m 液柱
2.937∗5.842
②板上充气液层阻力:
h l =ε0h L 这里ε0取0.35 h l =0.35∗0.06=0.021m 液柱 ③液体表面张力所造成的阻力:
与气体流经一层浮阀塔的压降所相当的液柱高度为 h p =0.0315+0.021=0.0525m 液柱
单板压降∆pp =h p ρL g =0.0525∗871.955∗9.81=449.08Pa ⑵ 淹塔 为了防止淹塔现象的发生,要求控制降液管中请液层高度, Hd ≤∅(HT +h w )
H d =h p +h L +h d
①与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h p :前已算出 h p =0.0525m 液柱
②液体通过降液管的压头损失:因不设进口堰, h d =0.153(l
L s
w h o
=0.153∗(0.528∗0.25) =3.05∗10−6m 液柱
2
0.000589
2
③板上液层高度:前已选定板上液层高度h L =0.060m H d =h p +h L +h d =0.0525+0.06+3.05∗10−6=0.1125m 取∅=0.35,又选定H T =0.45m, h w =0.0525m ∅(H T +h w ) =0.35∗(0.45+0.0525) =0.176m
H d
1.36L s Z L +Vs √
KC F A b
v ρL − ρv
泛点线=∗100%……………………………….. ①
泛点线=0.78KC
V s √
v ρL − ρv
F A b
∗100%…………………………………………… ②
板上液体流径长度 Z L =D −2W d =0.8−2∗0.0992=0.602m 板上液流面积 Ab =A T −2A f =0.5024−2∗0.03622=0.43m 2 苯和氯苯为正常系统,取物性系数K =1.0,查的泛点负荷系数 CF =0.128,
1.36∗0.000589∗0.602+0.3604∗√0.128∗0.43
2.937
泛点线=由②得
∗100%=38.9%
泛点线=0.78KC
V s √
ρL − ρv
F A b
∗100%=
0.3604∗√0.78∗1∗0.128∗0.43
2.937
=48.8%
由①②计算出的泛点率都在70%以下,故可知雾沫夹带量能够满足 eV
3. 塔板负荷性能图 ⑴ 雾沫夹带线
v ρL − ρv
泛点线=
1.36L s Z L +Vs √
KC F A b
按泛点线=
1.36L s Z L +Vs √
KC F A b
v ρL − ρv
=0.7
1.36∗Ls ∗0.602+Vs ∗√0.128∗0.43
2.937
=0.7
整理的
V s =0.6627−14.096L s
可知雾沫夹带线为直线,则在操作范围内取两个L s 值,得出相应的V s 列于下表
⑵液泛线
∅(H T +h w ) =h p +h L +h d =h c +h 1+h δ+h L +h d 由上式确定液泛线。忽略式中的h δ ∅(H T +h w ) =5.34
ρv u 022ρL g
+0.153(l
L s
w h o
) +(1+ε0) [hw +
2
2
L h 3E (] 1000L w
2.84
因物系一定,塔板结构尺寸一定,则 HT 、h w 、h o 、L w 、ρv 、ρL 、 ε0及∅等均为定值,而u 0与V s 又有如下关系,
即u 0=d s N
40
V
式中阀孔数N 与孔径d 0亦为定值,因此可将上式简化成V s 与L s 的如下关系式:
aV s 2=b −cL s 2−dL s ∅(H T +h w ) =5.34
2⁄
3
2L h ρv u 0L s 2.84
+0.153(+(1+ε0) [hw +E (] 2ρL g l w h o 1000L w
2
2
2
2.937∗u 02L s
=5.34∗+0.153∗() +
2∗871.955∗9.810.528∗0.025
2
(1+0.35) [0.0528+
2.841000
∗1∗
L ∗36003
(s ) ] 0.528
0.176=0.000917u 0+878.1L s +1.35∗(0.0528+1.021L s ) 0.10472=0.238V s +878.1L s +1.379L s 或V s =0.441−3695.06L s −5.79L s
在操作范围内取若干个L s 值,依式算出相应的V s 值列于下表中
2
2
23
2
2
23
22
23
⑶液相负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3~5s. 依下式 可知液体在降液管内停留时间为 θ=
3600A f H T
h L
=3~5s
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限,则 (L s ) max =
A f H T 5
=
0.0362∗0.45
5
=0.00326m/s
求出上限液体流量 Ls 值(常数) 。
在V s −L s 图上液相负荷上限线与气体流量V s 无关的竖直线⑶ ⑷漏液线
对于F1型重阀,依F 0=u 0√=5计算,则u 0=又知V s =4d 02Nu 0则得V s =4d 02负荷的标准,则
(V s ) min =d 02Nu 0=d 024
4
π
π
π
π
以F 0=5作为规定气体最小
=∗0.0392∗51∗
4
π=0.178m 3/s
做出与液体流量无关的水平漏液线⑷. ⑸液相负荷下限线
取堰上液层高度h ow =0.006m 作为液相负荷下限条件,依h ow 的计算式计算出L s 的下限值,依此做出液相负荷下限线,该线为 与气相流量无关的竖直线⑸
2.841000
E (
2
(L s ) min 3
L w
) =0.06
取E =1,则
0.006∗1000=()
2.84∗1
3⁄2
(L s ) min
L w 0.006∗1000
=() 36002.84∗1
3⁄
2
∗
0.528
3600
=0.00045m 3/s
V s /(m /s )
3
L s /(m/s)
3
由塔板的负荷性能图可以看出:
①任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点) ,处在适宜操作区内的适中位置。
②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制,操作下限由漏液控制。 ③ 按照固定的液气比,由图可以查出塔板的气相负荷上限(V s ) max = 0.396
气相负荷下限(V s ) min =0.178, 所以操作弹性=
0.39630.178
=2.23
第六章 板式塔得结构与附属设备
6.1附件的计算 6.1.1接管
⑴进料管
进料管的结构类型很多,有直管进料、弯管进料、T 形进料。本设计采用直管进料。
F =52.31kmol/h, ρLM =926.97kg/m3 则体积流量 V =
FM 进ρ进
=
52.31∗104.68926.97∗3600
=0.00164m/s
取管内流速u =0.6m/s
则管径d =√uπ=√0.6∗3.142=0.059m 取进料管规格∅60×3 则管内径d =0.054m 进料管实际流速u =πd2=
4V
4∗0.00164π∗0.0542
4V
4∗0.00164
=0.717m/s
⑵回流管 采用直管回流管,
回流管的回流量L=21.01kmol/h,塔顶液相平均摩尔质量M =78.82kg/kmol, 平均密度816.94㎏/m3 则体积流量 V =
FM 进ρ进
=816.94∗3600=0.000563m/s
21.01∗78.82
取管内流速u =0.4m/s 则管径d =√uπ=√
4V
4∗0.0005630.4∗3.142
=0.0423m
取回流管规格∅45×2.5 则管内径d =0.040m 回流管实际流速u =⑶塔顶蒸汽接管
4V πd
2=
4∗0.000563π∗0.0402
=0.448m/s
则整齐体积流量
V =nRT P =25.63∗103∗8.314∗(81.46+273.15)
(4+101.13) ∗103∗3600=0.1997m/s
取管内蒸汽流速 u =15m/s
管径d =√uπ=√15∗3.142=0.130m
取回流管规格∅140×5 则管内径d =0.130m
回流管实际流速u =
⑷釜液排出管 4V πd4V 4∗0.200=24∗0.200π∗0.132=15.05m/s
塔底W =26.68kmol/h ,平均密度976.76kg/m3
平均摩尔质量M =112.25kg/kmol
则体积流量
V =FM 出
ρ出=26.68∗112.25976.76∗3600=0.000852m/s
取管内流速u =0.6m/s
则管径d =√4V uπ=√4∗0.0008520.6∗3.1416=0.0425m
取回流管规格∅45×2.5 则管内径d =0.040m
回流管实际流速u =
⑸塔顶产品出口管 4V πd=24∗0.000852π∗0.0402=0.678m/s
塔顶D =25.63kmol/h ,平均密度816.94㎏/m3
平均摩尔质量M =78.82kg/kmol
则体积流量
V =DM 出
ρ出=816.94∗3600=0.000687m/s 25.63∗78.82取管内流速u =0.4m/s
则管径d =√uπ=√4V 4∗0.0006870.4∗3.142=0.0468m
取回流管规格∅50×2.5 则管内径d =0.045m
回流管实际流速u =πd2=4V 4∗0.000687π∗0.0452=0.432m/s
6.1.2 冷凝器
塔顶温度 tD =81.46℃
由 tD =81.46℃ 查液体比汽化热共线图 γ_苯=392KJ/kg
又气体流量 Vs =0.3604m 3⁄s
塔顶被冷凝量q = Vs ρ=0.3604∗2.937=1.058kg/s
冷凝的热量Q =qγ苯=1.058∗392=414.74KJ/s
6.1.3再沸器
塔底温度 tW =135.9℃
由 tW =135.9℃ 查液体比汽化热共线图 γ氯苯=325KJ/kg
又气体流量 Vs =0.374m 3⁄s
塔底被汽化量q = Vs ρ=0.374∗3.405=1.27kg/s
汽化的热量Q =qγ苯=1.27∗325=412.75KJ/s
第七章 参考书目
㈠ 夏清,化工原理上册·天津:天津大学出版社,2011
㈡ 夏清,化工原理下册·天津:天津大学出版社,2011
㈢ 冯新, 化工热力学· 北京:化学工业出版社,2011
㈣潘国昌,化工设备设计·北京:清华大学出版社,1996
第八章 设计心得体会
本次课程设计通过给定的生产操作条件自行设计一套苯——氯苯物系的分离的塔板式连续精馏塔设备。通过近一周的团队努力,经过复杂的计算和优化,我们两人终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均达到符合工艺技术要求,而且操作弹性大,生产能力强,达到预期的目的。
通过这次课程设计我巩固了课本的知识,并查阅了大量的有关文献,懂得设计设备的过程和相关方法。这样在以后的实际生产操作中,自己能够有一个清晰的思路。并且自己对相关的作图软件origin 和CAD 有了更深的了解。在以后的科技时代中,自己能够更快捷的完成一些任务。从刚开始的一窍不通,到最后的得心应手,这中间经历和起伏。
⑴板式精馏塔的工艺计算
自己掌握的用作图法理论塔板数,并且能够用origin 软件画出具体的塔板。这样比用手画精确了许多,特别是最后一块塔板的确定。并且知道了进料板属于提留段的第一块板。
在确定塔顶和塔底的温度的时候,确实经历了一段艰难时刻,通过查阅
相关资料和老师的讲解,最后通过试差法,求出准确温度。
⑵精馏塔的工艺条件及有关物性参数的计算
算到这一步的时候,就需要查阅相关文献,得到苯和氯苯在各温度下的物性参数。求在给定温度下的物性参数的时候,可以通过作图的方法,在origin 上读出。
⑶塔板主要工艺尺寸的计算
印象最深的是自己塔型的选取,当时自己也不太懂,首选了筛板塔,最后在算的时候,知道要根据所算的速度u 0的选择,最后确定为浮阀塔。最最困难的事用CAD 画图,因为我用的是等腰三角形叉排,有时候阀孔不够,需要调整线的位置,感觉很费事,不过当自己的开孔率符合的时候自己很自豪。当画负荷性能图的时候,那几条线的确定需要很认真的计算。
⑷板式塔得结构与附属设备
附属设备的确定需要注意的事,各个接管内流速的选取
最后感谢李皓老师对我们的指导,让我们获益匪浅。也感谢精化,电化同学对我的帮助,谢谢你们。