苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计.doc

1 成 绩 XX 民族学院 化工原理课程设计说明书 题 目： 苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计 设 计 人： XX 系 别： 生物工程 班 级： 生物工程 104 指导教师： XX 设计日期：2012 年 10 月 22 日 11 月 28 日 2 化工原理课程设计任务书 (一)设计题目 苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务 (1)原料液组成：氯苯 40% (质量)。 (2)塔顶馏出液：氯苯不得高于 2.5釜液含苯 2%,(质量)。 (3)处理能力：60000 吨/年 （料液） (4)工作日：320 天/年 操作条件 (1)塔顶压强：常压 (表压) 。 (2)进料热状态：泡点。 (3)回流比：自选。 设备型式 F1 型浮阀塔 （三）设计内容 1）设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 3 （四）参考资料 1.物性数据的计算与图表 2.杨祖荣 主编。 化工原理 化学工业出版社。2009.6 第二版。 3任晓光 主编。 化工原理课程设计指导 化学工业出版社。2009.2 第一版。 苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。 4 目录 前 言 .6 1设计方案的思考 .6 2.设计方案的特点 .6 3工艺流程的确定 .6 一设备工艺条件的计算 .8 1设计方案的确定及工艺流程的说明 .8 2全塔的物料衡算 .8 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 .8 2.2 平均摩尔质量 .8 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .8 3塔板数的确定 .9 3.1 理论塔板数 的求取 9TN 3.2 确定操作的回流比 R10 3.3 求理论塔板数 11 3.4 全塔效率 13TE 3.5 实际塔板数 （近似取两段效率相同） .14pN 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 .14 4.1 平均压强 .14m 4.2 平均温度 .15t 4.3 平均分子量 15mM 4.4 平均密度 16 4.5 液体的平均表面张力 17m 4.6 液体的平均粘度 18L, 4.7 气液相体积流量 .18 6 主要设备工艺尺寸设计 20 6.1 塔径 .20 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 22 7.1 溢流装置 .22 7.2 塔板布置 .24 二 塔板流的体力学计算 .26 1 塔板压降 26 5 2 液泛计算 28 3 雾沫夹带的计算 29 4 塔板负荷性能图 31 4.1 雾沫夹带上限线 .31 4.2 液泛线 .32 4.3 液相负荷上限线 .33 4.4 气体负荷下限线（漏液线） .34 4.5 液相负荷下限线 .34 三 板式塔的结构与附属设备 .36 1 塔顶空间 36 2 塔底空间 36 3 人孔数目 36 4 塔高 37 5 接管 37 5.1 进料管 .37 5.2 回流管 .38 5.3 塔顶蒸汽接管 .38 5.4 釜液排出管 .39 5.5 塔釜进气管 .39 6 筒体与封头 40 7.1 筒体 .40 7.2 封头 .40 7.3 裙座 .40 7 附属设备设计 41 7.1 泵的计算 .41 7.2 冷凝器 .42 7.3 再沸器 .42 四 计算结果总汇 .43 五 结束语 .44 六 符号说明： .45 6 前 言 1原理 双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精 馏 设 备 是连续精馏装 置 ，包括精 馏 塔 、再 沸 器 、冷 凝 器 等。精馏塔供汽液两相接触进行相 际 传 质 ， 位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔顶,其余馏 出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的 液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿 塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽 液两相逆流接触，进行相际传质。液 相 中的易挥发组 分 进入汽相，汽相中的难 挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将 是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔 段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段， 从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混 合 物 中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。 2.设计方案的特点 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔 板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜 处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触 需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更 可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真 空操作。 3工艺流程的确定 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1 型浮阀塔） ，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至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气 7 相流，塔釜残液送至废热锅炉。 以下是浮阀精馏塔工艺简图： 8 一设备工艺条件的计算 1设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精 馏过程。设计中采用泡点进料（q=1） ，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， 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。 2全塔的物料衡算 2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.56kg/kmol。684.05.12/4.078/6. Fx 9395D 2.6./9./2.Wx 2.2 平均摩尔质量 ol89.0kg/m压12.560.84)(压.6781 MF 793D/l.2. W 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以 320 天，一天以 24 小时计，有： 9 ,全塔物料衡算：hkg/80.13924h)/(30820kgW, 釜液处理量 molW/.56. 总物料衡算 DF 苯物料衡算 W029.83.4.0 联立解得 kol/h 197 2.6 3塔板数的确定 3.1 理论塔板数 的求取TN 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取 ，步骤TN 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 yx 依据 ， ，将所得计算结果列表如下：BABt ppx/ tApxy/t =760 (mmHg) 表 3-1 相关数据计算 温度/ 80 90 100 110 120 130 140 苯 /mmHg 760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip 氯苯 /mmHg 148 205 293 400 543 719 760 x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0 两相 摩尔 分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 相对 挥发 度 oABP 5.1351 35 5 4.6075 09 4.4 4.1436 46 3.9499 3 3.8157 89 10 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 平衡关系的影响完全yx 可以忽略。 平均相对挥发度 ，则，汽液平衡方程为：436.xxy.1)(1 3.2 确定操作的回流比 R 将表 3-1 中数据作图得 x-y 曲线及 t-x-y 曲线（既体系相平衡曲线） 。 图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图 11 图 3-1 苯氯苯混合液的 t-x-y 图 在 图上，因泡点进料， ，查得，得 ， 。故yx1q684.0Fex983.0Dx 有： 906.e 347.06893mineDxyR 取实际操作的回流为最小回流比的 2 倍，即：9.0347.2min 求精馏塔的汽、液相负荷 kmol/h 136.86RDL l/ .97)(0941)(Vl/ 23.8F， kol/h 9， 3.3 求理论塔板数 精馏段操作线： 580.41.01xRxyD 12 提馏段操作线： 0781.269.1xVWxLyw Q 线方程：x=0.684 精馏段操作线为过 和 两点的直线。83.0,95., 提馏段操作线为过 和 两点的直线。20781 采用图解法求理论板层数,在 x-y 图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精 馏段操作线和提镏段操作线。操作线数据如下： 表 3-2 相关数据计算 从)983.0,(Dx 开始，在精馏 段操 作线与平衡线 之间 绘由水平线和 铅垂 线构成的梯级。 当梯 级跨过两操作 线交 点)8605.,43.(d 时，则改在提 镏段 与平衡线之间 绘梯 级，直至梯级 的铅垂线达到或越过点 为止。用 Excel 作图，各梯级的坐标)029.,(Wx 如下： x y 1 0.990 0.933 0.96253 0.883 0.94203 0.833 0.92153 0.783 0.90103 精馏段 0.6843 0.86056 0.6843 0.86056 0.4843 0.606767 0.2843 0.352967 0.0843 0.099167 0.029 0.029 提镏断 0.00615 0 13 图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 按上法图解得到： 总理论板层数 块（包括再沸器）8TN 加料板位置 4F 3.4 全塔效率 TE 选用 公式计算。该式适用于液相粘度为mlog61.07. 0.071.4mPas 的烃类物系，式中的 为全塔平均温度下以进料组成表示的 平均粘度。 14 查图 3-1，由 =0.983 =0.029 查得塔顶及塔釜温度分别为：DxW =80.53 =135.26，tDWt 全塔平均温度 =( + )/2=(80.53+135.26)/2=107.9mtD 根据表 3-3 表 3-3 苯-氯苯温度粘度关系表 温度 40 60 80 100 120 140 苯 粘度 mPas 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 粘度 mPas 0.701 0.542 0.439 0.345 0.269 0.219 9.107215.0 苯苯 smPa239.0苯 .69. 34.氯 苯氯 苯 15.氯 苯 利用差值法求得： ， 。smPa2390苯sPa36.0氯 苯632.084.156841 FFmxx氯 苯苯2.log17log6.07.mTE 3.5 实际塔板数 （近似取两段效率相同）pN 精馏段： 块，取 块6.53.0/1p 61pN 提馏段： 块，取 块212 2 总塔板数 块81ppN 4操作工艺条件及相关物性数据的计算 4.1 平均压强 mp 取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。 15 塔顶： kPa3.10Dp 加料板： kPa5.1067.F 塔底： 9.325.W 精馏段平均压强 a8./.10p 提镏段平均压强 kP710. 4.2 平均温度 mt 利用表 3-1 数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度 ,1983.067.18Dt52.0t 加料板 ，4Ft78.9Ft 塔底温度 ，01.2.3019.3Wt 26.35Wt 精馏段平均温度 .8/758mT 提镏段平均温度 52.6.3 4.3 平均分子量 mM 精馏段： 15.8T 液相组成： ，1805.67.09x34.1 气相组成： ，.13.1y95.1 所以 kmolgML /37.84.056.284.07 V 6959 16 提镏段： 52.1mT 液相组成： ，265.0117.06.x230.x 气相组成： ，4.3.4.22y54.2y 所以 kmolgML /6.103.56.10.78 V 479 4.4 平均密度 m 4.4.1 液相平均密度 L, 表 4-1 组分的液相密度 （ kg/m3） 温度， （） 80 90 100 110 120 130 140 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： 推荐：tA187.92 tA186.392 氯苯 ： 推荐：BB0574 式中的 t 为温度， 塔顶： D=80.52 3, kg/m42.8165.0186.392186.392 tAL, 9740574BD 3, kg/81.2059.10382.61 mLDBLDAmLa 进料板： 78.9Ft 3, /4.57.6.1.32tAL 17 3, kg/m72.108.90657.1420657.142 tBLF 3, /.2.8.mLFBLFAmLFa 塔底： 52.1，T 3, kg/9.785.16.39186.39 tALW, 4020420574B 3, kg/m69.89.183.1 mLWBLWAmLWa 精馏段： 3kg/4.852/0.8.2 提镏段： 96L 4.4.2 汽相平均密度 mV, 精馏段： 3, kg/m7.215.8.27314.860vRTMp 提镏段： 3, /9mVv 4.5 液体的平均表面张力 表 5-1 组分的表面张力 温度 80 85 110 115 120 130 A 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3 B 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4 液体平均表面张力依下式计算，即 iLmx 塔顶液相平均表面张力的计算 由 ，用内插法得52.80Dt 18 ，2.18056.20.18,ADN/m26.1,AD , .7.,B /4.,B/3.21.601729830mLD 进料板液相平均表面张力的计算 由 ，用内插法得7.Ft ，6.2085793.162085,AFN/m97.1,AF , 7.,BF /3.25,BF/60.1.3160976840mLF 塔底液相平均表面张力的计算 由 ，用内插法得52.1Wt ，3.170528.6370,AWN/m05.17,AW , .21,B /4.2,B/9.5.971050mLW 精馏段液相平均表面张力为 mN/2./)6.234.1(L 提镏段液相平均表面张力为 /8.1/)0.9.( L 4.6 液体的平均粘度 mL, 表 6-1 不同温度下苯氯苯的粘度 温度 60 80 100 120 140 19 t， 苯 mPas 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯 mPas 0.542 0.439 0.345 0.269 0.219 液相平均粘度可用 表示lglgLmiix 4.6.1 塔顶液相平均粘度 ，308.52308.25.1AsPaA307. ，49.49B4.B ，37.0lg)8.1(307lg8lg, mLD smPaLD309., 4.6.2 进料板液相平均粘度 ，308.9308.25.1AsmPaA28. ，4.74BB39. ，.0lg)68.1(20lg68lg, mLF smPaLF31.0, 4.6.3 塔底液相平均粘度 ， 25.021.05.AsmPaA230. ，34.169.34.BB97. ,2.0lg).(20lg0lg, mLW sPamLW295.0, 4.7 气液相体积流量 精馏段： 20 汽相体积流量 /sm68.27.36093603, mVsM 汽相体积流量 /h8/s8.23h 液相体积流量 /s07.41.560.33, mLs 液相体积流量 /h37/s7.0h 提镏段： 汽相体积流量 /sm693.2.36049360, mVsM 汽相体积流量 /h8/s9.2h 液相体积流量 /s013.5.94360.2360, mWLs 液相体积流量 /h18.7/s1.h 6 主要设备工艺尺寸设计 6.1 塔径 精馏段： 塔板间距 HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。 表 6-1 板间距与塔径关系 塔径 DT，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.44.0 2.4 板间距 HT，mm 200300 300350 350450 450600 500800 =600 21 初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m450THm60Lh39.6.LTh 按史密斯泛点关联法计算塔径。 （1）精馏段 最大气速 （即泛点气速 ）maxuFu0248.7.21856.035.5.0 VLs 查 Smith 通用关联图得 0C 负荷因子 087.2.186.20 泛点气速： m/s52.17./.2415./max VLu 气速 可取安全系数为 0.75（安全系数 0.60.8） 则空塔气速为 m/s14.75.0axu 塔径 m72.1)4.3(682/4VDs 按标准塔径圆整取 . （2）提镏段： 22 初选塔板间距 及板上液层高度 ，则：m450THm60Lh39.6LTh 最大气速 （即泛点气速 ）maxuFu0831.2.35469.01 .5.0 VLs 查 Smith 通用关联图得 0C 负荷因子 081.26.18.2 0 L 泛点气速： m/s 381.2./).3594(./max VLu 气速 取安全系数为 0.75，空塔气速为 m/s0.17.axu 塔径 82.)4.3/(69.24/ uVDs 按标准塔径圆整取 .0m 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 7.1 溢流装置 因塔径为 2.0m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液 盘，且不设进口内堰。 7.1.1 溢流堰长（出口堰长） wl 取 m3.1265.0.Dlw 精馏段堰上溢流强度 ,hm/130hm/60.17./5/ 3 whlL 满足强度要求。 提镏段堰上溢流强度 ,/2.4./84/ 33 whl 满足强度要求。 23 7.1.2 出口堰高 whoLwh 对平直堰 3/20284.whwlLE 精馏段：由 及 ，查化工原理课程设计图7/Dl 04.7.1/5/52. 5-5 得 ，1E 于是查表得： （满足要求）mhow06.4.0496.1oL 验证： (设计合理)owwhh.5. 提镏段：由 及， 查化工原理课程6/Dl 48.23.1/87/ 55.2lL 设计图 5-5 得 ，于是查表得：1E （满足要求）m0.27.owh03.276 oL 验证： (设计合理) 1.5. owwhh 7.1.3 降液管的宽度 和降液管的面积dWfA 由 ，查化工原理课程设计图 5-7 得6.0/Dlw ，即：7./,125TfdAW ， ， 。m. 22m14.32198.0fA 24 图 7-1 液体在降液管内的停留时间 精馏段： （满足要求）s526.037./452.0/ sTfLHA 提镏段： （满足要求）1sf 7.1.4 降液管的底隙高度 oh 精馏段：取液体通过降液管底隙的流速 ，则有：m/s0.ou （ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要m029.1.3700owsulLhoh 求） 故合理w 06.496.0 提镏段：取液体通过降液管底隙的流速 ，则有：/s4.ou （ 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要m025.43.1 owsulLhoh 求） 故合理w 06.780. 7.2 塔板分布 7.2.1 塔板的分块 本设计塔径为 ，故塔板采用分块式。mmD1200.2 7.2.4 浮阀数计算及其排列 精馏段： 预先选取阀孔动能因子 ,由 F0= 可求阀孔气速 ，0vuu 即 smFuv/21.7.0 F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为 25 30921.7)039.(46802 udVNs 取边缘区宽度 m，破沫区宽度 mc.Ws.10W 计算塔板上的鼓泡区面积， 221(sin)80a xAxrr 其中： Dsd 601.).9.() mWrc46.2 故 21 22 094.).(sin80.13.094.61.02 mAa 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 t75 则排间距 09.3075.42 Nta 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 0.090m,而应小一点，故取 ，按mt80 ， 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mt75t80 3N 实际孔速 sNdVus /30.7)9.0(4/3682/4 2200 阀孔动能因数为 14.27.3.,0vuF 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 开孔率: 52.1/0).239(0)(/20 DdNAT 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 提镏段： 预先选取阀孔动能因子 ,由 F0= 可求阀孔气速120vu0u 26 即 smFuv/69.2.310 F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为 3469.)03.(48202 udVNs 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 mt75 则排间距 083.4075.2 NtAa 考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 0.083m,而应小一点，故取 ，按mt80 ， 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mt75t80 3N 实际孔速 sNdVus /4.7)039.(785.306275. 220 阀孔动能因数为 .12.4.,0vuF 所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 5.0).239()(/200DdNAT 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 27 图 7-2 阀孔排列 二 塔板流的体力学计算 1 塔板压降 精馏段 （1）计算干板静压头降 ch 由式 可计算临界阀孔气速 ，即825.173vcUocUsmvoc /01.67825.1825.1 ，可用 算干板静压头降，即cU0Lvccgh34. 20mc 3.1.857.92)6(.5 （2） 计算塔板上含气液层静压头降 fh 由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上5.0 液层高度 所以依式,06.LhLl0l 3.50 （3）计算液体表面张力所造成的静压头降 h 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不 计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降 为p mhhlcp 062.3.02. PagL .51789461 提镏段： (1)计算干板静压头降 ch 28 由式 可计算临界阀孔气速 ，即825.173vcUocUsmvoc /53.2.1. 85.825.1 ，可用 算干板静压头降，即0cU04.Lvccghmhc 29.35.98.2)5(34. (2)计算塔板上含气液层静压头降 fh 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ，已知板上5.0 液层高度 所以依式,06.LhLl0l 3.50 (3)计算液体表面张力所造成的静压头降 h 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。 这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降 为pmhhlcp 059.3.029. PagL 7.48452 2 液泛计算 式 LdpdhH 精馏段 (1)计算气相通过一层塔板的静压头降 Ph 前已计算 mp062. (2)液体通过降液管的静压头降 d 因不设进口堰，所以可用式 20153.hLhws 式中 mlsLws .,.,/037. 0hd 1.29.15. 29 (3)板上液层高度： mhL06. 则 Hd 132.2.01 为了防止液泛，按式： ，取安全系数 ，选定板间距)(wTdhH5.0 ,45.Tmhw96. mHT 250.)496.05.()( 从而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd132.0 (4) 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使得液体所夹带气体释出。 本设计 sLHAsTf 526.037.42 可见，所夹带气体可以释出。 提镏段 (1)计算气相通过一层塔板的静压头降 Ph 前已计算 mhp059. (2)液体通过降液管的静压头降 d 因不设进口堰，所以可用式 20153. hLhws 式中 mlsLws .,.,/013. 0hd 24515. (3)板上液层高度： ，则hL06 mHd 1435.06.0245.9. 为了防止液泛，按式： ，取安全系数 ，选定板间距)(wTdh ,45.0THmw3. mhT 24.0)3.45.0()( 从而可知 ，符合防止液泛的要求hHwTd .1. 30 (4) 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使得液体所夹带气体释出。 本设计 sLHAsTf 56.7013.42 可见，所夹带气体可以释出。 3 雾沫夹带的计算 判断雾沫夹带量 是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率 来完成Ve 1F 的。泛点率的计算时间可用式： 和1036.1 pFLsvLsAKcZ %078.1TFvLsAKcV 塔板上液体流程长度 mWDZdL 42.9.2. 塔板上液流面积 27014.3AfTp 图 3-1 精馏段： 苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值，K=1.0 ,在从泛点负荷因 数图中查得负荷因数 ,将以上数值分别代入上式0.127FC 31 %54.6107.21.042.0364.85726.2 F 及 .49%.3.78.0 提镏段： 苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值，K=1.0 ,在从泛点负荷因 数图中查得负荷因数 ,将以上数值分别代入上式130.FC%1.5207.2130. 4.1365.9463.2 F 及 58.49%10.3.0178.594 .632 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果 可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足 的要求。干 气 ）（ 液 ） /kg(1.0eV 4 塔板负荷性能图 4.1 雾沫夹带上限线 对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限 值 所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式干 气 ）（ 液 ） /kg(1.0eV 1F 和 便可作出此线。%1036.1 pFLsvLsAKcZ %078.1TFvLsAKcV 由于塔径较大，所以取泛点率 ，依上式有18 32 精馏段： 8.07.21.0 4.364.85ss LV 整理后得 9.071.ss 即 即为负荷性能图中的线(雾沫)sL34 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个 值便可依式 算出相应的 。利用两点确定一条直线，便sLssV40.38.sV 可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 s 4.767 4.633 4.466 4.299 4.132 3.965 s 提镏段： 8.07.2130. 4.65.94 ss LV 整理后得 8.086.ss 即 即为负荷性能图中的线(雾沫 )32sL 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 s 4.767 4.637 4.475 4.312 4.149 3.987 sV 4.2 液泛线 由式 ， ， )(wTdhHowdwpd hh hlcp 联立。即 owdlcodpT )( 式中， ，板上液层静压头降 gUhLvc234.5压 0 Llh0 从式 知， 表示板上液层高度， 。所以owLhL 321084.wsowlEh 板上 3200.)(压wswowLl lLh 33 液体表面张力所造成的静压头 和液面落差 可忽略hh 液体经过降液管的静压头降可用式 20153.lLwSd 则 LdcdLcwT hhhH）（0)( 3202020 60184.2153.34.5 wSwwSLv llgu）（ 式中阀孔气速 与体积流量有如下关系 0u NdVuS204 精馏段： 式中各参数已知或已计算出，即 ;30;/41.85;/7.2;5.0;496.0;45.;.0 3 NmkgmkgmhHlvwT ； ； 代入上式。mlw31203d 整理后便可得 与 的关系，即sVL 3222 07.4.19. SSS LV 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干 值，依s3222 07.148.1590. SSS L 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 5.09 4.68 4.31 3.84 3.22 2.99 sV 用上述坐标点便可在 负荷性能图中绘出液泛线，图中的(液泛线)。sV: 提镏段： ;30;/35.940;/2.3;5.0;3.;45.0;. 3 NmkgmkgmhHLvwT ； ； 代入上式mlw312 9d 整理后便可得 与 的关系，即sL 222 81.7.1.6SSS 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 5.189 4.794 4.412 3.907 3.202 2.087 sV 用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(液泛线)。 34 4.3 液相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停 留时间不应小于 35s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保 证满足上述条件。 由式 可知，液体在降液管内最短停留时间为 35 秒。秒 5STfLHA 取 为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量5s ,即液相负荷上限，于是可得maxsL 精馏段： 所5/02.54.20max3ax TfsTfs HALsHA 显 然 由 式 得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的 线(液相上限)。 提镏段： 5/02.54.20 max3max TfsTfs HALsHAL 显 然 由 式 所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中 的线(液相上限)。 4.4 气体负荷下限线（漏液线） 对于 F1 型重阀，因 800mm，故裙座壁厚取 16mm 基础环内径： mDbj 17320.)1620( 基础环外径： o 圆整 mbj18mbo4 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm 考虑到再沸器，裙座高度取 3m， 地角螺 栓直径取 M30 7 附属设备设计 7.1 泵的计算 进料温度 14.8qt 3m,3,3, kg/0.82 kg/72.10805kg/mLFBLFALF spa1.spa93. spa 2. uuu 42 已知进料量 hmFVmL /98.28.02716M3 取管内流速 ，则su/. 则管径 m VDF 06.80.6.14.3/364 故可采用故可采用 833.5 的离心泵。 则内径 d=76mm，得： sDuF /76.10.14369820/422537.18760/ dRe 取绝对粗糙度为： ； m5 则相对粗糙度为： 4/d 摩擦系数 由 /9.6)7.3/lg(8.112/ eRd =0.0299 进料口位置高度：h=（19-1）0.45+2.1+0.4+3=13.6m mgudhHf 689.1.)076.129.()( 2 扬程： mf 8.561389. 7.2 冷凝器 塔顶温度 tD=80.52 冷凝水 t1=20 t2=30 则 5.0352.8062211 ttD 37.)2./.6(ln1)/(ln21tm 由 tD=80.43 查液体比汽化热共线图得 kgKJ/4.9苯 塔顶被冷凝量 sVqvs 37.8. 冷凝的热量 JQ/.204397苯 43 取传热系数 kmWK2/60 则传热面积 2 351.87.5601497/ mtQA 冷凝水流量 skgtCP/.69413 02)(1 7.3 再沸器 塔底温度 tw=138.48 用 t0=150的蒸汽，釜液出口温度 t1=142 则 8142574.6.31021 tt 0.)/7.ln()/l(21tm 由 tw=135.26 查液体比汽化热共线图得 kgKJ/39甲 苯 则 skgVqvsm /67.82.369. KJQ4578甲 苯 取传热系数 kmWK2/0 则传热面积 2 37.50.16459/ mtA 加热蒸汽的质量流量 skgtCQp /4.20185.2473)(10 四 计算结果总汇 浮阀塔工艺设计计算结果总表 计算数据项目 符号 单位 精馏段 提馏段 44 各段平均压强 、1mp2kPa103.8 109.7 各段平均温度 、t 85.15 112.52 气相 、1sV2S3/s2.668 2.693平均 流量 液相 、sL0.00377 0.0131 实际塔板数 、1pN2 块 6 12 板 间 距 HT m 0.45 0.45 塔 径 、1D2mm 2.0 2.0 空塔气速 、u/s1.14 1.04 塔板溢流形式 - - 单溢流型 单溢流型 溢流管型式 - - 平顶弓形溢流堰 平顶弓形溢流堰 堰 长 wlm 1.30 1.30 堰 高 hm 0.0496 0.033 溢流堰宽度 dWm 0.25 0.25 溢 流 装 置 底隙高度 om 0.029 0.0252 阀孔数目 N 个 303 303 孔 径 Rm 0.039 0.039 孔 心 距 t m 0.075 0.075 阀孔气速 、01u2m/s 7.21 7.30 阀孔 开孔率 - %11.52 11.52 单板压强降 - kPa0.7 0.7 气相最大负荷 maxV 3/s 2.34 2.39 气相最小负荷 in 3/s 1.09 1.01 45 操作弹性 - - 2.98 3.24 五 结束语 在整个设计过程中 我们首先写策划书和查阅资料，查找数据和表图， 加强了自己的信息检索能力。公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算。 随着最小回流比的确定，和对化工原理知识的复习，一切都步入了正轨。在此 次设计过程中，主要有一下几点体会： 一是查找资料。在找资料的过程中，有时会找到两套不同的数据，或者在 有效范围内，可以取不同的数值。比如查找苯和氯苯的阀孔气相动能因子，就 找到了两组不同的数据，有的范围是 8-12，有的范围是 9-14，所以就需要进一 步查找资料，或者根据自己的实际情况选取数值，进行计算。在这个过程中， 对我的辨别和思考能力有了很好地锻炼。 二是计算。由于课程设计中的计算量很大，稍一不小心就会算错，而且有 可能当时还不知道，到头来发现不对就得改很多步骤。也让我懂得了，做任何 一件事，耐心和细心都是必不可少的。 三是软件应用。通过自己做这样一个完整的课程设计，也锻炼了我们对 Word、Excel 等软件的使用。比如排版、格式、字体、行间距、作图等等问题， 这对以后写文章等都有很大的作用，是一笔不可多得的财富。 课程设计不但对以往学过的知识加以复习和检验，同时还培养理了论 联系实际的能力。尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和 认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时 也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这 些为我今后的努力指明了具体的方向。 设计过程中提高了我的自学和思考能力，设计中的许多知识都需要查阅资 料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固 了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我知道了科学的领域是 不容欺骗的，要一步一步，踏踏实实才能有更多的收获。 在此次化工原理设计过程中，我受益匪浅，深知学好基础知识的重要性。 46 同时通过这次课程设计，我深深地体会到与同学讨论的重要性。因为通过与同 学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。 最后，特别感谢赵晶老师以及我们任务组成员们，通过与她们的交流使得 设计工作得以圆满完成。在此向她们表示衷心的感谢！ 六 符号说明： Aa塔板开孔区面积，m 2 Af降液管截面积，m 2 A0阀孔总面积，m 2 At塔截面积，m 2 c0流量系数，无因次 C计算 umax 时的负荷系数，m/s d 填料直径，m d0筛孔直径，m D 塔径，m DL液体扩散系数，m 2/s DV气体扩散系数，m 2/s ev液沫夹带量，kg(液)/kg(气) E液流收缩系数，无因次 ET总板效率，无因次 F气相动能因子，kg 1/2/(s.m1/2) F0阀孔气相动能因子， g重力加速度，9.8m/s 2 h填料层分段高度，m h1进口堰与降液管间的水平距离， m hc与干板压降相当的液柱高度， m 液柱 hd与液体流过降液管的压降相当 的液柱高度，m hf塔板上鼓泡层高度，m hl与板上液层阻力相当的液柱高 度，m 液柱 hL板上清液层高度，m hmax允许的最大填料层高度，m h0降液管的低隙高度，m hOW堰上液层高度，m hW出口堰高度，m hW进口堰高度，m h 与克服表面张力的压降相当的 液柱高度，m 液柱 H板式塔高度，m HB塔底空间高度，m Hd降液管内清液层高度，m HD塔顶空间高度，m HF进料板处塔板间距，m HOG气相总传质单元高度，m HP人孔处塔板间距，m HT塔板间距，m H1封头高度， H2裙座高度， lW堰长，m Lh液体体积流量，m 3/h Ls液体体积流量，m 3/h Lw润湿速率，m 3/（mh） m相平衡常数，无因次 n阀孔数目 NT理论板层数 P操作压力，Pa P压力降，Pa P P气体通过每层筛板的压降， Pa r鼓泡区半径，m u空塔气速，m/s uF泛点气速，m/s u0气体通过阀孔的速度，m/s u0， min漏液点气速，m/s u0液体通过降液管底隙的速度， m/s Vh气体体积流量，m 3/h Vs气体体积流量，m 3/h wL液体质量流量，/h wV气体质量流量，/h Wc边缘无效区宽度，m 47 Wd弓形降液管宽度，m x液相摩尔分数 X液相摩尔比 y气相摩尔分数 Y气体摩尔比 Z填料层高度 ，m 充气系数，无因次； 空隙率，无因次 液体在降液管内停留时间，s 粘度，Pas 密度，kg/m 3 表面张力，N/m 开孔率或孔流系数，无因次 填料因子，l/m 液体密度校正系数，无因次 下标 max最大的 min最小的 L液相 V气相