化工原理精馏提留设计Word文件下载.docx
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2.3设计方案
2.3.1塔设备的工业要求
总的要求是在符合生产工艺条件下,尽可能多的使用新技术,节约能源和成本,少量的污染。
精馏塔对塔设备的要求大致如下:
一、生产能力大:
即单位塔截面大的气液相流率,不会产生液泛等不正常流动。
二、效率高:
气液两相在塔内保持充分的密切接触,具有较高的塔板效率或传质效率。
三、流体阻力小:
流体通过塔设备时阻力降小,可以节省动力费用,在减压操作是时,易于达到所要求的真空度。
四、有一定的操作弹性:
当气液相流率有一定波动时,两相均能维持正常的流动,而且不会使效率发生较大的变化。
五、结构简单,造价低,安装检修方便。
六、能满足某些工艺的特性:
腐蚀性,热敏性,起泡性等.
2.3.2工艺流程
三、精馏塔设计
3.1设计计算
3.1.1精馏塔的物料衡算
(1)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
苯的摩尔质量MA=78kg/kmol
甲苯的摩尔质量MB=78kg/kmol
XF=0.3XD=0.97XW=0.02
(2)、原料液及塔顶塔底产品平均摩尔质量
MA=xFMA+(1-xF)MB=87.924kg/kmol
MD=xDMA+(1-xD)MB=78.53kg/kmol,
MW=xWMA+(1-xW)MB=91.85kg/kmol
(3)、物料衡算
原料处理量:
F=4000/MF=4000/87.924=45.49kmol/h
总物料衡算:
F=D+W
苯物料衡算:
F*XF=D*XD+W*XW
=>
D=13.41kmol/h
W=32.08knol/h
3.1.2图解法球理论塔板数
根据图有:
总理论塔板数NT=13(包括再沸器)
精馏塔板数NT精=6
提留段NT提=6(不包括再沸器)
实际塔板数:
精馏段:
NP精=6/0.5=12
提留段:
NP提=6/0.5=12(不包括再沸器)
总实际塔板数NP总=NP精+NP提=24
求最小回流比Rmin:
根据图q与平衡线的交点坐标为:
Xq=XF=0.267yq=0.46
Rmin=(XD-yq)/(yq-Xq)=(0.97-0.46)/(0.46-0.267)=2.64
R=1.5Rmin=3.96
精馏塔的气液相负荷:
L=RD=3.96*13.41=53.1kmol/h
V=(R+1)D=4.96*13.41=66.51kmol/h
L´
=L+F=53.1+45.49=98.60kmol/h
V´
=V=66.51kmol/h
操作线方程:
精馏段操作线方程:
y=(L/V)X+(D/V)XD=0.798X+0.196
提留段操作线方程:
y’=(L’/V’)X’+(W/V’)XW=1.482X’-0.01
工艺条件及物性数据的计算(精馏段)
(一)、操作压力
塔顶:
PD=P当地+P表=101.3+4=105.3kpa
单板压降:
Δp=0.7kpa
进料板压降:
PF=PD+Δp*NP精=105.3+0.7*12=113.7kpa
精馏段平均压降:
Pm=(PF+PD)/2=109.5kpa
(二)、操作温度计算
tD=81.2℃+0.2(80.2℃-81.2℃)/0.05=77.2℃(塔顶)
进料板温度:
tF=98.6℃
精馏段平均温度:
tm=(tD+tF)/2=87.9℃
(三)、平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.97查平衡曲线图得x1=0.928
塔顶气、液相平均摩尔质量:
MVmD=y1MA+(1-y1)MB=0.97*78.11+0.03*92.13=78.53Kg/Kmol
MLmD=x1MA+(1-x1)MB=0.928*78.11+0.072*92.13=78.12Kg/Kmol
由xF=0.27查平衡曲线图知:
yF=0.41
进料板气液相平均摩尔质量:
MVmF=yFMA+(1-yF)MB=86.38Kg/Kmol
MLmF=xFMA+(1-xF)MB=88.34Kg/Kmol
精馏段气相平均摩尔分子量
MVm=(MVmF+MLmF)/2=82.455kg/kmol
MLm=(MVmD+MLmD)/2=83.73kg/kmol
(四)、平均密度计算
A.气相平均密度
=Pm*Mvm/RTm=109.5*82.455/(8.314*(87.9+273.15))=3.01Kg/m3
B.液相的平均密度:
塔顶平均密度由tD=77.2℃,查手册内插法得ρA=818.024Kg/m3,
ρB=812.072Kg/m3
αA=XDMA/[XDMA+(1-XD)MB]=0.9648
ρLDm=1/(0.9648/818.024+0.0352/812.072)=817.84Kg/m3
进料板平均密度tF=98.6℃查手册ρA=794.075Kg/m3,
ρB=791.679Kg/m3
αA=XFMA/[XFMA+(1-XF)MB]=0.24
ρLFm=1/(0.24/794.075+0.76/791.679)=792.253Kg/m3
精馏段液相平均密度为ρLm=(ρLDm+ρLFm)/2=805.05Kg/m3
(五)、液体平均表面张力计算
由塔顶温度t=77.2℃时,查苯-甲苯表面张力于下表:
表3-10塔顶苯-甲苯表面张力
组分
苯(A)
甲苯(B)
表面张力
21.61
22.01
塔顶表面张力:
σm,顶=XDσA+(1-XD)σB=21.62mN/m
由进料温度t=98.6℃时,查苯-甲苯表面张力于表3-8
表3-11进料苯-甲苯表面张力
19.02
19.64
进料板的表面张力:
σm,进=XFσA+(1-XF)σB=19.47mN/m
则精馏段平均表面张力为:
σm,精=(σm,顶+σm,进)/2=20.55mN/m
(六)、液体的平均粘度计算
由塔顶温度t=77.2℃时,查手册得μA=0.318mPa.S,
μB=0.320mPas
μL顶=0.324mPas
由进料温度t=85℃时,查苯-甲苯粘度为:
μA=0.296mPa.S,
μB=0.300mPas
μL进=0.591×
0.296+(1-0.591)×
0.300=0.298mPas
精馏段液相平均粘度μL(精)=(μL顶+μL进)/2=0.282mPas
四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1塔径的计算
4.1.1Vs和Ls计算
查表确定C20的坐标:
取板间距HT=0.4m,板上液层高度HL=0.05m,则
HT-HL=0.35m
查图得C20=0.075,故C=0.0754,
=1.221m/s
取安全系数为0.7,空塔气速U=0.7
=0.855m/s
按标准塔径圆整为D=1m
塔截面积
实际空塔气速
4.1.2精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度:
Z精=(N精-1)*HT=(12-1)*0.4=4.4m
提馏段有效高度:
Z提=(N提-1)*HT=(12-1)*0.4=4.4m
在进料板上方开一高度为0.8m的人孔,精馏塔的有效高度为Z=Z精+Z提+0.8=9.6m
4.2塔板主要工艺尺寸计算
因D=1m可选单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘
(1)、堰长:
lW=0.66D=0.66m
(2)、溢流堰高度:
hW=hL-hOW
选平直堰,堰上液层高度:
hW=hL-hOW=0.05-0.012=0.038m
(三)、弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由
查资料书P112图5-7得
Af/AT=0.722=>
Af=0.0567m2
Wd/D=0.124=>
Wd=0.124m
验算液体在降液管中的停留时间:
(四)、降液管底隙高度hO
是
因为hO-hW=0.009>
0.006
所以降液管底隙设计合理
4.3塔板布置
(一)、塔板分布
∵D=0.868>
0.8m
∴塔板采用分块式。
查资料书P118表5-3得塔板非为3块
(二)、边缘区宽度确定:
取WS=WS’=0.065m,WC=0.035m
(三)、开孔区面积计算:
Aa=0.491m2
(四)、筛孔计算及其排列
∵物系无腐蚀性
∴可选用
碳钢管,取筛孔直径do=5mm
筛孔按正三角形排列取孔中心距t=3do=15mm
筛孔数
个,开孔率:
气体通过阀孔的气速:
五、筛板的流动力学验算
5.1塔板压降
(一)、干板阻力:
查资料书P115图5-10得CO=0.772
∴hc=0.043m液柱
(二)、气体通过液层的阻力
查资料书P115图5-11得β=0.625,
(三)、液面表面张力的阻力hσ的计算
气体通过每层塔板的液柱高度hp=hc+hl+hσ=0.0751m液柱
气体通过每层塔板的压降:
5.2液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本体塔径和液流量均不大,故可忽略液面落差的影响
5.3液沫夹带量:
故在本设计中ev在允许范围内
(四)、漏液
对于筛板塔漏液点气速:
实际气速:
稳定系数:
故本设计无明显漏液
(五)、液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高度Hd应服从:
板上不设进口堰:
∴
六、塔板负荷性能图
6.1漏液线
LS(m3/s)
0.0006
0.0015
0.003
0.0045
VS(m3/s)
0.264
0.274
0.286
0.30
6.2液沫夹带
以ev=0.1kg液/kg气为限,求VS-LS关系如:
0.0030
1.33
1.27
1.19
1.12
6.3液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件,即
=0.006m
据此,可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线
6.4液体负荷上限线
液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s,液体在降液管内停留时间.
取θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限
据此,可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线
6.5液泛线
令
联立得
忽略
,将how与LS,hc与Vs的关系式带入上式并整理得
即
0.99
0.92
0.83
0.73
根据、、、、、、、、、、、、、、、、、
七.设计结果一览表
序号
项目
符号
单位
计算结果
精馏段
R1
1
平均温度
tm
℃
87.9
2
平均压力
Pm
kpa
109.5
3
平均流量
气相
Vs
m3/s
0.506
4
液相
Ls
0.00153
5
实际塔板数
Np
块
24
6
塔的有效高度
Z
m
9.6=9600mm
7
塔径
D
0.868=圆整1000mm
8
板间距
Ht
0.4=400mm
9
塔板溢流形式
单流型
10
空塔气速
u
m/s
0.855
11
溢流装置
溢流管形式
弓形
12
溢流堰长度
Lw
0.66=660mm
13
溢流堰高度
hw
0.038=38mm
14
板上液层高度
hL
0.05=50mm
15
堰上液层高度
how
0.012=12mm
16
安定区宽度
Ws
0.065=65mm
17
开孔区到塔壁距离
Wc
0.035=35mm
18
鼓泡面积
Aa
m2
0.491
19
阀孔直径
d
0.005=5mm
20
n
个
2521
21
阀孔气速
u0
10.22
22
阀孔动能因数
F0
23
开孔率%
10.08
孔心距
t
0.015=15mm
25
排间距
t′
气体通过每层踏板压降
0.059296
26
单板压降
ΔP
0.7
27
液体在降液管内的停留时间
s
14.82
28
底隙高度
ho
0.029=29mm
30
泛点率,%
31
液相负荷上限
Lsmax
0.00454
32
液相负荷下限
Lsmin
0.00056
33
气相负荷下限
Vsmin
0.129
34
操作弹性
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