苯-甲苯分离精馏塔课程设计

发布时间:2021-10-25 17:05:46

烟台大学化学工程与工艺课程设计

目录
一工艺流程图与基础数据的搜集………………………………3 二 精馏塔的物料衡算 …………………………………………5
1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数….......................................................5 2.原料液及塔顶、塔底产品的*均摩尔质量...................................................5 3.物料衡算原料处理量.......................................................................................5

三 塔板数的确定 ………………………………………………6
1.理论板层数 N T 的求取....................................................................................6 2.实际板层数的求取...........................................................................................7

四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ………………7
1.操作压力计算...................................................................................................7 2.操作温度计算...................................................................................................8 3.*均摩尔质量计算...........................................................................................8 4.*均密度计算...................................................................................................8 5.液相*均表面张力计算...................................................................................9 6.液相*均粘度计算...........................................................................................10

五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ………………………………10
1. 精馏段塔径的计算.........................................................................................10 2. 提馏段塔径的计算.........................................................................................11 3. 精馏塔有效高度计算.....................................................................................12

六 塔板主要工艺尺寸的计算 …………………………………12
㈠精馏段 1.溢流装置计算...................................................................................................12 2.塔板布置...........................................................................................................13 ㈡提馏段 1.溢流装置计算...................................................................................................14 2.塔板布置...........................................................................................................14

七 筛板的流体力学验算 ………………………………………16
㈠精馏段 1.塔板压降...........................................................................................................16 2.液面落差...........................................................................................................17 3.液沫夹带...........................................................................................................17 4.漏液...................................................................................................................17 5.液泛...................................................................................................................17 ㈡提馏段 1.塔板压降...........................................................................................................17
1

烟台大学化学工程与工艺课程设计

2.液面落差............................................................................................................18 3.液沫夹带............................................................................................................18 4.漏液....................................................................................................................19 5.液泛....................................................................................................................19

八 塔板负荷性能图

……………………………………………19

㈠精馏段 1.漏液线................................................................................................................19 2.液沫夹带线........................................................................................................20 3.液相负荷下限线................................................................................................20 4.液相负荷上限线............................................................................................... 21 5.液泛线................................................................................................................21 ㈡提馏段 1.漏液线................................................................................................................22 2.液沫夹带线........................................................................................................23 3.液相负荷下限线................................................................................................23 4.液相负荷上限线................................................................................................24 5.液泛线................................................................................................................24

九 热量衡算﹑换热器及管道选取………………………………26
1.塔顶冷凝器.........................................................................................................26 2 塔釜再沸器.........................................................................................................28 3 进料预热器.........................................................................................................30 4 塔顶产品冷凝器.................................................................................................31 5 塔底产品冷凝器.................................................................................................33 6 离心泵的选择.....................................................................................................35

十 设计一览表……………………………………………………35 十一 参考文献……………………………………………………36 附图………………………………………………………………...37

2

烟台大学化学工程与工艺课程设计

一工艺流程图与基础数据的搜集
下图是板式塔的简略图

表1 项目 苯A 甲苯 B 温度 C
0

苯和甲苯的物理性质 沸点(℃) 80.1 110.6 90 155.7 63.3 95 155.7 63.3 临界温度 t(℃) C 288.5 318.57 100 179.2 74.3 105 204.2 86.0 临界压强 PC (kPa) 6833.4 4107.7 110.6 240.0

分子式 C6H6 C6H5—CH3 80.1 101.33 40.0

分子量 M 78.11 92.13 85 116.9 46.0 表3

表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
P A ,kPa
PB
0

0

,kPa

常温下苯—甲苯气液*衡数据 85 0.780 0.900 表4 90 20 20.6
3

温度 C
0

80.1 1.000 1.000

90 0.581 0.777

95 0.412 0.630 100 18.8 19.5

100 0.258 0.456 110 17.5 18.4

105 0.130 0.262

110.6 0 0 120 16.2 17.3

液相中苯的摩尔分率 汽相中苯的摩尔分率 温度 苯,mN/m 甲苯,Mn/m 80

纯组分的表面张力

21.2 21.7

烟台大学化学工程与工艺课程设计

表5 温度(℃) 苯,kg/ m
3

组分的液相密度 100 791 110 778 780 110 0.233 0.254 120 0.215 0.228 120 763 768

80 814
3

90 805

甲苯,kg/ m

809 80 0.308 90

801 791 表 6 液体粘度 ? L 100 0.255 0.264 0.279 0.286

温度(℃) 苯(mP a .s)

甲苯(mP a .s) 0.311

表 7 常压下苯——甲苯的气液*衡数据

温度 t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0

气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

4

烟台大学化学工程与工艺课程设计

图 1 常压下苯——甲苯的气液*衡数据图
110

105

100

95

90

85

80 0 20 40 60 80 100

二 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 甲苯的摩尔质量
XF
X M
A

=78.11Kg/kmol =92.14Kg/kmol =0.440 =0.974 =0.024

M

B

= =

0 . 40 / 78 . 11 0 . 40 / 78 . 11 ? 0 . 60 / 92 . 14 0 . 97 / 78 . 11 0 . 97 / 78 . 11 ? 0 . 03 / 92 . 14 0 . 02 / 78 . 11 0 . 02 / 78 . 11 ? 0 . 98 / 92 . 14

D

X

W

=

2.原料液及塔顶、塔底产品的*均摩尔质量
M
F

=0.440 ? 78.11+(1-0.440) ? 92.14=85.97Kg/kmol =0.974 ? 78.11+(1-0.974) ? 92.14=78.47Kg/kmol =0.024 ? 78.11+(1-0.024) ? 92.14=91.80Kg/kmol

M

D

M

W

3.物料衡算产品产量 D= 总物料衡算 苯物料衡算
12000000 8 5.97 / 7200

=19.39Kmol/h

F=D+W F ? 0.440=0.974 ? D+0.024 ? W
5

烟台大学化学工程与工艺课程设计

联立解得

F=44.29Kmol/h,W=24.90Kmol/h

三 塔板数的确定
1.理论板层数 N T 的求取 苯-甲苯属理论物系,可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得苯-甲苯物系的气液*衡数据,绘出 x-y 图

x y

0 0

0.058 0.155 0.256 0.128 0.304 0.453

0.376 0.596

0.508 0.72

0.659 0.83

0.83 0.943

1 1

1 0.9 0.8 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1

②求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上,自点 e(0.440,0.440)做垂线,ef 即为 进料线(q 线) ,该线与*衡线的交点坐标为:
y q =0.660 x q =0.440
xd ? yq yq ? xq 0 . 974 ? 0 . 660 0 . 660 ? 0 . 440

故最小回流比为: R

m in

=

?

? 1 . 43

取操作回流比为: R ? 2 R min ? 2 ? 1 . 43 ? 2 . 86 ③求精馏塔的气、液相负荷
L ? R ? D ? 2 . 86 ? 19 . 39 ? 55 . 46 Kmol/h
V ? ( R ? 1 ) ? D ? ( 2 . 86 ? 1 ) ? 19 . 39 ? 74 . 85 Kmol/h L ? L ? F ? 55 . 46 ? 44 . 29 ? 99 . 75 Kmol/h
'

6

烟台大学化学工程与工艺课程设计

V

'

? V ? 74 . 85 Kmol/h

④求操作线方程 精馏段操作线方程 y ?
L V x ?
' '

D V

x0 ?
W V
'

55 . 46 74 . 85

x ?

19 . 39 74 . 85
x ?
'

? 0 . 974 ? 0 . 741 x ? 0 . 252

提馏段操作线方程 y ?
'

L V

x ?
'

xw ?

99 . 75 74 . 85

24 . 90 74 . 85

? 0 . 024 ? 1 . 333 x ? 0 . 008
'

⑤图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数,求解结果为: 总理论板层数 N T ? 13 ?包括再沸器 2.实际板层数的求取 查图得:塔顶 T=81.7 ? C
?

? ,进*逦恢 N

F

? 6

塔釜 T=109.5 ? C

T =
?

81 . 7 ? 109 . 5 2

=95.6 ? C
? 0 . 57
a

T 时 x a ? 0 . 35

y

相对挥发度 a=

0 . 57 ? (1 ? 0 . 35 ) 0 . 35 ? (1 ? 0 . 57 )

? 2 . 46

塔顶与塔底*均温度下的粘度 u l ? 全板效率 E T ? 0 . 49 ( a ? u L )
? 0 . 245

?x y
i

? 0 . 44 ? 0 . 26 ? 0 . 56 ? 0 . 29 ? 0 . 28 mPa·s
i

? 0 . 54

精馏段实际板层数: N 精 ? 提馏段实际板层数: N 提 ? 11 板进料

5 0 .5 4 8 0 .5 4

? 9 .3 ? 10 ? 14 . 8 ? 15

四 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力计算 塔顶操作压力 每层塔板压降 进*逖沽 塔釜压力
p D ? 101 . 3 kPa
? p ? 0 . 7 kPa

p F ? 101 . 3 ? 0 . 7 ? 10 ? 108 . 3 kPa p F ? 101 . 3 ? 0 . 7 ? 25 ? 118 . 8 kPa

精馏段*均压力 p m ? (101 . 3 ? 108 . 3 ) / 2 ? 104 . 8 kPa 精馏段*均压力 p m ? (108 . 3 ? 118 . 8 ) / 2 ? 113 . 6 kPa
7

烟台大学化学工程与工艺课程设计

2.操作温度计算 读图知:塔顶 T D ? 81 . 7 ? C 温度 进*逦露 T F ? 95 . 0 ? C 3.*均摩尔质量计算 ⑴塔顶摩尔质量计算:由 x D ? y 1 ? 0 . 974 , 查*衡曲线,得
M
VDm

塔釜温度 T F ? 109 . 5 ? C

x 1 ? 0 . 930

? 0 . 974 ? 78 . 11 ? (1 ? 0 . 974 ) ? 92 . 13 ? 78 . 47 kg / kmol
? 0 . 930 ? 78 . 11 ? (1 ? 0 . 930 ) ? 92 . 13 ? 79 . 09 kg / kmol

M

' LDm

***均摩尔质量计算 由图解理论板,得 y F ? 0 . 600 查*衡曲线,得 x F ? 0 . 380
M
VFm

? 0 . 600 ? 78 . 11 ? 1 ? 0 .6 00 ) 92 .1 3 ? 83 . 72 kg / kmol ( ? ? 0 . 380 ? 78 . 11 ? (1 ? 0 . 380 ) ? 92 . 13 ? 86 . 79 kg / kmol

M

LFm

(3)塔釜摩尔质量计算

x

w

?

y

? 0 . 024
2

x
M
Vwm

2

? 0 . 004

? 0 . 024 ? 78 . 11 ? 1 ? 0 .024 ) 92 .1 3 ? 91 . 80 kg / kmol ( ? ? 0 . 004 ? 78 . 11 ? (1 ? 0 . 004 ) ? 92 . 13 ? 92 . 08 kg / kmol

M

LwF

(3)精馏段*均摩尔质量
M
Vm

? ( 78 . 47 ? 83 . 72 ) / 2 ? 81 . 09 kg / kmol ? ( 79 . 09 ? 86 . 79 ) / 2 ? 82 . 94 kg / kmol

M

Lm

(4)提馏段*均摩尔质量
M
Vm

' ? ( 91 . 80 ? 83 . 72 ) / 2 ? 87 . 76 kg / kmol ' ? ( 92 . 08 ? 86 . 79 ) / 2 ? 89 . 44 kg / kmol

M

Lm

4.*均密度计算 ⑴气相*均密度计算 由理想气体状态方程计算,即 精馏段
? Vm ?
pm ? M RT
m Vm

?

104 . 8 ? 81 . 09 8 . 314 ? ( 88 . 35 ? 273 . 15 ) 113 . 6 ? 87 . 76 8 . 314 ? (102 . 25 ? 273 . 15 )

? 2 . 82 kg / m

3

提馏段

? Vm ?

pm ? M RT
m

Vm

?

? 3 . 19 kg / m

3

8

烟台大学化学工程与工艺课程设计

⑵液相*均密度计算 液相*均密度依下式计算:
1 ? ? ai / ? i

? Lm

①塔顶液相*均密度计算: 由 T D ? 81 . 7 ? C ,查手册得 ? A ? 811 . 8 kg / m , ? B ? 806 . 8 kg / m
3 3

? LDm ?

1 0 . 97 / 811 . 8 ? 0 .0 3 / 806 . 8

? 811 . 6 kg / m

3

②进*逡合*均密度计算 由 T F ? 95 . 0 ? C ,查手册得 进*逡合嗟闹柿糠质扑
aA ? 0 . 40 ? 78 . 11 0 . 40 ? 78 . 11 ? 0 . 60 ? 92 . 13 1 0 . 357 / 795 . 0 ? 0 . 643 / 792 . 3 ? 0 . 357 ? 793 . 2 kg / m
3

?

A

? 795 . 0 kg / m , ?
3

B

? 792 . 3 kg / m

3

? LFm ?

③塔釜液相*均密度计算: 由 T w ? 109 . 5 ? C ,查手册得 ? A ? 780 . 5 kg / m , ? B ? 780 . 5 kg / m
3 3

? LDm ?

1 0 . 98 / 780 . 5 ? 0 .02/ 780 . 5

? 780 . 5 k g / m

3

④精馏段液相*均密度为 提馏段液相*均密度为 5.液相*均表面张力计算

?

Lm

? ( 811 . 6 ? 793 . 2 ) / 2 ? 802 . 4 kg / m ' ? ( 780 . 5 ? 793 . 2 ) / 2 ? 786 . 8 kg / m

3

?

3

Lm

液相*均表面张力依下式计算,即
?
Lm

? ? xi ? ?

i

⑴塔顶液相*均表面张力计算 由 T D ? 81 . 7 ? C ,查手册得
?
LDm

?

A

? 21 . 3 mN / m , ?

B

? 21 . 6 mN / m

? 0 . 974 ? 21 . 3 ? 0 . 026 ? 21 . 6 ? 21 . 3 mN / m

**逡合*均表面张力计算 由 T F ? 95 . 0 ? C ,查手册得
?
LFm

?

A

? 19 . 5 mN / m , ?

B

? 19 . 8 mN / m

? 0 . 38 ? 19 . 5 ? 0 . 60 ? 19 . 8 ? 19 . 8 mN / m

⑶塔釜段液相*均表面张力计算 由 T w ? 109 . 5 ? C ,查手册得
?

?

A

? 17 . 5 mN / m , ?

B

? 18 . 5 mN / m

Lwm

? 0 . 024 ? 17 . 5 ? 0 . 976 ? 18 . 5 ? 18 . 5 mN / m

9

烟台大学化学工程与工艺课程设计

⑷ 精馏段液相*均表面张力为:
?
Lm

? ( 21 . 3 ? 19 . 8 ) / 2 ? 20 . 55 mN / m

提馏段液相*均表面张力为:
? ' Lm ? (18 . 5 ? 19 . 8 ) / 2 ? 19 . 15 mN / m

6.液相*均粘度计算 液相*均粘度依下式计算:
lg ? Lm ? ? x i lg ? i

⑴塔顶液相*均粘度计算 由 T D ? 81 . 7 ? C ,查手册得
?
A

? 0 . 293 mPa

? s , ? B ? 0 . 296 mPa ? 0.026 ? lg(0.296)

?s

lg ? LDm ? 0 . 974 ? lg(0.293)

解得

? LDm ? 0 . 293 mPa ? s

**逡合*均粘度计算 由 T F ? 95 . 0 ? C ,查手册得
lg ?
LFm

?

A

? 0 . 267 mPa

? s , ? B ? 0 . 275 mPa

?s

? 0 . 38 ? lg ( 0 . 267 ) ? 0 . 62 ? lg ( 0 . 275 )

解得

? LFm ? 0 . 272 mPa ? s

⑶塔顶液相*均粘度计算 由 T w ? 109 . 5 ? C ,查手册得
?
A

? 0 . 234 mPa

? s , ? B ? 0 . 253 mPa
? lg(0.234)

?s

lg ? Lwm ? 0 . 976 ? lg(0.253)

? 0.024

解得

? Lwm ? 0 . 253 mPa ? s

精馏段液相*均粘度为 提馏段液相*均粘度为

? Lm ? ( 0 . 293 ? 0 . 272 ) / 2 ? 0 . 283 mPa ? s ? Lm ' ? ( 0 . 253 ? 0 . 272 ) / 2 ? 0 . 263 mPa ? s

五 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.精馏段塔径的计算 (1) 精馏段的气、液相体积流率为:
Vs ? VM
Vm

3600 ? Vm LM

?

74 . 85 ? 81 . 09 3600 ? 2 . 82

? 0 . 60 m

3

/s

Ls ?

Lm Lm

3600 ?

?

55 . 46 ? 82 . 94 3600 ? 802 . 4

? 0 . 0016 m

3

/s

10

烟台大学化学工程与工艺课程设计

由 u max ? C
?

? L ? ?V ?V
0 . 0016

,其中的 C 20 由图查取,图的横坐标为:

Lh Vh

?(

L

?V

)

1/2

?

? 3600

0 . 60 ? 3600

?(

802 . 4 2 . 82

)

1/2

? 0 . 042

取板间距 H T ? 0 . 40 , 板上液层高度
H

h L ? 0 . 06 m ,则

L

? h L ? 0 . 4 ? 0 . 06 ? 0 . 34 m

查图得 C 20 =0.075
?
20 . 55 20
802 . 4 ? 2 . 82 2 . 82

C ? C 20 ? (

L

)

0 .2

? 0 . 075 ? (

)

0 .2

? 0 . 0754

20

u m ax ? 0 . 0754

?

? 1 . 270 m / s

取安全系数 0.7,u=0.7 u m ax =0.889m/s
4?

D=

v

s

?u

?

4 ? 0 . 60 3 . 14 ? 0 . 889

? 0 . 927 m

按标准塔径圆整后为 塔截面积为

D ? 1 .0m
A
T

?

?
4

? 1 .0

2

? 0 . 785 m

2

实际空塔气速为

u ?

Vs AT

?

0 . 60 0 . 785

? 0 . 764 m / s

2.提馏段塔径的计算 提馏段的气、液相体积流率为:
Vs ? VM
Vm

3600 ? Vm LM

?

74 . 85 ? 87 . 76 3600 ? 23 . 19

? 0 . 571 m

3

/s

Ls ?

Lm Lm

3600 ?

?

99 . 75 ? 89 . 44 3600 ? 786 . 8

? 0 . 0031 m

3

/s

由 u max ? C
?

? L ? ?V ?V

,其中的 C 20 由图查取,图的横坐标为:

Lh Vh

?(

L

?V

)

1/2

?

0 . 0031 ? 3600 0 . 571 ? 3600

?(

768 . 8 3 . 19

)

1/2

? 0 . 085

取板间距 H T ? 0 . 45 , 板上液层高度

h L ? 0 . 08 m ,则

11

烟台大学化学工程与工艺课程设计
? h L ? 0 . 50 ? 0 . 08 ? 0 . 42 m

H

L

查图得 C 20 =0.083
?
18 . 5 20
768 . 8 ? 3 . 19 3 . 19

C ? C 20 ? (

L

)

0 .2

? 0 . 067 ? (

)

0 .2

? 0 . 082

20

u m ax ? 0 . 082 ?

? 1 . 29 m / s

取安全系数 0.7,u=0.7 u m ax =0.900m/s
4?

D=

v

s

?u

?

4 ? 0 . 571 3 . 14 ? 0 . 900

? 0 . 81 m

按标准塔径圆整后为 塔截面积为

D ? 1 .0m
A
T

?

?
4

? 1 .0

2

? 0 . 785 m

2

实际空塔气速为 3.精馏塔的高度的计算 精馏段有效高度为 提馏段有效高度为

u ?

Vs AT

?

0 . 571 0 . 785

? 0 . 727 m / s

Z 精 ? (N



? 1) H

T

? (10 ? 1 ) ? 0 . 4 ? 3 . 6 m

Z提 ? (N



? 1) H

T

? (15 ? 1 ) ? 0 . 45 ? 6 . 3 m

在进*迳戏娇蝗丝祝涓叨任 0.8m,塔釜与裙坐为 2.0m,塔顶封头为 1.5m 故精 馏塔的高度为

Z ? Z 精 ? Z 提 ? 0 .8 ? 2.0 ? 1.5 ? 3 .6 ? 6 . 3 ? 0 . 8 ? 2 . 0 ? 1 . 5 ? 14 . 2 m

六 塔板主要工艺尺寸的计算
(一)精流段: 1.溢流装置计算 筛板式塔的溢流装置包括溢流堰, 降液管和受液盘等几部分。 其尺寸和结构对塔的性能 有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素,当因 D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管,不 设进口堰,采用凹形受液盘。各项计算如下: ⑴堰长 l w 取 l w ? 0 . 66 D ? 0 . 66 ? 1 . 0 ? 0 . 66 m ⑵溢流堰高度 h w

12

烟台大学化学工程与工艺课程设计

由 h w ? h l ? h ow ,选用*直堰,堰上液层高度 h ow ?
2 . 84 1000 0 . 0016 ? 3600 0 . 66

2 . 84 1000

E(

Lh lw

)

2/3

*似取 E=1,则 h ow ?

?1? (

)

2/3

? 0 . 012 m

取板上清液层高度 h w ? 0 . 06 ? 0 . 012 ? 0 . 048 m ⑶弓形降液管宽度 W d 和截面积 A f 由
lw D ? 0 . 66 ,查图,得 Af AT Wd ? 0 . 072 , ? 0 . 013 D
2



A f ? 0 . 072 A T ? 0 . 072 ? 0 . 785 ? 0 . 0565 m W d ? 0 . 13 D ? 0 . 13 ? 1 . 0 ? 0 . 13 m

液体在降液管中停留时间
? ?
3600 A f H Lh
T

?

3600 ? 0 . 0565 ? 0 . 45 0 . 0031 ? 3600

? 14 . 1s ? 5s

故降液管设计合理。 ⑷降液管底隙高度 h 0
h0 ? Lh 3600 l w u 0
'

' 取 u 0 ? 0 . 08 m / s ,则

h0 ?

0 . 0016 3600

? 3600

? 0 . 66 ? 0 . 08

? 0 . 030 m

h w ? h 0 ? 0 . 048 ? 0 . 030 ? 0 . 018 m ? 0 . 006 m

故降液管底隙高度设计合理。
' 选用凹形受液盘,深度 h w ? 50 mm 。

2.塔板布置 ⑴塔板的分块 因 D ? 800 mm ,故塔板采用分块式。查得,板块分为 3 快。 ⑵边缘区快读确定
' 取 W s ? W s ? 0 . 065 m , W c ? 0 . 035 m

⑶开孔区面积计算
Aa ? 2( x r
2

? x

2

?

?r

2

arcsin

x r

)

开孔区面积 A a
x ?

180 1 .0 2

D 2

? (W d ? W s ) ?

? ( 0 . 13 ? 0 . 065 ) ? 0 . 305 m

13

烟台大学化学工程与工艺课程设计

其中 故

r ?

D 2

? Wc ?

1 .0 2

? 0 . 035 ? 0 . 465 m

A a ? 2 ? ( 0 . 305 ?

0 . 465

2

? 0 . 305

2

?

? ? 0 . 465
180

2

arcsin

0 . 305 0 . 465

) ? 0 . 599 m

2

⑷筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 ? ? 3 mm 碳钢板,取筛孔直径 d 0 ? 5 mm 。 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t ? 3 ? d 0 ? 3 ? 5 ? 15 mm
1 . 155 ? A a t
2

筛孔数目

n ?

?

1 . 155 ? 0 . 599 0 . 015
2

? 3075 个

开孔率为

? ? 0 . 907 (

d0 t

) ? 0 . 907 ? (
2

0 . 005 0 . 015

) ? 10 . 1 %
2

气体通过筛孔的气速为

u0 ?

Vs Ao

?

0 . 60 0 . 101 ? 0 . 599

? 9 . 92 m / s

(二)提流段: 1.溢流装置计算 筛板式塔的溢流装置包括溢流堰, 降液管和受液盘等几部分。 其尺寸和结构对塔的性能 有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素,当因 D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管,不 设进口堰,采用凹形受液盘。各项计算如下: ⑴堰长 l w 取 l w ? 0 . 66 D ? 0 . 66 ? 1 . 0 ? 0 . 66 m ⑵溢流堰高度 h w 由 h w ? h l ? h ow ,选用*直堰,堰上液层高度 h ow ?
2 . 84 1000 0 . 0031 ? 3600 0 . 66
2 . 84 1000 Lh lw
2 /3

E(

)

*似取 E=1,则 h ow ?

?1? (

)

2/3

? 0 . 021 m

取板上清液层高度 h w ? 0 . 08 ? 0 . 021 ? 0 . 059 m ⑶弓形降液管宽度 W d 和截面积 A f 由
lw D ? 0 . 66 ,查图,得 Af AT Wd ? 0 . 072 , ? 0 . 013 D
2



A f ? 0 . 072 A T ? 0 . 072 ? 0 . 785 ? 0 . 0565 m W d ? 0 . 13 D ? 0 . 13 ? 1 . 0 ? 0 . 13 m

液体在降液管中停留时间
14

烟台大学化学工程与工艺课程设计

? ?

3600 A f H Lh

T

?

3600 ? 0 . 0565 ? 0 . 45 0 . 0031 ? 3600

? 8 . 2 s ? 5s

故降液管设计合理。 ⑷降液管底隙高度 h 0
h0 ? Lh 3600 l w u 0
'

' 取 u 0 ? 0 . 15 m / s ,则

h0 ?

0 . 0031 ? 3600 3600 ? 0 . 66 ? 0 . 15

? 0 . 031 m

h w ? h 0 ? 0 . 048 ? 0 . 031 ? 0 . 017 m ? 0 . 006 m

故降液管底隙高度设计合理。
' 选用凹形受液盘,深度 h w ? 50 mm 。

2.塔板布置 ⑴塔板的分块 因 D ? 800 mm ,故塔板采用分块式。查得,板块分为 3 快。 ⑵边缘区快读确定
' 取 W s ? W s ? 0 . 065 m , W c ? 0 . 035 m

⑶开孔区面积计算
Aa ? 2( x r
2

? x

2

?

?r

2

arcsin

x r

)

开孔区面积 A a
x ?

180 1 .0 2

D 2

? (W d ? W s ) ?

? ( 0 . 13 ? 0 . 065 ) ? 0 . 305 m

其中 故

r ?

D 2

? Wc ?

1 .0 2

? 0 . 035 ? 0 . 465 m

A a ? 2 ? ( 0 . 305 ?

0 . 465

2

? 0 . 305

2

?

? ? 0 . 465
180

2

arcsin

0 . 305 0 . 465

) ? 0 . 599 m

2

⑷筛孔计算及其排列 本例所处理的物系无腐蚀性,可选用 ? ? 3 mm 碳钢板,取筛孔直径 d 0 ? 5 mm 。 筛孔按正三角形排列,取孔中心距 t ? 3 ? d 0 ? 3 ? 5 ? 15 mm
1 . 155 ? A a t
2

筛孔数目

n ?

?

1 . 155 ? 0 . 599 0 . 015
2

? 3075 个

开孔率为

? ? 0 . 907 (

d0 t

) ? 0 . 907 ? (
2

0 . 005 0 . 015

) ? 10 . 1 %
2

15

烟台大学化学工程与工艺课程设计

气体通过筛孔的气速为

u0 ?

Vs Ao

?

0 . 572 0 . 101 ? 0 . 599

? 9 . 45 m / s

七 筛板的流体力学验算
(一)精馏段 1.塔板压降 ⑴干板阻力 h c 计算 干板阻力 h c由: h c ? 0 . 051 (
u0 c0
2

) (

?v ?
C
L

)

由 d 0 / ? ? 5 / 3 ? 1 . 67 ,查图得: 故 h c ? 0 . 051 ? (
8 .9 0 . 772 ) ?(
2

20

? 0 . 772

2 . 82 802 . 4

) ? 0 . 024 m 液柱

⑵气体通过液层的阻力 h L 计算 气体通过液层的阻力 h L 由式
h1 ? ? ? h L ua ? Vs AT ? A f ? 0 . 60 0 . 785 ? 0 . 0565 ? 0 . 824 m / s
1/ 2

F0 ? u a

? v ? 0 . 824 ?

2 . 82 ? 1 . 38 kg

/( s ? m

1/2

)

查图,得 ? ? 0 . 62 。故
h 1 ? ? h l ? ? ( h w ? h ow ) ? 0 . 62 ? ( 0 . 048 ? 0 . 012 ) ? 0 . 037 m 液柱

⑶液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 h?
h? ? 4?
L 0

? L gd

?

4 ? 20 . 55 ? 10

?3

802 . 4 ? 9 . 81 ? 0 . 005

? 0 . 0021 m 液柱

气体通过每层塔板的液柱高度 h P 可按下式计算:
h P ? h c ? h 1 ? h ? ? 0 . 024 ? 0 . 037 ? 0 . 0021 ? 0 . 063 m 液柱

气体通过每层塔板的压降为:
?p
p

? h p ? L g ? 0 . 063 ? 802 . 4 ? 9 . 81 ? 496 Pa ? 0 . 7 kPa (设计允许值)

2.液面落差 对于筛板塔, 液面落差很小, 且本例的塔径和液流量均不大, 故可忽略液面落差的影响。 3 液沫夹带

16

烟台大学化学工程与工艺课程设计
5 . 7 ? 10
?6

液模夹带量由式

ev ?

?

(

ua HT ? hf

)

3 .2

L

h f ? 2 . 5 h L ? 2 . 5 ? 0 . 06 ? 0 . 15 m
5 . 7 ? 10
?6 ?3 824 ? ( 0 .0 .? 0 . 15 ) 4 3 .2



ev ?

20 . 55 ? 10

? 0 . 012 kg 液 / kg 气 ? 0 . 1 kg 液 / kg 气

在本设计中液沫夹带量 e v 在允许范围内。 4.漏液 对筛板塔,漏液点气速 u 0 , in 可由式(5-25)计算: m
u o, ? 4 .4 C 0 min ( 0 . 0056 ? 0 . 13 h L ? h? ) ? L / ? v

? 4 . 4 ? 0 . 772 ? ( 0 . 0056

? 0 . 13 ? 0 . 06 ? 0 . 0021 ) 802 . 4 / 2 . 83 ? 6 . 09 m / s

实际孔速

u 0 ? 9 . 92 m / s ? u 0 ,min

稳定系数为

K ?

u0 u 0 , in m

?

9 . 92 6 . 09

? 1 . 63 ? 1 . 5

故在本设计中无明显漏液。 5.液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 H d 应服从关系 苯-甲苯物系属一般物系,取 ? ? 0 . 5 ,则
? (H
而H ? h w ) ? 0 . 5 ? ( 0 . 40 ? 0 . 048 ) ? 0 . 224 m ? h p ? hL ? hd
H
d

?? ? ( H T ? h w )

T

d

板上不设进口堰
h d ? 0 . 153 ( u 0 )
' 2

? 0 . 153 ? 0 . 08

2

? 0 . 001 m 液柱

H H

d

? 0 . 063 ? 0 . 06 ? 0 . 001 ? 0 . 121 m 液柱 ? ? (H
T

d

? hw )

故在本设计中不会发生液泛现象。 (二)提馏段 1.塔板压降 ⑴干板阻力 h c 计算 干板阻力 h c由: h c ? 0 . 051 (
u0 c0
2

) (

?v ?
C
L

)

由 d 0 / ? ? 5 / 3 ? 1 . 67 ,查图得:
17

20

? 0 . 772

烟台大学化学工程与工艺课程设计

故 h c ? 0 . 051 ? (

8 .9 0 . 772

) ?(
2

3 . 19 786 . 8

) ? 0 . 027 m 液柱

⑵气体通过液层的阻力 h L 计算 气体通过液层的阻力 h L 由式
h1 ? ? ? h L ua ? Vs AT ? A f ? 0 . 571 0 . 785 ? 0 . 0565 ? 0 . 784 m / s
1/2

F0 ? u a

? v ? 0 . 784 ?

3 . 19 ? 1 . 40 kg

/( s ? m

1/ 2

)

查图,得 ? ? 0 . 60 。故
h 1 ? ? h l ? ? ( h w ? h ow ) ? 0 . 60 ? ( 0 . 059 ? 0 . 021 ) ? 0 . 048 m 液柱

⑶液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 h?
h? ? 4?
L 0

? L gd

?

4 ? 19 . 15 ? 10

?3

786 . 8 ? 9 . 81 ? 0 . 005

? 0 . 0020 m 液柱

气体通过每层塔板的液柱高度 h P 可按下式计算:
h P ? h c ? h 1 ? h ? ? 0 . 027 ? 0 . 048 ? 0 . 0020 ? 0 . 077 m 液柱

气体通过每层塔板的压降为:
?p
p

? h p ? L g ? 0 . 077 ? 786 . 8 ? 9 . 81 ? 594 Pa ? 0 . 7 kPa (设计允许值)

2 液面落差 对于筛板塔, 液面落差很小, 且本例的塔径和液流量均不大, 故可忽略液面落差的影响。 3 液沫夹带
ev ? h
5 . 7 ? 10
?6 ?3 0 ? ( 0 . 45. 784 . 20 ) ?0 3 .2

5 . 7 ? 10

?6

液模夹带量由式

?

( H
T

ua ? h
f

)

3 .2

L

f

? 2 . 5 h L ? 2 . 5 ? 0 . 08 ? 0 . 20 m



ev ?

19 . 15 ? 10

? 0 . 012 kg 液 / kg 气 ? 0 . 1 kg 液 / kg 气

在本设计中液沫夹带量 e v 在允许范围内。 4.漏液 对筛板塔,漏液点气速 u 0 , in m

18

烟台大学化学工程与工艺课程设计

u o, ? 4 .4 C 0 min

( 0 . 0056 ? 0 . 13 h L ? h? ) ? L / ? v

? 4 . 4 ? 0 . 772 ? ( 0 . 0056

? 0 . 13 ? 0 . 08 ? 0 . 0020 ) 786 . 8 / 3 . 19 ? 5 . 75 m / s

实际孔速

u 0 ? 9 . 45 m / s ? u 0 , min

稳定系数为

K ?

u0 u 0 , in m

?

9 . 45 5 . 75

? 1 . 64 ? 1 . 5

故在本设计中无明显漏液。 5.液泛 为防止塔内发生液泛,降液管内液层高 H d 应服从关系 苯-甲苯物系属一般物系,取 ? ? 0 . 5 ,则
? (H
而H ? h w ) ? 0 . 5 ? ( 0 . 45 ? 0 . 059 ) ? 0 . 255 m ? h p ? hL ? hd
H
d

?? ? ( H T ? h w )

T

d

板上不设进口堰
h d ? 0 . 153 ( u 0 )
' 2

? 0 . 153 ? 0 . 15

2

? 0 . 0034 m 液柱

H H

d

? 0 . 077 ? 0 . 08 ? 0 . 0034 ? 0 . 160 m 液柱 ? ? (H
T

d

? hw )

故在本设计中不会发生液泛现象。

八 塔板负荷性能图
(一)精流段
1 漏液线

漏液线,又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象, 气、液不能充分接触,使塔板效率下降。
( 0 . 0056 ? 0 . 13 h L ? h c ) ? , h L ? h w ? h ow , h ow ?

u 0 , in ? 4 . 4 C 0 m u 0 , in ? m V s , in m A0

L /

?V
E( Lh lw 2 . 84 1000 ?1? ( Lh lw )
2/3

2 . 84 1000

)

2/3

得 V s , in ? 4 . 4 C 0 A 0 m

{ 0 . 0056 ? 0 . 13 ? [ h w ?

] ? h? } ?

L

/ ?V

? 4 .4 ? 0 .7 72 ? 0 .1 01 ? 0 .5 99 ?

{ 0 .0 056 ? 0 .1 3 [ 0 . 048 ?

2 . 84 1000

?1? (

3600 L s 0 . 66

)

2/3

] ? 0 . 0021 } 802 . 4 / 2 . 82

整理得

V s, ? 3 . 47 ? min

0 . 00974 ? 0 .1 14 L s
19

2/3

烟台大学化学工程与工艺课程设计

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表。
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007 0.0016 0.0028 0.0040 由此表数据即可作出漏液线 1。 2.液沫夹带线

0.358 0.369 0.380 0.390

当气相负荷超过此线时, 液沫夹带量过大, 使塔板效率大为降低。 对于精馏, 一般控制 eV≤0.1kg 液/kg 气。以 ev=0.1kg 液/kg 为限,求 Vs-Ls 关系如下:
ev ? 5 . 7 ? 10
?6

?
Vs

(

ua HT ? hf

)

3 .2

L



ua ?

Vs AT ? A f

?

0 . 785 ? 0 . 0565

? 1 . 373 V s

h f ? 2 . 5 h L ? 2 . 5 ( h w ? h ow ), h w ? 0 . 048 , h ow ? h f ? 0 . 120 ? 2 . 2 L s eV ? 5 . 7 ? 10
?6 ?3 2/3

2 . 84 1000

?1? (

3600 L s 0 . 66

)

2/3

? 0 . 88 L s

2/3

,H

T

? h f ? 0 . 280 ? 2 . 2 L s ]
3 .2

2/3

20 . 55 ? 10

[

1 . 373 V s 0 . 280 ? 2 . 2 L s
2/3

? 0 .1

整理得

V s ? 1 . 29 ? 10 . 09 L s

2/3

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表。
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007 0..0016 0.0028 0.0040 由此表数据即可作出液沫夹带线 2。 3 液相负荷下限线

1.210 1.152 1.090 1.036

液相负荷低于此线,就不能保证塔板上液流的均匀分布,将导致塔板效率下降。 对于

*直堰,取堰上液层高度 h ow
h ow ?

? 0 . 006 m

作为最小液体负荷标准。
)
2/3

2 . 84 1000

E(

3600 L S lW

? 0 . 006

20

烟台大学化学工程与工艺课程设计

取 E=1,则

L S, ? ( min

0 . 006 ? 1000 2 . 84

)

2/3

0 . 66 3600

? 0 . 00056 m / s
3

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 4.液相负荷上限线

该线又*狄汗艹汉上摺R禾辶髁砍讼撸砻饕禾辶髁抗螅禾逶 降液管内停留时间过短,进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔 板,造成气相返混,降低塔板效率。
以 ? ? 4 s 作为液体在浆液管中停留时间的下限
? ?
Af H LS
T

? 4 , L S, ? min

Af H 4

T

?

0 . 0565 ? 0 . 40 4

? 0 . 00565 m

3

/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。 5.液泛线 若操作的气液负荷超过此线时,塔内将发生液泛现象,使塔不能正常操作。液泛可分为 降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况, 在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行 验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板,降液管内须维持一定的液层高度 Hd 令
H d ? ? ( H T ? h w ), H d ? h P ? h L ? h d h P ? h e ? h L ? h o , h1 ? ? ? h L , h L ? h w ? h ow

联立得

? H T ? (? ? ? ? 1 ) hW ? ( ? ? 1 ) h ow ? h c ? h d ? h ?
忽 略 h ? , 将 h ow , h d 与 L S , h c 与 V S 的 关 系 式 带 入 上 式 , 整 理 得
a VS ? b ? c 0 . 051 ' a ? 2 ( Ao c o )
' 2 ' '

LS ? d LS
2 '

2/3

(

?V

?L

)

式中 b ? ? H T ? ( ? ? ? ? 1 ) h W , c ?
' '

0 . 153 ( lW h o )
2

, d ? 2 . 84 ? 10
'

?3

E (1 ? ? )(

3600 lW

)

2/3

将有关数据带入,得:
a ?
' '

0 .0 51 ( 0 . 101 ? 0 . 599 ? 0 . 772 )
2

?(

2 . 82 802 . 4

) ? 0 . 082

b ? 0 . 5 ? 0 . 4 ? ( 0 . 5 ? 0 . 62 ? 1 ) ? 0 . 048 ? 0 . 146 c ?
'

0 . 153 ( 0 . 66 ? 0 . 030 )
?3 2

? 390 . 23 3600 0 . 66

d

'

? 2 . 84 ? 10
2

? 1 ? (1 ? 0 . 62 ) ? (
2

)

2/3

? 1 . 417

0 . 082 V
2

? 0 . 146 ? 390 . 231 L S ? 1 . 417 L S
2 2/3

2/3

V S ? 1 . 78 ? 4759 L S ? 17 . 28 L S

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表:
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007
21

1.641

烟台大学化学工程与工艺课程设计

0.0016 0.0028 0.0040

1.531 1.399 1.268

由此表数据即可作出液泛线 5 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上,作出操作点 A,连接 OA,即作出操作线。由图可看出,该筛板上限 为液泛控制,下限为漏液控制。由图查得
V S , in ? 1 . 150 m m
3

/ s , V S , in ? 0 . 361 m m

3

/s

故操作弹性为

V S , ax m V S , in m

?

1 . 150 0 . 361

? 3 . 186

(二)提馏段
1 漏液线

漏液线,又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象, 气、液不能充分接触,使塔板效率下降。
u 0, ? 4 . 4 C 0 min ( 0 . 0056 ? 0 . 13 h L ? h c ) ? L / ? V

u 0, ? min

V s, min A0

, h L ? h w ? h ow , h ow ?

2 . 84 1000

E(

Lh lw

)

2/3

得 V s, ? 4 .4 C 0 A 0 min

{ 0 . 0056 ? 0 . 13 ? [ h w ?

2 . 84 1000

?1? (

Lh lw

)

2/3

] ? h? } ? L / ? V

22

烟台大学化学工程与工艺课程设计

? 4 .4 ? 0 .7 72 ? 0 .1 01 ? 0 .5 99 ?

{ 0 .0 056 ? 0 .1 3 [ 0 . 059 ?

2 . 84 1000

?1? (

3600 L s 0 . 66

)

2/3

] ? 0 . 0020 } 786 . 8 / 3 . 19

整理得

V s, ? 3 . 19 ? min

0 . 0112 ? 0 .1 14 L s

2/3

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表。
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007 0.0016 0.0028 0.0040 由此表数据即可作出漏液线 1。 2.液沫夹带线

0.351 0.360 0.370 0.378

当气相负荷超过此线时, 液沫夹带量过大, 使塔板效率大为降低。 对于精馏, 一般控制 eV≤0.1kg 液/kg 气。以 ev=0.1kg 液/kg 为限,求 Vs-Ls 关系如下:
ev ? 5 . 7 ? 10
?6

?
Vs

(

ua HT ? hf

)

3 .2

L



ua ?

Vs AT ? A f

?

0 . 785 ? 0 . 0565

? 1 . 373 V s

h f ? 2 . 5 h L ? 2 . 5 ( h w ? h ow ), h w ? 0 . 059 , h ow ? h f ? 0 . 148 ? 2 . 2 L s eV ? 5 . 7 ? 10
?6 ?3 2/3

2 . 84 1000

?1? (

3600 L s 0 . 66

)

2/3

? 0 . 88 L s

2/3

,H

T

? h f ? 0 . 302 ? 2 . 2 L s ]
3 .2

2/3

19 . 15 ? 10

[

1 . 373 V s 0 . 302 ? 2 . 2 L s
2/3

? 0 .1

整理得

V s ? 1 . 35 ? 9 . 87 L s

2 /3

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表。
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007 0..0016 0.0028 0.0040 由此表数据即可作出液沫夹带线 2。 3 液相负荷下限线

1.272 1.215 1.154 1.101

23

烟台大学化学工程与工艺课程设计

液相负荷低于此线,就不能保证塔板上液流的均匀分布,将导致塔板效率下降。 对于

*直堰,取堰上液层高度 h ow
h ow ?

? 0 . 006 m

作为最小液体负荷标准。
)
2/3

2 . 84 1000

E(

3600 L S lW

? 0 . 006

取 E=1,则

L S, ? ( min

0 . 006 ? 1000 2 . 84

)

2/3

0 . 66 3600

? 0 . 00056 m

3

/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 4.液相负荷上限线

该线又*狄汗艹汉上摺R禾辶髁砍讼撸砻饕禾辶髁抗螅禾逶 降液管内停留时间过短,进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔 板,造成气相返混,降低塔板效率。
以 ? ? 4 s 作为液体在浆液管中停留时间的下限
? ?
Af H LS
T

? 4 , L S, ? min

Af H 4

T

?

0 . 0565 ? 0 . 45 4

? 0 . 00636 m

3

/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。 5.液泛线 若操作的气液负荷超过此线时,塔内将发生液泛现象,使塔不能正常操作。液泛可分为 降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况, 在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行 验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板,降液管内须维持一定的液层高度 Hd 令
H d ? ? ( H T ? h w ), H d ? h P ? h L ? h d h P ? h e ? h L ? h o , h1 ? ? ? h L , h L ? h w ? h ow

联立得

? H T ? (? ? ? ? 1 ) hW ? ( ? ? 1 ) h ow ? h c ? h d ? h ?
忽 略 h ? , 将 h ow , h d 与 L S , h c 与 V S 的 关 系 式 带 入 上 式 , 整 理 得
a VS ? b ? c 0 . 051 ' a ? 2 ( Ao c o )
' 2 ' '

LS ? d LS
2 '

2/3

(

?V

?L

)

式中 b ? ? H T ? ( ? ? ? ? 1 ) h W , c ?
' '

0 . 153 ( lW h o )
2

, d ? 2 . 84 ? 10
'

?3

E (1 ? ? )(

3600 lW

)

2/3

将有关数据带入,得:
a ?
' '

0 .0 51 ( 0 . 101 ? 0 . 599 ? 0 . 772 )
2

?(

3 . 19 786 . 8

) ? 0 . 095

b ? 0 . 5 ? 0 . 45 ? ( 0 . 5 ? 0 . 60 ? 1 ) ? 0 . 048 ? 0 . 172 c ?
'

0 . 153 ( 0 . 66 ? 0 . 031 )
?3 2

? 365 . 49 3600 0 . 66

d

'

? 2 . 84 ? 10
2

? 1 ? (1 ? 0 . 60 ) ? (
2

)

2/3

? 1 . 408

0 . 095 V
2

? 0 . 172 ? 365 . 49 L S ? 1 . 408 L S
2 2/3

2/3

V S ? 1 . 81 ? 3847 L S ? 14 . 82 L S
24

烟台大学化学工程与工艺课程设计

在操作范围内,任取几个 L s 值,依上式计算出 V s 值,计算结果列于下表:
L s /( m / s )
3

V s /( m / s )

3

0.0007 0.0016 0.0028 0.0040

1.691 1.597 1.485 1.385

由此表数据即可作出液泛线 5 根据以上各线方程,可作出筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上,作出操作点 A,连接 OA,即作出操作线。由图可看出,该筛板上限 为液泛控制,下限为漏液控制。由图查得
V S , in ? 1 . 010 m m
3

/ s , V S , in ? 0 . 362 m m

3

/s

故操作弹性为

V S , ax m V S , in m

?

1 . 010 0 . 362

? 2 . 790



热量衡算﹑换热器及管道选取

1 塔顶冷凝器 (1)换热器面积

? t 1 ? 36 . 7 ℃

? t 2 ? 46 . 7 ℃

?tm ?

? t1 ? ? t 2 Ln ? t1 ?t2

?

36 . 7 ? 46 . 7 Ln 36 . 7 46 . 7

? 41 . 5 ℃

25

烟台大学化学工程与工艺课程设计
t D ? 81 . 7 ? C 查手册得 r 笨 ? 391 .5kj/kg ; r甲苯 ? 378 .2

r ? 0 .9 7 ? 391 .5 ? 0 . 03 ? 378 . 2 ? 391 . 1 kj / kg
w ? vs ? M ? 74 . 85 ? 79 . 09 ? 5919 . 9 kg/h

rDm

Q ? wr ? 2315292.9kj/h
Q ? KS ? t m

假设 K=800 W /( m ? ℃)
2

S ?

Q K?tm

?

2315292

.9 / 1000

800 ? 41 . 5 ? 3600

? 19 . 37 m

2

(2)冷凝器型式及材质 根据 S=19.37 m
2

查手册可知:

公称直径:400mm 公称面积:19.7 m
2

管长:2000mm 管子总数:174 管程数:1 壳程数:1 管子尺寸:碳钢¢2.5×2.5 排列方法:等边三角形 (3)冷却水消耗量 t=35℃ t=45℃

c 水 ? 4 .1 81 kj ( kg ? k ) c 水 ? 4 . 220 kj ( kg ? k )

Q ? w c c pc t 2 - t 1) ( w ? 2315292 .9 Q ?t ? ? 55119 ( c 水 1 ? c 水 2) ( 4 .1 81 ? 4 .2 20 )? 2 ? 10 2 . 5 1 kg h

c

(4)管道选取 ①塔顶采出管管径 取塔顶采出管体积流速为 30m/s,由公式 d ?
4vs

?v

v

s

? 0 . 60 m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.60 3.14 ? 30

? 0 . 160 m

26

烟台大学化学工程与工艺课程设计

根据管子规格,取得管径为 ? ? 219 ? 6 .0 DN 200 ②塔顶采出冷凝液料液管 管径取塔顶采出冷凝后料液体积流速为 2.0m d ?
4vs
v ? 0 . 00208 m
3

?v

s

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.00208 3.14 ? 2.0

? 0 . 036 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 45 ? 3.5 DN 40 ③回流管管径计算 取回流体积流速为 2.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

v

s

?

LM

LDM LDM

3600 ?

?

55 . 46 ? 78 .47 3600 ? 811.6

? 0 . 0015 m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.0015 3.14 ? 2.0

? 0 . 0309 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 38 ? 3.5 DN 31 ④塔顶冷凝器冷却水管径 取回流体积流速为 2.0m/s,由公式 d ?
4vs
v ? w

?v

s

c

?

v s ? 0 . 0153 m

2

? s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.0153 3.14 ? 2

? 0 . 099 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 108 ? 4 DN 100 2 塔釜再沸器 (1)换热器面积

? t 1 ? 30 . 5 ℃

? t 2 ? 30 . 5 ℃
r 笨 ? 358 kj/kg ; r甲苯 ? 3 50kj/kg

t w ? 109 . 5 ? C 查手册得

r ? 0 . 02 ? 3 58 ? 0 . 98 ? 350 ? 350 kj / kg

27

烟台大学化学工程与工艺课程设计
w ? vs ? M ? 99 . 75 ? 91 . 94 ? 9197 . 02 kg/h

rDm

Q ? wr ? 3209857kj/h
Q ? KS ? t m

假设 K=800 W /( m ? ℃)
2

S ?

Q K?tm

?

3209857 800 ? 30 . 5 ? 3600 / 1000

? 29 . 23 m

2

(2)再沸器型式及材质 根据 S=29.23 m
2

查手册可知:

公称直径:400mm 公称面积:30.1 m
2

管长:3000mm 管子总数:174 管程数:1 壳程数:1 管子尺寸:碳钢¢2.5×2.5 排列方法:等边三角形 (3)塔釜再沸器加热蒸汽量 140℃ r 水 ? 2165 .5 kj kg
w ? Q r水 ? 3209857 2165 .5 ? 1482 . 3 kg h

v ?

w

?

?

1482 . 3 1.962

? 755 . 5 m

3

h

(4)管道选取 ①塔釜产品采出管管径 取产品采出体积流速为 2.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

v

s

?

VM

LWM LWM

3600 ?

?

99.75 3600

? 91 .8 0 ? 780.5

? 0 . 00326

m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.00326 3.14 ? 2.0

? 0 . 0456 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 57 ? 3.5 DN 50

28

烟台大学化学工程与工艺课程设计

②再沸器蒸汽管管径计算 取原料进料体积流速为 30m/s,由公式 d ?
4vs v ? w

?v

s

h

?

140 ℃时,蒸汽的潜热为 2148kj/kg 密度为 1.962kg/ m
w ? Q r ? 3209857 2148 ? 1494 . 3 kg h

3

h

v

s

?

w

h

3600 ? 1 .9 62

?

1494.3 3600 ? 1.962

? 0 . 212 m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.212 3.14 ? 30

? 0 . 0949 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 108 ? 4 DN 100 ③再沸器水流出管管径的计算 取水的体积流速为 2.0m/s,由公式 d ?
4vs v ? w

?v

s

h

?

w

h

? 1494 . 3 kg h

v

s

?

w

h

3600 ? 1000
4vs

?

1494.3 3600 ? 1000

? 0 . 000415

m

3

s

d ?

?v

?

4 ? 0.000415 3.14 ? 2

? 0 . 016 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 25 ? 3 DN 20 3 进料预热器 (1)换热器面积

? t 1 ? 120 . 0 ? C

? t 2 ? 48 . 0 ? C

?tm ?

? t1 ? ? t 2 Ln ? t1 ?t2

?

120 . 0 ? 48 . 0 Ln 120 . 0 48 . 0

? 78 . 6 ℃

w ? F?M

F

? 48 . 54 ? 86 .5 3 ? 4200 kg/h
? k)C ? 1 .5 2 kj/(kg ? k)

T=20.0℃时 C 苯 ? 1 .5 2 kj/(kg

甲苯

29

烟台大学化学工程与工艺课程设计
? 1 .5 2 ? 0 .4 0 ? 1 .5 2 ? 0 .6 0 ? 1 .5 2 kj/(kg
? k)C

C

p1

? k)
? k)

T=92.0℃时 C 苯 ? 2.02j/(kg
C

甲苯

? 1 .9 8 kj/(kg

p2

? 12 .0 2 ? 0 .4 0 ? 1 .9 8 ? 0 .6 0 ? 2 .0 0 kj/(kg

? k)

C

pc

?

1 .5 2 ? 2 .0 0 2

? 1 .7 6 kj/(kg

? k)
? 1 . 76 ? (120 . 0 ? 48 . 0 ) ? 532224

Q ? WC pc ? t 1 ? ? t 2 ) ? 4200 (

kj / h

假设 K=850w/( m ? ? C )
2

S ?

Q K?tm

?

532224 850 ? 78 . 6

? 8 .0 m

2

(2)预热器型式及材质 根据 S=8.0 m
2

查手册可知:

公称直径:273mm 公称面积:9.7 m
2

管长:3000mm 管子总数:56 管程数:2 壳程数:1 管子尺寸:碳钢¢2.5×2.5 排列方法:等边三角形 (3)预热器加热蒸汽量
w ? Q r ? 532224 2205 ? 241 . 37 kg h

v ?

w

?

?

241 . 37 1.962

? 123.0

m

3

h

(4)管道选取 ①预热器蒸汽管径的计算 取原料预热气体积流速为 10m/s,由公式 d ?
4vs

?v

d ?

4vs

?v

?

4 ? 123.0 3.14 ? 10 ? 3600

? 0 . 066 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 76 ? 4 DN 70

30

烟台大学化学工程与工艺课程设计

②预热器水流出管管径的计算 取水的体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
4vs v ? w

?v

s

h

?

w

h

? 123 . 0 kg h

v

s

?

w

h

3600 ? 1000

?

123.0 3600 ? 1000

? 0 . 0000342

m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.0000342 3.14 ? 1.0

? 0 . 0066 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 10 ? 1.5 DN 7 ③原料管管径的计算 取原料进料体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
? w

4vs

?v

v

s

? w

s

?
3

v

s

s

? ? FM ? ? ? 44 . 29 ? 83 . 72 ? 3600
4 ? 0.0013 3.14 ? 1.0

? 79 3.2 ? 0 . 0013 m

s

d ?

4vs

?v

?

? 0 . 041 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 57 ? 3 . 5 DN 50 4 塔顶产品冷凝器 (1) 换热器面积

? t 1 ? 36.7 ℃

?t 2 ? 5 ℃

?t m ?

?t1 ? ?t 2 ln ?t1 ?t 2

?

36 .7 - 5 ln 36 .7 5

? 15 .90 ? C

81.7℃时

c 苯 ? 2 .0 5 kj ( kg ? k ) c 甲苯 ? 1 . 97 kj ( kg ? k )

c p ? 2 .0 5 ? 0 . 97 ? 1 . 97 ? 0 . 03 ? 2 .0 5 kj ( kg ? k )

40℃时

c 苯 ? 1 .6 6 kj ( kg ? k )c 甲苯 ? 1 .6 1 kj ( kg ? k )

c p ? 1 .6 6 ? 0 . 97 ? 1.6 1 ? 0 . 03 ? 1 .6 6 kj ( kg ? k )

cp

c

?

1.66 ? 2 .0 5 2

? 1.86 kj( kg ? k )

31

烟台大学化学工程与工艺课程设计
wc ? D ? M ? 19 . 39 ? 79 . 09 ? 1533 . 6 kg/h

D

Q ? w c c pc t 2 - t 1)? 1533 . 6 ? 1. 86 ? 81 .7 - 40 )? 118946 ( (

kj h

假设 k ? 350 w ( m
s ? Q k ? t m ? 118946

2

?

℃)
/ 1000 ) ? 5.94m
2

/( 350 ? 15 . 90 ? 3600

(2)塔顶产品冷凝器型式及材质 根据 S=5.94 m
2

查手册可知:

公称直径:273mm 公称面积:7.4 m
2

管长:2000mm 管子总数:66 管程数:1 壳程数:1 管子尺寸:碳钢¢2.5×2.5 排列方法:等边三角形 (3)冷却水用量 t=35℃ t=45℃

c 水 ? 4 .1 81 kj ( kg ? k ) c 水 ? 4 . 220 kj ( kg ? k )

Q ? w c c pc t 2 - t 1) ( w ? 118946 Q ?t ? ? 2832 ( c 水 1 ? c 水 2) ( 4 .1 81 ? 4 .2 20 )? 2 ? 10 2 kg h

c

(4)管道选取 ①塔顶产品冷凝器冷却水管道 取水的体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

w

c

? 2832

kg h

v

s

?

w

c

3600 ? 1000

?

2832 3600 ? 1000

? 0 . 000787

m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.000787 3.14 ? 1.0

? 0 . 032 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 45 ? 3.5 DN 38

32

烟台大学化学工程与工艺课程设计

②塔顶产品采出管径 取水的体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

w

c

? 1533 . 6 kg h

v

s

?

w

c

3600 ? 1000

?

1533 . 6 3600 ? 1000

? 0 . 000426

m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.000426 3.14 ? 1.0

? 0 . 023 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 38 ? 3.5 DN 31 5.塔底产品冷凝器

? t 1 ? 64.5 ℃

?t 2 ? 5 ℃

?t m ?

?t1 ? ?t 2 ln ?t1 ?t 2

?

64.5 - 5 ln 64 .5 5

? 23 .27 ? C

109.5℃时

c 苯 ? 2 . 13 kj ( kg ? k )c 甲苯 ? 2 . 13 kj ( kg ? k )

c p ? 2 . 13 ? 0 . 02 ? 2 . 13 ? 0 . 98 ? 2 . 13 kj ( kg ? k )

40℃时

c 苯 ? 1 .6 6 kj ( kg ? k )c 甲苯 ? 1 .6 1 kj ( kg ? k )

c p ? 1 .6 6 ? 0 . 02 ? 1.6 1 ? 0 . 98 ? 1 .6 1 kj ( kg ? k )

cp

c

?

1.61 ? 2 . 13 2
w

? 1.87 kj( kg ? k )

w ? wM

? 91 . 80 ? 24 . 90 ? 2285 . 8 kg h
- 40 )? 297077

Q ? w c c pc t 2 - t 1)? 2285 . 8 ? 1 . 87 ? 109.5 ( (

kj h

假设 k ? 400 w ( m
s ? Q k ? t m ? 297077

2

?

℃)
? 3600 1000 )? 8 . 87 m
2

( 400 ? 23.27

(2)塔顶产品冷凝器型式及材质 根据 S=8.87 m
2

查手册可知:

公称直径:273mm 公称面积:9.7 m
2

33

烟台大学化学工程与工艺课程设计

管长:3000mm 管子总数:56 管程数:2 壳程数:1 管子尺寸:碳钢¢2.5×2.5 排列方法:等边三角形 (3)冷却水用量 t=35℃ t=45℃

c 水 ? 4 .1 81 kj ( kg ? k ) c 水 ? 4 . 220 kj ( kg ? k )

Q ? w c c pc t 2 - t 1) ( w ? 297077 Q ?t ? ? 7072 ( c 水 1 ? c 水 2) ( 4 .1 81 ? 4 .2 20 )? 2 ? 10 2 kg h

c

(4)管道选取 ①塔釜产品冷凝器冷却水管道 取水的体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

w

c

? 7072

kg h

v

s

?

w

c

3600 ? 1000

?

7072 3600 ? 1000

? 0 . 00196 m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.00196 3.14 ? 1.0

? 0 . 0500 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 57 ? 3.5 DN 50 ②塔釜产品采出管径 取水的体积流速为 1.0m/s,由公式 d ?
4vs

?v

w

c

? 2285 . 5 kg h

v

s

?

w

c

3600 ? 1000

?

2285 . 5 3600 ? 1000

? 0 . 000635

m

3

s

d ?

4vs

?v

?

4 ? 0.000635 3.14 ? 1.0

? 0 . 028 m

根据管子规格,取得管径为 ? ? 38 ? 3.5 DN 31

34

烟台大学化学工程与工艺课程设计

(6)离心泵的选择 ①进料泵的选型及技术参数 进料流量为 5.2 m / h ,可取 50Y—60B 离心泵
3

其性能参数:流量 9.9 m

3

h

扬程 38m 转速 2950r∕min

轴功率 2.39kw 效率 35﹪

②回流泵的选择及技术参数 进料流量为 5.4 m / h ,可取 50Y—60B 离心泵
3

其性能参数:流量 9.9 m

3

h

扬程 38m 转速 2950r∕min

轴功率 2.39kw 效率 35﹪

十 设计一览表
将设计筛板的主要结果汇总于下表: 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 项目
? *均温度 t m ,C

精馏段 88.4 104.8 0.600 0.0016 10 3.6 1.0 0.4 单溢流 弓形 0.66 0.048 0.06 0.012 0.030

提馏段 102.2 113.6 0.571 0.0031 15 7.0 1.0 0.45 单溢流 弓形 0.66 0.059 0.08 0.021 0.031

*均压力 p m , kPa 气相流量 V S , m 3 /s 液相流量 L S , m 3 /s 实际塔板数 有效段高度 Z,m 塔径 D,m 板间距 H T ,m 溢流形式 降液管形式 堰长 h L ,m 堰高 hW ,m 板上液层高度 h L ,m 堰上液层高度 h ow ,m 降液管底隙高度 h o, m
35

烟台大学化学工程与工艺课程设计

16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

安定区宽度 W S ,m 边缘区宽度 W c ,m 开孔区面积 A S , cm 2 筛孔直径 d o ,m 筛孔数目 n 孔中心距 t,m 开孔率 ? ,% 空塔气速 u,m/s 筛孔气速 u o ,m/s 稳定系数 每层塔板压降 ? p p ,kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带 e v , (kg 液/kg 气) 气相负荷上限 V S , max , m / s
3

0.065 0.035 0.0605 0.005 3075 0.015 10.1 0.764 9.92 1.63 0.496 0.00056 0.00565 0.012 1.150 0.361 3.186

0.065 0.035 0.0605 0.005 3075 0.015 10.1 0.727 9.45 1.64 0.594 0.00056 0.00636 0.012 1.010 0.362 2.790

气相负荷下限 V S , min , m / s
3

操作弹性

十一 参考文献
王国胜. 化工原理课程设计[M]. 大连:大连理工大学出版社,2005. 杨同舟.食品工程原理.北京:中国农业出版社,2001 匡国柱,史启才. 化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京:化学工业出版社,2005 贾绍义,柴诚敬. 化工原理课程设计[M]. 大连:天津大学出版社,2005 刁玉玮,王立业,喻健良 化工设备机械基础 大连理工大学出版社 2010 姚玉英 化工原理 天津科学技术出版社 2005

36


相关文档

  • 苯——甲苯分离精馏塔化工原理课程设计
  • 苯-甲苯分离精馏塔课程设计1
  • 化工原理课程设计 苯-甲苯分离精馏塔设计
  • 苯-甲苯分离精馏塔课程设计2
  • 化工原理课程设计 苯-甲苯分离精馏塔设计00
  • 板式精馏塔分离苯-甲苯混合物课程设计
  • 化工原理课程设计_苯-甲苯筛板精馏塔分离
  • 苯-甲苯分离精馏塔课程设计 - 副本
  • 苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计(化工原理课程设计)
  • 猜你喜欢

    电脑版