板式精馏塔设计使用说明书Word文档格式.docx
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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。
该物系属于易分离物系,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。
(二)精馏塔的物料横算
1.原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmol
甲苯的摩尔质量MA=92.13kg/kmol
xF=0.541
xD=0.966
xW=0.012
2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.541×
78.11+(1-0.541)×
92.13=84.55㎏/mol
Md=0.966×
78.11+(1-0.966)×
92.13=78.59㎏/mol
Mw=0.012×
78.11+(1-0.012)×
92.13=91.96㎏/mol
3.物料横算
原料处理量F=5500/84.55=65.05kmol/h
总物料横算65.05=D+W
苯物料横算65.05×
0.541=0.966D+0.012W
联立解得D=36.07kmol/h
W=28.98kmol/h
(三)塔板数的确定
苯—甲苯属理想物系,可采用图解法求理论板层数。
确定指定压力下溶液的泡点需用试差法。
我们先假设t为某个值,用安托尼方程计算出PA*、PB*,在代人泡点方程算出xa与给定的xa较看是否相等,若计算值偏小则初设泡点偏高,再设泡点,直至xa与给定值近似为止,此时即为泡点温度,算出PA*、PB*从而求出@
由气液平衡方程
可在两组分溶液的x—y图上画出气液平衡线
因为q=1,根据
知q线(xf,yf),且垂直于x轴,与对称轴
交于e点,与平衡线交于g点,从图上可读出g点对应的x、y值,y=0.75,x=0.541;
故最小回流比为
取操作回流比为R=2Rmin=2×
1.033=2.066
求精馏塔的气、液相负荷
L=RD=2.066×
36.07=74.52kmol/h
V=(R+1)D=3.066×
36.07=110.59kmol/h
L’=L+F=74.52+65.05=139.57kmol/h
V’=V=110.59kmol/h
求操作线方程
精馏段操作线方程为
=0.674x+0.315
L’W
提馏段操作线方程为y’=——x’-——xw=0.262x’-0.0034
V’V’
图解法求理论板层数(如图1)
总理论板层数NT=12
进料板位置NF=5
精馏段实际板层数N精=4÷
0.52≈8
提馏段实际板层数N提=8÷
0.52≈16
(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(以精馏段为例计算)
1.操作压力计算
塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3kPa
每层塔板压降△P≤0.7kPa
进料板压力PF=105.3+0.7×
8=110.9kPa
精馏段平均压力Pm=(105.3+110.9)÷
2=108.1kPa
2.操作温度计算依据操作压力,由泡点方程通过试差法计算出泡点温度。
塔顶温度td=82.3
进料板温度tf=92.3
精馏段平均温度tm=87.3
3.平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量计算
由xd=y1=0.966,查平衡曲线得x1=0.92
Mvdm=0.966×
78.11+(1-0.966)92.13=78.59kg/kmol
Mldm=0.92×
78.11+(1-0.92)92.13=79.23kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算
由图解理论板得yf=0.738
查平衡曲线得xf=0.518
Mvfm=0.738×
78.11+(1-0.783)92.13=81.78kg/kmol
Mlfm=0.518×
78.11+(1-0.518)92.13=84.87kg/kmol
精馏段平均摩尔质量
Mvm=(78.59+81.78)/2=80.185kg/kmol
Mlm=(79.23+84.87)/2=82.05kg/kmol
4.平均密度计算
(1)气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算,即
=108.1×
80.185÷
8.314÷
(90.8+273.15)=2.865kg/m3
(2)液相平均密度计算1/ρlm=∑αi/ρi
塔顶液相平均密度的计算
由Td=82.3℃,查手册得ρa=812.16㎏/m³
ρb=807.7㎏/m³
ρldm=1/(0.96/812.16+0.04/807.7)=812.02㎏/m³
进料板液相平均密度的计算
由tF=92.3℃,查手册得ρa=802.365㎏/m³
ρb=798.42㎏/m³
进料板液相的质量分率aA=0.518×
78.11÷
(0.518×
78.11+0.482×
92.13)=0.467
ρLFm=1/(0.467/802.365+0.542/798.42)=800㎏/m³
精馏段液相平均密度为ρLm=806.01㎏/m³
5.液体平均表面张力计算
液相平均表面张力计算σLm=∑xiσi
塔顶液相平均表面张力计算
由tD=82.3℃,查手册得σA=21.234mN/mσB=21.397mN/m
σLDm=0.966×
21.234+0.034×
21.397=21.24mN/m
进料板液相平均表面张力计算
由tF=92.3℃,查手册得σA=19.786mN/mσB=20.108mN/m
σLFm=0.518×
19.786+0.482×
20.108=19.94mN/m
精馏段液相平均表面张力为σLm=(21.24+19.94)/2=20.59mN/m
6.液体平均粘度计算
液相平均粘度计算㏒μLm=∑xi㏒μi
塔顶液相平均粘度的计算
由tD=82.3℃,查手册得μA=0.302mPa·
sμB=0.306mPa·
s
㏒μLDm=0.966㏒(0.302)+0.034㏒(0.306)
解出μLDm=0.302mPa·
进料板液相平均粘度的计算
由tF=92.3℃,查手册得μA=0.256mPa·
sμB=0.265mPa·
㏒μLFm=0.388㏒(0.265)+0.612㏒(0.265)
解出μLFm=0.261mPa·
精馏段液相平均粘度为
μLm=(0.302+0.261)/2=0.282mPa·
(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算
1.塔径的计算
精馏段的气液相体积流率为
由
由图查取,图的横坐标为
取板间距Ht=1.4m,板上液层高度hl=0.06m,则Ht-hl=0.4-0.06=0.34m
查图得C20=0.072
=0.072(20.41/20)0.2=0.0724
取安全系数为0.75,则空塔气速为u=0.75umax=0.75×
1.206=0.905m/s
按标准塔径圆整后D=1.2m
塔截面积At=πD²
/4=3.14×
1.2²
/4=1.13㎡
实际空塔气速u=0.86/1.13=0.761m/s
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=(8-1)×
0.4=2.8m
提留段有效高度为Z提=(N提-1)Ht=(16-1)×
0.4=6m
在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m
故精馏塔的有效高度为Z=2.8+6+0.8=9.6m
(六)塔板主要工艺尺寸的计算
1.溢流装置计算
因塔径D=1.2m可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。
1堰长lw=0.7D=0.7×
1.2=8.4m
2溢流堰高度hw=hl-how
选用平直堰,堰上液层高度how=2.84E(Lh/lw)⅔/1000
近似取E=1,则how=2.84×
1×
(0.0021×
3600÷
0.84)⅔/1000=0.0123m
取板上清液层高度hl=60㎜
故hw=0.06-0.0123=0.0477m
③弓形降液管宽度Wd和截面积Af
由lw/D=0.7查图得Af/At=0.093Wd/D=0.124
故Af=0.093×
1.13=0.105㎡
Wd=0.151×
1.2=0.181m
验算液体在降液管中停留时间,即
θ=3600AfHt/Lh=3600×
0.105×
0.4÷
0.0021÷
3600=20s>
5s
故降液管设计合理
④降液管底隙高度h。
h。
=Lh/3600lwu’。
=0.0021÷
0.84÷
0.08=0.0312
取u′。
=8m/s
则h。
0.08=0.0312m
hw-h。
=0.0477-0.0312=0.0165m>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。
2.塔板布置
①塔板的分块
因D≥800mm,故塔板采用分块式。
查表得,塔板分为3块。
②边缘区宽度确定
取
3开孔区面积计算
开孔区面积
其中x=D/2-(Wd+Ws)=1.2/2-(0.181+0.07)=0.349m
r=D/2-Wc=1.2/2-0.04=0.56m
故
4筛孔计算及其排列
本例处理的物系无腐蚀性,可选用δ=3㎜碳钢板,取筛孔直径d。
=5mm。
筛孔按正三角形排列,取孔心距t=3d。
=3×
5=15㎜
筛孔数目n=1.155Aa/t²
=1.155×
0.727/0.015²
=3732个
开孔率φ=0.907(d。
/t)²
=0.907(0.005/0.015)²
=10.1﹪
气体通过阀孔的气速u。
=Vs/Aa=0.86/(0.101×
0.727)=11.71m/s
(七)筛板的流体力学验算
1.塔板压降
①干板阻力hc的计算
由d。
/δ=5/3=1.67,查图得,c。
=0.772
故hc=0.051(u。
/c。
)²
(ρv/ρL)=0.051(11.71/0.772)²
(2.892/806.01)=0.0421m
②气体通过液层的阻力h1的计算h1=βhL
ua=Vs/(AT-Af)=0.825/(1.13-0.105)=0.831m/s
查图得,β=0.6
故hl=βhL=β(hw+how)=0.6(0.0477+0.0123)=0.036m液注
③液体表面张力的阻力hσ计算
hσ=4σL/ρLgd。
=4×
20.59×
10-³
/(806.01×
9.81×
0.005)=0.00208m
气体通过每层塔板的液注高度hp的计算
hp=hc+hl+hσ=0.0421+0.036+0.00208=0.0802m液注
气体通过每层塔板的压降为
△Pp=hpρLg=0.08×
806.01×
9.81=634.13pa<0.7kpa(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=(5.7×
10-6/σL)×
[ua/(HT-hf)]3.2hf=2.5hL=2.5×
0.06=0.15
ev=(5.7×
/20.59)[0.831/(0.4-0.15)]3.2=0.0129kg液/kg气<
0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。
4.漏液对筛板塔,
实际孔速u。
==11.71>
u。
min
稳定系数为K=u。
/u。
min=11.71/6.033=1.94(2>
1.94>
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Hd应服从Hd≤φ(HT+hw)
苯—甲苯物系属一般物系,取φ=0.5,则
φ(HT+hw)=0.5×
(0.4+0.0477)=0.2238m
而Hd=hp+hL+hd
hd=0.153(u′。
=0.153(0.08)²
=0.001液注
Hd=0.0802+0.06+0.001=0.1502m液注
Hd≤φ(HT+hw)
故在本设计中不会液泛现象。
(八)塔板负荷性能图
1.漏液线
由
hL=hw+how
how=2.84E(Lh/lw)⅔/1000
得
整理得:
在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值,计算结果列于表中
Ls,m³
/s
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs,m³
0.4238
0.4359
0.4492
0.4622
由上表数据即可作出漏液线1.
2.液沫夹带线
以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs—Ls关系如下:
由ev=(5.7×
[ua/(HT-hf)]3.2
ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(1.13-0.105)=0.9756Vs
hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0477
how=2.84×
(3600Ls/0.84)⅔÷
1000=0.749Ls⅔
故hf=0.12+1.872Ls⅔
HT-hf=0.28-1.872Ls⅔
ev=(5.7×
10-6/20.59×
10-3)×
0.9756Vs/(0.28-1.872Ls⅔)]3.2=0.1
整理得Vs=1.808-12.089Ls⅔
1.722
1.65
1.557
1.478
由上表数据即可作出液沫夹带线2.
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。
how=2.84E(3600Ls/lw)⅔÷
1000=0,006取E=1,
则Ls,min=(0.006×
1000/2.84)³
/²
×
0.84/3600=0.000716m³
/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
以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限,
θ=AfHt/Ls=4故Ls,min=AfHt/4=0.105×
0.40/4=0.0105m³
/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
令Hd=φ(HT+hw)
由Hd=hp+hL+hd;
hc+hl+hσ;
hl=βhL;
hL=hw+how
联立得φHT+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ
整理得a′Vs²
=b′-c′L²
s-d′Ls⅔
式中a′=(0.051ρv/ρL)/(A。
c。
=0.057
b′=φ
+(φ-β-1)hw=0.1475
c′=0.153/(lwh。
=222.8
d′=2.84×
E(1+β)(3600/lw)⅔=1.2
故Vs²
=2.59-3908.77L²
s-21.05Ls⅔
1.562
1.518
1.466
1.392
由上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,如同
(2)所示
在负荷性能图上,作出操作点A,连接OA,即做出操作线。
由图可看出,该筛板的操作上限为。
液沫夹带控制,操作下限为漏液控制。
由图
(2)查得
Vs,max=1.518m³
/sVs,min=0.436m³
故操作弹性为Vs,max/Vs,min=1.518/0.436=3.482
所设计筛板的主要结果汇总与下表。
筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
平均温度
℃
87.3
2
平均压力Pm,kPa
108.1
3
气相流量Vs,(m³
/s)
0.852
4
液相流量Ls,(m³
0.0021
5
实际塔板数
24
6
有效段高度Z,m
9.6
7
塔径,m
1.2
8
板间距,m
0.4
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓形
11
堰长,m
0.84
12
堰高,.m
0.0477
13
板上液层高度,m
0.06
14
堰上液层高度,m
0.0123
15
降液管底隙高度,m
0.0312
16
安全区宽度,m
0.07
17
边缘区宽度,m
0.04
18
开孔区面积,㎡
0.7270
19
筛孔直径,m
0.005
20
筛孔数目
3732
21
孔中心距,m
0.015
22
开孔率%
10.1
23
空塔气速,m/s
0.754
筛孔气速,m/s
11.71
25
稳定系数
1.94
26
每层塔板压降,Pa
634.13
27
负荷上限
液泛控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带ev,(kg液/kg气)
0.0129
30
气相负荷上限,(m³
31
气相负荷下限,(m³
0.436
32
操作弹性
3.482
指导教师评语:
课程设计报告成绩:
,占总成绩比例:
课程设计其它环节成绩:
环节名称:
成绩:
,占总成绩比例:
总成绩:
指导教师签字:
年月日
本次课程设计负责人意见:
负责人签字: