精餾塔的設(shè)計

1、三、 四、工藝計算及主體設(shè)備設(shè)計(一) 精餾塔的物料衡算與操作線方程1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質(zhì)量分別為 78.11和112.56kg/kmol。0.65/78.11Xf0.728 Xd0.65/78.11 0.35/112.560.98/78.110.9860.98/78.11 0.2/112.560.002/78.112)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Xw = 0.002/78.11 +0.998/112.56 = 0.00288Mf 78.11 0.7281-0.728 112.56 87.4804kg/kmolMd 78.11 0.9861 - 0.9

2、86 112.56 78.592kg/kmolMW 78.11 0.002881-0.00288112.56 112.46kg/kmol3)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾流率依題給條件：年以330天，天以24小時計，有:5 10387.480457.16Kmol/h，全塔物料衡算:57.16 kmol/h42.16 kmol/h0.728 F0.986D0.00288W15 .00 kmol/h4.求操作線方程精餾段操作線：yXd0.362x0.629q線方程為： x=0.728提餾段操作線為過（0.00288,0.00288 ） 和 0.728,0.893兩點的直線。L Wy=y XXW 1.

3、228X 0.00098V V W（二）理論塔板層數(shù)Nt的確定苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法求取Nt，步驟如下：1.由手冊查得苯-氯苯的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，如下圖一； 圖解得Nt 11塊（不含釜）。其中，精餾段4塊，提餾段8 塊，第5塊為加料板位置。（三）塔效率的估算1Rmin1 XdXF(1- Xd)1 - Xf把Xd=0.986、Xf =0.728、Rmin =0.284 代入上式中得 =4.88 2.由泡點和露點線求得塔頂和塔釜的溫度分別為 82和131.6，平均 溫度為106.8，內(nèi)插法求得該溫度下兩者的飽和蒸汽壓為 216.6 （苯）和28.6 （氯苯），所以 =4

4、.46由兩種方法平均求得=4.673由內(nèi)插法求得82和131.6 C下塔釜和塔頂?shù)恼扯确謩e為0.304和0.290,平均得 0.297由全塔效率公式Et0. 49（ L）-0.245得 Et=0.4522）實際塔板數(shù)Np精餾段實際板層數(shù)N精4/0.452 8.85 7提留段實際板層數(shù):N提 8/0.452 17.69 18（三）精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算1）.操作壓力的計算對精餾段進行計算塔頂操作壓力： P D=4+101.33=105.33KPa每層塔板壓降（操作要求）：P0. 7Kpa進料板壓力：P f=105.33+9（精餾段板數(shù)）*0.7=111.63Kpa精餾段平均壓力：P

5、n=（81.406+87.706）/2=108.48Kpa對提餾段進行計算塔釜壓力：P w=105.33+26*0.7=123.53Kpa提餾段平均壓力 Pm=（111.63+123.53）/2=117.58Kpa2）.操作溫度的計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過內(nèi)插算出泡點溫度，其中苯和氯苯的 飽和蒸汽壓，由安托尼方程計算，計算結(jié)果如下: 通過圖二（溫度組成圖）易讀取塔頂溫度: 通過內(nèi)插得加料板溫度為88.8 C塔頂和塔釜溫度82,131.6精餾段平均溫度：tm82 88.8 /2 85.4 C提餾段平均溫度：tm131.6 88.8 /2 110.2 C由化工熱力學(xué)書本查的本與氯苯的Anto

6、ine方程參數(shù)如下表物質(zhì)ABC溫度范圍K苯6.0603951225.188222.155277-3566.9274182037.582340.2042379-562氯苯6.079631419.045216.633329-405驗證塔頂壓力:由Antoine得，苯的飽和蒸汽壓為107kpa,氯苯為27kpaP=XaPa+XbR=0.986*107+0.014*27=105.88kpa計算結(jié)果與實際操作壓了相符合驗證進料板壓力：由Antoine得，苯的飽和蒸汽壓為 141.24kpa,氯苯為20.14kpaP=XaPa+XR=0.728*141.24+0.272*20.14=110.20kpa由此

7、校正精餾段板層壓降為(110.20-105.33)/9=0.5411kpa所以塔釜壓力為： P=105.33+26*0.5411 = 119.40Kpa故精餾段平均壓力：Pm=(105.33+110.20)/2=107.765Kpa故提留段平均壓力：Pm=(119.40+110.20)/2=114.8Kpa3) .平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算：由xD = y1 = 0.986 (看書觀察精餾段操作線方程下角標(biāo)和平衡線的下角標(biāo))，查平衡曲線(見圖1)，得x10.940MVDm 0.986 78.11 (1 0.986) 112.5678.59 kg kmolMLDm 0.940 78.1

8、1 (1-0.940) 112.5680.177kg. kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算：由圖解理論板(此處的下角標(biāo)f所代表并不是原進料組成見圖 x-y進料板代表的階梯角上邊的頂點即所求的交點坐標(biāo)，可用逐板計算 192呈辟I毎基，得yF 0.921查平衡曲線(見圖1),得xf 0.723MvFm 0.921 78.11 (1-0.921) 112.5680.83kg. kmolMLFm 0.723 78.11 (1 0.723) 112.56 87.65kg kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量計算：MVm (78.59 80.83/279.71kg kmolMLm (80.177 87.65) 283.

9、9135kg kmol塔釜平均摩爾質(zhì)量計算X w=0.00288,所以(帶入平衡線方程)Yn=0.0127MVDm 0.0127 78.11 (1-0.0127) 112.56112.12KgMLFm 0.00288 78.11(1 0.00288) 112.56112.46 kg kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量計算:Mvm (112.12 80.83).296.475kg kmolMLm (112.46 87.65) 2100.055kg kmol4) .平均密度計算1.氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，即精餾段2.88 kg m3PmMvm107.765 79.71Vm RTm8.314

10、 (85.4 273.15)VmPmM Vm提餾段RTm114.8 96.4758.314 (110.2 273.15)3.475 kg m32.液相平均密度計算液相平均密度依計算，即pi塔頂液相密度由tD 82C(內(nèi)插 t-)查得： a 814.666 kg m3b 1035.898 kg . m3LDm0.98 816.6 0.02 1037.7818.16kg. m由 tF 88.8 C 查得： a 806.5944 kg m3b 1028.3432 kg m3進料板液相密度LFm10.65 806.5944 0.35 1028.3432872.44 kg. m3精餾段液相平均密度為Lm

11、 (818.16 872.44). 2845.3kg. m3由 tw 131.6 C 查得：A 755.7908kg m3 b 980.7924kg m3塔釜液相密度LDm980.21 kg m310.002 755.7908 0.998 980.7924提餾段液相平均密度為Lm (980.21 872.44) 2926.325kg. m35) .液相平均表面張力塔頂液相的平均表面張力：(82C)A 20.96mN/m ；B 25.94mN/m看老師發(fā)的紙上有方程，按照方程計算下式LDm 20.96*25.94/(0.986 20.96 0.014 25.94) 25.85mN/m進料板液相的

12、平均表面張力：(88.8 C )A 20 .144 mN/m ; B 25.396mN/mLFm 20.144* 25.396/(0.728 20.1440.272 25.396)23.71mN/m精餾段液相的平均表面張力：m (25.85 23.71)/224.78mN/m塔釜液相的平均表面張力：(131.6 C)A 15.008mN/mB 21.972mN/mLwm 15.008* 21.972/(0.00288 15.0080.99712 21.972)15.02mN/m提留段液相的平均表面張力：m (15.02 23.71)/219.365mN/m6) .液相平均粘度計算塔頂液相平均粘

13、度計算(內(nèi)插法)：(82 C)A 0.3027mpas B 0.4215mpasm 藝 X i =0.304進料板液相平均粘度計算（88.8 C）A 0.28468B 0.3994 mPa sm=0.316精餾段液相平均粘度計算Lm （0.3040.316）/20.31 mPa s塔釜液相平均粘度計算：（131.6 C）A 0.19702mpa B 0.29038mpa=0.290提餾段液相平均粘度計算Lm （0.290 0.316）/20.303 mPa s（六）求精餾塔的氣液相負荷L=RD=0.568 42.16 =23.95 kmol/h ；V=（R+1）D=（0.568+1） 42.1

14、6=66.11 kmol/h ；L二L+F=81.11Kmol/hV =V=66.11 Kmol/h四、精餾塔的塔體工藝尺寸計算（一）.塔徑的計算（注意是精餾段，看下角標(biāo)，往前找數(shù)據(jù)）精餾段的氣、液相體積流率為VM Vm66.11 79.713600 Vm3600 2.880.5083m3 sLM lm Ls3600 Lm23.95 83.91353.0.00066 m . s 3600 845.3計算Vhh V12120.00066 3600 845.30.022250.5083 36002.9（一般取值都一樣）取板間距Ht 0.40m,板上液層高度hL 0.06m,（此處hL不宜過大，否則

15、會影響液泛計算，當(dāng)設(shè)計要求體積流率較大hL可相應(yīng)取大）則Ht hL 0.40-0.060.34m故查（別用書上的見發(fā)的本子108頁）表可得:C20 0.07C C20 200.2L0.20.074 .70.073070U max0.07307、845.3-2881.25m s 2.88取安全系數(shù)為0.7 （般都這么取），則空塔氣速為u 0.7u max 0.7 1.2450.875m . sD按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓（見冊子108頁標(biāo)準(zhǔn)系列取值，小數(shù)取上整數(shù)，例0.3=1 ）算后為D 1.0m塔截面積為2 2 2At -D1.00.7854 m444 0.5083丫 0.8750.860m實際空塔氣速為u

16、牆0.647心（方法同上）提餾段的氣、液相體積流率為皿m遡1 96.475s3600 Vm3600 3.475Ls 皿 81.11 100.055 0.00243 m3 s3600Lm3600 926.3251/2計算匕-VhV0.00243 3600 926.3250.07780.5098 36003.475取板間距Ht0.40m，板上液層高度h0.06m，則Ht hL 0.400.060.34m故查表可得:C20 0.0680.2LC 20200.0680.219.3650.0675620C0.06756U max926.325-3.4751.101 m3-s3.475取安全系數(shù)為0.7，

17、則空塔氣速為3 /D4 0.50980.7707u 0.7U max 0.71.1010.7707 m .s0.9177m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓算后為D 1.0m塔截面積為At -D21.02 0.7854m244實際空塔氣速為u 0.50980.649 m s0.7854(二) .精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z 精=(N-1)H=(9-1) x 0.4=3.2m提餾段有效高度為Z 提=(N-1)H=(18-1) x 0.4=6.8m在進料板上方開一人孔，下方開兩個，其高度為0.6m故 精 餾 塔 的 有 效 高 度 為Z=Z 精 + Z 提 +0.8*3=3.2+6.8+0.6*3=11.8m

18、五. 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計與計算(后面的計算將所有的出現(xiàn)新的符號與其對應(yīng)的結(jié)果都寫在一張紙上，方便后面的計算）（一）.溢流裝置因塔徑D 1.0m采用單溢流（體積流率）弓形降液管、凹形受液盤, 且不設(shè)進進口堰。 溢流堰長（出口堰長）lw（自取，如果溢流堰高hw不滿足，改倍數(shù)，如果還不滿足，就得改動板上液層高度）取lw 0.60D0.60 1.0 0.6m （倍數(shù)為 0.60.8 ） 溢流堰高度hw對平直堰，近似取E=1HL=0.06mhow0.00284 E2 /31 w0.002841 J.。006. 3600 )2/30.60.00711 m（此值小為好，否則會導(dǎo)致后面核算壓降值變大，而不

19、滿足要求）hw hL - how 0.06-0.00711 0.05289 m降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由 lw/D=0.60，查圖得 Wd/D = 0.11, Af/At = 0.055，即:Wd 0.11m, Af 0.043197m2液體在降液管內(nèi)的停留時間AfHT/Ls3600 .043197 .4026.18s 5s0.00066 3600故降液管設(shè)計合理。降液管的底隙高度ho液體通過降液管底隙的流速一般為0.070.25m/s ,取液體通過降液管底隙的流速uO = 0.07m/s（門，則有:Ls0.00066入 s0.01571mhw-h。0.05289-0.01571 0

20、.03718 0.0061 wuo 0.6 0.07故降液管底系高度設(shè)計合理（二）.塔板布置 邊緣區(qū)寬度Wc與安定區(qū)寬度Ws邊緣區(qū)寬度Wc :一般小塔（DV2.0 m）為30-50mm大塔（D 2m）時，Wc可達為50-70mm溢流堰的安定區(qū)寬度：Ws =70100mm進口堰后的安定區(qū)寬度：Ws =50100mm本次設(shè)計（D=1.0）安定區(qū)寬度確定取Wc 40 mm Ws ws 70 mm 開孔區(qū)面積Aa （ 2）Aa 2 x . R0.32 . 0.462 -0.3220.462sin-11800.4620.537 m式中：x D / 2 - Wd Ws 0.5 - 0.110.070.32

21、mR D /2 -Wc 0.5-0.040.46m（三）.開孔數(shù)n和開孔率取篩孔的孔徑do = 5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度3mm，且取u； = 0.08m/s。故孔心距 t = 3 X5 = 15mm。每層塔板的開孔數(shù)n 呼 Aa 1.155 警 2757 （孔）t20.0152 - X2R2 sin 1 180R每層塔板的開孔率=0.907（半）2 0.907* （5）2 0.101（ 應(yīng)在515%故滿足要求）每層塔板的開孔面積 A。Aa 0.101 * 0.537 0.05424m2氣體通過篩孔的孔速 uo Vs/Ao 0.5083/0.054249.37m/s（ 3）六.

22、 塔板上的流體力學(xué)驗算（一）.氣體通過篩板壓降hp和App的驗算hp hehih1).氣體通過干板的阻力壓降hc由 do/ 3=5/3 = 1.67 查圖 5-10 得出，Co = 0.7722he0.051 “ 0.051CoL29.372.880.0256 m 液柱0.772845.3式中Co為孔流系數(shù)。2).氣體通過板上液層的壓降hihihw howhL 0.62 0.06 0.0372m 液柱式中充氣系數(shù)B的求取如下:氣體通過有效流通截面積的氣速Ua，對單流型塔板有:ua 亠050830.675m/sAt Af 0.7854-0.043197動能因子 Fa ua _V 0.675.2.

23、88 1.146查化原P115圖5-11得 0.62 （一般可近似取B=0.50.6 ）3).氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降hff_3Lgdoh 4 24.78 100.002391m 液柱845.3 9.81 0.0054）.氣體通過每層篩板的壓降（單板壓降）hp和侔phphc hl h 0.0256 0.0372 0.002391 0.06519mPpLghp 845.3 9.81 0.06519 540.58Pa 0.7kPa（設(shè)計允許值且與前計算操作壓降校正值相符）（二）.霧沫夾帶量e的驗算Hf=2.5hL5.7 10-6uae3.23.20.6755.7 10-624.78 10-3

24、 0.4-0.150.0055 kg 液 /kg 氣0.1kg液/kg氣（滿足要求）故在本設(shè)計中液沫的夾帶量在允許的范圍內(nèi)（三）.漏液的驗算漏液點的氣速UomUomin 4.4Co / 0.0056 0.13hL - h l / v4.4 0.772、. 0.0056 0.13 0.06-0.002391 *845.3/2.886.106 m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K出空1.535 uom 6.106因為1.5K2m） 時，Wc可達為50-70mm溢流堰的安定區(qū)寬度：W =70100mm進口堰后的安定區(qū)寬度：Ws=50100mm本次設(shè)計（D=1.0）安定區(qū)寬度確定取Wc 40 mm Ws ws 7

25、0 mm 開孔區(qū)面積Aa （ 2）Aa 2 x ; R 0.32 ； 0.462 -0.3220.462sin-11800.460.537 m2式中：x D/2- Wd Ws 0.5- 0.110.070.32mR D /2 -Wc 0.5-0.040.46m（三）.開孔數(shù)n和開孔率取篩孔的孔徑do = 5mm，正三角形排列，篩板采用碳鋼，其厚度 - x2R2 sin-1*180R3mm，且取uO = o.O8m/s。故孔心距 t = 3 X5 = 15mm 。每層塔板的開孔數(shù)n 畔人玄1.155 ?372757 （孔）t0.015每層塔板的開孔率=0.907（半）2 0.907* （15）2

26、 0.10（ 應(yīng)在515%故滿足要求）每層塔板的開孔面積 A0Aa 0.101 * 0.537 0.05424 m2氣體通過篩孔的孔速 Uo Vs/A。0.5098/0.054249.40m/s （ 3）六.塔板上的流體力學(xué)驗算（一） .氣體通過篩板壓降hp和App的驗算hp =憂 + h +h(T1）.氣體通過干板的阻力壓降hc由 d。/3=5/3 = 1.67 查圖 5-10 得出，Co = 0.77222hc0.051 皿 0.051 2403.4750.02836 m 液柱Co l0.772926.325式中Co為孔流系數(shù)。2）.氣體通過板上液層的壓降hihi九howhL 0.61 0

27、.06 0.0366m 液柱式中充氣系數(shù)B的求取如下：氣體通過有效流通截面積的氣速Ua，對單流型塔板有:UaVs0.50980.687m/sAt Af 0.7854-0.043197動能因子 Fa Ua ； V 0.687 3.475 1.2807查化原P115圖5-11得 0.61 （一般可近似取 卩=0.50.6 ）3）.氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓降hffh4 -Lgdo4 19365 10-30.001705m 液柱926.325 9.81 0.0054）.氣體通過每層篩板的壓降（單板壓降）hp和侔php hchlh 0.028360.03660.0017050.066665 mPpL

28、ghp 926.325 9.81 0.066665 605.82Pa 0.7kPa（設(shè)計允許值）（二）.霧沫夾帶量e的驗算-65.7 1063.2Ua3.20.687HT-hf5.7 10-619.365 10-3 0.4-0.150.0075 kg 液 /kg 氣0.1kg液/kg氣（滿足要求）故在本設(shè)計中液沫的夾帶量在允許的范圍內(nèi)（三）.漏液的驗算漏液點的氣速UomUomin 4.4C。詁 O.O。56 .13hL-hl V4.4 0.772 .0.0056 0.13 0.06-0.001705 *926.325/3.475 5.998m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K出購1.567uom 5.99

29、8因為1.5K2.0 （此處若不滿足條件，則見標(biāo)記 3處面積需校正返回2處重新選定w值，）故在本設(shè)計中無明顯漏液。（四）.液泛的驗算為防止降液管發(fā)生液泛，應(yīng)使降液管中的清液層高度Hd w（Ht +hw）2 2hd 0.153* uo 0.153* 0.150.0034425 mHd hp hL m 0.0666650.06 0.00344250.1301mHt hw 0.3 0.4 0.04305 0.1329m（ 的取值為 0.30.5 ）Hd Ht hw成立，故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。通過流體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及塔板各工藝結(jié)構(gòu)尺寸合適, 若要做出最合理的設(shè)計，還需重選Ht及hL

30、，進行優(yōu)化設(shè)計。七、塔板負荷性能圖（一）.漏液線（氣相負荷下限線）漏液點氣速（hL用hw和how表示，往前翻）Vs,min4.4CAc 0.0056 0.13hL -h l / v4.4 0.772 0.054242/30.0056 0.130.04305 0.9377Ls,*926.325/3.4750.00 仃05整理得：Vs.min 3.008$0.00949 0.1219L?3在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依式算出對應(yīng)的Vs值列于下表:Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs, m3/s0.306120.316730.329860.34048依據(jù)表中數(shù)據(jù)作出漏液線1（二）.液沫夾帶線式中：Ua 七 0.7854-爲(wèi)197 1.3473