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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流三、四、五、六、七、八、 精馏塔的设计.精品文档.九、 工艺计算及主体设备设计(一)精馏塔的物料衡算与操作线方程1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11和112.56kg/kmol。2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔流率依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：，全塔物料衡算：4.求操作线方程 精馏段操作线： q线方程为： x=0.728 提馏段操作线为过（0.00288,0.00288）和两点的直线。 y=(二)理论塔板层数的确定苯-氯苯物系属于理想物系，可采用
2、梯级图解法求取，步骤如下：1.由手册查得苯-氯苯的气液平衡数据，绘出图，如下图一；图解得块（不含釜）。其中，精馏段块，提馏段8块，第5块为加料板位置。（三） 塔效率的估算1把=0.986、=0.728、=0.284代入上式中得=4.882. 由泡点和露点线求得塔顶和塔釜的温度分别为82和131.6，平均温度为106.8，内插法求得该温度下两者的饱和蒸汽压为216.6（苯）和28.6（氯苯），所以=4.46 由两种方法平均求得=4.673 由内插法求得82和131.6下塔釜和塔顶的粘度分别为0.304和0.290,平均得0.297由全塔效率公式得ET=0.4522）实际塔板数精馏段实际板层数提留
3、段实际板层数：（三）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1).操作压力的计算对精馏段进行计算塔顶操作压力： PD=4+101.33=105.33KPa每层塔板压降（操作要求）： 进料板压力： PF=105.33+9(精馏段板数)*0.7=111.63Kpa精馏段平均压力：Pm=(81.406+87.706)/2=108.48Kpa对提馏段进行计算塔釜压力： PW=105.33+26*0.7=123.53Kpa提馏段平均压力 Pm=(111.63+123.53)/2=117.58Kpa2).操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过内插算出泡点温度，其中苯和氯苯的饱和蒸汽压，由安托尼方程计算，计
4、算结果如下：通过图二（温度组成图）易读取塔顶温度：通过内插得加料板温度为88.8 塔顶和塔釜温度82,131.6精馏段平均温度：提馏段平均温度：由化工热力学书本查的本与氯苯的Antoine方程参数如下表物质ABC温度范围K苯6.0603951225.188222.155277-3566.9274182037.582340.2042379-562氯苯6.079631419.045216.633329-405验证塔顶压力： 由Antoine得，苯的饱和蒸汽压为107kpa,氯苯为27kpa P=XaPa+XbPb=0.986*107+0.014*27=105.88kpa 计算结果与实际操作压了相符
5、合验证进料板压力： 由Antoine得，苯的饱和蒸汽压为141.24kpa,氯苯为20.14kpa P=XaPa+XbPb=0.728*141.24+0.272*20.14=110.20kpa 由此校正精馏段板层压降为（110.20-105.33）/9=0.5411kpa 所以塔釜压力为：PW=105.33+26*0.5411=119.40Kpa 故精馏段平均压力：Pm=(105.33+110.20)/2=107.765Kpa 故提留段平均压力：Pm=(119.40+110.20)/2=114.8Kpa3).平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算：由（看书观察精馏段操作线方程下角标和平衡线的下角
6、标），查平衡曲线（见图1），得进料板平均摩尔质量计算：由图解理论板（此处的下角标f所代表并不是原进料组成见图x-y进料板代表的阶梯角上边的顶点即所求的交点坐标，可用逐板计算法，），得 查平衡曲线（见图1），得 精馏段平均摩尔质量计算：塔釜平均摩尔质量计算 Xw=0.00288,所以（带入平衡线方程）Yn=0.0127提馏段平均摩尔质量计算：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 精馏段 提馏段2.液相平均密度计算液相平均密度依计算，即 塔顶液相密度由（内插t-）查得： 由查得： 进料板液相密度精馏段液相平均密度为 由查得： 塔釜液相密度提馏段液相平均密度为5).液相平
7、均表面张力塔顶液相的平均表面张力：（82）看老师发的纸上有方程，按照方程计算下式进料板液相的平均表面张力：(88.8)精馏段液相的平均表面张力：塔釜液相的平均表面张力：（131.6）提留段液相的平均表面张力：6).液相平均粘度计算塔顶液相平均粘度计算（内插法）：（82）m=Xii=0.304 进料板液相平均粘度计算 （88.8）m=0.316精馏段液相平均粘度计算 塔釜液相平均粘度计算：（131.6）=0.290提馏段液相平均粘度计算 (六)求精馏塔的气液相负荷L=RD=0.56842.16=23.95；V=(R+1)D=(0.568+1)42.16=66.11；L=L+F=81.11Kmol
8、/hV=V=66.11 Kmol/h四、精馏塔的塔体工艺尺寸计算（一）.塔径的计算（注意是精馏段，看下角标，往前找数据）精馏段的气、液相体积流率为计算（一般取值都一样）取板间距，板上液层高度，（此处hL不宜过大，否则会影响液泛计算，当设计要求体积流率较大hL可相应取大）则故查（别用书上的见发的本子108页）表可得： 取安全系数为0.7（一般都这么取），则空塔气速为按标准塔径圆（见册子108页标准系列取值，小数取上整数，例0.3=1）算后为 塔截面积为 实际空塔气速为 (方法同上)提馏段的气、液相体积流率为计算取板间距，板上液层高度，则故查表可得： 取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆算
9、后为 塔截面积为 实际空塔气速为 （二）.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=(N-1)H=(9-1)0.4=3.2m提馏段有效高度为 Z提=(N-1)H=(18-1)0.4=6.8m在进料板上方开一人孔，下方开两个，其高度为0.6m 故精馏塔的有效高度为Z=+0.8*3=3.2+6.8+0.6*3=11.8m五塔板工艺结构尺寸的设计与计算（后面的计算将所有的出现新的符号与其对应的结果都写在一张纸上，方便后面的计算）（一）.溢流装置因塔径采用单溢流（体积流率）弓形降液管、凹形受液盘，且不设进进口堰。溢流堰长（出口堰长）（自取，如果溢流堰高不满足，改倍数，如果还不满足，就得改动板上液层高
10、度）取（倍数为0.60.8）溢流堰高度对平直堰，近似取E=1HL=0.06m （此值小为好，否则会导致后面核算压降值变大，而不满足要求）降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：液体在降液管内的停留时间故降液管设计合理。降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速（1），则有：故降液管底系高度设计合理（二）.塔板布置边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般小塔（ D2m）时，可达为50-70mm。溢流堰的安定区宽度：=70100mm进口堰后的安定区宽度：=50100mm本次设计（D=1.0）安定区宽度确定取mm，mm。开孔区面积（2）式中：（三
11、）.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速（3）六塔板上的流体力学验算（一）.气体通过筛板压降和的验算1）.气体通过干板的阻力压降 由 查图5-10得出，液柱式中为孔流系数。2）.气体通过板上液层的压降液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有：动能因子查化原P115图5-11得（一般可近似取）。3）.气体克服液体表面张力产生的压降液柱4）.气体通过每层筛板的压降（单板压降）和（设计允许值且与前计算操作压降校正值相符）（二
12、）.雾沫夹带量的验算Hf=2.5hL故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内（三）.漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数 因为1.5K2.0（此处若不满足条件，则见标记3处面积需校正返回2处重新选定w值，）故在本设计中无明显漏液。（四）.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度成立，故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。七、塔板负荷性能图（一）.漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速（用hw和how表示，往前翻）整理得：在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.0006
13、0.00150.00300.00450.330210.341040.354480.36537依据表中数据作出漏液线1（二）.液沫夹带线式中：将已知数据代入式得：整理得在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00451.244341.174731.085291.010283.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准由=；取E=1,得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下下限线34.液相负荷上限线作出与气体流量无关的垂直液相负荷线45.液泛线+(-1)=(+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得a
14、=b-c-d;式中 a = b =+(-1) c =0.153/() d =0.00284将有关数据代入得a =0.0991; b =0.14076;c =1722; d =1.5192故=1.4204-17376.4-15.430在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00451.142091.085870.971120.87889依据表中数据作出液泛线5依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图三。在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图三可查得
15、 故操作弹性为 提馏段计算因塔径采用单溢流（体积流率）弓形降液管、凹形受液盘，且不设进进口堰。溢流堰长（出口堰长）（自取，如果溢流堰高不满足，改倍数，如果还不满足，就得改动板上液层高度）取（倍数为0.60.8）溢流堰高度对平直堰，近似取E=1HL=0.06m （此值小为好，否则会导致后面核算压降值变大，而不满足要求）降液管的宽度和降液管的面积由，查图得，即：液体在降液管内的停留时间故降液管设计合理。降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速（1），则有：故降液管底系高度设计合理（二）.塔板布置边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度：一般小塔（ D
16、2m）时，可达为50-70mm。溢流堰的安定区宽度：=70100mm进口堰后的安定区宽度：=50100mm本次设计（D=1.0）安定区宽度确定取mm，mm。开孔区面积（2）式中：（三）.开孔数和开孔率取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，且取。故孔心距。每层塔板的开孔数（孔）每层塔板的开孔率（应在515%，故满足要求）每层塔板的开孔面积气体通过筛孔的孔速（3）六塔板上的流体力学验算（一）.气体通过筛板压降和的验算1）.气体通过干板的阻力压降 由 查图5-10得出，液柱式中为孔流系数。2）.气体通过板上液层的压降液柱式中充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有
17、：动能因子查化原P115图5-11得（一般可近似取）。3）.气体克服液体表面张力产生的压降液柱4）.气体通过每层筛板的压降（单板压降）和（设计允许值）（二）.雾沫夹带量的验算故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内（三）.漏液的验算漏液点的气速筛板的稳定性系数 因为1.5K2.0（此处若不满足条件，则见标记3处面积需校正返回2处重新选定w值，）故在本设计中无明显漏液。（四）.液泛的验算为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度（的取值为0.30.5）成立，故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。
18、七、塔板负荷性能图（一）.漏液线（气相负荷下限线）漏液点气速（用hw和how表示，往前翻）整理得：在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00450.306120.316730.329860.34048依据表中数据作出漏液线1（二）.液沫夹带线式中：将已知数据代入式得：整理得在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00451.264531.200141.117391.047993.液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度=0.006 m作为最小液体负荷标准由=； 据此可作出与气体流量无关的垂
19、直液相负荷下下限线34.液相负荷上限线作出与气体流量无关的垂直液相负荷线45.液泛线+(-1)=(+1)+忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得a=b-c-d;式中 a = b =+(-1) c =0.153/() d =0.00284将有关数据代入得a =0.10924; b =0.1522;c =582.99; d =1.50977故=1.3922-5336.78-13.8207在操作范围内，任取几个值，依式（2-2）算出对应的值列于下表：0.00060.00150.00300.00451.137131.095531.028490.95316依据表中数据作出液泛线5依据以上各方程，可作出筛板塔的负荷性能图如下图三。在负荷性能图上，做出操作点A，连接OA,即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由下图三可查得 故操作弹性为