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设计计算


第三部分 精馏塔的工艺计算

3.1 乙醇和水的汽液平衡组成 相对挥发度 ? 的计算:
塔顶产品浓度为 92.4%,因此,可近似看成纯乙醇溶液;同理,塔底浓度为 0.02%可近似看成纯水溶液。所以,塔顶温度为乙醇沸点为 78.3oC,设塔底温度为
96.0 C 通过试差法求出塔顶,塔底,进料处,加料板的乙醇气相组成
o


查化工设计工艺手册得:不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示:

表 3——1
液相摩尔 分数 x 0.00 0.0190 0.0721 0.0966 0.1238 0.1661 0.2337 0.2608 气相摩尔分 数y 0.00 0.1700 0.3891 0.4375 0.4704 0.5089 0.5445 0.5580 温度/℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 液相摩尔 分数 x 0.3273 0.3965 0.5079 0.5198 0.5732 0.6763 0.7472 0.8943 气相摩尔分 数y 0.5826 0.6122 0.6564 0.6599 0.6841 0.7385 0.7815 0.8943 温度/℃ 81.5 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15

① 根据以上数据画出以下乙醇-水的 t-x(y)相平衡图,以及乙醇-水的 x-y 图,见图 1 和 图 2.

95 .5 ? 89 .0 90 ? 95 .5 ? 0.17 ? 0.3891 Y进料 ? 0.17

95.5 ? 89.0 90 ? 95.5 ? 0.0190 ? 0.0721 X进料板

解得

X 进料板=0.0639

Y 进料板=0.355
Ya(1 ? Xa) (1 ? Ya) Xa

然后根据计算公式: a ?



?进料

0.355 1 ? 0.0639) ( ? ? 8.063 ( ? 0.355).0639 1 0

同理

78.41 ? 78.15 78.15 ? 78.3 ? 0.7815 ? 0.8943 0.8943 ? Y顶

Y



=0.8292

78.41 ? 78.15 78.3 ? 78.15 ? 0.7472 ? 0.8943 X顶 ? 0.8943

X 顶=0.8094
?顶

?

0.8292 1 ? 0.8294) ( ? 1.123 0.8294 1 ? 0.8292) (
?加料板

同理得

=8.063

通过挥发度的几何平均值来求乙醇——水的相对挥发度公式为:

? ?3

?进料 ?顶?底

=4.33

3.2 全塔物料衡算
原料液中:设 A 组分-乙醇; B 组分-水

查《化学化工物性手册》和《化学化工物性数据手册》 ,无机卷得: M 乙=46.07 kg/kmol M 水=18.02 kg/kmol
根据精馏的全塔物料衡算以及摩尔衡算式得: 0.9241 / 46.07 xD ? ? 0.826 0.9241 / 46.07 ? 0.0759 / 18.02 0.02 / 46.07 xW ? ? 0.0000782 0.02 / 46.07 ? 0.98 / 18.02
因为入口的原料液是上游为 95——96℃的饱和蒸汽冷却至 90 C 所得,因此,x
o

F

的液相

组成就是 95.5

o

C 的气相组成。经查表得,95.5 C 的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为

o

X
作,则 原料处理量:D=

F

? 0.0.17

根据产量和所定工作时间,即日产 40 吨 92.41%乙醇,每天 24 小时连续正常工
3

35 ? 10

24 ? (0.8265 ? 46.07 ? 0.17 ? 18.02)

? 35.45 kmol/h

D X F ? XW 0.17 ? 0.0000782 ? ? ? 0.206 F X D ? X W 0.826 ? 0.00000782

F ? 172.1kmol/ h
W ? F ? D ? 172.1 ? 35.45 ? 136.55 kmol / h 由表 2-1 乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时{90℃时}的气液相组成

为: x A =0.0639 由 F xF = L x A + V y
∴q = L /F
A

y

A

=0.3554 L = 125.26(kmol/h) ,

和 F = L + V 得

= 0.636

回流比和理论塔板的确定
进料板位于平衡线上,则: ?

x q ? X进料板 ? 0.0639 y q ? Y进料板 ? 0.3554

Rmin ?

xD ? yq y q ? xq

?

0.826 ? 0.355 ? 1.618 0.355 ? 0.0639

取回流比 R ? 2 Rmin ? 2 ? 1.618 ? 3.24

3.3 操作方程的确定
精馏段: L ? R ? D ? 3.24 ? 40.51 ? 114.86kmol / h
V ? ( R ? 1) D ? (3.24 ? 1) ? 35.45 ? 150 .308 kmol / h

提馏段: L? ? L ? qF ? 114 .86 ? 0.636 ? 172 .1 ? 224 .3kmol / h
V ? ? V ? (1 ? q) F ? 159 .308 ? (1 ? 0.636 ) ? 172 .1 ? 87.7kmol / h 精镏段操作方程:

L D 114 .8 35.45 xn ? x D ? xn ? ? 0.826 ? 0.0.722 xn ? 0.230 V V 150 .308 159 .380 提镏段操作线方程: y n?1 ?

y n?1 ?

L? W 224 .3 136 .55 xn ? x w ? Xn ? ? 0.0000782 ? 2.56 xn ? 0.00012 V? V? 87.7 87.7

相平衡方程为:

yn ?

?x n yn yn ? xn ? ? 1 ? (? ? 1) x n ? ? (? ? 1) y n 3.24 ? 2.24 y n
理论塔板数求解
1

0.9 0.8

Y(摩尔分数)

0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 X(摩尔分数) 1

3)求实际板数 由乙醇—水 X—Y 相平衡图,精馏段,提馏段操作线方程,q 线方程作出 附图 1,并求出塔板数,可知精馏段理论板数: N T精 =4 提馏段理论板数: N T提 =5 块 由 N?
NT ? 1 ,有 ET


精馏段实际板数: N 精 = 提馏段实际板数: N 提 = 全塔板数: N=

4/0.5 ? 8

(块)

5/0.5 ? 10(块)

18



塔的有效高度计算 板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度,可按下式计算: Z=﹙

N ?1 ﹚ H E
T T

T



式中

Z

—板式塔的有效高度,m; –塔内所需的理论版层数;

N

T

E

T

—总板效率; —塔板间距,m;

H

T

精流段的物性衡算
操作压强 P = 101.325 温度 t m t D =78.30 0 C t F =90 0 C t w =96.00 0 C

?t m =
定性组成 (1)塔顶 (2)进料

t D ? t F 78.30 ? 90 ? ? 84.15 0 C 2 2

y 1 = X D = 0.826 查平衡曲线得到 x 1 =0.810 y f =0.355 x f =0.0639

平均分子量 M m (1)塔顶: M
VDm

查附表知: =0.826 ? 46.07+(1-0.826) ? 18.02=41.20( g / mol ) =0.810 ? 46.07+(1-0.810) ? 18.02=40.73( g / mol ) =0.355 ? 46.07+(1-0.355) ? 18.02=27.98( g / mol ) =0.0639 ? 46.07+(1-0.0639) ? 18.02=19.81( g / mol ) =
M VDm ? M VFm 41.189 ? 27.978 = =34.59( g / mol ) 2 2 M LDM ? M LFM 40.730 ? 19.810 = =30.27( g / mol ) 2 2

M
(2)进料: M

LDm

VFm

M

LFm

平均分子量 M

Vm

M
平均密度 ? m

Lm

=

由 书?6 ? 和 书?7 ? :1/ ? LM =a A / ? LA +a B / ? LB

A 为乙醇 B 为水

塔顶:在 78.30℃下: ? LA =744.289( kg / m 3 )
1

? LB =972.870( kg / m 3 )
则 ? LMD =758.716( kg / m 3 )

? LMD

=0.9241/744.289+(1-0.9241)/972.870

进料:在进料温度 90℃下:

? LA =729.9( kg / m 3 )
aA =
1

? LB =965.3( kg / m 3 )

0.0639 ? 46.07 ? 0.149 0.0639 ? 46.07 ? (1 ? 0.0639 ) ? 18.02

? LMF

=

0.149 (1 ? 0.149 ) ? 729 .9 965 .3

则 ? LMF =921.0( kg / m 3 )

即精馏段的平均液相密度 ? LM =(758.716+921.0)/2=839.858( kg / m 3 ) 平均气相密度 ? VM = 液体平均粘度 ? LM 液相平均粘度依下式计算: lg ? lm ? ? xi lg ? i (1)塔顶: 查 书?6 ? 和 书?7 ? 中图表求得在 78.3℃下:A 是乙醇,B 是水
PM VM 101 .325 ? 34.6 = ? 1.180( kg / m 3 ) 8.314 ? (84.15 ? 273 .15) RT

? DA =0.504 mpa? s ; ? DB =0.367 mpa? s ;
lg ?LD =0.826 ? lg(0.504)+0.174 ? lg(0.367) 则 ?LD =0.477 ( mpa? s ) (2)进料: 在 90℃下:

? FA =0.428 mpa? s ; ? FB =0.3165 mpa? s 。
lg ?lF =0.0639 ? lg(0.428)+(1-0.0639) ? lg(0.3165) 则 ?lF =0.3226 ( mpa? s )

?lm =( ?LD + ?lF )/2=(0.477+0.3226)=0.3998
液体表面张力 ? m (1)塔顶: 查 书?6 ? 和 书?7 ? 求得在 78.30℃下:

? A ? 18.447 mN / m

? b ? 62.974 mN / m

? MD ? 0.826 ? 18.447 ? 0.174 ? 62.974 ? 26.194 ( mN / m )
(2)进料: 在 90℃下:

? A ' ? 17.29 mN / m

? b ' ? 60.79 mN / m

? MF ? 0.0639 ? 17.29 ? (1 ? 0.0639 ) ? 60.79 ? 58.01 ( mN / m )


? m =( ? MD + ? MF )/2=(26.194+58.01)/2=42.102( mN / m )

气液体积流率的计算
由已知条件 V =150.308 kmol/ h

L =114.855 kmol/ h



VS =

VMvm 150 .308 ? 34.6 = =1.22 ( m 3 / s ) 3600 ?VM 3600 ? 1.180
LM LM 118 .55 ? 30.27 = ? 0.0013 ( m 3 / s ) 3600 ? LM 3600 ? 839 .858

LS =

两相流动参数计算如下
FLV =

Ls Vs

?L ?v
) 1 / 2 =0.024

? FLV =(

0.0011 9 .8 3 5 8 ) ( 1.22 1.0 8 1

参考化工原理下图 10-42 筛板的泛点关联得:C f 20 =0.083
?? ? ? 42 .102 ? C f = C f 20 ? ? = 0.083? ? ? 20 ? ? 20 ?
0 .2 0.2

? 0.0967
0.5

?? ? u f ? C f 20 ? ? ? 20 ?

0 .2

? ? L ? ?V ? ? ? V ?

? 839 .858 ? 1.180 ? ? = 0.0967 ? ? ? =2.469( m / s ) ? 1.180 ? ? ?

0 .5

取设计气流速
D? ?

u

n

? 0.85 u f ? 0.85 * 2.469 ? 2.099 (m/s)

4Vs 4 ? 1.22 ? ? 0.86 m ?u 3.14 ? 2.099

原则上取整数

故选 D=1m; 1.22 un ? ? 1564 (m 2 ) 0.785 ? 1 ? 1
u n 1.564 ? ? 0.633 uf 2.469

实际泛点百分率为

AT ?

?D 2
4

? 0.785 ? 12 ? 0.785 m 2

塔板间距与塔径的关系 塔径 板间距 D/m Hf 0.3-0.5 200-300 0.5-0.8 300-350 0.8-1.6 350-450 1.6-2.0 450-600 2.0-2.4 500-800 >2.4 ≧800

从而得出板间距的数值在 350-450 之间,选取 H T ? 0.35m
18 ? 1 ? 11.9m 0.5 塔板详细设计 选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰。 查因为弓形降液管具有较大容积,又能充分利用塔面积,且单溢流液体流径 长,塔板效率高,结构简单,广泛用于直径小于 2.2 米的塔中。
将上式代入公式②得 Z=

H

T

? N ? 0.35 ?

(1)溢流装置 取堰长 l w =0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰 出口堰高 hw ? hL ? hOW ,已取 hL =0.06
h0W =2.84× 10 ?3 E (
Lh 2 / 3 ) lw
2.5

由 Lh

(l w )

2.5

=4.68/ 0.7 =11.42

查化工原理下图 10-48 得:E=1.022
h0W =2.84× 10 ?3 ×1.022 ? (3.96/0.7) =0.0092
2/3

hw ? hL ? hOW =0.06-0.0092=0.0508

取 hw ? 0.05 是符合的。 ∴hL=hW+hOW=0.0508+0.0092=0.060m 修正后 hL 对 un 影响不大,顾塔径计算不用修正.

(2) 降液管宽度 Wd 与降液管面积 Af 由 l w /D=0.7 查化工原理下图 10-40 得:
.

Wd ? 0.142 D

Af AT

? 0.085



Wd =0.142×1=0.142m

4 (3) 降液管底隙高度 hO 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度
? u o =0.07m/s.
ho ? Ls 0.0013 ? ? 0.027 m ? l w ? u o 0.70 ? 0.07

A f ? 0.085 ?

?

? 12 ? 0.0667 m 2

过小,取 ho=0.04m

(4)塔板布置
x?

取安定区宽度 W S =0.08m, 取边缘区宽度 W C =0.04m

D 1 ? ?Wd ? WS ? ? ? ?0.142 ? 0.08 ? ? 0.278 m 2 2 D r ? ? WC ? 0.5 ? 0.04 ? 0.46 m 2

? 2 ?1 x ? ? Aa ? 2? x r 2 ? x 2 ? r sin ? 180 r? ?

? 0.281 ? ? 2 ? 2? 0.278 0.46 2 ? 0.278 2 ? ? 0.46 2 sin ?1 ? ? 0.477 (m ) 180 0.46 ? ?
(3)筛板数 n 与开孔率 ? 初取 d o ? 5mm ,
t ? 3.0 do

呈正三角形排列

t =3.0 ? 5=15mm 依下式计算塔板上的开孔率 ?

??

Ao 0.907 0.907 ? ? ? 0.101 =10.1% 2 Aa (t / d 0) (15 / 5) 2

则每层塔板上的开孔面积 Ao 为:

Ao ? Aa? ? 0.101 ? 0.477 ? 0.0482 m 2

n =

A0 0.0482 ? 4 = ? 2455 孔 2 ?d 0 3.14 ? 0.005 2 4

板压降的校核 (1)干板压降相当的液柱高度 取板厚 ? ? 3mm ,

?
do

?

3.0 ? 0.5 ,查化工原理下图 10-45 得: 6.0

Co=0.74
u0 ? Vs 1.22 ? ? 25.63 m/s A0 0.0476

1 hc= 2g

? uo ? ?C ? o

? ? ? ?

2

? ?v ? ?? ? L

?u ? ? =0.051 ? o ? ?C ? ? o

? ? ? ?

2

? ?v ? ?? ? L

? 25 .63 ? ? 1.180 ? ? = 0.051? ? ? ? ? ? 0.09 m ? ? 0.74 ? ? 839 .858 ? ?
2

液柱 (2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl
ua ? Vs 1.22 ? ? 1.69(m / s) AT ? A f 0.785 ? 12 ? 0.0667
Fa ? u a ? 0.5 ? 1.796 ? 1.180 0.5 ? 1.951

相应的气体动能因子

查化工原理下图 10-46 得:β =0.58
hl ? ? (hw ? how ) ? ?hL ? 0.58 ? 0.06 ? 0.0348

m 液柱

(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hσ
4? 4 ? 42.97 ? 10 ?3 ? ? 0.00455 m h?= 9.81? L d 0 9.81 ? 839 .858 ? 5 ? 10 ?3

∴气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降:
h p ? 0.09 ? 0.0348 ? 0.00455 ? 0.1294 m

hp=hc+hL+hσ

本设计系常压操作,对板压降本身无特殊要求。

液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽略液 面落差的影响。 参考化工原理课程设计手册----马江权 冷一欣编 液沫夹带量的校核
h f ? 2.5 ? hL ? 0.0604 ? 2.5 ? 0.15m

5.7 ? 10 ?6 ? u a ? ev ? ?H ?h ? f ? T

? ? ? ?

3.2

?

5.7 ? 10 ?6 ? 1.69 ? ? ?3 ? 42.102 ? 10 ? 0.45 ? 0.151 ?

3.2

? 0.03345 Kg液/Kg 汽

0.03345<0.1Kg 液/Kg 气 故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 溢流液泛条件的校核
? L ? 溢流管中的当量清液高度可由式 ? h f ? 0.153? S ? ?l h ? ? w o?
2

计算液体沿筛板

流动时,阻力损失很小,其液面落差 ? 可忽略不计,即 ? ? 0 。 已知:
hL ? 0.06 0 m ,
2

? ? 0,
2

? LS ? h f ? 0.153? l h ? ? w o

? 0.0013 ? ? ? 0.153? ? ? ? 0.00033 m ? ? 0.7 ? 0.04 ? ?

故降液管内的当量清液高度:
H d ? hL ? ? ? ? h f ?h f ? 0.060 ? 0 ? 0.00033 ? 0.15 ? 0.210 m

乙醇-水混合液不易起泡,取 ? =0.6,则降液管内泡沫层高度:
H《?( H T ? hw) ? 0.6(0.35 ? 0.0508 ) ? 0.241 d

故 不会产生溢流液泛。 液体在降液管内停留时间的校核 降液管内的停留时间

??

Af H d Ls

?

0.0667 ? 0.210 ? 12.73s >5s 0.0011

不会产生严重的气泡夹带。

精馏段塔板负荷性能图
注:以下计算常用 how ? 2.84 ? 10 ?3 E (
L Lh 2 / 3 ) 得 how (~ Ls ) ,E ~~ 2h.5 经验计算, lw lw

取 E=1.0 则 how ? 2.84 ? 10 ?3 ? 1.0 ? (

2/3 Lh 2 / 3 ? 3600 Ls ? 2/3 ) = 2.84 ?10 ?3 ? ? ? ? 0.8462 Ls 0.7 ? 0.7 ?

过量液沫夹带线 依下式计算:
5.7 ? 10 ?6 ? u a ? ev = ?H ?h ? f ? T
? 3.2 ? ? ?

式中: u a =

VS VS = = 1.397VS AT ? A f 0.785 ? 12 ? 0.0691
2/3

h f = 2.5 (h w +h ow )= 2.5(0.0508 ? 0.0092 Ls

) = 0.127 ? 0.023 Ls

2/3

令 e v =0.1kg 液/kg 气,由 ? = 42.1 ? 10 ?3 N / m , H T =0.45 m

代入式(2-1)得:0.1=

1.397Vs 5.7 ? 10 ?6 ( ) 3 .2 2/3 ?3 42 .102 ? 10 0.45 ? 0.124 ? 2.1155 Ls
2/3

整理得: Vs ? 1.88 ? 11.64 Ls

在操作范围中,任取几个 L s 值,根据上式算出 V s 值列于表 2-3 中: 表 2-3
Ls , m 3 s Vs , m 3 s

0.001 1.87

0.004 1.587

0.005 1.54

0.009 1.376

溢流液泛线
uo ? V ? ) 2 ( v )= 0.051 ( s ) 2 v co ?L C o Ao ?L

hc = 0.051 (

= 0.051 (

0.74 ? 0.0476

V

s

)2 (

1.18 2 )= 1.13Vs 839 .858
2/3

hl = ? (h w +h ow )= 0.58(0.0496 ? 0.8462 Ls

) ? 0.0288 ? 0.4908 Ls

2/3



h p = 0.0613Vs + 0.0288 ? 0.4908 Ls
2

2/3

+ 0.00455

= 0.0578Vs + 0.4908 Ls (2) h =0.153(

2

2/3

+ 0.0334 则:
2/3

d

Ls Ls 2 ) 2 = 0.153 ( ) 2 = 195 .2 Ls l w h0 0.7 ? 0.04
2 2/3

0.6(0.45 ? 0.0496 ) ? 0.0613Vs + 0.4908 Ls

+0.0334+0.0496+0.8462 L s

+195.2 Ls

2

整理得: 表 2-4
Ls ? 10 ?3 , m 3 s Vs , m 3 s

V s 2 =3.19-21.81L 2 / 3 -3184.3L 2 s s

0.002 1.683

0.004 1.609

0.006 1.589

0.008 1.454

取若干 L s 值依(2-18)式计算 V s 值,见表 2-4,作出液泛线(参见图 3)

液相上限线
取液体在降液管中停留时间为 5 秒。

则 在 Ls

Ls

man

=

HT Af

?

=

0.45 ? 0.0667 = 0.00603 ( m 3 / s ) 5

man

= 0.00603 m 3 / s 处作出垂线得液相负荷上限线,可知在图上

它为与气体流量 V S 无关的垂直线。(参见图 3) 漏液线(气相负荷下限线) 由

h L =h w +h ow =0.0508+0.8462 Ls 2 / 3 ,
u ow =
V s . min 代入下式 [ 2 ] 求漏液点气速式: Ao
[0.0056 ? 0.13hL ? h? ]? L / ? v

u ow =4.4C o

Vs min 839 .858 2/3 ( ? =4.4 ? 0.74 [0.0056 ? 0.13 0.0496 ? 0.8462 Ls ) 0.00341 ] 1.180 Ao

将 A o =0.0482 代入上式并整理得 Vs
min

Vs min ? 3.256 6.206 ? 78.292 Ls 2 / 3 Ao
2/3

=0.156 5.86 ? 71.88 Ls

Ls ? 10 ?3 , m 3 s Vs , m 3 s

0.002 0.412

0.004 0.432

0.006 0.447

0.008 0.460

液相下限线
取平顶堰堰上液层高度 h
ow

=6 mm ,作为液相负荷下限条件,低于此下限,则不能 则

保证板上液流分布均匀。

h ow =2.84 ? 10 ?3 E(

Lh ) 2/3 lw

0.006=2.84 ? 10 ?3 ? 1.01( 整理得:
Ls ,min ? 5.88 ? 10 ?4 m 3 / s

3600 Ls 0.7

) 2/3

在图上 Ls ,min ? 5.88 ? 10 ?4 m 3 / s 处作垂线即为液相下限线。(见图 3)

操作线

P 点为操作点,其坐标为: Vs ?

Vh ? 1.22 m 3 / s , 3600

Ls ? 0.0011m 3 / s

提馏段物性衡算
物料衡算 操作压强 P = 101.325
温度 t m t D =78.30 0 C t F =90 0 C t w =96.0 0 C

?t m =
定性组成 (1)塔斧 (2)进料

tw ? tf 96 ? 90 ? ? 93 0 C 2 2

xW =0.OOO0782 查相平衡图得到: yW =0.0014

y f =0.355

x f =0.0639

平均分子量 M m (1)塔斧: M
VWm

查附表知: =0.0014 ? 46.07+(1-0.0014) ? 18.02=18.059( g / mol )

M
(2)进料: M

LWm

=0.0001 ? 46.07+(1-0.0001) ? 18.02=18.02( g / mol ) =0.355 ? 46.07+(1-0.355) ? 18.02=27.99( g / mol ) =0.0639 ? 46.07+(1-0.0639) ? 18.02=19.81( g / mol )平均分子量
M VWm ? M VFm 18.05 ? 27.99 = =23.02( g / mol ) 2 2 M LWM ? M LFM 18.02 ? 19.81 = =18.92( g / mol ) 2 2

VFm

M M

LFm

Vm

=

M
平均密度 ? m

Lm

=

由式 [ 3] :1/ ? LM =a A / ? LA +a B / ? LB

塔斧:查 书 ?6 ? 和 书 ?7 ? 在 96.0℃下:A 乙醇 B 水

? LA =722.38( kg / m 3 )
1

? LB =961.16( kg / m 3 )


? LMW

=0.0000782/722.38+(1-0.0000782)/961.16

? LMW =961.135( kg / m 3 )
进料:在进料温度 90℃下:

? LA =729.9( kg / m 3 )
aA =
1

? LB =965.3( kg / m 3 )

0.0639 ? 46.07 ? 0.149 0.0639 ? 46.07 ? (1 ? 0.0639 ) ? 18.02

? LMF

=

0.149 (1 ? 0.149 ) ? 729 .9 965 .3

则 ? LMF =921.0( kg / m 3 )

即提馏段的平均液相密度 ? LM =(961.135+921.0)/2=941.067( kg / m 3 ) 平均气相密度 ? VM = 液体表面张力 ? m (1)塔釜: 查 书 ?6 ? 和 书 ?7 ? 得在 96.0℃下: σ =16.688 mN / m
PM VM 101 .325 ? 23.02 = =0.766( kg / m 3 ) RT 8.314 ? 93 ? 273 .15) (

? B =58.99 mN / m

σ mv=0.0014 ? 16.688+(1-0.0014) ? 58.99=58.930( mN / m )

(2) 进料: 查 书 和 书 得在 90℃下:

?6 ?

?7 ?

? A ' ? 17.29 mN / m

? b ' ? 60.79 mN / m

? MF ? 0.0639 ? 17.29 ? (1 ? 0.0639 ) ? 60.79 ? 58.01 ( mN / m )


? m =( ? Mw + ? MF )/2=(58.930+58.01)/2=58.47( mN / m )

气液体积流率的计算 由已知条件 V =87.7 kmol/ h
Vs =
L =224.3 kmol/ h



V Mvm 88.7 ? 23.02 = ? 0.74( m 3 / s ) 3600 ? VM 3600 ? 0.766
LM LM 224 .3 ? 18.92 = ? 0.0013( m 3 / s 3600 ? LM 3600 ? 941 .067

Ls =

塔和塔板主要工艺尺寸计算
塔板横截面的布置计算
塔径 D 的计算 参考化工原理下表 10-1,取板间距 H T =0.3m H T - hL =0.3-0.06=0.24m 两相流动参数计算如下
FLV =
LS VS
hL ? 0.06m

?L ?v

? FLV =(

0.0013 941 .067 1 / 2 ) ( ) =0.061 0.74 0.769

参考化工原理(下)图 10-42 筛板的泛点关联得:C f 20 =0.06
?? ? ? 58.47 ? C f = C f 20 ? ? = 0.06 ? ? ? 20 ? ? 20 ?
0 .2
0.2

? 0.0744

?? ? u f ? C f 20 ? ? ? 20 ?

0 .2

? ? L ? ?V ? ? ? V ?

? 941 .067 ? 0.766 1 / 2 ? =0.0744( ) =2.607( m / s ) ? 0.766 ?

0 .5

本物系不易起泡,取泛点百分率为 85%,可求出设计气速

u ' n =0.85 ? 2.607=2.156( m / s )

D=

4Vs ? 3.14un

4 ? 0.74 ? 0.61 m 3.14 ? 2.456

由精馏段知,将 D? 取到 D=1m 作为初选塔径,因此 重新校核流速 0.384 un = ? 0.489 (m/s) 0.785 ? 1 ? 1 实际泛点百分率为
u n 0.4879 ? ? 0.193 uf 2.537

AT ?

?D 2
4

? 0.785 ? 12 ? 0.785 m 2

塔板详细设计 选用单溢流,弓形降液管,不设进口堰。 因为弓形降液管具有较大容积, 又能充分利用塔面积, 且单溢流液体流径长, 塔板效率高,结构简单,广泛用于直径小于 2.2 米的塔中。[4] (1)溢流装置 取堰长 l w =0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰 出口堰高 hw ? hL ? hOW ,已取 hL =0.06
h0W =2.84× 10 ?3 E (
Lh 2 / 3 ) lw
2.5

由 Lh

=4.491/0.7 =10.954 (l w ) 2.5 查化工原理下图 10-48 得:E=1.026
h0W =2.84× 10 ?3 ×1.026 ? (4.491/0.7) =0.0104m
2/3

hw ? hL ? hOW =0.06-0.0104=0.0496m

取 hw ? 0.05 是符合的。 ∴ hl ? hw ? how =0.05+0.0101=0.0604m 修正后 hL 对 un 影响不大,故塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度 Wd 与降液管面积 Af 由 l w /D=0.7 查化工原理下图 10-40 得:
Wd ? 0.149 D
Af AT ? 0.088



Wd =0.149×1=0.149m

A f ? 0.088 ?

?
4

? 12 ? 0.0691m 2

(3) 降液管底隙高度 hO 因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度
? u o =0.07m/s.
ho ? LS 0.00125 ? ? 0.0255 m ? l w ? u o 0.70 ? 0.07

过小,取 ho=0.04m

(4)塔板布置
x?

取安定区宽度 W S =0.08m, 取边缘区宽度 W C =0.04m

D 1 ? ?Wd ? WS ? ? ? ?0.149 ? 0.08 ? ? 0.271m 2 2 D r ? ? WC ? 0.5 ? 0.04 ? 0.46 m 2
x? ? r?

? 2 ?1 ? Aa ? 2? x r 2 ? x 2 ? r sin 180 ?

? 0.271 ? ? 2 ? 2? 0.271 0.46 2 ? 0.281 2 ? ? 0.46 2 sin ?1 ? ? 0.468 (m ) 180 0.46 ? ?
(3)筛板数 n 与开孔率 ? 初取 d o ? 5mm ,
t ? 4.0 do

t = 5.0 ? 4 ? 20mm

依下式计算塔板上的开孔率 ? 则每层塔板上的开孔面积 Ao 为:

??

0.907 0.907 ? ? 0.0567 =5.67% 2 (t / d 0) 42

Ao ? Aa? ? 0.0567 ? 0.468 ? 0.0265 m 2

n =

A0 0.0265 = 2 ?d 0 3.14 ? 0.005 2 4 4

=1351

提馏段塔板负荷性能图
依手册化工原理课程设计公式计算:
ev =

5.7 ? 10 ?6 ? u a ? ?H ?h ? f ? T

? 3.2 ? ? ?

式中: u a =

VS VS = = 1.397VS AT ? A f 0.785 ? 12 ? 0.0691
2/3

h f = 2.5 (h w +h ow )= 2.5(0.0499 ? 0.8462 LS

) = 0.125 ? 2.1155 LS

2/3

令 e v =0.1kg 液/kg 气,由 ? = 58.47 ? 10 ?3 N / m , H T =0.3 m 代入式(2-1)得:0.1=
1.397V S 5.7 ?10?6 ( ) 3 .2 2/3 ?3 58.47 ?10 0.3 ? 0.125 ? 2.1155 LS
2/3

整理得: VS ? 1.1 ? 13.19 LS

在操作范围中,任取几个 LS 值,根据上式算出 V S 值列于表 2-6 中: 0.002 0.89 0.004 0.77 0.006 0.66 0.008 0.57

LS , m 3 s
VS , m 3 s

依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图 4)

溢流液泛线
由式 [ 2 ]
Hd

?

? hw ? H T

和 H d ? hw ? how ? ? ? ? h f ?h f 联立求解。

(1) h p ? hc ? hL ? h?
hc = 0.051 (
V uo ? ? ) 2 ( v )= 0.051 ( S ) 2 v C o Ao co ?L ?L
2 VS ? 0.766 ? )2 ? ? = 0.11VS 0.74 ? 0.0265 ? 941 .067 ?

= 0.051 (

hl = ? (h w +h ow )= 0.72 ? (0.0499 ? 0.8462 LS

2/3

) ? 0.0359 ? 0.6093 LS

2/3



h p = 0.11VS + 0.0359 ? 0.6093 LS
2

2

2/3

+0.00507

= 0.11VS + 0.6093 LS (2) h =0.153(

2/3

+ 0.0410 则:
2/3

d

2 LS LS ) 2 = 0.153 ( ) 2 = 195 .2 LS l w h0 0.7 ? 0.04 2/3

0.6(0.3 ? 0.0499 ) ? 0.11VS 2 + 0.6093 LS

+ 0.0410+0.0499+0.8462 LS

+ 195 .2 LS

2

整理得:

VS

2

=1.08-13.23 L S

2/3

-1774.5 L

2 s

任取几个 LS 值(2-18)式计算 V S 值,见表 2-7,作出液泛线。 (参见图 4)
LS ? 10 ?3 , m 3 s
VS , m 3 s

0.002 0.940

0.004 0.859

0.006 0.774

0.008 0.676

液相上限线
取液体在降液管中停留时间为 5 秒。 则 在 LS
LS
man

=

HT Af

?

=

0.3 ? 0.0691 =0.00546( m 3 / s ) 5

man

=0.00546 m 3 / s 处作出垂线得液相负荷上限线,可知在图上

它为与气体流量 V 无关的垂直线。(参见附图 4) 漏液线(气相负荷下限线) 由

h L =h w +h ow =0.0499+0.8462 LS
u ow =

2/3

V S . min 代入下式 [ 2 ] 求漏液点气速式: Ao
[0.0056 ? 0.13hL ? h? ]? L / ? v

u ow =4.4C o

V S min 941 .067 2/3 ( ? =4.4 ? 0.74 [0.0056 ? 0.13 0.0499 ? 0.8462 Ls ) 0.00341 ] Ao 0.766

将 A o =0.0265 代入上式并整理得:
VS
min

=0.0863 8.621 ? 135 .148 Ls

2/3

据上式,取若干个 LS 值计算相应 V S 值,见表 2-8,作漏液线(参见图 4)

LS ? 10 ?3 , m 3 s
VS , m 3 s

0.002 0.283

0.004 0.299

0.006 0.312

0.008 0.323

液相下限线
取平顶堰堰上液层高度 h
ow

=6 mm ,作为液相负荷下限条件,低于此下限,则不能 则

保证板上液流分布均匀。

h ow =2.84 ? 10 ?3 E(

Lh ) 2/3 lw

0.006=2.84 ? 10 ?3 ? 1.01( 整理得:
L s ,min ? 5.883 ? 10 ?4 m 3 / s

3600 LS 0 .7

) 2/3

在图上 L s ,min ? 5.883 ? 10 ?4 m 3 / s 处作垂线即为液相下限线。(见图 4)

操作线
P 点为操作点,其坐标为:
VS ? 0.714 m 3 / s , LS ? 0.00225 m 3 / s

OP 为操作线(参看图 4) ,OP 与液泛线的交点对应气相负荷为 V S max ,与漏夜线的 交点对应气相负荷为 V S min 可知: 精馏段的操作弹性=
Vs ,max Vs ,min ? 0.94 =3.48 0.27

精馏塔的附属设备及选型
热量衡算 在 tw=96.00℃时,查 书?6 ? 和 书?7 ? :rA=36.98KJ/mol rm rB=40.81KJ/mol =0.0000782 ? 36.98+(1-0.0000782) ? 40.81=40.810 KJ/mol
6

Q ? V rm ? 87.7 ? 1000 ? 40.81 ? 3.58 ? 10

KJ/h

设实际热损失为 5%,则: Q 实际=Q/(1-0.05)=3.58 ? 106 ? 0.95=3.8 ? 106 KJ/h
Q实际 3.8 ? 10 6 ∴加热蒸汽消耗量:W= = =9.2 ? 104 mol/h 40.81 rm

冷凝器
采用列管式冷凝器,并使塔顶蒸汽在壳程冷凝,冷却水在管程流动,以提高 传热系数和便于排出凝液。 热量衡算 已知: V ? 150 .380 kmol / h 在 78.30℃时: 查 书 ?6 ? 和 书 ?7 ? : rA=38.78 KJ/mol rB=41.61KJ/mol

rm =0.826×38.78+(1-0.826)×41.61=39.272 KJ/mol

泡点回流,则塔顶蒸汽效出的热量
Q ? Vr =150.380 ? 1000 ? 39.272=5.91 ? 10 6 (kJ / h)

在 30℃时, c p水 ? 4.174 KJ/Kg·K-1

设冷却水进口温度 t1 为 20 0 C ,出口温度 t 2 为 40 0 C ,则水的冷却用量为:
6 5.91 ? 10 Q = =3925.9 (kmol / h) W= ( C P (t 2 ? t1 ) 4.174 ? 18 .02 40 ? 20)

设传热方式为逆流传热 选型 查书 [ 4 ] 取 K =1000 kcal/ m 2 ? h ?0 C
?t m =

?t1 ? ?t 2 (78.30 ? 20) ? (78.30 ? 40) = ? 47.62 0 C ?t1 78.30 ? 20 ln ln 78.30 ? 40 ?t 2
5.91 ? 106 Q = ==29.64m 2 K?t m 1000 ? 47 .62 ? 4.187

换热器面积: A=

查书 [ 5 ] 可选 G500-25-35 型列管式换热器,主要设计参数如下: A=35m 2 ,管长 L=3000,管程数 4,公称直径 DN=500mm, ? 25 ? 2.5 碳钢管

馏出液冷却器
热量衡算
cP ? xF c p , A ? (1 ? xF )c p , B ? 0.8265 ? 2.99 ? 46.07 ? 0.1735 ? 4.175 ? 18.02 =126.88KJ/Kmol·K-1

Q=mc p ? t=Dc p ? t=40.51 ? 126.88 ? (78.5-25)=2.750 ? 10 5 (kJ / h) 选型 查书 [ 4 ] 取 K =700 kcal/ m 2 ? h ?0 C
?t m =

?t1 ? ?t 2 (78.3 ? 40) ? (25 ? 20) ? 16.356 o C = ?t1 78.3 ? 40 ln ln 25 ? 20 ?t 2

设实际热损失为 5%,则:
Q实 ? Q /(1 ? 0.05) ? 2.750 ? 10 5 ? 0.95 ? 2.894 ? 10 5 KJ/h

2.894 ? 10 5 Q 换热器面积: A= = =5.801m 2 K?t m 700 ? 4.187 ? 16.356

查书 [ 5 ] 可选 G273Ⅰ-25-4 型列管式换热器,主要设计参数如下: A=6m 2 ,管长 L=1500,管程数 1,公称直径 DN=273mm, ? 25 ? 2.5 碳钢管

釜液冷却器

设将馏出液冷却到 25℃, 25 ? 96.0 求得平均温度 ?t m = =60.5 0 C 下: 2
c P , A ? 2.99 KJ/Kg·K
-1

c P , B ? 4.175 KJ/Kg·K

-1

CP= xw C P , A +(1- xW ) C P , B =0.0000782 ? 2.99 ? 46.07 +(1-0.0000782) ? 4.175 ? 18.02=75.238 KJ/Kmol·KQ=mc p ? t=Wc p ? t=156.140 ? 75.238 ? (96.0-25)=8.341 ? 105 (kJ / h) 选型 查书 [ 4 ] 取 K =1000 kcal/ m 2 ? h ?0 C
?t m =

?t1 ? ?t 2 (96.0 ? 40) ? (25 ? 20) ? 21.109 0 C = ?t 96.0 ? 40 ln ln 1 25 ? 20 ?t 2

设热损为 5%,则: Q实 ? Q(1 ? 0.05) ? 8.341 ? 10 5 ? 0.95 ? 7.924 ? 10 5 KJ/h 换热器面积: A=
7.924 ? 10 5 Q ? 0.89m 2 查书 [ 5 ] = K?t m 1000 ? 4.187 ? 21.109

可选 G159Ⅰ-25-1 型列管式换热器,主要设计参数如下: A=1m 2 ,管长 L=1500,管程数 1,公称直径 DN=159mm, ? 25 ? 2.5

换热器规格汇总表
换热器 换热面积 (m 2 )
冷凝器

管长 (m) 3000 1500 1500

管程 数 4 1 1

公称直径 (mm) 500 273 159

管规格

管数

35 4 1

G500Ⅳ-25-35
馏出液冷却器

? 25 ? 2.5
? 25 ? 2.5 ? 25 ? 2.5

152 38 13

G273Ⅰ-25-4
釜液冷却器

G159Ⅰ-25-1

塔高的设计计算

塔高的确定
塔高主要由下列部分组成: 塔顶空间 H a ,塔底空间 H b ,有效塔高 H p ,加料板空间高度 H F 及群座高度 H S 填料层高 Hl 取 0.4m 即: H = H a + H b + H p + H F + H S 塔顶空间 H a 的确定 塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值, 本设计计算中板间距为 0.45m, 根据经验取塔顶空间 H a =1.2m, (塔顶封头 1 米) 。 有效塔高 H p 的确定
H p =(18-1)×0.35=5.95m 其中: N 为实际塔板数; H T 为板间距。

塔顶封头 HF 的确定
H F =(1/4)D=0.25m

裙座高度 HS 的确定 为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3,HS=3×1=3 m 人孔 Hr 本精馏塔中设计了 3 个人孔,孔径均为 800 mm.Hr=3×0.8=2.4m ∴最后算得: H = H a + H b + H p + H F +Hl+ H S =1.2+1+5.95+0.25+3+2.4+0.4=14.2 全塔结构说明图见附图 3 4.1.2 塔板结构的确定 塔板按结构特点,大致分为整块式和分块式两类。塔径为 300-900mm 时, 一般采用整块式;塔径超过 800-900mm 时,由于钢度,安装,检修等要求将 塔板分成数块。本设计采用分块式,将塔板分为三块。 (本设计筛板板面及其 工艺尺寸图可参见附图 4)


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设计用计算公式
计算公式 一、矿山服务年限计算 N= Q ?η A(1 ? e) (a) 式中:N—矿山服务年限 (a) ; Q—设计利用储量 万 t; η—矿石回采率 A—矿山年产量 e—...
理论设计计算
理论设计计算_机械/仪表_工程科技_专业资料。江苏省 第四届创新设计大赛 第四届创新设计大赛 设计说明书 项目名称: 项目负责人: 联系方式: 导师姓名:组员: 高楼...
计算器设计
集成电路设计验证技术课程设计 计算器设计与验证 填写日期: 2013 年 6 月 6 日 姓名 学号:杨林淼 1014020221 周冲冲 1014020120 李星洋 1014020318 张广智 ...
设计计算3.2
1.2 设计计算 本工程设计水量 2000m3 /d=83.4 m3 /h=0.0232 m3 /s, 污水变化系数 Kz=1.60,最大设 计水量为 Qmax = 2000 × 1.60 = 3200m3 /...
设计计算说明书
最大设计充满度 最大设计充满度 0.60 0.70 0.75 0.80 4.6.2 设计计算根据设计管段的定义和划分方法,将各主干管和干管中有本段流量进入的、集中流 量及...
调节池的设计计算
调节池的设计计算_工学_高等教育_教育专区。3.1.2 调节池的设计计算 1.调节池的作用 从工业企业和居民排出的废水,其水量和水质都是随时间而变化的,工业废 水...
结构设计原理计算方法
将 a、b 中计算出的 进行比较,若是截面设计计算则取其较小值,若是承载能力复 、 核则取其较大值。 计算方法: ㈠ 截面设计 1.已知截面尺寸 b、h,钢筋、...
格栅的设计计算
格栅的设计计算_建筑/土木_工程科技_专业资料。格栅的设计计算~环境工程格栅的设计计算(1)栅条的间隙数 n n= 式中 Qmax sin x ehv Qmax——最大设计流量,m3...
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