1 精馏塔的物料衡算
1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 M A =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmol
x F =x D =
0. 45/32. 04
0. 45/32. 04+0. 55/18. 02
0. 94/32. 040. 94/32. 04+0. 06/18. 02
=0. 315=0. 898
1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量
M M
F
=0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol
D
1.3 物料衡算
1. 75⨯10
7
原料处理量 F =
330⨯24⨯22. 44
=98. 467kmol /h
总物料衡算 98.467=D+W
甲醇物料衡算 98. 467⨯0. 315=0. 898D +W Xω
联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h x =0. 0005
W
M W
=0.0005⨯32.04+(1-0.0005) ⨯18.02=18.03kg/kmol
2 塔板数的确定
2.1 理论板层数N T 的求取
2.1.1 相对挥发度的求取
(1-x A ) y A x A (1-y A )
得表2
将表1中x-y 分别代入α=所以αm =12
=4.2
∑a 1a 2... a 12
2.1.2进料热状态参数q 值的确定
根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料:60℃
t m =60
+77. 62
=68.8℃
查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下:
则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg q=
Cp (t 泡-t 进) +r 汽
r 汽
1942. 8
(77. 6—68. 8)+1942. 8
=3. 7579×=1.017>1
2.1.3求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比,在x-y 图中、自点(0.315,0.315)作进料线方程: y=
q q -1
x -
Xf q -1
=59.8x-18.53 (1)
操作线方程: y=
αx1+(α-1) x
=4.2x
1+3.2x
(2)
联立(1)(2)得到的交点(0.321,0.668)即为(Xq,Y q )
所以最小回流比R min =
Xd -YqYq -Xq
=0. 898-0. 6658=0.6734
0. 6658-0. 321
取操作回流比为R=2Rmin =1.3468
2.1.4求精馏塔的气、液相负荷
L =RD =1.3468⨯34.506=46.473kmol /h
V =(R+1)D =2.3468 ⨯34.506=80.979kmol /hL' =L +F =46.473+98.467=144.94kmol /h V' =V =80.979kmol /h
2.1.5求操作线方程
精馏段操作线方程为
y n +1=
R R +1
x n +
x D R +1
=
1. 34682. 3468
x n +
0. 8982. 3468
=0.574x n +0.383 (a )
提馏段操作线方程
y
' m +1
=
L V
' '
x m -
W V
'
x W =
144. 9480. 979
x m -
63. 96180. 979
⨯0. 0005=1. 79x m -0. 0004 (b )
2.1.5采用逐板法求理论板层数
由 y q =
αx q
1+(α-1x ) q
得x =
y
α-(α-1) y
将 α=4.2 代入得相平衡方程
x =
y
α-(α-1) y
=
y 4. 2-3. 2y
(c )
联立(a )、(b )、(c )式,可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 则y 1=x D =0. 898
由(c )式求得第一块板下降液体组成
x 1=
y 1
4. 20-3. 20y
=
0. 898
4. 20-3. 20⨯0. 898
=0. 677
利用(a )式计算第二块板上升蒸汽组成为
y 2=0. 574x 1+0. 383=0. 772
交替使用式(a )和式(c )直到x n ≤x F ,然后改用提馏段操作线方程,直到x n ≤x W 为止,
计算结果见表3。
精馏塔的理论塔板数为 N T =12(包括再沸器) 精馏段 3块,提溜段 9块 进料板位置 N F =3 2.2 实际板层数的求取
2.2.1 液相的平均粘度
进料黏度:根据表1,用内插法求得t F =77.23℃ 查手册得μA =0. 286mPa ⋅s μB =0. 37m P a ⋅s lg μLF =0. 304lg(0. 286) +0. 696lg(0. 37) 求得μLF =0. 3421mPa ⋅s
塔顶物料黏度:用内插法求得t D =66. 48︒c , 查手册得μA =0. 322mPa ⋅s μB =0. 425m P a ⋅s
lg μLD =0. 914lg(0. 322) +0. 086lg(0. 425)
求得μLD =0. 33mPa ⋅s
塔釜物料黏度:用内插法求得t W =99. 93︒C , 查手册得μA =0. 228mPa ⋅s μB =0. 283m P a ⋅s
0. 228) +0. 983l g (0. 283) lg μLW =0. 017l g (
求得μLW =0. 282mPa ⋅s 精馏段液相平均黏度:μ精=
μLD +μLF
2
=
0. 33+0. 3421
2
=0. 336mPa ⋅s
提馏段液相平均黏度:μ提=
μLW +μLF
2
=
0. 282+0. 3421
2
=0. 312mPa ⋅s
2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度
根据表2,用内插法求得αF =5. 04 αD =2. 738 αw =7. 606 则精馏段的平均挥发度 α精=D αF =2. 738⨯5. 04=3. 715 提馏段的平均挥发度 α提=W αF =7. 606⨯5. 04=6. 191
2.2.3全塔效率E T 和实际塔板数
全塔效率可用奥尔康公式:E T =0. 49(αμL ) -0. 245计算 所以精馏段E T =0. 49⨯(3. 715⨯0. 336) -0. 245=0. 455 提馏段E T =0. 49⨯(6. 191⨯0. 312) -0. 245=0. 417 精馏段实际板层数 N 精=
N T E T N ' T E ' T
=
30. 45590. 417
=6. 59≈7块
提馏段实际板层数 N 提=
=
=21. 58≈22块
3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1 操作压力的计算
设每层塔压降: △P=0.8KPa(一般情演况下,板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa)
3a 塔顶操作压力 P D =101k . P
进料板压力: P F =101.3+5×0.8=105.3 kPa
. 3+105. 3) /2=103. 3k P a 精馏段平均压力 P m =(101
塔釜板压力: P W =101.3+27×0.8=122.9 kPa
提馏段平均压力:Pm ’=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)
3.2 操作温度计算
依据操作压力,通过试差法计算出泡点温度,计算结果如下:
塔顶温度 t D =66. 48︒C 进料板温度 t F =77. 23︒C 塔釜温度 t W =99.93℃
精馏段平均温度 t m =(66. 48+77. 23) /2=71. 86︒C 提馏段平均温度 t ’m =(99.93+77.23) /2= 88.58℃ 平均摩尔质量全塔平均温度 t =
t 1+t 2
2
=
71. 86+88. 58
2
=80. 22℃
3.3 平均摩尔质量计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算
由x D =y1=0.898 查平衡曲线得 x 1=0.677
M VDm =0.898×32.04+(1-0.898)×18.02=30.59kg/mol
M LDm =0.677×32.04+(1-0.677)×18.02=27.50kg/mol
b. 进料板平均摩尔质量计算
由y F =y3= 0.638 查平衡曲线得 x F =x3=0.296 M VFm =0.638×32.04+(1-0.638)×18.02=26.96kg/mol M LFm =0.296×32.04+(1-0.296)×18.02=22.17 kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算
由y 1’=0.004 查平衡曲线得 x 1’=0.0009
M ’VW m =0.004×32.04+(1-0.004)×18.02=18.08kg/mol M ’LWm =0.0009×32.04+(1-0.0009)×18.02=18.03kg/mol
d. 精馏段平均摩尔质量
M Vm =(30. 59+26. 96) /2=28. 78kg /kmol M
=(27. 50+22. 17) /2=24. 84kg /kmol
Lm
d. 提馏段平均摩尔质量
M ' Vm =(18. 08+26. 96) /2=22. 52kg /kmol M ' Lm =(18. 03+22. 17) /2=20. 10kg /kmol
3.4 平均密度计算
查表得甲醇、水在不同温度下的密度为:
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρ
Ⅱ 液相
Vm
=Pm M vw /RTm =(103.3×28.78)/[8.314×(273.15+71.86)]=1.036kg/m3
塔顶液相密度:
ρ
3
LDm =1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m
进料液相密度: ρ
LFm =1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m
3
精馏段液相平均密度为:
ρ
3
Lm =(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m
b. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρ’Vm =Pm M vw /RTm =(113.1×22.52)/[8.314×(273.15+88.58)]=0.847kg/m3
Ⅱ 液相
塔釜液相密度:
ρ’Lwm =1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m3
提馏段平均密度
ρ’Lm =(958.2+913.6)/2=935.9kg/m3
3.5 液体平均粘度(前面已计算)
μLD +μLF
2
0. 33+0. 3421
2
精馏段液相平均黏度:μ精=
=
=0. 336mPa ⋅s
提馏段液相平均黏度:μ提=
μLW +μLF
2
=
0. 282+0. 3421
2
=0. 312mPa ⋅s
3.6 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即
σLm =∑xi σi
a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =66.48℃查得 σA =16.59mN/m
σB =65.22mN/m
σLDm =0.898×16.59+0.102×65.22=21.55 mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =77.23℃查得
σA =15.36mN/m
σB =64.74N/m
σLFM =0.315×15.36+0.685×64.74=49.19 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算 由t W =99.93℃查得
σA =12.8mN/m σ
精馏段液相平均表面张力
σLm =(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m 提馏段液相平均表面张力
σ’Lm =(49.19+58.93)/2=54.06mN/m
3.7气液负荷计算 3.7.1精馏段气液负荷
V=(R+1)D=(1.3468+1)⨯34.506=80.98km ol /h
V S
σB =58.95N/m
LWm =0.0005×12.8+0.9995×58.95=58.93 mN/m
=
V M V , 精3600ρV , m 精
=
80. 98⨯28. 783600⨯1. 036
=0. 625
m 3/s
L=RD=1.3468⨯34.506=46.47km ol /h
L s =
L M L 精3600ρL , m 精
=
46. 7⨯24. 843600⨯848. 7
=0. 00038
m 3/s
3.7.2提馏段气液负荷计算 V ’=V=80.98km ol /h
V s ' =
V ' M V 提3600ρV , m 提
=
80. 98⨯22. 523600⨯0. 847
=0. 598
m 3/s
L ’=L+F=46.47+98.467=144.94km ol /h
L s ' =
L ' M L 提3600ρL , m 提
=
144. 94⨯20. 13600⨯935. 9
=0. 00086
m 3/s
4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1 塔径的计算
Vm =(80.98×28.78)/(3600×1.036)=0.625m
3
精馏段的气、液相体积流率为 V S =VMVm /3600ρ
L S =LML m /3600ρ
馏段的气、液相体积流率为
V ’S =V’M Vm /3600ρV ’m =(80.98×22.52)/(3600×0.847)=0.598m3/s
u max =/s
3
L m =(46.47×24.84)/(3600×848.7)=0.00038m/s
L ’S =L’M L m /3600ρL ’m =(144.94×20.1)/(3600×935.9)=0.00086m/s
3
C =C 20(
σ
0. 02
)
0. 2
由史密斯关联图查得C 20再求
图的横坐标为 F lv =Ls/Vs×(ρl /ρv ) 0.5=0.00038/0.625×(848.7/1.036)0.5=0.0174
参考有关资料,初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m 故 H T -h L =0.40-0.05=0.34m
由上面史密斯关联图,得知 C 20=0.071
精馏段:
校核至物系表面张力为35.37mN/m时的C ,即 C=C 20
⎛σ⎫ ⎪⎝20⎭
0.2
⎛35. 37⎫
=0.071⨯ ⎪
⎝20⎭
0. 2
=0. 0796
u
m ax =C
=0.0796
848. 7-1. 036
1. 036
=2. 26 m/s
取安全系数为0.6,则空塔气速为
u =0. 6u max =0. 6⨯2. 26=1. 356m /s
D =
4V S
πu
=
4⨯0. 6253. 14⨯1. 356
=0. 766m
按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为
A T =
π
4
D
2
=
π
4
⨯0. 8
2
=0. 502m
2
实际空塔气速为
u =
0. 6250. 502
=1. 245m /s
提馏段:
L S ⎛ρL
V S ⎝ρV
⎫
⎪⎪⎭
1/2
=
0. 000860. 598
⎛935. 9⎫⨯ ⎪0. 847⎝⎭
1/2
=0. 048
查图可得 C 20=0.077
校核至物系表面张力为54.06mN/m时的C ,即
C=C 20
⎛σ⎫
⎪⎝20⎭
0.2
⎛54. 06⎫
=0.077⨯ ⎪
20⎝⎭
0. 2
=0. 0939
u
m ax =C
=0.0939
935. 9-0. 847
0. 847
=3. 120 m/s
可取安全系数0.60,则
u=0.60u m ax =0.60⨯3.120=1.872m/s
故 D’
按标准,塔径圆整为D=0.8m,
塔截面积为
A T =
π
4
D
2
=
π
4
⨯0. 8
2
=0. 502m
2
实际空塔气速为
u =
0. 5980. 502
=1. 191m /s
4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z 精=(N 精-1)H T =(7-1) ⨯0. 4=2. 4m
提馏段有效高度为
Z 提=(N 提-1)H T =(22-1) ⨯0. 4=8. 4m
5 塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置计算
采用单溢流、弓形降液管,平形受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。 5.1.1堰长l W
取l W =0. 6D =0. 6⨯0. 8=0. 48m
5.1.2溢流堰高度
h W
由h W =h L -h O W
2
选用平直堰,堰上液层高度h O W 由式h O W 精馏段:
近似取E=1,则
h OW
⎛0. 00038⨯3600⎫
=⨯1⨯ ⎪10000. 48⎝⎭2. 84
2/3
⎛L ⎫
=E h ⎪1000⎝l W ⎭2.84
=0. 0050m
取板上清液层高度h l =0.6m 故 h W =0. 06-0. 0050=0. 055m 提馏段:
近似取E=1,则
h OW
⎛0. 00086⨯3600⎫
=⨯1⨯ ⎪10000. 48⎝⎭2. 84
2/3
=0. 0086m
取板上清液层高度h l =0.6m
m 故 h W =0. 06-0. 0086=0. 0514
5.1.3弓形降液管宽度
l w D
W d
和截面积
A f
由
=0. 6
查弓形降液管的参数图,得
A f A T
=0. 058
W d D
=0. 12
2
故 A f =0. 058A T =0. 058⨯0. 785=0. 0455m
W d =0. 12D =0. 12⨯0. 8=0. 096m
依下式验算液体在降液管中停留时间,即
精馏段:
τ=
A f H T L s
=
0. 0455⨯0. 400. 00038
=47. 98
>5s
提馏段:
τ=
A f H T L s
=
0. 0455⨯0. 400. 00086
=21. 16
>5s ,故降液管设计合理
5.1.4降液管底隙高度
精馏段:
h 0
h ο=h w -0.006=0.055-0.006=0.049m 提馏段:
h ο=h w -0.006=0.0514-0.006=0.0454m
降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm ,以保证降液管底部的液封。 5.2塔板布置
5.2.1开孔区面积计算
破沫区:鼓泡区与溢流区之间的区域,
W S
=0.035m
无效边缘区:靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域,以供支撑塔板的边梁之用。
W c
=0.06m
⎡
2-1开孔区面积
A a =2⎢R sin ⎥ 180R ⎣⎦
πx ⎤
R=
x=
D 2
-W c =0.8/2-0.06=0.34m D 2
-(W d +W s ) =0.269m
2
2
⎛
故 A a =2 0. 269
⎝
0. 34-0. 269+
π⨯0. 34
180
2
sin
-1
0. 269⎫
⎪=0. 323m 2 0. 34⎪⎭
5.2.2筛孔计算及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮,由于塔径为0.8m ,故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排,孔心距 t=75mm=0.075m。 (2)阀数确定
3
气相体积流量V S =0.625m /s 已知,由于阀孔直径d 0=0.039m,因而塔板上浮阀
数目n 就取决于阀孔的气速u 0。u 0能因子F ο=10 精馏段: 孔速 u ο
浮阀数 N=
F =
F 0
,浮阀在刚全开时操作, 取阀孔动
ρV
V s
=
10. 036
=9.82m/s
0. 625
π
4
=
d u ο
2
3. 14/4⨯0. 039
2
⨯9. 82
=54(个)
按t =75m m 等边三角形叉排方式作图,排得阀数47个
提馏段: 孔速u ο
阀数N=
F V s
=
100. 847
=
10.87m/s
=47(个)
π
4
=
0. 598
3. 14/4⨯0. 039
2
d u ο
2
⨯10. 87
按t =75m m 等边三角形叉排方式作图,排得阀数47个
按n=47,重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段u 0=
V s
π4
=
0. 625
3. 14/4⨯0. 039
2
d 0N
⨯47
=11. 14m /s
F 精=11. 14⨯. 036=11. 34 仍在9~12范围内。
提馏段;
u 0=
V s
=
0. 598
3. 14/4⨯0. 039
2
π4
d 0N
⨯47
=10. 66m /s
F 精=10. 66⨯
0. 847=9. 81仍在9~12范围内。
(3)开孔率 精馏段:
n
π
4
d 0
2
2
φ精=
π
4
D
⎛0. 039⎫
=n () =38⨯ ⎪=9. 03%
D 0. 8⎝⎭
2
d 0
2
提馏段:
n
π
4
d 0
2
2
φ提=
π
4
D
⎛0. 039⎫=n () =38⨯ ⎪=9. 03%
D 0. 8⎝⎭
2
d 0
2
开孔率在5%~15%范围内,故符合设计要求。 每层塔板上的开孔面积
精馏段: A 0=0. 118⨯0. 323=0. 0292m 2 提馏段:A 0=0. 118⨯0. 323=0. 0292m 2
6 塔板的流体力学验算
6.1 以精馏段为例
6.1.1气相通过浮塔板的压力降
由 h p =h c +h f +h σ知 ⑴ 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力,在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc 。 阀全开前(u 0≤u oc ) h c =19. 9
u o
0. 175
ρL
(1)
2
阀全开后(u 0≥u oc ) h c =5.34
ρV u ο
2
ρV u ο
2ρL g
(2)
令h c =5.34
2ρL g
=19. 9
u o
0. 175
ρL
,得
u oc =
73. 1
1. ρV
=
1. 825
73. 11. 036
=10. 31m /s
因为u 0≤u oc
h c =19. 9
u o
,故
=19. 9⨯
9. 82
0. 175
0. 175
ρL
848. 7
=0. 035m 液柱
⑵ 液层阻力x ο
取充气系数数 εο=0.5,则
h f =εοh L =0.5⨯0.06=0.03m 液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力h δ
据国内普查结果得知,常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260~530Pa ,而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa ,
h δ
很小,计算时可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为:
h p =0.036+0.03=0.066m
常板压降
∆P p =h p ρL g =0.066⨯848.7⨯9.81=549.5P a (
为了防止液泛现象的发生,要求控制降液管中清液层高度符合
H d ≤φ(H T +h w ),其中 H d =h p +h L +h d
由前计算知 h p =0.066m, 取φ=0.5,板间距今为0.40m, h w =0.055m, 故φ(H T +h w )=0.5⨯(0.40+0.055)=0.2275m
又 塔板上不设进口堰,则
⎛L ⎫
h d =0.153 s ⎪
⎝l w h ο⎭
2
⎛0. 00038⎫
=0. 153⨯ ⎪=0.00004m
⎝0. 48⨯0. 049⎭
2
板上液层高度 h L =0.06m,得:
H
d
=0.066+0.06+0.00004=0.0126m
由此可见:H d
e V
6.1.3雾沫夹带
5.7⨯10
的验算
⎛u a
H -h
f ⎝T
⎫⎪⎪⎭
3.2
-6
e V
=
σ5. 7⨯10
3. 2
-6-3
=
2. 155⨯10
⎛0. 3670/(0. 385-0. 0277)⎫⨯ ⎪
0. 40-0. 03⎝⎭
=0. 0694 kg液/kg气
由上式可知 e V
浮阀塔也可以考虑泛点率,参考化学工程手册。
⨯100%
泛点率
K C F A b
l L =D-2W d
=0.8-2⨯0.096 =0.608m
A b
=A T -2A f =0.785-2⨯0.0455=0.694 m
式中l L ——板上液体流经长度,m; A b ——板上液流面积,m 2; C F ——泛点负荷系数,取0.093 K——特性系数,取1.0.
0. 625⨯
1. 036848. 7-1. 036
+1. 36⨯0. 00038⨯0. 608
=34. 34%
泛点率=
1. 0⨯0. 093⨯0. 694
泛点率
6.1.4漏液验算
取F 0=5作为控制漏液量的操作下限, 由u 0=
F 0
5. 036
F 0
ρV
可知,
u 0, min =
ρV , 精π
4
2
==4. 91m /s
3
V min ,精=d 0nu 0, min =
3. 144
⨯0. 039
2
⨯47⨯4. 91=0. 276m /s
6.1.5塔板负荷性能图 1 漏液线 由
μ0
=C V S ,m in A 0
, m i n
μ0,m in =
L h l w
)
2/3
h L =h W +h O W h O W
=
2.841000
E (
得
V s , m i =C A n }
/
=4. 4⨯0. 772⨯0. 101⨯0. 537⨯
0. 0056+0. 013[0. 0537+
2. 841000
⨯1⨯(
3600L S 0. 48
)
2/3
]-0. 003}5848. 7/1. 036
整理得V s , min =0. 18494. 501L s
2/3
+7. 050
在操作数据内,任取几个L S 值,依上式计算出V S 值,计算结果见表4
2 液沫夹带线
以 e v =0.1kg液/kg气为限,求V s -L s 关系如下 由 e v =
5.7⨯10
-6
σL
V S A T -A f
(
μa H T -h f
)
3.2
u a =
=
V s
0. 785-0. 0455
=1. 352V s
h f =2.5h L =2.5(h w +h ow )
h w =0.0537
⎛3600L s ⎫
h ow =⨯1⨯ ⎪
10000. 60⎝⎭
2. 84
2/3
=0. 938L s
2/3
2/3
+0. 1343
2/3
故 h f =2. 5(0. 0537+0. 938L s
) =2. 345L s
2/3
2/3
-2. 345L s H T -h f =0. 4-0. 1343
=0. 2657-2. 345L s
⎫
⎪⎪⎭
3. 2
e V =
5. 7⨯10
-6
-3
34. 643⨯10
⎛1. 352V s
0. 2657-2. 345L 2/3
s ⎝
=0. 1
整理得 V S =1. 457-12. 855L s 2/3
在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果见表5
3 液泛线
令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ; h p =h c +h 1+h σ; h 1=βh L ; h L =h w +h ow 联立得 ϕH T +(ϕ-β-1) h w =(β+1) h ow +h c +h d +h σ
忽略h σ,将h ow 与L S ,h d 与L S ,h c 与V S 的关系式代入上式,并整理得
α' V S =b ' -c ' L S -d ' L S
2
2
2/3
式中 α' =
0.051(A 0c 0)
2
(
ρV ρL
)
ϕ-β-1h ) b ' =ϕH T +( w
2
( ) c ' =0. 153l w /0h
d ' =2.84⨯10-3E (1+β)(将有关的数据代入,得 a ' =
3600l w
)
2/3
⎛1. 044⎫
⨯ ⎪=0. 03752
(0. 101⨯0. 537⨯0. 775) ⎝809.. 30⎭
0. 051
b ' =0. 5⨯0. 40+(0. 5-0. 63-1) ⨯0. 0538=0. 139
c ' =
0. 153(0. 6⨯0. 0131)
2
=2476. 55
2/3
d ' =2. 84⨯10-3
⎛3600⎫
⨯1⨯(1+0. 63) ⨯ ⎪
0. 60⎝⎭
=1. 529
故 0. 0375V s 2=0. 139-2476. 55L 2s -1. 529L 2s /3
在操作范围内,任取几个L S 值,依上式计算出V S 值,计算结果列于表6
4、液相负荷上限线
求出上限液体流量L s 值(常数) 以降液管内停留时间θ=
H T ⨯A f
A f H T L s
=4
,则
L S , max =
τ
=
0. 40⨯0. 0455
4
=0. 0045m /s
3
5、液相负荷下限线
若操作的液相负荷低于此线时,表明液体流量过小,板上的液流不能均匀分布,汽液接触不良,易产生干吹、偏流等现象,导致塔板效率的下降。
取堰上液层高度h ow =0.005m,根据h ow 计算式求L s 的下限值
h OW
⎛3600L s ⎫
⎪=E ⎪1000⎝l W
⎭2. 84
2/3
=0. 005
取E=1,则 L s , min
⎛0. 005⨯1000⎫= ⎪
2. 84⎝⎭
1. 5
⨯
0. 483600
=0. 00031m 1/s
3
经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。(见后面)
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,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为液漏控制,由上图查得
V S , max =1. 35
V S , m i n =0. 512
故操作弹性为
V S , max V S , min
=1. 350. 512
=2. 637
7 筛板塔设计计算结果
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
项目
平均温度t m ,℃ 平均压力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,m 板间距,m 溢流形式 降液管形式 堰长,m 堰高,m
数值 71.86 103.03 0.625 0.0038 29 11.6 0.8 0.4 单溢流 弓形 0.48 0.055
13 14 15 15 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32
板上液层高度,m 堰上液层高度,m
降液管管底隙高度,m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 开孔区面积,m 2 筛孔直径,m 筛孔数目
孔中心距,m 开孔率,%
空塔气速,m /s 筛孔气速,m /s 稳定系数
每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限
kg 液
液沫夹带e V , ⎛
⎝
⎫
kg 气⎪⎭
0.06
0.006 0.049 0.06 0.035 0.323 0.039 2756 0.075 9.03 1.101 11.14 1.69 550.189 液泛控制 液漏控制
0.0023 1.346 0.611 2.203
气相负荷上限,m 3/s 气相负荷下限,m 3/s 操作弹性
8 精馏塔接管尺寸计算
8.1 塔顶蒸气出口管的直径d V
操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为12~20 m/s, 蒸气管的直径为
d V
d V =
πu V ,其中
4V s
---塔顶蒸气导管内径m V s ---塔顶蒸气量m 3/s,取u V =12m /s ,则
4⨯0. 6253. 14⨯12
=0. 258m
d V =
查表取φ377⨯10mm
8.2 回流管的直径d R
塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速u R 可取0.2~0.5 m/s。取u R =0. 3m /s ,则
d R =
4L s
πu R
=
4⨯0. 000383. 14⨯0. 3
=0. 04
查表取φ57⨯3.5mm
8.3 进料管的直径d F
采用高位槽送料入塔,料液速度可取u F =0. 4~0. 8m /s ,取料液速度
u F =0. 5m /s ,则
2. 3⨯10
7
V s =
3600⨯300⨯24⨯855. 49
=0. 001m /s
3
d F =
4V s
πu F
=
4⨯0. 0013. 14⨯0. 5
=0. 050m
查表取φ76⨯4mm
8.4 塔底出料管的直径d W
一般可取塔底出料管的料液流速u w 为0.5~1.5 m/s,循环式再沸器取1.0~1.5 m/s,取塔底出料管的料液流速u w 为0.5 m/s
d w =
4L W
πu F
=
4⨯0. 0013. 14⨯0. 5
=0. 050m
查表取φ76⨯4mm
9 参考文献
[1]杨祖荣,刘丽英,刘伟. 化工原理. 北京:化学工业出版社,2008
[2]刘光启,马连湘,刘杰. 化学化工物性数据手册(有机卷). 北京:化学工业出版社,2002
[3]贾绍义,柴城敬. 化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社,2008
10 主要符号说明
希腊字母
1 精馏塔的物料衡算
1.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 M A =32.04kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02kg/kmol
x F =x D =
0. 45/32. 04
0. 45/32. 04+0. 55/18. 02
0. 94/32. 040. 94/32. 04+0. 06/18. 02
=0. 315=0. 898
1.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量
M M
F
=0.315⨯32.04+(1-0.315) ⨯18.02=22.44kg/kmol =0.898⨯32.04+(1-0.898) ⨯18.02=30.61kg/kmol
D
1.3 物料衡算
1. 75⨯10
7
原料处理量 F =
330⨯24⨯22. 44
=98. 467kmol /h
总物料衡算 98.467=D+W
甲醇物料衡算 98. 467⨯0. 315=0. 898D +W Xω
联立解得 D=48.462kmol/h W=93.136kmol/h x =0. 0005
W
M W
=0.0005⨯32.04+(1-0.0005) ⨯18.02=18.03kg/kmol
2 塔板数的确定
2.1 理论板层数N T 的求取
2.1.1 相对挥发度的求取
(1-x A ) y A x A (1-y A )
得表2
将表1中x-y 分别代入α=所以αm =12
=4.2
∑a 1a 2... a 12
2.1.2进料热状态参数q 值的确定
根据t-x-y 图查得x F =0.315的温度t 泡=77.6℃ 冷液进料:60℃
t m =60
+77. 62
=68.8℃
查得该温度下甲醇和水的比热容和汽化热如下:
则Cp=2.84×0.315+4.186×0.685=3.7579 kJ/kg K r 汽=1091.25×0.315+2334.39×0.685=1942.8 kJ/kg q=
Cp (t 泡-t 进) +r 汽
r 汽
1942. 8
(77. 6—68. 8)+1942. 8
=3. 7579×=1.017>1
2.1.3求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比,在x-y 图中、自点(0.315,0.315)作进料线方程: y=
q q -1
x -
Xf q -1
=59.8x-18.53 (1)
操作线方程: y=
αx1+(α-1) x
=4.2x
1+3.2x
(2)
联立(1)(2)得到的交点(0.321,0.668)即为(Xq,Y q )
所以最小回流比R min =
Xd -YqYq -Xq
=0. 898-0. 6658=0.6734
0. 6658-0. 321
取操作回流比为R=2Rmin =1.3468
2.1.4求精馏塔的气、液相负荷
L =RD =1.3468⨯34.506=46.473kmol /h
V =(R+1)D =2.3468 ⨯34.506=80.979kmol /hL' =L +F =46.473+98.467=144.94kmol /h V' =V =80.979kmol /h
2.1.5求操作线方程
精馏段操作线方程为
y n +1=
R R +1
x n +
x D R +1
=
1. 34682. 3468
x n +
0. 8982. 3468
=0.574x n +0.383 (a )
提馏段操作线方程
y
' m +1
=
L V
' '
x m -
W V
'
x W =
144. 9480. 979
x m -
63. 96180. 979
⨯0. 0005=1. 79x m -0. 0004 (b )
2.1.5采用逐板法求理论板层数
由 y q =
αx q
1+(α-1x ) q
得x =
y
α-(α-1) y
将 α=4.2 代入得相平衡方程
x =
y
α-(α-1) y
=
y 4. 2-3. 2y
(c )
联立(a )、(b )、(c )式,可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 则y 1=x D =0. 898
由(c )式求得第一块板下降液体组成
x 1=
y 1
4. 20-3. 20y
=
0. 898
4. 20-3. 20⨯0. 898
=0. 677
利用(a )式计算第二块板上升蒸汽组成为
y 2=0. 574x 1+0. 383=0. 772
交替使用式(a )和式(c )直到x n ≤x F ,然后改用提馏段操作线方程,直到x n ≤x W 为止,
计算结果见表3。
精馏塔的理论塔板数为 N T =12(包括再沸器) 精馏段 3块,提溜段 9块 进料板位置 N F =3 2.2 实际板层数的求取
2.2.1 液相的平均粘度
进料黏度:根据表1,用内插法求得t F =77.23℃ 查手册得μA =0. 286mPa ⋅s μB =0. 37m P a ⋅s lg μLF =0. 304lg(0. 286) +0. 696lg(0. 37) 求得μLF =0. 3421mPa ⋅s
塔顶物料黏度:用内插法求得t D =66. 48︒c , 查手册得μA =0. 322mPa ⋅s μB =0. 425m P a ⋅s
lg μLD =0. 914lg(0. 322) +0. 086lg(0. 425)
求得μLD =0. 33mPa ⋅s
塔釜物料黏度:用内插法求得t W =99. 93︒C , 查手册得μA =0. 228mPa ⋅s μB =0. 283m P a ⋅s
0. 228) +0. 983l g (0. 283) lg μLW =0. 017l g (
求得μLW =0. 282mPa ⋅s 精馏段液相平均黏度:μ精=
μLD +μLF
2
=
0. 33+0. 3421
2
=0. 336mPa ⋅s
提馏段液相平均黏度:μ提=
μLW +μLF
2
=
0. 282+0. 3421
2
=0. 312mPa ⋅s
2.2.2精馏段和提馏段的相对挥发度
根据表2,用内插法求得αF =5. 04 αD =2. 738 αw =7. 606 则精馏段的平均挥发度 α精=D αF =2. 738⨯5. 04=3. 715 提馏段的平均挥发度 α提=W αF =7. 606⨯5. 04=6. 191
2.2.3全塔效率E T 和实际塔板数
全塔效率可用奥尔康公式:E T =0. 49(αμL ) -0. 245计算 所以精馏段E T =0. 49⨯(3. 715⨯0. 336) -0. 245=0. 455 提馏段E T =0. 49⨯(6. 191⨯0. 312) -0. 245=0. 417 精馏段实际板层数 N 精=
N T E T N ' T E ' T
=
30. 45590. 417
=6. 59≈7块
提馏段实际板层数 N 提=
=
=21. 58≈22块
3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.1 操作压力的计算
设每层塔压降: △P=0.8KPa(一般情演况下,板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa)
3a 塔顶操作压力 P D =101k . P
进料板压力: P F =101.3+5×0.8=105.3 kPa
. 3+105. 3) /2=103. 3k P a 精馏段平均压力 P m =(101
塔釜板压力: P W =101.3+27×0.8=122.9 kPa
提馏段平均压力:Pm ’=(103.3+122.9)/2=113.1(KPa)
3.2 操作温度计算
依据操作压力,通过试差法计算出泡点温度,计算结果如下:
塔顶温度 t D =66. 48︒C 进料板温度 t F =77. 23︒C 塔釜温度 t W =99.93℃
精馏段平均温度 t m =(66. 48+77. 23) /2=71. 86︒C 提馏段平均温度 t ’m =(99.93+77.23) /2= 88.58℃ 平均摩尔质量全塔平均温度 t =
t 1+t 2
2
=
71. 86+88. 58
2
=80. 22℃
3.3 平均摩尔质量计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算
由x D =y1=0.898 查平衡曲线得 x 1=0.677
M VDm =0.898×32.04+(1-0.898)×18.02=30.59kg/mol
M LDm =0.677×32.04+(1-0.677)×18.02=27.50kg/mol
b. 进料板平均摩尔质量计算
由y F =y3= 0.638 查平衡曲线得 x F =x3=0.296 M VFm =0.638×32.04+(1-0.638)×18.02=26.96kg/mol M LFm =0.296×32.04+(1-0.296)×18.02=22.17 kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算
由y 1’=0.004 查平衡曲线得 x 1’=0.0009
M ’VW m =0.004×32.04+(1-0.004)×18.02=18.08kg/mol M ’LWm =0.0009×32.04+(1-0.0009)×18.02=18.03kg/mol
d. 精馏段平均摩尔质量
M Vm =(30. 59+26. 96) /2=28. 78kg /kmol M
=(27. 50+22. 17) /2=24. 84kg /kmol
Lm
d. 提馏段平均摩尔质量
M ' Vm =(18. 08+26. 96) /2=22. 52kg /kmol M ' Lm =(18. 03+22. 17) /2=20. 10kg /kmol
3.4 平均密度计算
查表得甲醇、水在不同温度下的密度为:
a. 精馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρ
Ⅱ 液相
Vm
=Pm M vw /RTm =(103.3×28.78)/[8.314×(273.15+71.86)]=1.036kg/m3
塔顶液相密度:
ρ
3
LDm =1/(0.833/753.5+0.167/979.6)=783.7kg/m
进料液相密度: ρ
LFm =1/(0.205/740.7+0.795/972.3)=913.6kg/m
3
精馏段液相平均密度为:
ρ
3
Lm =(783.7+913.6)/2=848.7 kg/m
b. 提馏段平均密度的计算
Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得
ρ’Vm =Pm M vw /RTm =(113.1×22.52)/[8.314×(273.15+88.58)]=0.847kg/m3
Ⅱ 液相
塔釜液相密度:
ρ’Lwm =1/(0.00028/713.8+0.99972/958.3)=958.2kg/m3
提馏段平均密度
ρ’Lm =(958.2+913.6)/2=935.9kg/m3
3.5 液体平均粘度(前面已计算)
μLD +μLF
2
0. 33+0. 3421
2
精馏段液相平均黏度:μ精=
=
=0. 336mPa ⋅s
提馏段液相平均黏度:μ提=
μLW +μLF
2
=
0. 282+0. 3421
2
=0. 312mPa ⋅s
3.6 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即
σLm =∑xi σi
a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由t D =66.48℃查得 σA =16.59mN/m
σB =65.22mN/m
σLDm =0.898×16.59+0.102×65.22=21.55 mN/m
b. 进料板液相平均表面张力的计算 由t F =77.23℃查得
σA =15.36mN/m
σB =64.74N/m
σLFM =0.315×15.36+0.685×64.74=49.19 mN/m
c. 塔底液相平均表面张力的计算 由t W =99.93℃查得
σA =12.8mN/m σ
精馏段液相平均表面张力
σLm =(21.55+49.19)/2=35.37 mN/m 提馏段液相平均表面张力
σ’Lm =(49.19+58.93)/2=54.06mN/m
3.7气液负荷计算 3.7.1精馏段气液负荷
V=(R+1)D=(1.3468+1)⨯34.506=80.98km ol /h
V S
σB =58.95N/m
LWm =0.0005×12.8+0.9995×58.95=58.93 mN/m
=
V M V , 精3600ρV , m 精
=
80. 98⨯28. 783600⨯1. 036
=0. 625
m 3/s
L=RD=1.3468⨯34.506=46.47km ol /h
L s =
L M L 精3600ρL , m 精
=
46. 7⨯24. 843600⨯848. 7
=0. 00038
m 3/s
3.7.2提馏段气液负荷计算 V ’=V=80.98km ol /h
V s ' =
V ' M V 提3600ρV , m 提
=
80. 98⨯22. 523600⨯0. 847
=0. 598
m 3/s
L ’=L+F=46.47+98.467=144.94km ol /h
L s ' =
L ' M L 提3600ρL , m 提
=
144. 94⨯20. 13600⨯935. 9
=0. 00086
m 3/s
4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算
4.1 塔径的计算
Vm =(80.98×28.78)/(3600×1.036)=0.625m
3
精馏段的气、液相体积流率为 V S =VMVm /3600ρ
L S =LML m /3600ρ
馏段的气、液相体积流率为
V ’S =V’M Vm /3600ρV ’m =(80.98×22.52)/(3600×0.847)=0.598m3/s
u max =/s
3
L m =(46.47×24.84)/(3600×848.7)=0.00038m/s
L ’S =L’M L m /3600ρL ’m =(144.94×20.1)/(3600×935.9)=0.00086m/s
3
C =C 20(
σ
0. 02
)
0. 2
由史密斯关联图查得C 20再求
图的横坐标为 F lv =Ls/Vs×(ρl /ρv ) 0.5=0.00038/0.625×(848.7/1.036)0.5=0.0174
参考有关资料,初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m 故 H T -h L =0.40-0.05=0.34m
由上面史密斯关联图,得知 C 20=0.071
精馏段:
校核至物系表面张力为35.37mN/m时的C ,即 C=C 20
⎛σ⎫ ⎪⎝20⎭
0.2
⎛35. 37⎫
=0.071⨯ ⎪
⎝20⎭
0. 2
=0. 0796
u
m ax =C
=0.0796
848. 7-1. 036
1. 036
=2. 26 m/s
取安全系数为0.6,则空塔气速为
u =0. 6u max =0. 6⨯2. 26=1. 356m /s
D =
4V S
πu
=
4⨯0. 6253. 14⨯1. 356
=0. 766m
按标准塔径圆整后为 D=0.8m 塔截面积为
A T =
π
4
D
2
=
π
4
⨯0. 8
2
=0. 502m
2
实际空塔气速为
u =
0. 6250. 502
=1. 245m /s
提馏段:
L S ⎛ρL
V S ⎝ρV
⎫
⎪⎪⎭
1/2
=
0. 000860. 598
⎛935. 9⎫⨯ ⎪0. 847⎝⎭
1/2
=0. 048
查图可得 C 20=0.077
校核至物系表面张力为54.06mN/m时的C ,即
C=C 20
⎛σ⎫
⎪⎝20⎭
0.2
⎛54. 06⎫
=0.077⨯ ⎪
20⎝⎭
0. 2
=0. 0939
u
m ax =C
=0.0939
935. 9-0. 847
0. 847
=3. 120 m/s
可取安全系数0.60,则
u=0.60u m ax =0.60⨯3.120=1.872m/s
故 D’
按标准,塔径圆整为D=0.8m,
塔截面积为
A T =
π
4
D
2
=
π
4
⨯0. 8
2
=0. 502m
2
实际空塔气速为
u =
0. 5980. 502
=1. 191m /s
4.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
Z 精=(N 精-1)H T =(7-1) ⨯0. 4=2. 4m
提馏段有效高度为
Z 提=(N 提-1)H T =(22-1) ⨯0. 4=8. 4m
5 塔板主要工艺尺寸的计算
5.1 溢流装置计算
采用单溢流、弓形降液管,平形受液盘及平行溢流堰,不设进口堰。 5.1.1堰长l W
取l W =0. 6D =0. 6⨯0. 8=0. 48m
5.1.2溢流堰高度
h W
由h W =h L -h O W
2
选用平直堰,堰上液层高度h O W 由式h O W 精馏段:
近似取E=1,则
h OW
⎛0. 00038⨯3600⎫
=⨯1⨯ ⎪10000. 48⎝⎭2. 84
2/3
⎛L ⎫
=E h ⎪1000⎝l W ⎭2.84
=0. 0050m
取板上清液层高度h l =0.6m 故 h W =0. 06-0. 0050=0. 055m 提馏段:
近似取E=1,则
h OW
⎛0. 00086⨯3600⎫
=⨯1⨯ ⎪10000. 48⎝⎭2. 84
2/3
=0. 0086m
取板上清液层高度h l =0.6m
m 故 h W =0. 06-0. 0086=0. 0514
5.1.3弓形降液管宽度
l w D
W d
和截面积
A f
由
=0. 6
查弓形降液管的参数图,得
A f A T
=0. 058
W d D
=0. 12
2
故 A f =0. 058A T =0. 058⨯0. 785=0. 0455m
W d =0. 12D =0. 12⨯0. 8=0. 096m
依下式验算液体在降液管中停留时间,即
精馏段:
τ=
A f H T L s
=
0. 0455⨯0. 400. 00038
=47. 98
>5s
提馏段:
τ=
A f H T L s
=
0. 0455⨯0. 400. 00086
=21. 16
>5s ,故降液管设计合理
5.1.4降液管底隙高度
精馏段:
h 0
h ο=h w -0.006=0.055-0.006=0.049m 提馏段:
h ο=h w -0.006=0.0514-0.006=0.0454m
降液管底细隙高度壁溢流堰高度低0.006mm ,以保证降液管底部的液封。 5.2塔板布置
5.2.1开孔区面积计算
破沫区:鼓泡区与溢流区之间的区域,
W S
=0.035m
无效边缘区:靠近塔壁的部分需要留出一圈边缘区域,以供支撑塔板的边梁之用。
W c
=0.06m
⎡
2-1开孔区面积
A a =2⎢R sin ⎥ 180R ⎣⎦
πx ⎤
R=
x=
D 2
-W c =0.8/2-0.06=0.34m D 2
-(W d +W s ) =0.269m
2
2
⎛
故 A a =2 0. 269
⎝
0. 34-0. 269+
π⨯0. 34
180
2
sin
-1
0. 269⎫
⎪=0. 323m 2 0. 34⎪⎭
5.2.2筛孔计算及排列
(1)浮阀的排列
采用F1型浮,由于塔径为0.8m ,故塔板采用整块式。浮阀排列方式采用正三角形叉排,孔心距 t=75mm=0.075m。 (2)阀数确定
3
气相体积流量V S =0.625m /s 已知,由于阀孔直径d 0=0.039m,因而塔板上浮阀
数目n 就取决于阀孔的气速u 0。u 0能因子F ο=10 精馏段: 孔速 u ο
浮阀数 N=
F =
F 0
,浮阀在刚全开时操作, 取阀孔动
ρV
V s
=
10. 036
=9.82m/s
0. 625
π
4
=
d u ο
2
3. 14/4⨯0. 039
2
⨯9. 82
=54(个)
按t =75m m 等边三角形叉排方式作图,排得阀数47个
提馏段: 孔速u ο
阀数N=
F V s
=
100. 847
=
10.87m/s
=47(个)
π
4
=
0. 598
3. 14/4⨯0. 039
2
d u ο
2
⨯10. 87
按t =75m m 等边三角形叉排方式作图,排得阀数47个
按n=47,重新核算孔速及阀孔动能因数
精馏段u 0=
V s
π4
=
0. 625
3. 14/4⨯0. 039
2
d 0N
⨯47
=11. 14m /s
F 精=11. 14⨯. 036=11. 34 仍在9~12范围内。
提馏段;
u 0=
V s
=
0. 598
3. 14/4⨯0. 039
2
π4
d 0N
⨯47
=10. 66m /s
F 精=10. 66⨯
0. 847=9. 81仍在9~12范围内。
(3)开孔率 精馏段:
n
π
4
d 0
2
2
φ精=
π
4
D
⎛0. 039⎫
=n () =38⨯ ⎪=9. 03%
D 0. 8⎝⎭
2
d 0
2
提馏段:
n
π
4
d 0
2
2
φ提=
π
4
D
⎛0. 039⎫=n () =38⨯ ⎪=9. 03%
D 0. 8⎝⎭
2
d 0
2
开孔率在5%~15%范围内,故符合设计要求。 每层塔板上的开孔面积
精馏段: A 0=0. 118⨯0. 323=0. 0292m 2 提馏段:A 0=0. 118⨯0. 323=0. 0292m 2
6 塔板的流体力学验算
6.1 以精馏段为例
6.1.1气相通过浮塔板的压力降
由 h p =h c +h f +h σ知 ⑴ 干板阻力
气体通过浮阀塔板的干板阻力,在浮阀全部开启前后有着不同的规律。 对F1型重阀来说可以用一下经验公式求取hc 。 阀全开前(u 0≤u oc ) h c =19. 9
u o
0. 175
ρL
(1)
2
阀全开后(u 0≥u oc ) h c =5.34
ρV u ο
2
ρV u ο
2ρL g
(2)
令h c =5.34
2ρL g
=19. 9
u o
0. 175
ρL
,得
u oc =
73. 1
1. ρV
=
1. 825
73. 11. 036
=10. 31m /s
因为u 0≤u oc
h c =19. 9
u o
,故
=19. 9⨯
9. 82
0. 175
0. 175
ρL
848. 7
=0. 035m 液柱
⑵ 液层阻力x ο
取充气系数数 εο=0.5,则
h f =εοh L =0.5⨯0.06=0.03m 液柱 ⑶ 液体表面张力所造成阻力h δ
据国内普查结果得知,常压和加压塔中每层浮阀塔板压降为260~530Pa ,而通过每块减压塔塔板的压降约为200Pa ,
h δ
很小,计算时可以忽略不计。
故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为:
h p =0.036+0.03=0.066m
常板压降
∆P p =h p ρL g =0.066⨯848.7⨯9.81=549.5P a (
为了防止液泛现象的发生,要求控制降液管中清液层高度符合
H d ≤φ(H T +h w ),其中 H d =h p +h L +h d
由前计算知 h p =0.066m, 取φ=0.5,板间距今为0.40m, h w =0.055m, 故φ(H T +h w )=0.5⨯(0.40+0.055)=0.2275m
又 塔板上不设进口堰,则
⎛L ⎫
h d =0.153 s ⎪
⎝l w h ο⎭
2
⎛0. 00038⎫
=0. 153⨯ ⎪=0.00004m
⎝0. 48⨯0. 049⎭
2
板上液层高度 h L =0.06m,得:
H
d
=0.066+0.06+0.00004=0.0126m
由此可见:H d
e V
6.1.3雾沫夹带
5.7⨯10
的验算
⎛u a
H -h
f ⎝T
⎫⎪⎪⎭
3.2
-6
e V
=
σ5. 7⨯10
3. 2
-6-3
=
2. 155⨯10
⎛0. 3670/(0. 385-0. 0277)⎫⨯ ⎪
0. 40-0. 03⎝⎭
=0. 0694 kg液/kg气
由上式可知 e V
浮阀塔也可以考虑泛点率,参考化学工程手册。
⨯100%
泛点率
K C F A b
l L =D-2W d
=0.8-2⨯0.096 =0.608m
A b
=A T -2A f =0.785-2⨯0.0455=0.694 m
式中l L ——板上液体流经长度,m; A b ——板上液流面积,m 2; C F ——泛点负荷系数,取0.093 K——特性系数,取1.0.
0. 625⨯
1. 036848. 7-1. 036
+1. 36⨯0. 00038⨯0. 608
=34. 34%
泛点率=
1. 0⨯0. 093⨯0. 694
泛点率
6.1.4漏液验算
取F 0=5作为控制漏液量的操作下限, 由u 0=
F 0
5. 036
F 0
ρV
可知,
u 0, min =
ρV , 精π
4
2
==4. 91m /s
3
V min ,精=d 0nu 0, min =
3. 144
⨯0. 039
2
⨯47⨯4. 91=0. 276m /s
6.1.5塔板负荷性能图 1 漏液线 由
μ0
=C V S ,m in A 0
, m i n
μ0,m in =
L h l w
)
2/3
h L =h W +h O W h O W
=
2.841000
E (
得
V s , m i =C A n }
/
=4. 4⨯0. 772⨯0. 101⨯0. 537⨯
0. 0056+0. 013[0. 0537+
2. 841000
⨯1⨯(
3600L S 0. 48
)
2/3
]-0. 003}5848. 7/1. 036
整理得V s , min =0. 18494. 501L s
2/3
+7. 050
在操作数据内,任取几个L S 值,依上式计算出V S 值,计算结果见表4
2 液沫夹带线
以 e v =0.1kg液/kg气为限,求V s -L s 关系如下 由 e v =
5.7⨯10
-6
σL
V S A T -A f
(
μa H T -h f
)
3.2
u a =
=
V s
0. 785-0. 0455
=1. 352V s
h f =2.5h L =2.5(h w +h ow )
h w =0.0537
⎛3600L s ⎫
h ow =⨯1⨯ ⎪
10000. 60⎝⎭
2. 84
2/3
=0. 938L s
2/3
2/3
+0. 1343
2/3
故 h f =2. 5(0. 0537+0. 938L s
) =2. 345L s
2/3
2/3
-2. 345L s H T -h f =0. 4-0. 1343
=0. 2657-2. 345L s
⎫
⎪⎪⎭
3. 2
e V =
5. 7⨯10
-6
-3
34. 643⨯10
⎛1. 352V s
0. 2657-2. 345L 2/3
s ⎝
=0. 1
整理得 V S =1. 457-12. 855L s 2/3
在操作范围内,任取几个值,依上式计算出值,计算结果见表5
3 液泛线
令 H d =ϕ(H T +h w )
由 H d =h p +h L +h d ; h p =h c +h 1+h σ; h 1=βh L ; h L =h w +h ow 联立得 ϕH T +(ϕ-β-1) h w =(β+1) h ow +h c +h d +h σ
忽略h σ,将h ow 与L S ,h d 与L S ,h c 与V S 的关系式代入上式,并整理得
α' V S =b ' -c ' L S -d ' L S
2
2
2/3
式中 α' =
0.051(A 0c 0)
2
(
ρV ρL
)
ϕ-β-1h ) b ' =ϕH T +( w
2
( ) c ' =0. 153l w /0h
d ' =2.84⨯10-3E (1+β)(将有关的数据代入,得 a ' =
3600l w
)
2/3
⎛1. 044⎫
⨯ ⎪=0. 03752
(0. 101⨯0. 537⨯0. 775) ⎝809.. 30⎭
0. 051
b ' =0. 5⨯0. 40+(0. 5-0. 63-1) ⨯0. 0538=0. 139
c ' =
0. 153(0. 6⨯0. 0131)
2
=2476. 55
2/3
d ' =2. 84⨯10-3
⎛3600⎫
⨯1⨯(1+0. 63) ⨯ ⎪
0. 60⎝⎭
=1. 529
故 0. 0375V s 2=0. 139-2476. 55L 2s -1. 529L 2s /3
在操作范围内,任取几个L S 值,依上式计算出V S 值,计算结果列于表6
4、液相负荷上限线
求出上限液体流量L s 值(常数) 以降液管内停留时间θ=
H T ⨯A f
A f H T L s
=4
,则
L S , max =
τ
=
0. 40⨯0. 0455
4
=0. 0045m /s
3
5、液相负荷下限线
若操作的液相负荷低于此线时,表明液体流量过小,板上的液流不能均匀分布,汽液接触不良,易产生干吹、偏流等现象,导致塔板效率的下降。
取堰上液层高度h ow =0.005m,根据h ow 计算式求L s 的下限值
h OW
⎛3600L s ⎫
⎪=E ⎪1000⎝l W
⎭2. 84
2/3
=0. 005
取E=1,则 L s , min
⎛0. 005⨯1000⎫= ⎪
2. 84⎝⎭
1. 5
⨯
0. 483600
=0. 00031m 1/s
3
经过以上流体力学性能的校核可以将精馏段塔板负荷性能图划出。(见后面)
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,该筛板的操作上限为液泛控制,下限为液漏控制,由上图查得
V S , max =1. 35
V S , m i n =0. 512
故操作弹性为
V S , max V S , min
=1. 350. 512
=2. 637
7 筛板塔设计计算结果
序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12
项目
平均温度t m ,℃ 平均压力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,m 板间距,m 溢流形式 降液管形式 堰长,m 堰高,m
数值 71.86 103.03 0.625 0.0038 29 11.6 0.8 0.4 单溢流 弓形 0.48 0.055
13 14 15 15 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32
板上液层高度,m 堰上液层高度,m
降液管管底隙高度,m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 开孔区面积,m 2 筛孔直径,m 筛孔数目
孔中心距,m 开孔率,%
空塔气速,m /s 筛孔气速,m /s 稳定系数
每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限
kg 液
液沫夹带e V , ⎛
⎝
⎫
kg 气⎪⎭
0.06
0.006 0.049 0.06 0.035 0.323 0.039 2756 0.075 9.03 1.101 11.14 1.69 550.189 液泛控制 液漏控制
0.0023 1.346 0.611 2.203
气相负荷上限,m 3/s 气相负荷下限,m 3/s 操作弹性
8 精馏塔接管尺寸计算
8.1 塔顶蒸气出口管的直径d V
操作压力为常压时,蒸气导管中常用流速为12~20 m/s, 蒸气管的直径为
d V
d V =
πu V ,其中
4V s
---塔顶蒸气导管内径m V s ---塔顶蒸气量m 3/s,取u V =12m /s ,则
4⨯0. 6253. 14⨯12
=0. 258m
d V =
查表取φ377⨯10mm
8.2 回流管的直径d R
塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时,回流液靠重力自流入塔内,流速u R 可取0.2~0.5 m/s。取u R =0. 3m /s ,则
d R =
4L s
πu R
=
4⨯0. 000383. 14⨯0. 3
=0. 04
查表取φ57⨯3.5mm
8.3 进料管的直径d F
采用高位槽送料入塔,料液速度可取u F =0. 4~0. 8m /s ,取料液速度
u F =0. 5m /s ,则
2. 3⨯10
7
V s =
3600⨯300⨯24⨯855. 49
=0. 001m /s
3
d F =
4V s
πu F
=
4⨯0. 0013. 14⨯0. 5
=0. 050m
查表取φ76⨯4mm
8.4 塔底出料管的直径d W
一般可取塔底出料管的料液流速u w 为0.5~1.5 m/s,循环式再沸器取1.0~1.5 m/s,取塔底出料管的料液流速u w 为0.5 m/s
d w =
4L W
πu F
=
4⨯0. 0013. 14⨯0. 5
=0. 050m
查表取φ76⨯4mm
9 参考文献
[1]杨祖荣,刘丽英,刘伟. 化工原理. 北京:化学工业出版社,2008
[2]刘光启,马连湘,刘杰. 化学化工物性数据手册(有机卷). 北京:化学工业出版社,2002
[3]贾绍义,柴城敬. 化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社,2008
10 主要符号说明
希腊字母