分离正庚烷正己烷混合液的筛板式精馏塔工艺设计.doc

分离正庚烷正己烷混合液的筛板式精馏塔工艺设计

６７
2020年5月29日
文档仅供参考

分离正庚烷-正己烷混合液的筛板式精馏塔工艺设计
一、课题名称
分离正庚烷-正己烷混合液的筛板式精馏塔工艺设计
二、课题条件
原 料:正己烷、正庚烷溶液
处理量:30000t/a
原料组成:正己烷44%(质量百分数)
原料液初温: 40℃
操作压力、回流比、单板压降:自选
进料状态:冷液体进料
分离要求:塔顶苯含量不低于99%,残液中苯含量不大于0.2%。
塔 顶:全凝器
塔 釜:饱和蒸汽间接加热
塔板形式:筛板
生产时间:年开工300天,每天三班8小时连续生产
冷却水温度:20℃
设备形式:筛板塔
厂 址:滨州市
三、设计内容
1、设计方案的选定
2、精馏塔的物料衡算
3、塔板数的确定
4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数)
5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算
6、塔板主要工艺尺寸的计算
7、塔板的流体力学验算
8、塔板负荷性能图(精馏段)
9、换热器设计
10、精馏塔接管尺寸计算

1、撰写课程设计说明书一份
设计说明书的基本内容
(1)课程设计任务书
(2)目录
(3)设计计算与说明
(4)设计结果汇总
(5)小结
(6)参考文献
14、 有关物性数据可查相关手册
15、 注意事项
(1)写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源
(2)每项设计结束后列出计算结果明细表
(3)设计最终需装订成册上交
四、进度计划
1.设计动员,下达设计任务书 0.5天
2.收集资料,阅读教材,拟定设计进度 1-2天
3.初步确定设计方案及设计计算内容 5-6天
4.整理设计资料,撰写设计说明书

前言 １
第一章综述 ２
1.1精馏原理及其在生产中的应用 ２
1.2精馏操作对塔设备的要求 ２
1.3板式塔类型 ３
第二章工艺条件的使用和说明 ３
2.1操作压力的确定 ３
2.2进料状态的确定 ４
2.3加热剂和加热方式的确定 ４
2.4冷凝器和冷却剂的确定 ４
第三章 塔的工艺设计计算 ５
3.1精馏塔的物料衡算 ５
3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 ５
3.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量 ５
3.1.3物料衡算 ６
3.2理论板数的计算 ７
3.2.1正己烷正庚烷的平衡线 ７
3.2.2 求q值及q线方程 ９
3.2.3 全塔效率ET １２
3.2.4 实际板层数求解 １２
3.3精馏塔正己烷-正庚烷物性参数的计算 １３
3.3.1 操作温度 １３
3.3.2 平均摩尔质量 １３
3.3.3液相平均表面张力计算 １４
3.3.4液相平均黏度计算 １４
3.3.6 液相平均密度计算 １５
第四章精馏塔的塔体工艺尺寸设计 １６
4.1 塔径的计算 １６
4.1.1精馏段 １６
4.1.2提馏段 １８
提馏段 １９
4.2 精馏塔有效高度的计算 ２０
4.3塔板主要工艺尺寸的计算 ２０
4.3.1 溢流装置计算 ２０
4.3.1.1 堰长 ２０
4.3.1.2溢流堰高度 ２１
4.3.1.3弓形降液管宽度和截面积 ２２
4.3.1.4 降液管底隙高度 ２２
4.4 塔板布置 ２３
4.4.1塔板的分块 ２３
4.4.2边缘区宽度确定 ２３
4.4.3 开孔区面积计算 ２３
4.3.4 筛孔计算及其排列 ２４
4.5 筛板的流体力学验算 ２５
4.5.1 塔板压降 ２５
4.5.1.1 干板阻力计算 ２５
4.5.1.2 气体经过液层的阻力计算 ２５
4.5.1.3 液体表面张力的阻力计算 ２６
4.5.2液沫夹带 ２７
4.5.3 漏液 ２７
4.5.4 液泛 ２８
4.6 塔板负荷性能图 ２９
4.6.1精馏段 ２９
4.6.1.1 漏液线 ２９
4.6.1.2 液沫夹带线 ３０
4.6.1.3 液相负荷下限线 ３０
4.6.1.4液相负荷上限线 ３１
4.6.1.5 液泛线 ３１
4.6.2提馏段 ３２
4.6.2.1漏液线 ３２
4.6.2.2雾沫夹带线 ３３
4.6.2.3 液相负荷下限线 ３４
4.6.2.4 液相负荷上限线 ３４
4.6.2.5 液泛线 ３４
第五章 热量衡算 ３６
5.1相关介质的选择 ３６
5.1.1加热介质的选择 ３６
5.1.2冷凝剂 ３７
5.2焓值衡算 ３７
5.3附属设备设计 ３９
5.3.1 进料管 ３９
5.3.2回流管 ４０
5.3.3塔顶蒸气出料管 ４１
5.3.4 釜液排出管 ４１
5.3.5加热蒸汽管 ４２
5.4筒体与封头 ４３
5.4.1筒体 ４３
5.4.2封头 ４３
5.4.3裙座 ４３
5.4.4人孔 ４４
5.4.5除沫器 ４４
5.5塔总体高度的设计 ４４
5.5.1塔顶空间 ４４
5.5.2塔底空间 ４４
5.5.3塔总高度的设计 ４５
5.7 再沸器的选择 ４６
5.8 泵的选择 ４７
5.5.1.进料泵 ４７
5.8.2．回流泵 ４８
设计感想 ４９
参考文献 ４９
附录一(结果汇总) ４９
附录二 符号说明 ５１
精馏塔的工艺性能图 ５２
塔板设计图 ５２
塔设计图 ５３
塔板设计工艺图 ５４

前言
塔设备的基本功能在于给气、液两相充分接触的机会,使传质、传热两种传递过程能够迅速而且有效地进行,而且还要能使能够接触的气、液两相及时分开,互不夹带。因此,蒸馏、吸收、萃取、吸附等操作可在相同的设备中进行。根据塔的结构型式,塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。
板式塔内装有若干层塔板,液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底,并在各块板面上形成流动的液层;气体则靠压差的推动,由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触,两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。
板式塔为逐级接触式气液传质设备。在一个圆筒形的壳体内装有若干层按一定间距放置的水平塔板,塔板上开有很多筛孔,每层塔板靠塔壁处设有降液管。气液两相在塔板内进行逐级接触,两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。板式塔的优点重量轻、效率好、处理量大、便于维修。缺点:结构复杂,压降大。
本设计采用板式塔中的筛板塔,主要对塔高、塔径、附属设备的设计计算与选择,进行塔的流体力学验算和负荷性能图,得到操作弹性等等。
本次设计结果为:理论板数为21块(不含再沸器),塔效率为57.48%,精馏段实际操作板数为16块,提馏段实际操作板数为21块,实际总板数为37块(不包括塔底再沸器)。进料位置为第17块板,在板式塔的主要工艺尺寸计算中得出塔径为1.2米,设置2个人孔,塔高为18.774米,经过筛板塔的流体力学验算,证明设计各指标数据均符合要求。

第一章综述
1.1精馏原理及其在生产中的应用
塔设备是化工、石油等工业中最广泛使用的重要生产设备。塔设备的基本功能在于给气、液两相提供以充分接触的机会,能够使质、传热两种传递过程能够迅速有效地进行;还要使接触之后的气、液两相及时分开。因此,蒸馏和吸收操作可在同样的设备中进行。根据塔内气液接触部件的结构型式,塔设备可分为板式塔与填料塔两大类。板式塔内沿塔高装有若干层塔板,液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底,而且在各块板上形成流动的液层;气体的推动力为压强差,由塔底向上穿过每层塔板上的液层而流向塔顶。气、液两相在塔内进行逐级接触,两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。填料塔内装有各种形式的固体填充物,即填料。液相由塔顶喷淋装置分布于填料层上,靠重力作用沿填料表面流下;气相则在压强差推动下穿过填料的间隙,由塔的一端流向另一端。气、液在填料的润湿表面上进行接触,其组成沿塔高连续地变化。当前在工业生产中,当处理量大时多采用板式塔,而当处理量较小时多采用填料塔。蒸馏操作的规模往往较大,所需塔径常达一米以上,故采用板式塔较多;吸收操作的规模一般较小,故采用填料塔较多。
1.2精馏操作对塔设备的要求
(1)气(汽)、液两相处理量大,即生产能力大时,仍不致发生大量的雾沫夹带、液泛等破坏操作的现象。
(2)操作稳定,弹性大,即当塔设备的气(汽)、液负荷具有较大范围的变动时,而且仍能够在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须的可靠性。
(3)流体流动的阻力小,这大大节省了动力消耗,而且也降低了操作费用。对于减压精馏操作,过大的压力降使整个系统无法继续维持必要的真空度,导致破坏物系的操作。
(4)结构简单,材料耗用量小,制造安装容易。
(5)耐腐蚀而且不易堵塞,方便操作、调节和检修。
(6)塔内的滞留量要小。
实际上,任何塔设备都难以满足上述所有要求,况且上述要求中有大部分也是互相矛盾。不同的塔型各有某些独特的优点,设计时应该根据物系性质和具体要求,一定要抓住主要矛盾,进行选型。
1.3板式塔类型
塔设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔,也可采用填料塔。
板式塔为逐级接触的气－液传质设备,其种类繁多,根据塔板上气－液接触元件的不同,可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
筛板塔也是传质过程常见的塔设备,它的主要优点有:
(1)结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔的60％,为浮阀塔的80％左右。
(2)处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
(3)塔板效率高,比泡罩塔高15％左右。
(4)压降较低,每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔的缺点是:
(1)塔板安装的水平度要求较高,否则气液接触不匀。
(2)操作弹性较小(约2～3)。
(3) 小孔筛板容易堵塞。

第二章工艺条件的使用和说明
2.1操作压力的确定
蒸馏操作一般在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时,应该根据所处理的物料的性质,兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。由于对于正己烷—正庚烷物系并没有什么特殊要求,故本设计采用的是常压进料。
2.2进料状态的确定
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。
本设计中采用40℃进料。
2.3加热剂和加热方式的确定
蒸馏釜的加热方式一般采用间接蒸汽加热,设置再沸器。当然有时也可采用直接蒸汽加热。然而,直接蒸汽加热时,由于蒸汽的不断通入,对塔底溶液起到了稀释作用,在塔底易挥发物损失量相同的情况下,塔底残液中易挥发组分的浓度应较低,因而塔板数会稍有增加。
本设计采用立式热虹吸式再沸器,该再沸器是利用塔底单相釜液与换热管内气液混合物的密度差形成循环推动力,构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高,结构紧凑,安装方便,釜液在加热段停留时间短,不易结垢,调节方便,占地面积小,设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因,壳程不易清洗,因此不适宜用于高粘度的液体或较脏的加热介质。同时由于是立式安装,因而,增加了塔的裙座高度。
2.4冷凝器和冷却剂的确定
本设计用水作为冷却剂。冷凝器将塔顶蒸气冷凝成液体,部分冷凝液作塔顶产品,其余作回流液返回塔顶,使塔内气液两相间的接触传质得以进行。精馏塔选用筛板塔,配合使用螺纹管式换热器。因为此换热器承受的压力在0-1.6MPa,振动幅度小,噪音小,使用寿命长,热效率高,更加节省能量,全不锈钢焊接,耐高温高压,结构紧凑,安装方便,占地面积小,,结垢倾向低,维护费用低,而且节能环保。

第三章 塔的工艺设计计算
3.1精馏塔的物料衡算
3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数
正己烷的摩尔质量
正庚烷的摩尔质量
原料处理量为:
3.1.2原料液及塔顶、塔底产品含正己烷摩尔分数和平均摩尔质量

3.1.3物料衡算
总物料衡算 D+W＝F
正己烷物料衡算
联立解得

正庚烷的回收率:

正己烷的回收率:

式中:F—原料液流量,
D—流出液流量,
W—釜残液流量,
XF—原料液中易挥发组分的摩尔分数
XD—馏出液中易挥发组分的摩尔分数
XW—釜残液中易挥发组分的摩尔分数
3.2理论板数的计算
3.2.1正己烷正庚烷的平衡线
Antoine常数值
组分
A
B
C
PS
正己烷
5.99694
1168.337
223.9891

正庚烷
6.90240
1268.115
216.900

常压下正己烷-正庚烷气液平衡组成与温度的关系
气液平衡数据:
PA/
PB/
液相中正己烷的摩尔分率x 
气相中正庚烷的摩尔分率y
温度t/℃
101.17
38.63823519
1.
1.00078063
68.7
104.3888901
40.04145771
0.
0.
69.7
107.6851979
41.48534828
0.
0.
70.7
111.0622668
42.97075497
0.
0.
71.7
114.5214319
44.49853518
0.
0.
72.7
118.0640367
46.06955554
0.
0.
73.7
121.691433
47.68469187
0.
0.8702982
74.7
125.4049808
49.34482912
0.
0.
75.7
129.2060481
51.05086132
0.
0.8 733
76.7
133.0960105
52.80369147
0.
0.
77.7
137.0762516
54.60423155
0.
0.7661674
78.7
141.1481624
56.45340238
0.
0.
79.7
145.3131412
58.35213358
0.
0.
80.7
149.5725936
60.30136352
0.
0.
81.7
153.9279322
62.30203919
0.
0.
82.7
158.3805764
64.35511617
0.
0.
83.7
162.9319524
66.46155856
0.
0.
84.7
167.583493
68.62233885
0.
0.
85.7
172.3366372
70.83843788
0.
0.
86.7
177.1928304
73.11084474
0.
0.
87.7
182.153524
75.44055669
0.
0.
88.7
187.2 52
77.82857908
0.
0.
89.7
192.3942471
80.27592526
0.
0.
90.7
197.677208
82.78361645
0.
0.
91.7
203.070532
85.35268172
0.
0.27157063
92.7
208.5756983
87.98415786
0.11042103
0.22735581
93.7
214.1941908
90.67908926
0.
0.
94.7
219.9274988
93.43852786
0.
0.
95.7
225.7771159
96.26353303
0.
0.
96.7
235.9926376
101.21954
0.
0.
98.4
正己烷正庚烷t-x-y图如下:

利用表一中数据由内差可求得当,溶液的泡点温度

3.2.2 求q值及q线方程
表二:正己烷和正庚烷的汽化热(求81.17℃)
温度T/K
353.2
363.2
正己烷r1(KJ/mol)
28.35
27.64
正庚烷r2(KJ/mol)
33.08
32.41

内插法可得

平均温度
表三:正己烷和正庚烷的比热容(求60.89℃下)
温度T/K
330
340
正庚烷
Cp2(J/(mol/K))
237.4
241.7
内插法:
正己烷用
已知:

因此

q线方程为
因此
由图可看出q线与平衡线的交点(0.5684,0.7545)
因此
取
故精馏段操作线方程
提馏段:

因此作下图。

图解法求理论塔板数:利用origin作图,可知

第十块板进料,总理论板层数为21块(不含再沸器),精馏段9块,提馏段12块
3.2.3 全塔效率ET

塔顶与塔底平均温度
正己烷:
正庚烷:

t
PA
PB
81.7
149.5726
60.30136
82.7
153.9297
62.30204
由直线内插法:

3.2.4 实际板层数求解
ET=0.56
精馏段:N1=9/0.5748=16
提馏段:N2=12/0.5748=21
实际总板数:37块
3.3精馏塔正己烷-正庚烷物性参数的计算
3.3.1 操作温度
利用表一数据内插法可求得、

精馏段平均温度
提馏段平均温度
3.3.2 平均摩尔质量
精馏段(75.045℃)
0.
0.8702982
74.7
0.
0.
75.7
液相组成:
气相组成:

提馏段(89.745℃)
0.
0.
89.7
0.
0.
90.7
液相组成:
气相组成:

3.3.3液相平均表面张力计算
液相平均表面张力依下式计算,即
表四:正己烷和正庚烷液相表面张力
T/K
343.2
353.2
363.2
/()
13.20
12.24
11.22
/()
15.38
14.35
13.42

精馏段液相平均表面张力()
正己烷
正庚烷

提馏段液相平均表面张力()
正己烷
正庚烷

3.3.4液相平均黏度计算
液相平均粘度依下式计算:
表五:正己烷和正庚烷液相黏度
T/K
343.2
353.2
363.2
323.2
333.2

0.241
0.221

0.261
0.241
0.209

精馏段液相平均黏度()
正己烷
正庚烷

提馏段液相平均黏度()
正己烷
正庚烷
3.3.5 操作压力计算
塔顶操作压力
每层塔板压降 ,一般
进料板压力
塔底操作压力
精馏段平均压力
提馏段平均压力
全塔平均压力
3.3.6 液相平均密度计算
表六:正己烷和正庚烷液相密度
t/℃
60
80
100

620
600.2
579.3

649.4
630.7
611.0
液相平均密度依下式计算:
精馏段平均密度计算(t=70.045℃)
液相平均密度:
正己烷
正庚烷

由理想气体状态方程计算气相密度:
提馏段平均密度计算()
液相平均密度:
正己烷
正庚烷

气相密度:
第四章精馏塔的塔体工艺尺寸设计
4.1 塔径的计算
4.1.1精馏段
精馏段的气、液相体积流率为

式中 V—精馏段气相流量,
L—精馏段液相流量,
MVM、MLM—分别为精馏段气、液相平均摩尔质量,
、—分别为精馏段气、液相平均密度,kg/m3

取板间距HT=0.40mm,取板上层液高度为0.07m . 则,
,
由史密斯关联图得
0.2
HT=0.6
0.45
0.3
0.15
0.4
0.3
0.2
1.0
0.7
0.1
0.04
0.03
0.02
0.07
0.01
0.04
0.03
0.02
0.07
0.01
0.1
0.09
0.06
0.05
史密斯关联图

C0=0.07175

由极限空塔气速的计算式:

、—分别为气、液相平均密度,kg/m3
C20—物系表面张力的负荷系数
σm—操作物系的液体平均表面张力,
C—操作物系的负荷系数
取安全系数0.7,则空塔气速为

式中 D—塔径,m
Vs—塔内气体流量,m3/s
u—空塔气速,即按空塔截面积计算的气体线速度,m/s
4.1.2提馏段
提馏段的气、液相体积流率为

式中 V—提馏段气相流量,
L—提馏段液相流量,
MVM、MLM—分别为提馏段气、液相平均摩尔质量,
、—分别为提馏段气、液相平均密度,kg/m3

取板间距HT=0.40mm,取板上层液高度为0.07m . 则,

查史密斯关联图得 C0=0.0625

由极限空塔气速的计算式:

、—分别为气、液相平均密度,kg/m3
C20—物系表面张力的负荷系数
σm—操作物系的液体平均表面张力,
C—操作物系的负荷系数
取安全系数0.7,则空塔气速为

式中 D—塔径,m
Vs—塔内气体流量,m3/s
u—空塔气速,即按空塔截面积计算的气体线速度,m/s
按标准塔径圆整后D=1.2m
塔截面积:

实际空塔气速:
精馏段

提馏段

项目

板间距(m)
板上液层高度(m)
塔径(m)
精馏段
0.4721
0.00167
0.4
0.07
1.2
提馏段
0.5408
0.00428
0.4
0.07
1.2

4.2 精馏塔有效高度的计算
塔 径/D,m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距/HT,mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
化工生产中常见板间距为:200,250,300,350,400,450,500,600,700,800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处,应留有足够的工作空间,其值不应小于600mm。
精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在进料板上方开一人孔,其高度为0.6m ,
故精馏塔的有效高度为
4.3塔板主要工艺尺寸的计算
4.3.1 溢流装置计算
溢流装置包括溢流堰和降液管。
降液管形式和底隙
降液管:弓形、圆形。小塔用圆形,一般采用弓形降液管。
塔板溢流形式有:U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。
表溢流形式选择
塔 径
小塔、液体流量小
塔径小于2.2m
塔径大于2m
塔径很大、液体流量很大
溢流形式
U型流
单溢流
双溢流
阶梯流
因塔径 D=1.2m ,可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下:
4.3.1.1 堰长
堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流,一般取,对双溢流,一般取

同理,提馏段的为
4.3.1.2溢流堰高度
由
式中 —堰高,m
—板上液层高度,m
—堰上液层高度,m
溢流堰板的形状由决定,>0.6选平直堰;<0.6选齿形堰
选用平直堰,堰上液层高度:
近似取E=1(一般情况取1,可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。)
式中 —堰长,m
—塔内液体流量,m3/h
E—液流收缩系数,
则精馏段
同理,提馏段的为
取板上清液层高度,故
精馏段

提馏段

4.3.1.3弓形降液管宽度和截面积
由由弓形降液管的参数图查得

精馏段

提馏段
为避免严重的气泡夹带,停留时间,其中。
验算液体在降液管中停留时间为:
精馏段:
提馏段:
式中 '—塔内液体流量,m3/h
HT—板间距,m
Af—弓形降液管截面积,m2
故降液管设计合理
4.3.1.4 降液管底隙高度
底隙 h0:一般在 30-40mm,若太低易于堵塞。
根据经验,一般取=0.07 m/s ~0.25 m/s

精馏段:

提馏段:

故降液管底隙高度设计合理。
4.4 塔板布置
4.4.1塔板的分块
塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般,塔径从小于800mm时采用整块式塔板;当塔径在900mm以上时,采用分块式塔板。
因,故塔板采用分块式。
① 溢流区区(受液区和降液区) Wd一般两区面积相等。
② 鼓泡区 气液传质有效区
③入口安定区和出口安定区 Ws=50-100mm。边缘区:小塔Wc=30-50mm,大塔50-75mm。
4.4.2边缘区宽度确定

4.4.3 开孔区面积计算
开孔区面积:
其中

故

式中 —边缘区宽度,m
—开孔区面积,m2
—弓形降液管宽度,m
—破沫区宽度,m
4.3.4 筛孔计算及其排列
本体系所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,
取筛孔直径。
筛孔按正三角形排列,取孔中心距 为

筛孔数目n为:
式中 —开孔区面积,m2
t—孔间距,m
开孔率为
精馏段气体经过筛孔的气速为

提馏段气体经过筛孔的气速为

4.5 筛板的流体力学验算
4.5.1 塔板压降
4.5.1.1 干板阻力计算
干板阻力:
式中 —气体经过筛孔的气速,m/s
C0—干筛孔的流量系数
、—分别为精馏段气、液相平均密度,kg/m3
由查查干筛孔的流量系数图得,

故精馏段
提馏段
4.5.1.2 气体经过液层的阻力计算
气体经过液层的阻力:
,
式中 Vs—塔内气体流量,m3/s
AT—塔截面积,m2
Af—弓形降液管截面积,m2

精馏段:

提馏段:

查充气系数关联图,
精馏段得
提馏段的
式中 —板上液层高度,m
β—充气因数,无量纲。液相为水时,β=0.5,为油时,β=0.2~0.35,为碳氢化合物时,β=0.4~0.5
4.5.1.3 液体表面张力的阻力计算
液体表面张力所产生的阻力:
精馏段的为
提馏段的为
式中 d0—孔直径,m
σm—操作物系的液体平均表面张力,
气体经过每层塔板的液柱高度 可按下式计算,即

精馏段的为
提馏段的为
气体经过每层塔板的压降为

精馏段的为(设计允许值)
提馏段的为(设计允许值)
4.5.2液沫夹带
雾沫夹带量:
精馏段的为:

同理,提馏段的为
式中 —板上液层高度,m
HT—板间距,m
σm—操作物系的液体平均表面张力,
—气体经过筛孔时的速度,m/s
故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
4.5.3 漏液
对筛板塔,漏液点气速:

精馏段的为:

实际孔速
稳定系数为
同理,提馏段的为,
稳定系数为
式中 —板上液层高度,m
C0—干筛孔的流量系数
、—分别为精馏段气、液相平均密度,kg/m3
—与液体表面张力压强降相当的液柱高度,m
故在本设计中无明显漏液。
4.5.4 液泛
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高
为防止塔内发生液泛,降液管内液层高
式中 HT—板间距,m
—堰高,m
φ—系数,是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系,不易起泡物系,
一般物系,取。
精馏段的为

板上不设进口堰,液柱
液柱
提馏段的为

故在本设计中不会发生液泛现象。
4.6 塔板负荷性能图
4.6.1精馏段
4.6.1.1 漏液线
由

得

由上表数据即可分别作出精馏段的漏液线1。
ls
vs
0.00009
0.297
0.0006
0.304
0.001
0.3078
0.005
0.3324
4.6.1.2 液沫夹带线
以 为限,求关系如下:
由

故

整理得
由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线2。
ls
vs
0.00009
1.2975
0.0006
1.2352
0.001
1.2
0.005
0.9653
4.6.1.3 液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。
由式得

取 E=1,则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
4.6.1.4液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限:
故
据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
4.6.1.5 液泛线
令
由;;;
联立得
忽略,将与,与,与的关系式代入上式,并整理得

式中

将有关的数据代入,得

故 精馏段
在操作范围内,任取几个值,依上式计算出个值,计算结果列于表
vs
ls
1.064
0.00009
1.0363
0.0006
1.0183
0.001
0.7766
0.005
上表为液泛线计算结果
由以上数据可分别作出精馏段的液泛线5。
精馏段,操作气液比
根据以上各线方程,可作出筛板塔精馏段的负荷性能图

精馏段塔板负荷性能图
由图中可知,操作线的下限由漏液线控制,上限由液泛线控制,故操作弹性为:
2<3.02<4
表明其在正常操作弹性范围内。
4.6.2提馏段
4.6.2.1漏液线
由

得

ls
vs/
0.00009
0.2658
0.0006
0.2728
0.001
0.2767
0.005
0.3011
由上表数据即可分别作出提馏段的漏液线1。
4.6.2.2雾沫夹带线
以 为限,求关系如下:
由

故

整理得
由下表数据即分别可作出提馏段的雾沫夹带线2。
vs
ls
1.2896
0.00009
1.2277
0.0006
1.1927
0.01
0.9593
0.05
4.6.2.3 液相负荷下限线
对于平直堰,取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得
取 E=1,则
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
4.6.2.4 液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限:
故
据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
4.6.2.5 液泛线
令
由 ;;;
联立得
忽略,将与,与,与的关系式代入上式,并整理得

式中

将有关的数据代入,得

故 提馏段
在操作范围内,任取几个值,依上式计算出个值,计算结果列于下表
vs/
ls
1.14
0.00009
1.1184
0.0006
1.1056
0.001
1.0033
0.005
提馏段,操作气液比:
根据以上各线方程,可作出筛板塔提馏段的负荷性能图

提馏段塔板负荷性能图
由图中可知,操作下限由漏液线,上限由液相负荷上限线控制,故操作弹性为;
2<2.083<4
表明其在正常操作弹性范围内

第五章 热量衡算
5.1相关介质的选择
5.1.1加热介质的选择
选用饱和水蒸气,温度110℃.
原因:水蒸气清洁易得,不易结垢,不腐蚀管道。饱和水蒸气冷凝放热值大,而水蒸气压力越高,冷凝温差越大,管程数相应减少,但水蒸气压力不宜太高。
5.1.2冷凝剂
选冷却水,温度20℃,温升10℃。
原因:冷却水方便易得,清洁而且不易结垢。升温线越高,用水量越小,但平均温差小,传热面积大,综合考虑选择10℃。

5.2焓值衡算
由前面的计算结果可知:塔顶温度℃,塔底温度℃,进料温度℃。
℃下:

正庚烷
330
340

237.4
241.7
正己烷比热容 :
正庚烷的比热容:

同理的
℃下:

℃下:

(1)0℃时塔顶气体上升的焓QV
塔顶以0℃为基准。

(2)回流液的焓
回流液组成与塔顶组成相同。

(3)塔顶馏出液的焓

(4)冷凝器消耗的焓

(5)进料口的焓
℃下:

(6)塔底残液的焓

(7)再沸器
若塔釜热损失为10%,则=0.9,设再沸器热量损失=0.1,则
因此,加热器实际热负荷为:

5.3附属设备设计
5.3.1 进料管
查表可知,60℃和80℃正己烷的密度分别为 ,
由以下公式

解得,

对于正庚烷由公式得:
,
解得,
由以下公式:

=

选取管规格Φ484.5(无缝钢管规则GB/T8163—87)
5.3.2回流管

解得:

解得:

取

选取管规格Φ34×4(无缝钢管规则GB/T8163—87)
5.3.3塔顶蒸气出料管
塔顶的温度为68.92℃,此时
气相组成:

塔顶蒸气密度
蒸汽体积流量为
取

选取管规格Φ168×5.5(无缝钢管规则GB/T8163—87)
5.3.4 釜液排出管
釜底
釜底温度为98.32℃,

液相组成=0.0023:
对于正己烷的密度:

解得
对于正庚烷的密度:

解得

取

选取管规格Φ34×2(无缝钢管规则GB/T8163—87)
5.3.5加热蒸汽管

选取管规格Φ219×18无缝钢管规则GB/T8163—87)
5.4筒体与封头
5.4.1筒体
查文献可知:

5.4.2封头
封头分为椭圆形封头、蝶形封头、球形封头几种,本设计采用椭圆形封头,由公称直径为1200mm,查得曲面高度为300mm,直边高度为40mm,内表面积为1.17平方米,容积为0.272立方米。
5.4.3裙座
塔底常见裙座支撑,裙座的结构性能好,连接处产生的局部阻力小,因此它是塔设备的主要支座形式。为了制作方便,一般采用圆筒形。由于裙座直径大于800mm,故裙座壁厚取16mm。
基础环内径:

基础环外径:

圆整:。基础环厚度考虑到腐蚀余量取18mm:考虑再沸器