分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计

分离苯-甲苯混合液的浮阀精馏塔设计内容摘要：

5 m P a s   精馏段液相平均粘度为： L D m L F mLm μ + μ 0. 30 1 + 0. 27 5μ = = = 0. 28 8 m P a s22  化工系课程设计 11 塔釜液相平均粘度 由 Cmt ，查手册得 3 3AB= 1 9 .8 1 0 N / m , = 2 4 .0 1 0 N / m 3L W m = 0 . 0 1 2 1 9 . 8 + 0 . 9 8 8 2 4 . 0 = 2 3 . 9 5 0 ( 1 0 N / m )    提 馏 段液相平均粘度为 L W m L F mLm + 2 3 .9 5 0 + 0 .2 7 5= = = 0 .1 4 9 N / m )22  精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径的计算 ① 最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： LVmax Vρ ρu = C ρ 精馏段的气、液相体积流率为： 3VmsVm 3 3LmsLmVM = = = / s3600 ρ 3600 LM = = = 10 m / s3600 ρ 3600   提 馏 段的气，液相体积流率为 3VmsVmVM 9 1 .5 6 4 8 6 .9 3 2V = = = 0 .7 1 3 m / s3600 ρ 3 6 0 0 3 .1 0 0    3 3LmsLmLM 1 1 4 .7 3 0 8 8 .9 7 6L = = = 3 .5 9 8 1 0 m / s3600 ρ 3 6 0 0 7 8 8 .1 6 8    精馏段塔径 式中 C 由式 20 σC = C ( )20计算，其中的 20C 由史密斯关联图查取，图的横坐标为 ： 31 / 2 1 / 2s Lms V mL ρ 1 . 7 4 3 1 0 3 6 0 0 8 0 3 . 6 6 4( ) = ( ) = 0 . 0 4 0V ρ 0 . 7 2 8 3 6 0 0 2 . 8 2 3  取板间距 TH = ，板上液层高度 Lh = m ，则 化工系课程设计 12 TLH h = 0 .4 5 0 .0 5 = 0 .4 m 由史密斯关联图查得 20C = 0. 2 0. 2Lm20 σ = C ( ) = 5 ( ) = 5520 20 L m V mm a xVmρ ρ 8 0 3 . 6 6 4 2 . 8 2 3u = C = 0 . 0 8 5 5 = 1 . 4 4 0 m / sρ 2 . 8 2 3 取安全系数为 ，则空塔气速为 ： m a xu = 0 . 6 u = 0 . 6 1 . 4 4 0 = 0 . 8 6 4 m / s ② 塔径 s4V 4 0 . 7 2 8D = = = 1 . 0 3 6 mπ u 3 . 1 4 0 . 8 6 4  按标准塔径圆整后为 D= 塔截面积为 2 2 2T π πA = D = 1. 0 = 0. 78 5 m44  气体的实际气速： sTV 0 .7 2 8u = = = 0 .9 2 7 m / sA 0 .7 8 5 提 馏 段塔径 31 / 2 1 / 2s Lms V mL ρ 3 . 5 9 8 1 0 3 6 0 0 7 8 8 . 1 6 8( ) = ( ) = 0 . 0 8 0V ρ 0 . 7 1 3 3 6 0 0 3 . 1 0 0     取板间距 0 . 4 5 , h = 0 . 0 7 mTLHm 板 上 层 液 高 度 则 h m ，查图得 20C =。 又 3Lmσ = 1 9 .3 5 2 ( 1 0 N / m )  0. 2 0. 2Lm20 σ = C ( ) = ( ) = 9520 20  L m V mm a xVmρ ρ 7 8 8 . 1 6 8 3 . 1 0 0u = C = 0 . 0 7 9 5 = 1 . 2 6 5 m / sρ 3 . 1 0 0   取安全系数为 ，则空塔气速为 m a xu = 0 . 6 u = 0 . 6 1 . 2 6 5 = 0 . 7 5 9 m / s  塔径 s4V 4 0 . 7 1 3D = = = 1 . 0 9 4 mπ u 3 . 1 4 0 . 7 5 9    按标准 塔径圆整后为 D= 化工系课程设计 13 塔截面积为 2 2 2T π πA = D = = 0m44  气体的实际气速： sTV = = = m / sA   精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 TZ = ( N 1 ) H = ( 1 3 1 ) 0 . 4 5 = 5 . 4 m精 精 提馏段有效高度为 TZ = ( N 1 ) H = ( 1 2 1 ) 0 . 4 5 = 4 . 9 5 m提 提 在精馏段、提馏段各设一人孔，其高度均为 m 故精馏塔的有效高度为 Z = ( Z + Z ) + 0 .8 2 = 5 .4 + 4 .9 5 + 0 .8 2 = 1 1 .9 5 m提精 板式塔总塔高度按下式计算 : 12( 1 )F p T F F p P D BH n n n H n H n H H H H H           式中 H —— 塔高， m。 n —— 实际塔板数； nF——— 进料板数； HF—— 进料板处板间距， m； pn —— 人孔数； BH —— 塔底空间高度， m； PH —— 设人孔出的板间距， m； DH —— 塔顶空间高度， m； 1H —— 封头高度， m； 2H —— 裙座高度， m ( 2 5 1 2 1 ) 0 . 4 5 0 . 5 2 0 . 6 1 . 8 0 . 4 5 1 . 0 0 . 4 8 2 . 5H               化工系课程设计 14 塔板主要工艺尺寸的计算 溢流装置计 算 ： 因塔径 D= m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 各项计算如下： ① 堰长 wl 取 wl = 0 . 6 6 D = 0 . 6 6 1 . 0 = 0 . 6 6 m ② 溢流堰高度 wh 由 w L owh = h h ，堰上液层高度 owh 由下式计算，即 2 / 3oww = E( )100 0 l s 近似取 E=1 ， 则 32 / 3 2 / 3sow wL2 . 8 4 2 . 8 4 1 . 7 4 2 1 0 3 6 0 0h = E ( ) = 1 ( ) = 0 . 0 1 3 m1 0 0 0 l 1 0 0 0 0 . 6 6 取板上清液层高度 Lh = m 故 w L o wh = h h = 0 . 0 5 0 . 0 1 3 = 0 . 0 3 7 m ③ 弓形降液管宽度 dw 和截面积 fA 由 wl = = ， 查 弓 形 降 液 管 的 宽 度 与 面 积 图 ， 得 dfTwA = 72 , = 24AD 2fTdA = 0 .0 7 2 A = 0 .0 7 2 0 .7 8 5 = 0 .0 5 7 mw = 0 .1 2 4 D = 0 .1 2 4 m 依下式验算液体在降液管中停留时间，即 fT 3s3 6 0 0 A H 3 6 0 0 0 .0 5 7 0 .4 5θ = = = 1 4 .7 2 4 s 5 sL 1 .7 4 2 1 0 3 6 0 0  故降液管设计合理。 ④ 降液管底隙高度 0h 化工系课程设计 15 sowoLh=3600l u 取降液管底隙的流速 u = m/ s ，则 3sowowoL 3 6 0 0 1 .7 4 2 1 0h = = = 0 .0 2 9 m3 6 0 0 l u 3 6 0 0 0 .6 6 0 .0 9h h = 0 .0 3 7 0 .0 2 9 = 0 .0 0 8 m 0 .0 0 6 m  故降液管底隙高度设计合理。 ： （ 1）堰长 wl 取 wl 0 . 6 6 0 . 6 6 1 . 1 0 . 7 2 6Dm    （ 2）溢流堰高度 w L owh h h   选用平直堰，堰上液层高度 2 / 32 .8 4 ( ) / 1 0 0 0sow wLhE l     近似取 1E ，则 3 2 / 33 . 5 9 8 1 0 3 6 0 02 . 8 4 1 ( ) / 1 0 0 0 0 . 0 1 90 . 7 2 6owhm     取板上清液层高度 50Lh mm  ，故 0 . 0 5 0 . 0 1 9 0 . 0 3 1w L o wh h h m       （ 3）弓形降液宽度 dW 和截面积 fA 由 wl 26= = 6D  ，查弓形降液管的宽度与面积图，得dfTwA = 72 , = 24AD 故 2fA 0 . 0 7 2 0 . 0 7 2 0 . 9 5 0 0 . 0 6 8TAm     1 .1 0 .1 2 4 0 .1 3 6dWm    依下式验算液体在降液管中停留时间， 即 fT 3s3 6 0 0 A H 3 6 0 0 0 .0 6 8 0 .4 5θ = = = 8 .5 0 5 s 5 sL 3 .5 9 8 1 0 3 6 0 0    故降液管设计合理 （ 4）降液管底隙高度 so woLh=3600l u ，取 ou / s  化工系课程设计 16 则 3o 3 . 5 9 8 1 0 3 6 0 0h = 0 . 0 2 4 83 6 0 0 0 . 7 2 6 0 . 1 0 m  woh h = 0 . 0 3 1 0 . 0 2 4 8 = 0 . 0 0 6 2 m 0 . 0 0 6 m 故降液管底隙高度设计合理。 塔板布置 取边缘区宽度 0 . 0 6 , 0 . 0 7 mcSW m W破 沫 区 宽 度。 开孔区面积 aA 按下式计算，即 222a π rxA = 2 ( x r x + a r c s in )1 8 0 r 其中， dscD1x = ( W + W ) = ( 0. 12 4 + 0. 07 ) = 0. 30 6m22D1r = W = 0. 06 = 0. 44 0m22 故 22 2 2a 0π 0 . 4 4 0 . 3 0 6A = 2 ( 0 . 3 0 6 0 . 4 4 0 0 . 3 0 6 + a r c s in ) = 0 . 5 2 4 m1 8 0 0 . 4 4 本例所处理的物系无腐蚀，可选用 =3mm 碳钢板，去筛孔直径 0d=5mm ，筛孔按正三角形排列，取孔中心距 0t=3d =15mm ，筛孔数目 n 为 a220 .5 2 4n = 1 .1 5 5 = 1 .1 5 5 = 2 6 9 0t 0 .0 1 5A 个 开孔率为 220d 05= 07 = 07 = 10 .1%t 15           气孔通过阀孔的气速为 s0 0 0 .7 2 8u = = = 1 3 .7 5 6 m /s0 .1 0 1 0 .5 2 4VA  3 塔的流体力学校验 校核 精馏段 塔板压降 ① 干板阻力 ch 计算 化工系课程设计 17 干板阻力 ch 由 20 V mc 0 L mu ρh = 0. 05 1 ( ) ( )c ρ计算 od 5= = 3 ，由干板孔系数图查得， oc = 故 2c 13, 756 3h = 1 ( ) ( ) = 2 803. 664 ② 气体通过液层的阻力 lh 计算 气体通过液层的阻力 lh 由式 lLh=βh 计算 saTf1 / 2 1 / 2o a V mV 0 .7 2 8u = = = 1 .0 0 0 m / sA A 0 .7 8 5 0 .0 5 7F = u ρ = 0 .8 6 1 2 .8 2 3 = 1 .6 8 0 k g / ( s m )。