1、 南京工业大学化工原理专业课程设计设计题目 常压氯仿-苯筛板精馏塔设计学生姓名 徐魏 班级、学号 化工 060419指导教师姓名 包宗宏 吕玲红 课程设计时间 200 9 年 6 月 8 日-200 9 年 6 月 19 日课程设计成绩设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力及设计过程表现，20%设计答辩及回答问题情况，10%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 2 页 共 34 页南 京 工 业 大 学化 工 原 理 课 程 设 计 任 务 书专业：化学工程与工艺 班级： 化工 060419 姓名： 徐魏 设计日期： 2009 年 06 月
2、 8 日至 2009 年 06 月 19 日设计题目：常 压 氯仿-苯 筛 板 精 馏 塔 的 设 计 设计条件：体系：苯甲苯体系 已知：进料量 F= 240 kmol/h进料浓度 ZF= 0.4 （摩尔分数，下同）进料状态：q 0.5 操作条件：塔顶压强为 4 kPa(表压)，单板压降不大于 0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度 t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热全塔效率 ET = 52%分离要求： X D= 0.995 ；X W= 0.002 ；回流比 R/Rmin =1.6 。指导教师: 包宗宏 吕玲红 2008 年 6 月 8 日氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 3 页 共 34 页一
3、前言 51.精馏与塔设备简介 .52.体系介绍 .53.筛板塔的特点 .64.设计要求 :6二、设计说明书 7三设计计算书 81.设计参数的确定 .81.1 进料热状态 .81.2 加热方式 .81.3 回流比（R）的选择 81.4 塔顶冷凝水的选择 .82.流程简介及流程图 .82.1 流程简介 .83.理论塔板数的计算与实际板数的确定 .93.1 理论板数计算 .93.1.1 物料衡算 .93.1.2 q 线 方程 .93.1.3 Rmin和 R 的确定 .103.1.4 精馏段操作线方程的确定 103.1.5 精馏段和提馏段气液流量的确定 103.1.6 提馏段操作线方程的确定 103.
4、1.7 图解法求解理 论板数如下图: .113.2 实际板层数的确定 114 精馏塔工艺条件计算 114.1 操作压强的选 择 114.2 操作 温度的计算 124.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 134.3.1 密度及流量 134.3.2 液相表面张力的确定： 144.3.3 液体 平均粘度计算 154.4 塔径的确定 154.4.1 精馏段 154.4.2 提馏段 164.5 塔有效高度 174.6 整体塔高 17氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 4 页 共 34 页5.塔板主要 工 艺参数确定 185.1 溢流装置 185.1.1 堰长 lw185.1.2 出口堰高 hw18
5、5.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af.185.1.4 降液管底隙高度 190h5.2 塔板布置及筛孔数目与排列 195.2.1 塔板的分块 195.2.2 边缘区宽度确定 195.2.3 开孔区面积 aA计算 195.2.4 筛孔计算及其排列 206.筛板的力学检验 206.1 塔板压降 206.1.1 干板阻力 ch计算 206.1.2 气体通过液层的阻力 Hl计算 216.1.3 液体表面张力的阻力计算 h计算 216.1.4 气体通过每层塔板的液柱高 p216.2 筛板塔液面落差可忽略 216.3 液沫夹带 216.4 漏 液 226.5 液泛 227.塔板负荷性能图 227.
6、1 漏液线 227.2 液沫夹带线 237.3 液相负荷下限线 247.4 液相负荷上限线 247.5 液泛线 247.6 操作弹性 258. 辅 助 设 备及零件设计 .268.1 塔顶冷凝器（列管式换热器） 268.1.1 方案：垂直管 268.1.2 方案：水平管 298.2 各种管尺寸的确定 308.2.1 进料管 308.2.2 釜残液出料管 308.2.3 回流液管 318.2.4 再沸器蒸汽进口管 318.2.5 塔顶蒸汽进冷凝器出口管 318.2.6 冷凝水管 328.3 冷凝水泵 32氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 5 页 共 34 页9.设计结果汇总 3310. 参考文献及设
7、计手册 34一前言1.精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的氯仿-苯体系，加热氯仿（沸点 61）和甲苯（沸点 80.2）的混合物时,由于氯仿的沸点较苯为低,即氯仿挥发度较苯高,故氯仿较苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到氯仿组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将氯仿和苯分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就
8、是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备
9、之一。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于 10.5%，板效率提高产量 15%左右；而压降可降低 30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少 40%左右；安装容易，也便于清理检修。本设计讨论的就是筛板塔。2.体系介绍氯仿，沸点为 61；苯，沸点为 80.2，是非常重要的化
10、工原料，都为最常见的有机溶剂，因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。氯仿- 苯二组分混合液为非理想体系。苯（A）氯仿（B）二组分体系在 下的气液平衡数据t() 80.2 79.9 79 78.1 77.2 76 74.6 72.8 70.5 67 61汽相y20.0000 0.0932 0.1961 0.3085 0.4240 0.5480 0.6620 0.7612 0.8545 0.9415 1.0000氯仿摩尔分数液相x20.0000 0.0676 0.1403 0.2186 0.3032 0.3949 0.4947 0.6036 0.7231 0.8545 1.0
11、000氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 6 页 共 34 页可应用筛板精馏塔进行分离。二元体系 T-X-Y 图如下：3.筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为 38mm)和大孔径筛板(孔径为 1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率
12、下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用 。4.设计要求:设计条件：体系：氯仿-苯体系 已知：进料量 F= 240 kmol/h进料浓度 ZF= 0.4（摩尔分数，下同）进料状态：q 0.5 操作条件：塔顶压强为 4 kPa(表压)，单板压降不大于 0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度 t12；塔釜加热方式：间接蒸汽加热氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 7 页 共 34 页全塔效率 ET = 52%分离要求： XD= 0.995 ；X W= 0.002
13、；回流比 R/Rmin =1.6 。二、设计说明书（1） 设计单元操作方案简介 蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离氯仿-苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。（2） 筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工
14、艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比 t/d0 可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路” ，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。（3） 筛板塔的设计程序（1）选定塔板液流形式、板间距 HT、溢流堰长与塔径之比 lw/
15、D、降液管形式及泛点百分率。（2）塔径计算。（3）塔板版面布置设计及降液管设计。（4）塔板操作情况的校核计算作负荷性能图及确定确定操作点。氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 8 页 共 34 页三设计计算书1.设计参数的确定1.1 进料热状态根据设计要求，气液混合物进料，q0.5。1.2 加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于氯仿-苯体系中，氯仿是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，苯为重组分由塔底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用 3kgf/cm2（温度 130）间接水蒸汽加热。1.3 回流比（R）的选择实际操作的 R 必须大于 Rmin，但并
16、无上限限制。选定操作 R 时应考虑，随 R 选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量 L，V，L ，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若 R 值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的 R 值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳 R 值，常用的适宜 R 值范围为：R（1.22）R min。本设计考虑以上原则，选用：R1.6R min。1.4 塔顶冷凝水的选择采用深井水，温度 t12氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 9 页 共 34 页2.流程简介
17、及流程图2.1 流程简介含氯仿 0.4（摩尔分数）的氯仿-苯混合液经过预热器，预热到 q=0.5。进入精馏塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含氯仿 0.995） ，一部分回流再进入塔中，塔底残留液给再沸器加热后，部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体（含氯仿 0.002） 。2.2 简略流程图如下：3.理论塔板数的计算与实际板数的确定3.1 理论板数计算3.1.1 物料衡算已知进料量 F240kmol/h ，进料组成 XF0.4，进料 q0.5设计要求：X D0.995，Xw=0.002 氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 10 页 共 34 页衡算方程 ： hKMolWDWDWXDF /8
18、1.439602.95.4023.1.2 q 线方程XF 0.4 q0.5 q 线方程为：y=-x+0.8 (Xe,Y)0 11y0.380.462汽液平衡线由 q 线和平衡线交点确定 Xe=0.3338，Ye=0.46623.1.3 Rmin 和 R 的确定 93.8.0462.95emin XYDR=1.6Rmin=1.6*3.9939=6.39033.1.4 精馏段操作线方程的确定精馏段操作线方程：氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 11 页 共 34 页1346.0867.390.75.61nnn1n XXRXYD3.1.5 精馏段和提馏段气液流量的确定已知 D96.19kmol/h R6.
19、3903精馏段：LRD614.7kmol/hV（R1）D710.9 kmol/h提馏段：LLqF=734.7 kmol/hVV（1q）F590.9kmol/h3.1.6 提馏段操作线方程的确定提馏段操作线方程： 04867.243.19.5081439.5073 mm1 mW XXVXLY3.1.7 图解法求解理论板数如下图:根据已知数据在 autoCAD 中画图得出塔板数为 47.98。其中精馏段 8 块，提馏段 39.98 块。因蒸馏釜相当于一块理论板,故总理论板数为 46.98 块，氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 12 页 共 34 页3.2 实际板层数的确定N 精=8/0.52=15.4
20、16N 提=39.98/0.52=76.977(包括再沸器)NPN 精 +N 提 77+16=93 块4 精馏塔工艺条件计算4.1 操作压强的选择应该根据处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性原则。对热敏物料，一般采用减压操作，可使相对挥发度增大，利于分离，但压力减小，导致塔径增加，要使用抽空设备。对于物性无特殊要求的采用常压操作。由于氯-仿苯体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力 P 顶=101.3+4=105.3kPa 单板压降 P=0.7kPa进料板压力 PF=105.3+0.7*16=116.5 kPa塔底压力 P 底=105
21、.3+0.7*93=170.4kPa 平均操作压力 Pm=105.3/2kPa+170.4/2kPa=137.85 kPa4.2 操作温度的计算q=0.5 进料，X F=0.4，汽化率 1-q=0.5,氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 13 页 共 34 页根据 t-x-y 图，得 TF=76.7进料板上一块塔板上组分为 X0.3924 所以该板上温度为： 0.769.52.73.0492.79.5,4.023 TttX进料板下一块塔板上组分为 X0.3394 所以该板上温度为： .2.7,.TttII.塔顶温度:t D=61.2 塔底温度：tw=80.2III.精馏段平均温度： 6.82tDT精
22、提馏段平均温度： 45.7ttWT提全塔平均温度 .02ttD4.3 塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1 密度及流量氯仿分子量为：119.4kg/kmol (Ma) 苯的分子量为：78.1kg/kmol (Mb) 、精馏段精馏段平均温度 6.82tDT精 查 t-x-y 图得 xa0.856，y a0.942=1398.7 ， =827.7 3/mkga 3/mkgb液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=113.5 kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=117.1 kg/kmol液相密度： 3/6.124mkgbMXlL气相密度：
23、（气相视为理想气体）3m/708.5kRTvp氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 14 页 共 34 页液相流量 ： /sm106.12436057. 325 LM气相流量： /.8.93603VS、提馏段提馏段平均温度： 45.72ttWT提 查 t-x-y 图得 xa0.358，y a0.499a=1378.6 3/mkg， =816.9 3/kgb液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=92.9kg/kmol气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 98.7kg/kmol液相密度： 3/4.106 mkgbMXlL气相密度： （气相视为理想气体）3m/8.4 kRTv
24、p液相流量 ： /sm108.41063927.60 325 LM气相流量： /53 3VS4.3.2 液相表面张力的确定：塔顶液相表面张力=61.2, =21.98 , =23.50 mN/Dta N/mb=0.995*21.98+(1-0.995)*23.50=21.88 N/b)1( X进料板液相表面张力tF=76.7 , a =20.01 /, b =21.54 /=0.4*20.01+0.6*21.54=20.93 m/)1(2 塔底液相表面张力氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 15 页 共 34 页tw=80.1， a =19.57 mN/， b =21.10 mN/=0.002*19
25、.58+0.998*21.12=21.10 /b)1(3 X精馏段平均液相表面张力 /41.2精提馏段平均液相表面张力 mN03提全塔平均液相表面张力 /9.24.3.3 液体平均粘度计算 iimlglg X塔顶液体粘度: Dt=61.2, =0.391 , =0.391A sPaB sPamsPam391.0391.0lg5.391.0lg5.lglgiim1 X同理,进料板液体 =0.332 s2m塔底液体 =0.328 Pa3精馏段平均液相粘度 ( 2m + )/2=0.362 sPa精 1提馏段平均液相粘度 ( + )/2=0.330提 3全塔平均液相粘度 ( + )/2=0.360
26、s 1m 4.4 塔径的确定4.4.1 精馏段欲求塔径应先求出空塔气速 u安全系数u max 功能参数： 05763.8.12405.6VLS）（取塔板间距 =0.5m，板上液层高度 ，TH1.hm氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 16 页 共 34 页那么分离空间： - h1=0.5-0.07=0.43mTH从史密斯关联图查得： ，由于09.2C091.2.0）（C3.178.5614.umax VLC U=0.7 =0.7*1.32=0.93axm/s36.29.0143u SD圆整得 D=2.4m塔截面积： 空塔气速： 90.52.4uTSAVsm/氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 17 页 共
27、 34 页4.4.2 提馏段功能参数： 08.6.41.308 VLS）（取塔板间距 HT=0.5m，板 上液层高度 17.hm，那么分离空间：HT-h1=0.5-0.07=0.43m从史密斯关联图查得： ，由于085.2C086.2.0）（C6.1.416.umax VLC U=0.7 =0.7*1.26=0.882 m/sax24.8.01436u SD圆整取 D=2.4m塔截面积： 空塔气速： 765.02.43uTSAVsm/4.5 塔有效高度精馏段有效高度 mHNZTP 5.70)16()1( 精提馏段有效高度 38.72提从塔顶开始每隔 7 块板开一个人孔，其直径为 0.6 米,开
28、人孔的两块板间距取 0.7 米,所以应多加高(0.7-0.5)13=2.6mZ= + +1.3=48.1mZ精 提4.6 整体塔高(1)塔顶空间 HD取 HD=1.6HT=0.8m 加一人孔 0.6 米,共为 1.4m(2)塔底空间氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 18 页 共 34 页塔底储液高度依停留 4min 而定m取塔底液面至最下层塔板之间的距离为 1m，中间再开一直径为 0.6 米的人孔Hw=1+1.00=2 m(3)整体塔高 H=Z+HW+HD=48.1+2+1.4=51.6m5.塔板主要工艺参数确定5.1 溢流装置选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。5.1.1 堰长
29、lw取堰长 lw0.66D0.66 2.41.584m5.1.2 出口堰高 hwhwh Lhow 其中近似取 E1，lw1.584m ，/hm6.57.33hL82得 how=0.031m ，h ow= 0.035m取 07.L取为 0.04m39.1w取为 0.045h实际 L 071.4.0.howm3氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 19 页 共 34 页5.1.3 弓形降液管宽度 Wd 和面积 Af查图知6.0Dlw可得 .72fTA0.13Wd2f m540.取 0.32m3121d验算液体在降液管内停留时间 SLHAST 57.06.540f ST.81.32f停留时间 5s 故降液管
30、尺寸可用。5.1.4 降液管底隙高度 0hh0=hw-0.006=0.034m降液管底隙高度设计选用凹形受液盘，深度 m50hw5.2 塔板布置及筛孔数目与排列5.2.1 塔板的分块D=2400mm，故塔板采用分层，查表塔板分为 6 块。5.2.2 边缘区宽度确定取 m05.07. CSW，5.2.3 开孔区面积 aA计算 )sin(212rxxrAa 氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 20 页 共 34 页2DrWcxdsX=1.2-（0.32+0.07 ）=0.81m，r=1.2-0.05=1.15m ， aA=3.39 2m5.2.4 筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用 =3mm 碳钢板，取
31、筛孔直径 。5d0筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 31m筛孔数目 n 为 个7402015.9t15.22aA开孔率为 =0.907 %1.td0）（）（气体通过阀孔的气速:精馏段 smAVuS /83.19.0.540提馏段 S /.6306.筛板的力学检验6.1 塔板压降6.1.1 干板阻力 ch计算由 /=1.67 查图得 =0.7720d0C故精馏段 ch= 0.051（ v/l） （U o/Co） 2=0.051(5.708/1214.6)(11.83/0.772) =0.0563m 液柱提馏段 c= 0.051（ v/l）（U o/Co） 2=0.051(4.68/1006
32、.4)(10.11/0.772) =0.0407m 液柱氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 21 页 共 34 页6.1.2 气体通过液层的阻力 Hl 计算Ua=Vs/(At-2Af)=4.05/(4.52-20.3254)=1.047m/s =Ua =2.501 查表得 =0.5710FVUa=Vs/(At-2Af)= 3.46/(4.52-20.3254)=0.894m/s =Ua =1.934 查表得 =0.586精馏段 Hl=(h w+h w)=0.571(0.031+0.04)=0.04054m（液柱）WO提馏段 Hl=(h w+h w)=0.586(0.04+0.035)=0.04395
33、m（液柱）6.1.3 液体表面张力的阻力计算 h计算精馏段 = 液柱h m014.5.8196.24gd30 L 提馏段 = 液柱7.430L 6.1.4 气体通过每层塔板的液柱高 ph可按下计算 hlcp精馏段 h=0.0563+0.04054+0.00144=0.0983m 液柱提馏段 p=0.0407+0.04395+0.00170=0.0864m 液柱6.2 筛板塔液面落差可忽略6.3 液沫夹带(kg 液/kg 气)2.3f6)hu(107.5eTaLVH精馏段 ,175.0.5.2hf 0153.).75014(4.2e2.336V氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 22 页 共 34 页
34、提馏段 ,1875.0.52h.f L 012.)0.187594(102.e2.336V本设计液沫夹带量在允许范围 0.1 kg 液/kg 气内,符合要求.6.4 漏液筛板塔,漏液点气速 =min0u， VLLC） （ /h13.056.4.0精馏段 in0， =5.734m/s,提馏段 =5.820m/sin，实际孔速:精馏段 mi0u， ,提馏段 s/1.830smu/.0in0u，稳定系数:精馏段 K=Uo/Uomim=11.83/5.734=2.06,提馏段 K =Uo/Uomim =10.11/5.82=1.74均大于 1.5,所以设计无明显液漏符合要求.6.5 液泛为防止塔内发生
35、液泛,降液管内液层高 Hd( )whTH对于设计中的氯仿-苯体系 =0.5, Hd0.5 =0.27m）（ 04.5由于板上不设进口堰, m 液柱1)08.(153h2.d精馏段 7379pd LH m2.0提馏段 50d所以不会发生淹泛现象7.塔板负荷性能图7.1 漏液线由 min0u， = VLLC） （ /h13.056.4.00i,in,0AVSowhL23.8410howwEl得氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 23 页 共 34 页精馏段： =minsu， VLwhwlLEhAC ） （ /1084.23.056.4. 3/20 .7085/61240.584.160.(39.1.72
36、.04 3/2 ）S得 =minsV， 17.580.6./2SL提馏段： is， 9568.313/2S在操作范围内任取几个 值,算出 ,列表作图得漏液线 - SL、SVVS7.2 液沫夹带线以 kg 液/kg 气为限求 SV- L关系：1.0eV由 2.3f06)hu(75TLH SSTS VAu84.54f0 23.81howwLhEl，3/23/2s90160. SLL）（m04.04.)h(5.2hf owL精馏段 ,3/2f7.1SL2.3f06)hu(7.eTLVH 1.0)275.14038V(152.3/S36 L整理得 3/281SS提馏段 /f 750h2.3f06)hu
37、(7.5e TLVH 1.0)275.14038V(12.3/S36 L解得 3/2.4.1 SS氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 24 页 共 34 页7.3 液相负荷下限线对平直堰取堰上上层清液高度 h ow = h ow=0.006精馏段 06.584.1360.2h3/2sow）（ LsmLS/04.3min.提馏段 06.584.1602h 3/2sow）（ LsLS/04. 3min.7.4 液相负荷上限线以 =4s 作为液体在降液管中停留的下限故4fStLHA smS /023.4532.0max，7.5 液泛线Hd=( whTH)由 ， hlcp， ，dpdL Llowh得223a
38、Vsbcs其中 带入数据3/232020)60(184.)/(5,)(1.wwwTLVlEdhlcHA 精馏段 提馏段71.0d452c.ba78.0d4152c.b9a所以精馏段 3/222.3SSS LV氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 25 页 共 34 页提馏段 3/222 78.04.1506.039. SSS LV7.6 操作弹性由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点在正常的操作范围内，作出操作线由图 ，/sm09.53,MAXSV/s60.13in,SV故精馏段操作弹性为 / =3.13MAX,mi,0. 0.50.10.150.20.
39、250.30.350.40246810VsLsB0. 0.50.10.150.20.250.30.350.412345678910Y Axis TitleX Axis TitleF1由图 ，/sm69.3,MAXSV/86.3in,SV氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 26 页 共 34 页故提馏段操作弹性为 MAXSV,/ min,=1.98两段检验均合格8. 辅助设备及零件设计8.1 塔顶冷凝器（列管式换热器）苯-氯仿走管程，冷凝水走壳程，采用逆流形式8.1.1 估计换热面积苯-氯仿冷凝蒸汽的数据tD=61.1冷凝蒸汽量： g/s53.2360)0.17895.1(9.70361 KVMG由于
40、氯仿摩尔分数为 0.995,所以可以忽略苯的冷凝热,r=250KJ/kg 冷凝水始温为 12，取冷凝器出口水温为 28，在平均温度 2t物性数据如下 （苯在膜温下，水在平均温度下）（kg/m3） Cp(kJ/kg.) kg(s.m) (w/(m.)氯仿-苯 1412.6 0.9834 41.510-5 0.1102水 998.8 4.1932 111110 -5 0.5887a. 设备的热参数： kw583203.r1GQb水的流量： = 5883/(4.1932*(28-12)=87.69kg/s2)/(2tCPc平均温度差( 按逆流计算)： ）（）（ 58.40281.6lntm根据“传热
41、系数 K 估计表” 查由“冷凝有机液体蒸汽到水”取 K=1000W/(m2.)传热面积的估计值为：A=Q/(Kt m)=5883*1000/(1300*40.58)=111.52m2选型，有关参量见下表：外壳直径 D/mm 600 管子尺寸/mm 255.公称压 Pg/(kgf/cm )216 管子长 l/m 6公称面积 A/m 120 管数 n/根 254管程数 Np 2 管心距 t/mm 0.03125壳程数 Ns 1 管程通道面 A/ m 20.0399管子排列 正三角排列氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 27 页 共 34 页核算管程、壳程的流速及 Re:（一）管程流通截面积： 222i
42、039.470.134dmnApi 管内苯-氯仿的流速 /s41625i1Gui 45089.0.472Re iid（二）壳程流通截面积： 取 =183.14.1.nc cn取折流板间距 h=600mm， 2oh()0.680.5.9coADdm（ ）壳内水流速 = /（ ）=87.69/(998.8*0.09)=0.976m/su2G水iA当量直径 do018.4/t34d022e ）（= =0.0181*0.976*998.8/0.001111=1.590Reu/ 48.1.1.2 计算流体阻力管程流体阻力 Spti NFp)(21 设管壁粗糙度 为 0.1mm，则 /d=0.005, 4
43、103.Rei查得摩擦系数 =0.034=6 /2 =0.034*6*1412.6*0.417 /(2*0.02)=1342.87Pa1p2iuid2=3 /2=3*1412.6*0.417 /2=368.46Pa2i 2=( + ) =1711.24*1.4*2*1=4791.47Pa 符合一般要求i12ptFpNS壳程流体阻力 Ss21o)( p 0c01unFfBc2)/5.3(p 20c21uDhBRe =1.59 500，故 f =5.0 =5.0* =0.5510408.0Re8.09管子排列为正三角形排列，取 F=0.5氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 28 页 共 34 页挡板数
44、N =l/h-1=6/0.6-1=9B=0.5*0.551*18*10*998.8*0.488 /2=11795Pa1P2=9*(3.5-2*0.6/0.6)*998.8*0.488 /2=1605Pa2取污垢校正系数 F =1.0S=(11795+1605)*1*1.0=13400Pa0.02MPa0p故管壳程压力损失均符合要求8.1.1.3 计算传热系数管程对流给热系数 i膜的雷诺数 所以为垂直湍流管1809.205.14305.4.2Re 60 dw=7.86104 W/m 231/i0.7()g 2壳程对流给热系数 0Re 3019.5Pr0= = =8cp54861.07=0.360
45、)(PrRe3/105.wd8.479189.8.736. 3/5.04 2/()WmA计算传热系数取污垢热阻 Rs 0.15m /kW Rs =0.26 m 2/kWi20以管外面积为基准 则 K =计 00i0 1Rs1RsdbdmiK =（ ） =1325.4 W/(m2.)计 3.4789126.5.4.2015.20186.7 334 1计算传热面积 A =需3198.tKQm计氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 29 页 共 34 页所选换热器实际面积为A=n =254*3.14*0.025*6=119.6ml0d2裕度 = 093.38.1096需 需A所选换热器合适8.2 各种管尺寸
46、的确定8.2.1 进料管Zf=0.4，Tf=76.7 时，Mf=119.38*0.4+78.1*0.6=94.6 kg/kmol，f=1382.17*0.4+818.87*0.6=1044.19kg/m 3进料体积流量 smhFMVfsf /064./74.219.104633取适宜的输送速度 ，故2./fumsdsf 062.4.4计经圆整选取热轧无缝钢管，规格： m.35实际管内流速： suf /07.28.2.2 釜残液出料管釜残液的体积流量： smhWMVwS /038./73.1.892143取适宜的输送速度 ，则5/umsd068134计经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 0.3实际管内流速： smuw/1054.2氯仿-苯二元筛板精馏塔设计第 30 页 共 34 页8.2.3 回流液管回流液体积流量 smhLMVS /014./8.514.1087633利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 ，那么.5/Lumd135.0.4计经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 5.46实际管内流速： suw/98137.028.2.4 再沸器蒸汽进口管V=710.986.75/4.27=14442.76 =4.013/mh3/s设蒸汽流速为 10m/s, d715.0.4计经圆整选取热轧无缝钢管，规格： 实际管内流速： smuw/13.07.428.2.5 塔顶蒸
