苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计毕业论文.doc

吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理课课 程程 设设 题目题目 苯苯 甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计 教教 学学 院院 环境与生物工程学院环境与生物工程学院 专业班级专业班级 安全工程安全工程 09010901 班班 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 2011 年 6 月 27 日 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 1 目目 录录 化工原理课程设计任务书 3 摘 要 4 绪论 5 第一章 精馏塔工艺设计计算 7 1 1 精馏塔全塔物料衡算 7 1 1 1 已知条件 7 1 1 2 物料衡算 7 1 2 板数的确定 8 1 2 1 温度 8 1 2 2 相对挥发度的计算 9 1 2 3 最小回流比的确定 9 1 2 4 求精馏塔气液相负荷 10 1 2 5 操作线方程的确定 10 1 2 6 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 10 1 2 7 实际板数的计算 11 1 3 工艺条件的计算 11 1 3 1 操作压强 P 11 1 4 物性数据计算 12 1 4 1 平均摩尔质量计算 12 1 4 2 平均密度 13 1 4 3 液体表面张力 14 1 4 4 液体粘度 15 第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 16 2 1 气液负荷和塔径 D 的计算 16 2 1 1 精馏段气液负荷计算 16 2 1 2 提馏段气液负荷计算 16 2 1 3 空塔气速 16 2 1 4 精馏塔有效高度的计算 17 2 2 溢流装置 17 2 2 1 计算出口堰 外堰 高 17 w h 2 2 2 降液管底隙高度的确定 18 0 h 2 2 3 浮阀数目 浮阀排列及塔板布置 19 第三章塔板流体力学验算 20 3 1 气相通过浮阀塔板的静压头降 hf 20 3 1 1 计算干板静压头降 hc 20 3 1 2 降液管中清夜层高度 Hd 21 3 1 3 计算雾沫夹带量 eV 22 3 2 塔板负荷性能图 23 3 2 1 雾沫夹带线 23 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 2 3 2 2 液泛线 24 3 2 3 液相负荷上限线 25 3 2 4 漏液线 25 3 2 5 液相负荷下限线 26 3 2 6 塔板负荷性能图 26 3 2 7 小结 26 3 3 相关介质选择及热量衡算 27 3 3 1 加热介质的选择 27 3 3 2 冷凝剂 27 3 3 3 热量衡算 27 3 4 辅助设备 29 3 4 1 冷凝器的选型 29 3 4 2 再沸器的选型 30 3 5 塔附件设计 31 3 5 1 接管 31 3 5 2 筒体与封头 32 3 5 3 塔总体高度的设计 33 第四章 主要计算结果列表 34 4 1 浮阀塔的主要结构参数表 34 4 2 浮阀塔的主要结构参数表 34 4 3 主要符号说明 35 参考文献 38 致 谢 39 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 3 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一一 设计题目 苯 甲苯连续浮阀式精馏塔的设计 二二 任务要求 设计一连续筛板浮阀式精馏塔以分离苯和甲苯 具体工艺参数如下 原料加料量 F 100kmol h 进料组成 45 0 F x 馏出液组成 97 0 D x 釜液组成 03 0 W x 塔顶压力 kPaP325 101 单板压降 0 7kPa 进料状态 97 0 q 2 工艺操作条件 常压精馏 塔顶全凝器 塔底间接加热 泡点回流 三三 主要设计内容 1 设计方案的选择及流程说明 2 工艺计算 3 主要设备工艺尺寸设计 1 塔径及塔板结构尺寸的确定 2 塔板的流体力学校核 3 塔板的负荷性能图 4 总塔高 4 辅助设备选型与计算设计结果汇总 5 工艺流程图及精馏塔设备条件图 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 4 摘摘 要要 本次的设计采用的精馏塔是浮阀塔 浮阀塔是化工生产中主要的传质设备 化工 生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的 精馏是一种最常 用的分离方法 它依据多次部分汽化 多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离 本次设计针对苯甲苯二元物系的精馏问题进行分析 计算 核算 绘图 是较完整的 精馏设计过程 在本次化工原理课程设计中 设计出了苯 甲苯的分离设备 精馏塔 进料摩尔 分数为 0 45 的苯 甲苯溶液 使塔顶产品苯的摩尔含量达到 97 塔底釜液摩尔分数 为 3 采用浮阀式精馏塔 塔高 18 39 米 塔径 1 4 米 按图解法计算理论板数为 14 块 算得全塔效率为 0 542 塔顶使用全凝器 泡点回流 精馏段实际板数为 12 块 提馏段实际板数为 15 块 实际加料位置在第 13 块板 从上往下数 精馏段操作弹性 为 3 49 提馏段操作弹性为 3 24 通过板压降 漏液 液泛 雾沫夹带的流体力学验 算 均在安全操作范围内 塔的附属设备中 所有管线均采用无缝钢管 冷凝器采用浮头式换热器 加热介质 采用 140 饱和蒸汽 关键字 关键字 苯 甲苯 浮阀 负荷性能图 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 5 绪论绪论 1 1 精馏原理及其在工业生产中的应用精馏原理及其在工业生产中的应用 生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物 其中大部分是均 相混合物 生产中为满足要求 需将混合物分离成较纯的物质 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种单元操作 在化 工 炼油 石油化工等工业中得到广泛应用 它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝 的过程 是可以让混合液体得到较为充分分离的连续操作 精馏有不同的分类方法 如 按操作压力可分为常压 加压和减压精馏 按分离混合液体中的组分的数目可分 为双组分和多组分精馏 工业生产中以多组分精馏较常见 但多组分精馏与双组分精 馏的基本原理 计算方法等无本质区别 本次设计的是双组分常压精馏 2 2 精馏操作对塔设备的要求精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气 汽 液两相之间的传质 而作为气 汽 液两相传质所用的 塔设备 首先必须要能使气 汽 液两相得到充分的接触 以达到较高的传质效率 但是 为了满足工业生产和需要 塔设备还得具备下列各种基本要求 1 气 汽 液处理量大 即生产能力大时 仍不致发生大量的雾沫夹带 拦液 或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 液负荷有较大范围的变动时 仍 能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具有的可靠性 3 流体流动的阻力小 即流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力消耗 从而降低操作费用 对于减压精馏操作 过大的压力降还将使整个系统无法维持必要 的真空度 最终破坏物系的操作 4 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 5 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 6 塔内的滞留量要小 但是在实际生产中 任何塔设备都难以满足上述所有要求 不同的塔型各有某些 独特的优点 因此我们要根据不同的因素选择不同的塔型 3 3 常用板式塔类型与本设计的选型及其优点常用板式塔类型与本设计的选型及其优点 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 6 气 液传质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 板式塔为逐级接触型气 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 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔 其后 特别是在二十世纪五十年代以后 随着石油 化学工业生产的迅速发展 相继出现了大批新型塔板 如 S 型板 浮阀塔 板 多降液管筛板 舌形塔板 穿流式波纹塔板 浮动喷射塔板及角钢塔板等 目前 从国内外实际使用情况看 主要的塔板类型为浮阀塔 筛板塔及泡罩塔 而前两者使 用尤为广泛 本设计选取的是浮阀式精馏塔 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的 它主要的改进是取消了升气管和泡罩 在塔板开孔上设有浮动的浮阀 浮阀可根据气体流量上下浮动 自行调节 使气缝速 度稳定在某一数值 这一改进使浮阀塔在操作弹性 塔板效率 压降 生产能力以及 设备造价等方面比泡罩塔优越 但在处理粘稠度大的物料方面 又不及泡罩塔可靠 浮阀塔广泛用于精馏 吸收以及脱吸等传质过程中 塔径从 200mm 到 6400mm 使用效 果均较好 国外浮阀塔径 大者可达 10m 塔高可达 80m 板数有的多达数百块 浮阀 塔之所以这样广泛地被采用 是因为它具有下列特点 1 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 20 40 而接近于筛板塔 2 操作弹性大 一般约为 5 9 比筛板 泡罩 舌形塔板的操作弹性要大得多 3 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 4 压强小 在常压塔中每块板的压强降一般为 400 660N m2 5 液面梯度小 6 使用周期长 粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作 7 结构简单 安装容易 制造费为泡罩塔板的 60 80 为筛板塔的 120 130 4 4 本设计所选塔的特性本设计所选塔的特性 本设计处理能力大 每小时可处理混合物 75kmol 结构简单 材料耗用量小 制 造和安装容易 操作稳定 弹性较大 而且液泛线较高可有效减小液泛对操作的影响 流体流经塔设备的压力降小 这将大大节省动力消耗 从而降低操作费用 气体在塔 盘板上以水平方向吹出 气液接触时间长 雾沫夹带量少 液面落差也较小等一系列 优点 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 7 第一章第一章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 本设计任务为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设计中采用过冷液进料 将原料也通过预热器加热至温度后送入精馏塔内 塔顶上升 蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内 其余部分经铲平冷却后送 至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送至储罐 图 1 1 精馏流程图 1 11 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 1 1 11 1 1 已知条件已知条件 苯的摩尔质量 MA 78 11kg kmol 甲苯的摩尔质量 MB 92 13kg kmol 进料组成 0 45 F x 分离要求 塔顶馏出液 0 97 D x 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 8 塔底馏出液 0 03 W x 1 1 21 1 2 物料衡算物料衡算 F D W F D W F x D x W x D W 100 03 0 97 0 45 0 100 WD D 44 68kmol h W 55 32kmol h 1 21 2 板数的确定板数的确定 1 2 11 2 1 温度温度 表 1 1 苯 甲苯 101 3kPa 的 t x y 相平衡数据 1 苯摩尔分数苯摩尔分数 液相气相 温度 液相气相 温度 0 00 0110 60 5920 78989 4 0 0880 212106 10 7000 85386 8 0 2000 370102 20 8030 91484 4 0 3000 50098 60 9030 95782 3 0 3970 61895 20 9500 97981 2 0 4890 71092 11 001 0080 2 由表可知对应的温度 109 同理 93 4 03 0 w x W t F t 由它们的安托因方程 2 5 219 1345 08 6 log 8 220 1211 031 6 log 0 0 t p t P B A 甲苯 苯 又97 0 00 0 BA B D PP pp x 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 9 假设一个泡点 t 代入上式检验 可知只有 t 80 63 时 算出的 0 97 D X 所以塔顶的温度 80 63 D t 则精馏段平均温度 c tt t DF m 02 87 2 63 804 93 2 1 则提馏段平均温度 c tt t wF m 2 101 2 1094 93 2 2 1 2 21 2 2 相对挥发度的计算相对挥发度的计算 苯 甲苯的饱和蒸汽压可用 Antoine 方程求算 即 log B PA tC 求得数据列于表 2 1 表 1 2 T 80859095100105110 Aa P kp 101 17 2 546169136 3338157 1428180 3277206 061234 5188 Ba P kp 39 74 2 54616955 4984865 0684575 9097188 13772101 8727 AB PP 2 5461692 5001872 4565322 4150392 3755552 3379432 302078 注 表中苯以 A 表示 甲苯以 B 表示 参见文献 4 中 53 页相对挥发度的计算方法 结合表 2 1 数据 在全塔温度操作范 围内 求出塔顶和塔底的平均相对挥发度 2 42 7 7321 7 2 302 462 502 55 则平均相对挥发度为 2 42 1 2 31 2 3 最小回流比的确定最小回流比的确定 气液相平衡方程为 n n n n n x x x x y 42 1 1 42 2 1 1 则 q 线方程为 97 0 q 03 0 45 0 03 0 97 0 11 e F ee x q x x q q y 联立 得 44 066 0 ee xy 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 10 41 1 44 0 66 0 66 0 97 0 Rmin x y y x e e e D 取操作回流比为82 2 41 122min RR 1 2 41 2 4 求精馏塔气液相负荷求精馏塔气液相负荷 精馏段 hkmolRDL 00 12668 4482 2 hkmolDRV 68 17068 4482 3 1 提馏段 hkmolFqLL 22310097 0 00 126 hkmolFqVV 68 167100 03 0 68 170 1 1 2 51 2 5 操作线方程的确定操作线方程的确定 精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D nn 得 3 2539 0 7382 0 1 nnxy 提馏段操作线方程 1nnW LW yxx VV 得 4 0099 0 33 1 1 nnxy 解 3 4 得 412 0 56 0 ff xy 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 11 1 2 61 2 6 精馏塔理论塔板数及理论加料位置精馏塔理论塔板数及理论加料位置 理论板数图解法 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 20 40 60 81 由图可知 该精馏塔共十四块板 精馏六块 提留八块 从第七块板加料 1 2 71 2 7 实际板数的计算实际板数的计算 由于 109 80 63 W t D t 则 定性温度 t 82 94 2 63 80109 2 WD tt C 表 1 3 苯 甲苯的粘度 3 温度 020406080100120 苯 mPa s 0 6380 4850 3810 3080 2550 215 甲苯 mPa s 0 7580 580 4590 3730 3110 2640 228 查得 smPa A 269 0 smPa B 276 0 smPxx aBFAF 273 0 276 0 45 0 1 269 0 45 0 1 由经验式 7 245 0 49 0 T E 542 0 273 0 42 2 49 0 245 0 T E 3 实际板数的求取 T N 精馏段实际板数 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 12 1207 11 542 0 6 T N 提馏段实际板数 包括塔釜 1576 14 542 0 8 T N 1 31 3 工艺条件的计算工艺条件的计算 1 3 11 3 1 操作压强操作压强 P P 取每层塔板压降为 则 P 0 7kPa 塔顶压强 101 3kPa D P 进料板压强 101 3 12 0 7109 7kPa F P 塔底压强 101 327 0 7120 2kPa W P 精馏段平均操作压强 1 101 3 109 7 105 5kPa 2 m P 提馏段平均操作压强 2 109 7 120 7 114 95kPa 2 m P 1 41 4 物性数据计算物性数据计算 1 4 11 4 1 平均摩尔质量平均摩尔质量计算计算 1 塔顶 97 0 1 x y D 930 0 1 x 1 1 47 7913 92 903 0 1 11 78903 0 53 7813 92 97 0 1 11 7897 0 molkgM molkgM LD VD 2 进料板 364 0 581 0 77 xy 1 1 03 8713 92 364 0 1 11 78364 0 98 8313 92 581 0 1 11 78581 0 molkgM molkgM LD VD 3 塔底 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 13 03 0 062 0 1414 xy 1 1 71 9713 92 03 0 1 11 7803 0 26 9113 92 062 0 1 11 78062 0 molkgM molkgM LD VD 4 精馏段平均分子量 气相 26 81 2 98 8353 78 1 V M 液相 75 79 2 03 8047 79 1 L M 5 提馏段平均分子量 气相 62 87 2 26 9198 83 2 V M 液相 37 92 2 71 9703 87 2 L M 1 4 21 4 2 平均密度平均密度 1 气相密度 Vm 精馏段平均液相密度 86 2 02 8715 273 314 8 26 81 5 105 1 11 1 m Vm mv TR MP 提馏段平均液相密度 24 3 02 10115 273 314 8 62 8795 114 2 22 2 m Vm mv TR MP 2 液相密度 Lm 表 1 4 苯 甲苯的密度 3 温度 020406080100120 苯 kg m3 877 4857 3836 6815 0792 5767 9 甲苯 kg m3 885 6867 0848 2829 3810 0790 3770 0 由式 可求相应的液相密度 1 AB i Lmi LALB 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 14 塔顶 由文献查得ctD 63 80 3 3 814 mkg LA 3 4 809 mkg LB 质量分率 965 0 13 9203 011 7897 0 11 7897 0 DA a 035 0965 0 1 DB 则 3 m 1 814 4 809 035 0 3 814 965 0 1 kg D 进料板 由文献查得ctF 4 93 3 9 799 mkg LA 3 8 796 mkg LB 质量分率为 410 0 13 9255 011 7845 0 11 7845 0 FA a 590 0 410 0 1 FB 则 3 m 1 798 8 796 590 0 9 799 410 0 1 kg F 对于塔底 由文献查得ctW 109 3 4 781 mkg LA 3 2 781 mkg LB 质量分率为 032 0 13 9297 0 11 7803 0 11 7803 0 WA a 968 0 032 0 1 WB 则 3 m 2 781 2 781 968 0 4 781 032 0 1 kg W 精馏段平均液相密度 3 1 1 806 2 1 798 1 814 2 mkg FD L 提馏段平均液相密度 3 2 7 789 2 1 798 2 781 2 mkg FW L 1 4 31 4 3 液体表面张力液体表面张力 表 1 5 苯 甲苯的表面张力 3 温度 020406080100120 苯 mN m 31 6028 8026 2523 7421 2718 8516 49 甲苯 mN m 30 8928 5426 2223 9421 6919 4917 34 n i iim x 1 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 15 1 塔顶 由文献查得ctD 63 80 11 62 2119 21 mmNmmN DBDA 1 20 2162 2103 0 19 2197 0 mmN D 2 进料板 由文献查得ctF 4 93 11 22 2065 19 mmNmmN FBFA 1 96 1922 2055 0 65 1945 0 mmN F 3 塔底 由文献查得ctW 109 11 52 1879 17 mmNmmN WBWA 1 50 1852 1897 0 79 1703 0 mmN W 4 精馏段平均表面张力 1 1 58 20 2 96 1920 21 2 mmN FD L 提馏段平均表面张力 1 2 24 19 2 96 1952 18 2 mmN FW L 1 4 41 4 4 液体粘度液体粘度 n i iiLm x 1 lglg 表 1 6 苯 甲苯的粘度 3 温度 020406080100120 苯 mPa s 0 6380 4850 3810 3080 2550 215 甲苯 mPa s 0 7580 580 4590 3730 3110 2640 228 1 塔顶由文献查得ctD 63 80 smPasmPa DBDA 310 0306 0 smPa DD 306 0 310 0lg03 0 306 0 lg97 0 lg 2 进料板 由文献查得ctF 4 93 smPasmPa FBFA 280 0272 0 smPa FF 276 0 280 0 lg55 0 272 0 lg45 0 lg 3 塔底 由文献查得ctW 109 smPasmPa WBWA 248 0 237 0 smPa WW 248 0 248 0 lg97 0 237 0 lg03 0 lg 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 16 4 精馏段平均液相粘度 1 1 291 0 2 276 0306 0 2 smPa FD L 提馏段平均液相粘度 1 2 262 0 2 276 0 248 0 2 smPa FW L 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 17 第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算第二章精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 2 1 2 1 气液负荷和塔径气液负荷和塔径 D D 的计算的计算 之前计算的数值可直接代用 2 1 12 1 1 精馏段气液负荷计算精馏段气液负荷计算 V 170 68Kmol h L 126 Kmol h sm MV V V V 347 1 86 2 3600 26 8168 170 3600 3 1 1 sm ML L L L 1046 3 1 8063600 75 79126 3600 33 1 1 1 2 1 22 1 2 提馏段气液负荷计算提馏段气液负荷计算 hkmolLhkmolV 0 223 68 167 sm MV V V V 260 1 24 3 3600 62 8768 167 3600 3 2 2 2 sm ML L L L 1025 7 7 7893600 37 92223 3600 33 2 2 2 2 1 32 1 3 空塔气速空塔气速 初选所设计的精馏塔为中型塔 采用单流型塔板 板间距 HT 450mm 取板上液层高度 HL 0 06m 则 HT HL 0 39 m 043 0 86 2 1 806 347 1 1046 3 5 0 3 5 0 1 1 1 1 1 V L VL V L E 查 C20 0 084 依式 1 47 校正物系表面张力 L mN m 2077 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 18 精馏段 L CC 0 202 20 2077 校正表面张力008400846 2020 1 418m s 2 86 2 86 806 1 0 0846 cu V VL max 最大孔塔气速 取安全系数为 0 7 则空塔速度 0 99m s1 4180 70 7uu max 则 塔径 D 1 32m s 3 14u 4V1 按标准塔径圆正整后为 1 4m 同理 提留段塔泾 D 1 4M 塔截面积为 222 1 544 1 44 mDAT 精馏段实际空塔气速为 0 82m s1 26 1 54u 提馏段实际空塔气速为 0 87m s1 347 1 54u 2 1 42 1 4 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 12 1 0 454 95mZ T精精 N 1 H 提馏段有效高度为 15 1 0 456 3mZ T提提 N 1 H 0 8m在进料板上方开一个小孔 其高度为 0 84 956 30 812 05mZZZ 提精 故精馏塔的有效高度为 2 22 2 溢流装置溢流装置 因塔径 D 1 4m 可选用单溢流弓形降液管 不设进口堰 2 2 12 2 1 计算出口堰计算出口堰 外堰外堰 高高 w h 堰长 0 8D 0 8 1 4 1 12 m w l 采用平直堰 堰上液层高度可由式计算出 近似取 E 1 3 2 1000 84 2 w s ow l L Eh 前已取板上液层高度 hL 0 06m 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 19 精馏段精馏段 液相流量 mhow0401 0 1 12 46003 0 3600 1 1000 84 2 3 2 故出口堰高度 mhhh owLw 604 0 0401 0 06 0 提馏段提馏段 液相流量 mhow2320 0 1 12 72500 03600 1 1000 84 2 3 2 故出口堰高度 mhhh owLw 370 02320 006 0 计算方形降液管宽度 Wd和面积 Af 因为 8 0 4 1 12 1 D lw 查文献 9 由图得15 0 T f A A 2 0 D Wd 已知 AT 1 54m2 D 1 4m 降液管面积 2 231 0 54 115 0 mAf 降液管宽度 mWd28 0 4 12 0 精馏段液体在降液管中停留时间为 提馏段液体在降液管中停留时间为 s L HA Tf 04 30 00346 0 45 0 231 0 1 1 s L HA Tf 34 14 00725 0 45 0 231 0 2 2 停留时间 5s 合乎要求 故降液管尺寸合理 可用 2 2 22 2 2 降液管底隙高度降液管底隙高度的确定的确定 0 h 由公式得 0 0 ul L h w s 精馏段 m ul L h w 022 0 14 012 1 00346 0 0 1 1 mmhhw006 0 024 0 022 0 046 0 1 提留段 m ul L h w 046 0 14 0 12 1 00725 0 0 2 2 mmhhw006 0 009 0 037 0 046 0 2 故降液管底隙高度设计合理 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 20 2 2 32 2 3 浮阀数目 浮阀排列及塔板布置浮阀数目 浮阀排列及塔板布置 因 D 800mm 所以塔板采用分块式 分为 4 块 查自文献 9 选取阀孔动能因子 F0 12 由 F0 可求阀孔气速 u0 V u 0 精馏精馏 sm F u V 10 7 86 2 12 0 0 提馏提馏 sm F u V 67 6 24 3 12 0 0 精馏每层塔板浮阀数目 150 10 7 039 0 25 0 347 1 4 2 0 2 0 ud V N s 提馏每层塔板浮阀数目 158 67 6039 0 25 0 26 1 4 2 0 2 0 ud V N s 现取边缘区宽度 Wc 0 05m 安定区宽度 Ws 0 085m 按式 可算塔板上鼓跑区 有效区 面积 r x rxrxAp 1222 sin 180 2 上式中 mw D r mww D x c sd 65 0 05 0 2 4 1 2 375 0 085 0 24 0 2 4 1 2 则 21222 916 0 65 0 375 0 sin65 0 180 375 0 65 0375 0 2mAp 阀孔排列采用正三角形叉排方式 则 同一横排间距 精馏 082 0 155 1 N A t a 提馏 m N A t a 084 0 155 1 取 t 0 08m 正三角形叉排方式作图 实排阀孔数 166 个 与预选动能因子 F0 12 计算 出的阀孔数 150 158 相差甚小 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 21 sm V u 36 6 166 039 0 14 3 25 0 2 2 0 按阀孔实排数 N 166 个 重新核算气速及阀孔动能因子 精馏 50 1186 2 80 6 00 V uF 提馏 smuF L 45 1124 3 36 6 00 由于阀孔实排数与原计算数相差不大 所以阀孔动能因子变化不大 仍在 9 13 的 合理范围内 故此阀孔实排数适用 精馏 01 12 100 80 6 82 0 0 u u 提馏 68 13 100 36 6 87 0 0 u u 此开孔率均在 10 14 的范围内 所以这样开孔是合理的 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 22 第三章塔板流体力学验算第三章塔板流体力学验算 3 13 1 气相通过浮阀塔板的静压头降气相通过浮阀塔板的静压头降 hfhf 每层塔板静压头降可按式计算 hhhh lcf 3 1 13 1 1 计算干板静压头降计算干板静压头降 hchc 1 由式可计算临界阀孔气速 即825 1 V 1 73 oc u oc u 精馏 smuoc 91 5 86 2 1 73 825 1 提馏 smuoc 52 5 24 3 1 73 825 1 因 查文献 7 可用算干板静压头降 即 c uu 00 g u h L V c 2 34 5 2 0 精馏 m g u h L V c 049 0 81 9 1 8062 10 7 86 2 34 5 2 34 5 2 2 0 提馏 m g u h L V c 045 0 81 9 7 7892 36 6 24 3 34 5 2 34 5 2 2 0 2 塔板上层静压头降 hl 查文献 7 由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物 可取充气系数5 0 0 已知板上液层高度所以依式mhL06 0 mhh Ll 03 0 06 0 5 0 0 3 计算液体表面张力所造成的静压头降 h 由于采用浮阀塔板 克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小 所以可忽略不计 这样 气体流径一层 浮阀塔板的静压头降为 f h 精馏 mhhhh lcf 079 0003 0 049 0 换算成单板压降PaghP Lff 72 62481 9 1 806079 0 提馏 mhhhh lcf 075 0 003 0 045 0 换算成单板压降PaghP Lff 02 58181 9 7 789075 0 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 23 3 1 23 1 2 降液管中清夜层高度降液管中清夜层高度 HdHd 查文献 2 2 可按式计算 owdwfd hhhhhH 精馏段 0 079m 0 046 0 014m f h w hm ow h 提馏段 0 075m 0 037 0 0232m f h w hm ow h 液体通过降液管的静压头降 d h 不设进口堰 可用式计算 2 0 153 0 hl L h w s d 精馏mhmlsmL ws 024 0 12 1 00346 0 0 3 mhd00254 0 024 012 1 00346 0 153 0 2 提馏mhmlsmL ws 046 0 12 1 00725 0 0 3 mhd00303 0 046 0 12 1 00725 0 153 0 2 由于浮阀塔板上液面落差很小 所以可忽略 h 则 精馏 mhhhhhH owdwfd 142 0 014 0 000254 0 046 0 079 0 提馏 mhhhhhH owdwfd 138 0 0232 0 000303 0037 0075 0 为了防止液泛 按式 取校正系数 0 5 板间距 HT 0 45m wTd hHH 精馏 mhw046 0 mhH wT 248 0 046 0 45 0 5 0 提馏 0 037 w hmmhH wT 244 0 037 0 45 0 5 0 从而可知 符合防止液泛的要求 wTd hHH 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 24 3 1 33 1 3 计算雾沫夹带量计算雾沫夹带量 eVeV 判断雾沫夹带量是否在小于 10 的合理范围内 是通过计算泛点率 F 来完成的 泛 V e 点率的计算可用式 100 36 1 v bF Ls L v s AKC ZLV F 塔板上液体流程长度 mWDZ dL 84 0 28 0 24 12 塔板上液流面积 2 08 1 23 0 254 1 2mAAA fTb 查文献 7 苯和甲苯混合液可按正常物系处理 取物性系数 K 值 K 1 0 在从泛点负荷 因数图中查得负荷因数 CF 0 126 将以上数值分别代入上式 得泛点率 F 为 9 61 100 08 1 126 0 1 84 0 00346 0 36 1 86 2 1 806 86 2 347 1 F 5 65 100 08 1 126 0 1 84 000725 0 36 1 24 3 7 789 24 3 26 1 F 为避免雾沫夹带过量 对于大塔 泛点需控制在 80 以下 从以上计算的结果可知 其 泛点率都低于 80 所以雾沫夹带量能满足 ev800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 Dbi 1200 2 16 0 2 0 4 103 832mm 基础环外径 Dbo 1200 2 16 0 2 0 4 103 1632mm 经圆整后裙座取 3m 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 35 5 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 人孔的设置应便于人进出任何一层塔板 由于设置人孔处塔间距离大 且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求 一般每隔 10 20 块板才设一个孔 本塔在塔底和塔底各一个人孔 在设置人孔处 每 个人孔直径为 450mm 板间距为 600mm 人孔深入塔内部应与塔内壁修平 其边缘需 倒棱和磨圆 3 5 33 5 3 塔总体高度的设计塔总体高度的设计 1 塔的顶部空间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离 取除沫器到第一 块板的距离为 600mm 塔顶部空间高度为 1200mm 2 塔的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离 釜液停留时 间 5min 提馏段平均相对分子质量 ML 89 40kg kmol 它的质量流速 89 40 133 22 36003 31 Lkg s 它的体积流速 33 3 31 780 44 24 10 LW VLms 3 200 5 0 75 4 24 10200 1421 130 70 95 BVT Ht VRAm 3 塔立体高度 H H塔板 塔板 H人孔人孔 H顶顶 H底底 H裙裙 H封封 27 1 0 45 2 0 6 1 2 0 95 3 0 34 18 39m 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 36 第四章第四章 主要计算结果列表主要计算结果列表 4 14 1 浮阀塔的主要结构参数表浮阀塔的主要结构参数表 表 4 1 浮阀塔的主要结构参数表 项目内容数值或说明 精馏段 数值或说明 提馏段 备注 塔径 D m 1 401 40 板间距 HT m 0 450 45 塔板形式单溢流弓形降液管单溢流弓形降液管分块式塔板 堰长 lw 1 121 12 降液管底隙高度 h0 m 0 0220 046 浮阀数 N 个 166166 正三角形叉 排 孔心距 t m 0 080 08 同一横排的 孔心距 排间距 h m 0 080 08 相邻两横排 中心线距离 操作弹性 3 493 24 4 24 2 浮阀塔的主要结构参数表浮阀塔的主要结构参数表 表 4 2 浮阀塔的主要流动性能参数表 项目内容数值或说明 精馏段 数值或说明 提馏段 备注 空塔气速 U m s 0 7230 687 板上液层高度 hW m 0 060 06 阀孔气速 U0 m s 6 806 36 临界阀孔气速 U0c m s 5 865 42 阀孔动能因数 F0 11 5011 45 单板压降 P Pa 700700 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 37 液体在降液管内 停留时间 s 30 0414 34 降液管内清液层 高度 Hd m 0 1420 138 泛点率 61 965 5 气相负荷上限 Vsmax m3 s 1 781 62 雾沫夹带控制 气相负荷下限 Vsmin m3 s 0 510 50 漏液控制 操作弹性 3 493 24 4 34 3 主要符号说明主要符号说明 表表 4 34 3 主要符号说明主要符号说明 符 号意 义SI 单位 A 传热面积 m2 AT 塔截面积 m2 Af 降液管截面积 m2 AP 鼓泡区面积 m2 Cp 摩尔定压热容kJ kmol K D 塔径m d0 阀孔直径m ET 板效率 eV 液沫夹带量 F 进料流量kmol h H 折流挡板间距 m H 塔的有效高度 m HT 板间距 m hL 板上液层高度 m Hd 液体通过降液管的高度 m how 堰上液层高度 m hp 人孔高度 m 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 38 hw 外堰高 m h0 降液管底隙高度 m hf 塔板静压头 m hc 干板静压头降 m hl 含气液层静压头降 m h 表面张力造成的静压头降 m hd 降液管的静压头降 m h 液面落差 m K 传热系数W m2 K lw 堰长 m L 下降液体流量kmol h LS 液相流量 m3 s M 摩尔质量kg kmol N 塔板数 P 操作压力 kPa Pr 普朗特数 P 压力降 Pa q 进料状况参数 Q 热负荷 kJ h r 鼓泡区半径 m R 回流比 t 温度 tm 平均温度差 u 空气速 m s u0 阀孔气速 m s u0c 临界阀孔气速 m s V 上升蒸汽流量 kmol h 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 39 VS 气相流量 m3 s W 塔底产品流量 kmol h wd 降液管宽度 m wc 边缘区宽度 m wh 冷却水用量 kg h wS 安定区宽度 m 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 40 参考文献 1 陈敏恒 从德滋 方图南等 化工原理 第三版 北京 化学工业出版社 2006 70 72 268 页 2 贾绍义 柴诚敬 化工原理课程设计 化工传递与单元操作课程设计 天津 天津大学出版社 2002 8 107 108 页 3 王松汉主编 石油化工设计手册 第 1 卷 石油化工基础数据 北京 化学工业出版 2001 9 507 509 页 4 钟理 伍饮 曾朝霞 化工原理 下册 北京 化学工业出版社 2008 5 5 于浦义 张德姜 康永进 石油化工压力管道设计手册 北京 化学工业出版 2006 12 136 542 页 6 AutoCAD 2002 培训教程 北京 电子工业出版社 2003 7 匡国柱 史启才主编 化工单元过程及设备课程设计 北京 化学工业出版社 2005 年 198 203 204 210 212 214 216 220 页 8 蔡纪宁 张秋翔 化工原理设备机械基础课程设计指导书 北京 化学工业出版社 2000 6 104 页 9 王国胜 化工原理课程设计 第二版 辽宁 大连理工出版社 200686 页 10 国家医药管理局上海医药设计院编 化工工艺设计手册 北京 化学工业出版社 1991 年 吉林化工学院化工原理课程设计说明书 41 致致 谢谢 经过这近一个月的查阅文献 计算数据和用计算机编排设计内容 化工原理课程 设计的基本工作已经完成 并得出了可行的设计方案 全部计算过程已在前面的章节 中给出 课程设计是对以往我们学过的知识加以检验 能够培养理论联系实际的能力 尤其 是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识 使我们所学的知识不局 限于书本 并锻炼了我们的逻辑思维能力 同时也让我深深地感受到工程设计的复杂 性以及我了解的知识的狭隘性 所有的这一切为我今后的努力指明了具体的方向 设计过程中培养了我们的自学能力 设计中的许多知识都需要查阅资料和文献 并 要求加以归纳 整理和总结 通过自学及老师的指导 不仅巩固了所学的化工原理知 识 更极大地拓宽了我们的知识面 让我们更加确切地认识到实际化工生产过程和理论 的联系和差别 这对我们的知识运用能力是一个很大的提升 在此次化工原理设计过程中 我的收获很大 感触也很深 更觉得学好基础知识的 重要性 同时通过这次课程设计 我深深明白了理论知识与实际运用之间的距离 通 过与同学和老师的交换看法及时发现自己认识和知识的不足 从而让自己少走弯路 我们在学好知识的同时更应该会灵活运用所学的知识处理我们日常生活和生产中遇到 的各种各样的问题 在这里 我要感谢我的指导老师王卫东老师以及帮助过我的所有的同学 通过向他 们请教和交流 使得我的设计工作得以圆满完成 在此我向他们表示衷心的感谢 袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇薄罿膄芃薃虿羆艿薃袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇薄罿膄芃薃虿羆艿薃袁节膅薂羄肅蒃薁蚃芀荿薀螆肃芅蕿袈芈膁蚈羀肁蒀蚇蚀袄莆蚇螂肀莂蚆羅袂芈蚅蚄膈膄蚄螇羁蒂蚃衿膆莈蚂羁罿芄螁蚁膄膀螁螃羇葿螀袅膃蒅蝿肈羆莁螈螇芁芇莄袀肄膃莄羂艿蒂莃蚂肂莈蒂螄芈芄蒁袆肀膀蒀罿袃薈葿螈聿蒄葿袁羁莀蒈羃膇芆蒇蚃羀膂蒆螅膅蒁薅袇羈莇袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇莁薀薈袃莀艿螃蝿荿莂薆膈莈薄袁肄莇蚆蚄羀莇莆袀袆羃蒈蚂螂羂薁袈肀肁芀蚁羆肁莃袆袂肀薅虿袈聿蚇蒂膇肈莇螇肃肇葿薀罿肆薂螆袅肅芁薈螁膅莃螄聿膄蒆薇羅膃蚈螂羁膂莈蚅袇膁蒀袀螃膀薂蚃肂腿节衿羈腿莄蚂袄芈蒇袇螀芇蕿蚀聿芆艿蒃肅芅蒁螈羁芄薃薁袆芃芃螆螂芃莅蕿肁节蒈螅羇