精馏塔的筛板塔设计.doc

化工原理课程设计任务书 一 设计题目 乙醇 水连续精馏塔的设计 二 原始设计数据 1 原料中含乙醇量 34 摩尔分数 下同 其余为水 流出液中含乙釜残液中 含乙醇不高于 0 6 生产能力为日产 24 小时 120 吨的乙醇产品 以馏出液 浓度计 2 操作条件 塔顶压强 4kpa 表压 进料热状态 自选 回流比 自选 加 热蒸汽为低压蒸汽 单板压强不大于 0 7kpa 加热方式 间接蒸汽加热 3 塔板形式 筛板塔 三 设计内容 1 设计方案的确定及工艺流程的说明 2 她的工艺计算及塔和塔板的主要工艺尺寸的设计 包括塔高 塔径 塔板结 构尺寸的确定 塔板的流体力学性能的验算 她的负荷性能等 有关图示如负 荷性能图 塔板布置等要用坐标纸绘制 3 设计结果概要或设计一览表 4 塔的主要接管尺寸 5 辅助设备 馏出液冷凝器 的选型与计算 6 对本设计的评论或有关问题的分析讨论 7 编写设计说明书 四 课程设计的步骤和时间安排 1 讲课 布置任务和查阅资料 0 5 天 2 阅读指导书 确定工艺流程 1 天 3 设计计算 3 天 4 辅助设备选型或设计计算 1 5 天 5 绘图 2 天 6 编写设计说明书 1 5 天 7 上交说明书图纸设计日记 考核与答辩 0 5 天 五 图纸 1 带有控制点的工艺流程图 手绘或 CAD 均可 附在说明书后 2 塔的工艺条件图 1 图纸 必须手绘 六 设计时间 二周 目 录 第一章 方案确定 1 1 1 摘要 1 1 2 设计方案 2 1 3 设计思路 4 第二章 主要塔的工艺计算 4 2 1 精馏塔全塔物料衡算 4 2 2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 5 2 2 1 温 度 5 2 2 2 密度 6 2 2 3 混合液体表面张力 7 2 2 4 混合物黏度 8 2 2 5 相对挥发度 8 2 3 精馏塔理论塔板及有关数据计算 9 2 3 1 精馏段操作数据计算 10 2 3 2 提馏段操作数据计算 10 2 3 3 塔板效率的计算 10 2 4 塔径的初步设计 11 2 4 1 精馏段塔径计算 11 2 4 2 提馏段塔径计算 12 2 5 精馏塔有效高度及操作压力的计算 12 2 5 1 精馏塔有效高度的计算 12 2 5 2 精馏塔操作压力的计算 12 2 6 塔板主要工艺尺寸的计算及布置 13 2 6 1 溢流装置计算 13 2 6 2 塔板分布 14 2 6 3 塔板的流体力学验算 15 1 塔板压降 15 2 液面落差 16 3 液沫夹带 16 4 漏液 16 5 液泛 17 第三章 塔板负荷性能图 17 3 1 漏液线 17 3 2 液沫夹带线 18 3 3 液相负荷下限线 19 3 4 液相负荷上限线 19 3 5 液泛线 20 3 6 作图校核 21 第四章 筛板塔的工艺设计计算结果总表 24 第五章 主要附属设备的设计 25 5 1 冷凝器的选择 25 5 2 再沸器的选择 25 5 3 馏出液冷却器的选择 26 5 3 1 计算流体热负荷 26 5 3 2 计算所需传热面积 27 5 3 3 初选换热器 27 5 3 4 总传热系数的核算 27 第六章 塔体结构及次要附属设备的设计 29 6 1 接管的尺寸及选择 29 6 1 1 进料管 29 6 1 2 塔顶蒸汽出口管 29 6 1 3 回流管管径 29 6 1 4 塔釜出料液管 29 6 1 5 塔底至再沸器的接管管径 29 6 1 6 再沸器返塔连接管管径 30 6 1 7 法兰的选择 30 6 2 筒体与封头 30 6 2 1 筒体 30 6 2 2 封头 30 6 2 3 裙座的设计 31 6 2 4 除沫器设计 31 6 2 5 吊柱 31 6 2 6 人孔 31 结束语 32 设计心得 32 参考文献 33 第一章 设计方案 1 1 摘 摘 要要 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 精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷 凝达到轻重组分分离的方法 精馏操作在化工 石油化工 轻工等工业生产中 中占有重要的地位 为此 掌握气液相平衡关系 熟悉各种塔型的操作特性 对选择 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的 塔设备是化工 炼油生产中最重要的设备类型之一 本次设计的筛板塔是 化工生产中主要的气液传质设备 此设计针对二元物系的精馏问题进行分析 选取 计算 核算 绘图等 是较完整的精馏设计过程 该设计方法被工程技 术人员广泛的采用 精馏设计包括设计方案的选取 主要设备的工艺设计计算 物料衡算 xF 0 34 xD 0 75 xW 0 006 实际塔板数精馏段 21 块 提馏段 5 块 工艺参数 的选定泡点进料 泡点回流 设备的结构设计和工艺尺寸的计计算塔高为 15 70m 筛孔数目为 5522 个 辅助设备的选型 工艺流程图 主要设备的工艺 条件图等内容 通过对精馏塔的运算 可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺 流程 生产操作条件及物性参数是合理的 各种接管尺寸是合理的 以保证精 馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高 关键词 乙醇 水 精馏段 提馏段 筛板塔 1 21 2 设计方案 设计方案 高径比很大的设备称为塔器 塔设备是化工 炼油生产中最重要的设 备之一 它可使气 或汽 液或液液两相之间进行紧密接触 达到相际传质及 传热的目的 常见的 可在塔设备中完成的单元操作有 精馏 吸收 解吸和 萃取等 此外 工业气体的冷却与回收 气体的湿法净制和干燥 以及兼有气 液两相传质和传热的增湿 减湿等 在化工或炼油厂中 塔设备的性能对于整个装置的产品产量 质量 生产能力和消耗定额 以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影 响 据有关资料报道 塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比 例 因此 塔设备的设计和研究 受到化工 炼油等行业的极大重视 作为主要用于传质过程的塔设备 首先必须使气 汽 液两相充分接 触 以获得较高的传质效率 此外 为了满足工业生产的需要 塔设备还得考 虑下列各项传质效率 此外 为了满足工业生产的需要 塔设备还得考虑下列 各项要求 生产能力大 在较大的气 汽 液流速下 仍不致发生大量的 雾沫夹带 拦液或液泛等破坏正常操作的现象 操作稳定 弹性大 当塔设备的气 汽 液负荷量有较大的波 动时 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作 并且塔设备应保证能长期连 续操作 流体流动的阻力小 即流体通过塔设备的压力降小 这将大大 节省生产中的动力消耗 以及降低经常操作费用 对于减压蒸馏操作 较大的 压力降还使系统无法维持必要的真空度 结构简单 材料耗用量小 制造和安装容易 这可以减少基建 过程中的投资费用 耐腐蚀和不易堵塞 方便操作 调节和检修 事实上 对于现有的任何一种塔型 都不可能完全满足上述所有要求 仅 是在某些方面具有独到之处 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 精馏过程在能量剂的驱动下 有时加质量剂 使气 液两相多次直接接触和分离 利用液相混合物中各组 分挥发度的不同 使易挥发组分由液相向气相转移 难挥发组分由气相向液相 转移 实现原料混合液中各组分的分离 该过程是同时进行传质 传热的过程 精馏塔是大型的设备组装件 分为板式塔和填料塔两大类 板式塔又有筛板塔 泡罩塔 浮阀塔等 根据设计任务书 此设计的塔型为筛板塔 筛板塔是很早出现的一种板式 塔 它的结构简单 塔盘造价较低 安装 维修都较容易 从而一反长期的冷 落状况 获得了广泛应用 近年来对筛板塔盘的研究还在发展 出现了大孔径 筛板 孔径可达 mm 导向筛板等多种形式 筛板塔盘上分为筛孔区 无孔区 溢流堰及降液管等几部分 工业塔 常用的筛孔孔直径为 mm 按正三角形排列 空间距与孔径的比为 近年来有大孔径 mm 筛板的 它具有制造容易 不 易堵塞等优点 只是漏夜点低 操作弹性小 筛板塔的特点如下 结构简单 制造维修方便 生产能力大 比浮阀塔高 塔板压力降较低 适宜于真空蒸馏 塔板效率较高 但比浮阀塔稍低 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性 仅稍低与泡罩 塔 小孔径筛板易堵塞 故不宜处理脏的 粘性大的和带有固体粒子的 料液 本设计是乙醇和水混合液加热至泡点后送入精馏塔分离 塔顶上升蒸汽采 用全凝器冷凝后 一部分作为回流 其余进入冷却器冷却作为塔顶产品送至贮 槽 该物系属于易分离物系 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 釜残液经过再沸器 循环使用蒸汽 具体流程 简易图如下 1 31 3 设计思路 设计思路 1 精馏方式的选定2 操作压力的选取3 加料状态的选择 4 加热方式的选择5 回流比的选择 6 冷凝方式及介质选择7 塔的选择 1 本设计采用连续精馏操作方式 2 常压操作 3 泡点进料 4 间接蒸汽加热 5 选 R 1 1 2 0 Rmin 6 塔顶选用全凝器 7 选用筛板塔 其突出优点是结构简单 造价低 制造方便 生产能力 第二章 主要塔设备的工艺计算 2 1 精馏塔全塔物料衡算 2 1 1 设计已知条件及符号意义 F 原料液流量 kmol s xF 原料组成 摩尔分数 D 塔顶产品流量 kmol s xD 塔顶组成 摩尔分数 W 塔底残液流量 kmol s xW 塔底组成 摩尔分数 乙醇的摩尔质量 MA 46 kg kmol 水的摩尔质量 MB 18 kg kmol 已知 xF 34 xD 75 xW 0 06 生产能力为日产 24 小时 120 吨 乙醇 2 1 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 MF 0 34 46 1 0 34 18 27 52 kg kmol MD 0 75 46 1 0 75 18 39 00 kg kmol MW 0 0006 46 1 0 0006 18 18 168 kg kmol 2 1 3 物料衡算式为 F D W 3 75 0 6 120 10 24 D 170 94koml h 39 0 75 F D W F F 380 78kmol h w 209 84kmol h F D W xFxDxW x x x DW 原料乙醇组成 塔顶组成 塔底组成 进料量 物料衡算式为 联立代入求解 2 2 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 常压下乙醇 水气液平衡组成与温度关系 温度 液相组成 气相组成 xy 100 0 0 95 5 1 90 17 00 89 0 7 21 38 91 86 7 9 66 43 75 温度 液相组成 气相组成 xy 82 7 23 37 54 45 82 3 26 08 55 80 81 5 32 73 59 26 80 0 39 65 61 22 温度 液相组成 气相组成 xy 79 3 57 32 68 41 78 74 67 63 73 85 78 41 74 72 78 15 78 15 89 43 89 43 85 3 12 38 47 04 84 1 16 61 50 89 79 8 50 97 65 64 79 7 51 98 65 99 2 2 1 温度 利用表中数据用插值法求得 81 35 tF 65 3973 32 7 80 5 81 73 3234 5 81 tF tF 78 41 tD 43 8972 74 15 7841 78 72 7475 41 78 tD tD 98 58 tW 90 1 0 5 95100 06 0 100 tW tW 精馏段平均温度 79 88 t1 2 FD tt 2 41 7835 81 提馏段平均温度 89 96 t2 2 Fw tt 2 96 9835 81 2 2 2 密度 已知 混合液密度 为质量分率 AB LAB 1aa a 混合气密度 为平均相对分子质量 0 V 0 22 4 TM T M 1 精馏段汽 液相组成 平均温度为 79 88 C 液相组成 49 80 1 80 779 879 8079 8 39 6550 7950 79x 1 x 气相组成 65 25 1 80 779 879 8879 8 61 2265 6465 64y 1 y 46 0 4980 18 1 0 4980 31 94kg kmol L1 46 0 6525 18 1 0 6525 36 27kg kmol V1 2 提馏段汽 液相组成 平均温度为 91 256 C 液相组成 6 43 2 95 589 089 9689 0 1 907 217 21x 2 x 气相组成 35 65 2 95 589 089 9689 0 1738 9138 91y 2 y 46 0 0643 18 1 0 0643 19 80kg kmol L2 46 0 3565 18 1 0 3565 28 00kg kmol V2 不同温度下甲醇和水的密度 1 温度 3 c kg m 3 w kg m 温度 3 c kg m 3 w kg m 80735971 895720961 85 85730968 6100716958 4 90724965 3 3 求在平均温度下的乙醇和水的密度 79 88 则 1 tC 734 5295 kg 乙 3 m 971 499 kg 水 3 m 89 96 2 tC 726 73kg 908589 9685 965 3968 6730 乙 乙 3 m 965 52 kg 908589 9685 961 85968 6968 6 水 水 3 m 4 分别求取精馏段和提馏段的汽液相密度 根据公式 求得 AB LAB 1aa 0 V 0 22 4 TM T 精馏段 791 52 kg 1 25 kg L1 3 m V1 3 m 提馏段 920 34 kg 0 941 kg L2 3 m V2 3 m 2 2 3 混合液体表面张力 乙醇 水不同温度下的表面张力 2 温度C 708090100 乙醇 mN m 1817 1516 215 2 水 mN m 64 362 660 758 8 1 塔顶混合液体表面张力 已知 塔顶温度 tD 78 41 根据试差法计算C 乙醇表面张力 17 28mN m 80708078 41 17 15 1817 15 乙 1 乙 水的表面张力 62 87mN m 1 80708078 41 62 664 362 6 水 1 水 0 75 17 28 62 87 1 0 75 28 68mN m LDm 2 进料板混合液体表面张力 已知 进料板温度 tf 81 35 根据试差法计算C 乙醇表面张力 17 19 mN m 2 90809081 35 16 2 17 1516 2 乙 2 乙 水的表面张力 62 95 mN m 2 90809081 35 60 762 660 7 水 2 水 0 267 17 19 62 95 1 0 267 50 73 mN m LFm 精馏段的表面张力 28 68 50 73 2 39 70mN m Lm 3 塔底混合液体表面张力 已知 塔底温度 tW 98 58 C 乙醇表面张力 15 34 mN m 2 1009015 2 16 2 10098 5815 2 乙 2 乙 水的表面张力 59 07mN m 2 1009058 860 7 10098 5858 8 水 2 水 0 0008 15 34 59 07 1 0 0008 58 98 mN m LWm 提馏段的表面张力 50 73 58 98 2 54 86 mN m 2 2 2 4 混合物黏度 1 精馏段混合黏度 已知 79 88 49 80 C 1 x 查图得 0 443 0 363 乙 a mps 水 a mps 精馏段混合黏度 0 443 0 498 0 365 1 0 4980 0 4028 a mps 2 提馏段混合黏度 已知 89 96 6 43 C 2 x 查图得 0 376 0 305 乙 a mps 水 a mps 提馏段混合黏度 0 376 0 0643 0 305 1 0 0643 0 3096 a mps 2 2 5 相对挥发度 根据公式求解精馏段和提留段的相对挥发度 11 11 yx yx 精馏段 已知 0 4980 1 0 6525 1 x1 x 11 x 1 1 1 解得 0 6525 0 502 1 893 0 3475 0 4980 提馏段 已知 0 0643 0 3567 x2 2 解得 0 3567 0 9357 8 069 0 6433 0 0643 2 3 精馏塔理论塔板及有关数据计算 常压下乙醇 水气液平衡组成 摩尔 与温度的关系 3 温度液相气相温度液相气相 1000082 326 0855 80 95 51 9017 0081 532 7359 26 89 0 7 2138 9180 739 6561 22 86 79 6643 7579 850 7965 64 85 312 3847 0479 751 9865 99 84 116 6150 8979 357 3268 41 82 7 23 3754 4578 7467 6373 85 根据表中数据绘制常压下乙醇 水的平衡曲线图 已知泡点进料 q 1 再确定 操作线上 三个点大体位置 由于乙醇水平 D x D x F x F x W x W x 衡溶液不是正常平衡曲线 具有下凹部分 当操作线与 q 线交点尚未落到平衡 线上之前 操作线已与平衡线相切 故作图可得 0 24 0 515 q x q y 最小回流比 0 61Rm i n Dq qq xy y x 0 750 594 0 5940 34 操作回流比 R 2 1 22Rm i n 2 3 1 精馏段操作数据计算 L R D 1 22 170 94 208 55 kmol h V R 1 D 2 22 170 94 397 49 kmol h 精馏段操作线方程 0 55x 0 337 D LD yxx VV 汽液相质量流量 kg s 1L1 31 94 208 55 1 85 3600 LML kg s 1V1 36 27 379 49 3 82 3600 VMV 体积流量 s 3 1 S1 L1 1 85 2 34 10 791 52 L L 3 m s 1 S1 V1 3 82 3 056 1 25 V V 3 m 2 3 2 提馏段操作数据计算 L F 208 55 308 78 517 33 kmol h L V 397 49 kmol h V 提留段操作线方程 1 553 0 003 w LW yxx VV x 汽液相质量流量 kg s 2L2 19 86 517 33 3 257 3600 LML kg s 2V2 26 766 397 49 2 94 3600 VMV 体积流量 s 3 2 S2 L2 3 257 3 539 10 920 34 L L 3 m s 2 S2 V2 2 94 3 1243 0 941 V V 3 m 2 3 3 塔板效率的计算 作图 由 0 75 0 75 为起点在平衡线和操作线之间画阶梯 过精馏段 操作线与 q 线交点 直到小于 0 0006 为止 可得到 9 块 包括再沸器 T N 加料板为第 6 块板 塔板效率与塔板结构 操作条件 物质的物理性质及流体力学性质有关 它反映了实际塔板上传质过程进行的程度 板效率可用奥康奈尔公式进行计算 0 245 TL 0 49 E 精馏段 0 245 T 0 49 1 893 0 4028 0 524E 9 5410 块N T T N E 5 0 524 提留段 0 245 T 0 49 8 069 0 3096 0 3915E 10 211 块N T T N E 4 0 3915 全塔 N 10 11 21 块 全塔效率 38 1 T T P 9 1 21 N E N 2 4 塔径的初步设计 2 4 1 精馏段塔径计算 由 u 安全系数 取安全系数 u 0 7 因为 式中 C 可 max u LV max V uC 由史密斯关联图查得 横坐标 1 1 2 3 2 SL S V 1 29 10802 278 0 022 1 5051 223 L V 初选板间距 取板上液层高度 故 T 0 45Hm L 0 07hm TL 0 450 070 38Hhm 查 Smith 关联图得 C20 0 076 0 20 2 L 20 39 70 0 0760 087 2020 CC max 791 52 1 25 0 0872 188 1 25 um s 1max 0 71 532 uum s 故 S1 1 1 44 3 056 1 59 3 14 1 532 V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 6m 横截面积 222 T1 11 3 14 1 62 01 44 ADm 实际空塔气速 1 3 056 1 520 2 01 um s 2 4 2 提馏段塔径计算 初选板间距 取板上液层高度 故 T 0 45Hm L 0 07hm TL 0 450 070 38Hhm 1 1 2 3 2 SL S V 3 539 10920 34 0 035 3 12430 941 L V 查 Smith 关联图得 C20 0 076 0 20 2 20 54 86 0 0760 093 2020 CC max 920 340 94 0 0932 91 0 941 um s 可取安全系数为 0 7 则 max 0 72 037 uum s 故 S2 2 2 44 3 1243 1 398 3 14 2 037 V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 6m 横截面积 222 T2 11 3 14 1 62 01 44 ADm 实际空塔气速 2 3 1243 1 554 2 01 um s 2 52 5 精馏塔有效高度及操作压力的计算 2 5 1 精馏塔有效高度的计算 1 mZ精N精 T H 10 1 0 454 05 1 mZ提N提 T H 11 1 0 454 50 有效高度 Z 4 05 4 50 0 8 9 35mZ精Z提 2 5 2 精馏塔操作压力的计算 塔顶压力为大气压与操作台压力之和 P 101 325 4 105 325kPa 每层压降 P 0 7kPa 进料板压力 kPa F 105 3250 7 14115 125P 塔底压力 kPa W 105 3250 7 21120 025P 精馏段平均压力 DF m 110 225 2 PP PkPa 提留段平均压力 WF m 117 575 2 PP PkPa 2 6 塔板主要工艺尺寸的计算及布置 采用单溢流 弓形降液管 凹形受液盘 2 6 1 溢流装置计算 1 溢流堰高度的计算 单溢流取堰长为 0 66D 即 0 66 1 6 1 056 m w l w l 溢流堰高度 WLOW hhh 选用平直堰 堰上液层高度由 其中 E 取 1 0 OW h 2 3 h OW W 2 84 1000 L hE l 所以 2 3 OW 2 840 00234 3600 10 0113 10001 0506 hm 故 W 0 0550 01130 0437hm 2 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由查弓形降液管的宽度与面积图得 w 0 66lD 故 fT 0 0721AA 2 fT 0 07210 1449AAm 由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 5s 符合要求 fT 1 s 0 1449 0 45 27 86 0 000234 A H s L 5s 符合要求 fT 2 s 0 1449 0 45 18 63 0 0035 A H s L 3 降液管底隙高度 o h 取液体通过降液管底隙的流速 0 0 04 um s 精馏段 s 0 w0 0 00234 0 028 1 056 0 08 L hm l u 提馏段 s 0 w0 0 0035 0 041 1 056 0 08 L hm l u 因 0 041 0 02 故 h 满足要求 2 6 2 塔板分布 由于塔直径 D 800mm 采用分块式塔板 查表得分为 4 块 1 取边缘区宽度 安定区宽度 C 0 035Wm SS 0 065WWm 2 鼓泡区面积 2 22 arcsin 180 rx xx dS 1 6 0 19840 065 0 5366 22 D xWWm c 1 6 0 0350 765 22 D rWm 2 22 3 14 0 7650 5366 0 5366 0 765 0 5366arcsin 1800 765 1 50 2 m 3 筛孔数的计算及其排列 乙醇水混合溶液为无腐蚀性液体 可选厚度为 3mm 的碳钢板 取筛空的孔径 为 5mm 按正三角形排列 取 0 d5 2 0 dt 故孔中心距 t 2 5 5 12 5mm 塔板上的筛孔数个 a 22 1 1551 155 0 747 5521 85522 0 0125 nA t 塔板上开孔区的开孔率取 14 5 在 5 22 0 0 005 0 907 0 907 0 0125 d t 15 范围 气体通过阀孔的气速为 S 0 a V u A 精馏段气速 m s S1 0 a 3 056 14 05 0 145 1 5 V u A 提留段气速 m s S2 0 a 1 4937 14 84 0 153 0 658 V u A 2 6 3 塔板的流体力学验算 1 塔板压降 1 干板压降相当的液柱高度 c h 开孔率 查干筛孔的流量系数图 4 得 15 67 1 3 5 0 d C0 0 772 精馏段干板压降 2 0V c 0L 0 0510 026 u hm C 提留段干板压降 2 c 18 980 8957 0 0510 019 0 78926 036 hm 2 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 根据公式进行计算 lLWOW hhhh aaV Fu S a Tf V u AA 精馏段 S a Tf 3 056 1 637 2 01 0 1449 V um s AA aaV 1 6371 251 85Fu 由充气系数与关联图 5 查得板上液层充气系数 0 57 0 a F l0l 0 57 0 0550 0308hhm 提留段 S a Tf 1 4937 1 694 0 950 0683 V um s AA aaV 1 6940 9411 64Fu 由充气系数与关联图查得板上液层充气系数 0 59 0 a F l0l 0 59 0 0550 0324hhm 3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 利用公式 h L L0 4 h gd 精馏段 液柱 3 L L0 44 39 70 10 0 0041 791 52 9 81 0 0055 hm gd 提留段 液柱 3 L L0 44 54 86 10 0 00324 920 34 9 81 0 0055 hm gd 4 气体通过每层塔板总压降 pcl hhhh 精馏段 液柱 p 0 02600 03080 00410 0635hm 单板压降 ppL 0 0635 791 52 9 81493 060 7PhgPakPa 提留段 液柱 p 0 0190 03240 00490 0563hm 单板压降 ppL 0 0563 920 34 9 81508 30 7PhgPakPa 符合设计要求 2 液面落差 筛板塔液面落差很小 本设计中塔径和流量均不大 故可忽略液面落差影 响 3 液沫夹带 要求符合 0 1kg 液 kg 气 的要求 公式 v e 6 3 2 a V LTf 5 7 10 u e Hh fL 2 52 5 0 0550 1375hhm 精馏段 0 1 6 3 2 V 3 5 7 101 655 0 0298 39 06 100 450 1985 e 提留段 0 1 6 3 2 V 3 5 7 101 694 0 0232 55 02 100 450 1375 e 液沫夹带量在范围内 故符合设计要求 4 漏液 精馏段 漏液点气速 7 95m s o min0L LV 4 40 00560 13 uChh 实际气速 14 05 7 95 稳定性系数 0 min 1 82 1 5 o u K u 提留段 漏液点气速 9 4m s min0L LV 4 40 00560 13 o uChh 实际气速 14 05 9 4 稳定性系数 0 min 1 582 1 5 o u K u 故在设计负荷下不会产生过量漏液 5 液泛 为防止塔内发生液泛现象 降液管中清液层高度应服从 dTw HHh 且 dpld Hhhh 精馏段 取 0 5 0 0461 0 45 0 347m 0 7 Tw Hh 不设进口堰 液柱 22 d0 0 153 0 153 0 08 0 001hum d 0 06350 0550 0010 1195 0 347Hm 提馏段 取 则 0 7 0 45 0 043 0 345m 7 0 Tw Hh 液柱 22 d0 0 153 0 153 0 08 0 001hum d 0 05630 0550 0010 1123 0 345Hm 成立 故在设计负荷下不会发生液泛 dTw HHh 根据以上塔板的各项液体力学验算 可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸 是适合的 第三章 塔板负荷性能图 3 1 漏液线 将 代入漏液点气速式 Lwow hhh min 0W 0 S V u A 2 h 3 ow w 2 84 1000 L hE l 求取方程 ow0L Lv 4 40 00560 13 uChh 3 1 1 精馏段漏液线方程 带入数值整理得 ow0L Lv 4 40 00560 13 uChh 23 min 0 342 4 7467 98 ss vL 在操作范围内任取几个值 依上式计算相应的值 列于下表 s L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s0 7820 8120 8480 878 3 1 2 提馏段漏液线方程 23 min 0 342 6 15 105 00 ss vL 在操作范围内任取几个值 依上式计算相应的值 列于下表 s L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s0 8980 9380 9871 027 3 2 液沫夹带线 已知 以 0 1 为界限求取 6 3 2 a V LTf 5 7 10 u e Hh 式中 s as Tf 0 936 v uv AA fLWow 2 52 5 hhhh 3 2 1 精馏段液沫夹带方程 2 3 2 h 3 OWS W 2 84 0 83 1000 L hEL l 故 2 3 fs 0 1152 1 hL 取雾沫夹带极限值为 v e气液 kgkg 1 0 6 3 2 S V23 S 1 1345 7 10 0 1 39 70 0 335 2 1 V e L 整理可得 23 s s 2 285 14 30vL 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s2 1832 0981 9871 895 3 2 2 提馏段液沫夹带方程 2 3 2 h 3 OWS W 2 84 0 83 1000 L hEL l 故 2 3 fs 0 1082 1 hL 取雾沫夹带极限值为 v e气液 kgkg 1 0 6 3 2 S V23 S 1 1345 7 10 0 1 54 86 0 342 2 1 V e L 整理可得 23 s s 2 580 15 84vL 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s2 4672 3722 2512 148 3 3 液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 0 006m 作为最小液体负荷标准根据公式进行 整理 整理得 2 3 h OW W 2 84 0 006 1000 L hE l 3 S min 0 00033 Lms 液相负荷上限线在 VS LS图中为与气相流量无关的垂线 s V 3 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 根据公式 4s fT S A H L 整理得 3 s max 0 00768 Lms 依此值在 VS LS图中作线即为液相负荷上限线 3 5 液泛线 已知公式 dpLd Hhhh pcl hhhh lwow hhh 令 将上面几个式子联立得 dTw HHh 忽略最后一项 将其他关系式 Twowcd 1 1 Hhhhhh 代入 2 22 3 SSS a Vbc Ld L 3 5 1 精馏段液泛线方程 V 2 00L 0 051 0 013 a A C Tw 1 0 275bHh 2 wo 0 153 725 70 c l h 2 3 3 w 3600 2 84 10 1 1 296dE l 整理得 2 22 3 ss s 2 546 6719 12vLL 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s1 5681 5411 4951 443 3 2 2 提馏段液沫夹带方程 V 2 00L 0 051 0 0086 a A C Tw 1 0 277bHh 2 w 0 153 322 53 o c l h 2 3 3 w 3600 2 84 10 1 1 313dE l 整理得 2 22 3 ss s 2 565298612 16vLL 在操作范围内任取几个值 依上式算出相应的值列于下表中 S L S V LS m3 s 3 0 6 10 3 1 5 10 3 3 10 3 4 5 10 VS m3 s2 4772 3992 2852 173 3 6 作图校核 根据数据 分别将精馏段和提馏段的五条线绘制到坐标纸上 将精馏段和 提馏段的工作点绘制到图纸上 结果证明设计符合实际生产 并由图可知 3 6 1 如图 精馏段筛板负荷曲线图 精馏段 该筛板的操作上限为液泛控制 3 s max V1 548m s 3 s min V0 783m s 下限为液相负荷下限线 操作弹性 max min 1 548 1 977 0 783 s s V V 3 6 2 如图 提馏段筛板负荷图 提馏段 该筛板的操作上限为液泛控制 3 s max 2 29 Vms 3 s min 0 950 Vms 下限为漏液控制 操作弹性 max min 2 29 2 411 0 95 s s V V 第四章 筛板塔的工艺设计计算结果总表 计 算 数 据 项目符 号单 位 精馏段提馏段 各段平均压强 PmkPa110 225117 575 各段平均温度 tm 79 8889 96 气相 Vsm3 s3 0563 1243 平均流量 液相 Lsm3 h8 42411 247 实际塔板数 N 块 1011 板间距 HTm0 450 45 塔的有效高度 Zm4 054 50 塔径 Dm1 61 6 空塔气速 um s1 5541 554 塔板液流形式单溢流单溢流 溢流管形式弓形弓形 堰长 lwm1 0561 056 堰高 hwm0 04370 0437 溢流堰宽度 Wdm0 19840 1984 溢流装置 管底与受液盘距离 hom0 0260 019 板上清夜层高度 hLm0 0550 055 孔径 domm55 孔间距 tmm12 512 5 孔数 n 个 55225522 开孔面积 m21 501 50 筛孔气速 uom s14 0514 05 塔板压降 P kPa0 4930 508 液体在降液管中停留时间 s27 8618 63 降液管内清夜层高度 Hdm0 11950 1123 雾沫夹带 Ev kg 液 kg 气 0 02980 0234 气相负荷上限 s max V 3 m s 1 5482 29 气相负荷下限 s min V 3 m s 0 7830 953 操作弹性 1 977 2 411 第五章 主要附属设备的设计 5 5 1 冷凝器的选择 有机物蒸气冷凝器设计时所选用的总体传热系数一般在 500 1500 之间 本设计去 K 700 2 kcal mhC 2 kcal mhC 出料温度 饱和气 78 41 饱和液 D 78 412tC C 冷却水温度 30 40C 逆流操作 78 41 40 38 41 78 41 30 48 41 1 t C 2 t C 12 1 2 10 21 1 0 474 ln m tt t t t C 传热面积 已知塔顶质量流量为 5000kg h 0 0m Q S Kt QrD 查表得乙醇在此温度下的汽化热 200 836 rcal gkJ kg 带入公式中进行计算 3 836 5000 37 73 0 2926 50 51 0m Q Sm Kt 选取设备型号 6 F400VI 2 5 15 6 5 5 2 再沸器的选择 选用 120的饱和水蒸气加热 设计时所选用的总体传热系数为 K 700C 2 kcal mhC 料液温度 液体 100 饱和气 w 98 58tC C 热流体温度 120 120C 逆流操作 20 20 095 1 t C 2 t C 12 m 1 2 0 095 20 042 0 00474 ln tt t t t C 传热面积 已知塔底质量流量为 4574 7074 kg h 0 0m Q S Kt QrD 查表得乙醇在此温度下的汽化热 510 4131 8 rcal gkJ kg 带入公式中进行计算 3 93 63 0 0m Q Sm Kt 选取设备型号 G600VI 2 5 94 5 5 3 馏出液冷却器的选择 平均温度下的物理数据 7 kg m3 mPa s Cp kJ kg W m 乙醇7750 5962 730 162 冷凝水9940 7254 080 626 采用浮头式换热器 循环冷却水冷却 冷却水走管内 馏出液走壳层 冷却 水由 30 40 馏出液由 78 41 40C C 5 3 1 计算流体热负荷 已知 馏出液平均温度 m 1 78 4140 59 205 2 TC 水的平均温度 m 1 3040 35 2 tC 流入冷却器的质量流量 D 4866 4028 kg h 传热量 5 opomm 5000 2 73 38 411 456 10QDcTtW 冷却水用量 0 Pii 10643 2 956 Q Dkg hkg s Ct 5 3 2 计算所需传热面积 计算逆流平均温差 假定冷却器为单壳层 12 m 1 2 21 1 ln tt tC t t 可查的温差修正系数 0 78 因此可得 21 11 10 0 28 58 41 tt P Tt t 假定总传热系数 K 300 m 24 9 0 9323 157tC 2 W mC 则所需的传热面积 2 m 524296 5 37 73 600 23 157 Q Sm K t 由于 不必考虑热补偿 mm 59 2053524 20550TtC 5 3 3 初选换热器 根据传热面积数据初选系列浮头式换热器规格如下 F400VI 2 5 15 6 壳径 D 400mm 公称面积 S 15 6m2 管程数 Np 6 管数 n 76 管子直径 25 2 0mm 管子排列方法 正方形旋转 45 度排列 实际传热面积 35 18 m2 要求过程总的传热系数 W m2 0 0m 604 6 Q K St 5 3 4 总传热系数的核算 1 壳程对流传热系数的计算 壳程流通面积 22 i 0 0205 4 4 n Adm isi 6000 3600 775 0 205 0 0105 uVAm s 湍流 ii i 3 0 020 0 160 775 Re4161 07 0 596 10 d u Pi i 2 73 0 596 Pr10 044 0 162 C u 所以 液体被加热 1 p0 55 0e0 3 0 e 0 36 607 45 c d u d 2 管程对流传热系数计算 因为是卧式换热器 壳程为蒸汽在水平管束外的冷凝传热 假设冷凝 液膜为滞流 选用下式计算 0 取换热器 p0 80 4 0e0 0 e 0 023 c d u d 列管之中心距 t 32mm 则流体通过管间的最大截面积为 2 0 1 0 0151 d AhDm t s 12850 4 3600 994 0 238 0 0151 uVAm s 22 0 0 4 4 0 02 e td dm d e0 0 3 0 02 0 238 994 Re 6526 0 725 10 d u P 0 4 08 0 725 Pr 4 73 0 626 C 壳程中乙醇被冷却 取 0 14 0 95 w 所以 0 80 420 0 0 626 0 023 6526 4 73 1510 0 02 w mC 3 确定污垢热阻 取 m2 W 有机液体 4 0 s1 72 10R 2 i 0 000344 RsmC W 4 核算总传热系数 管壁热阻忽略 2 0 0 0i 0iii 1 324 95 1 o KWmC dd RsRs ada d 0 0 300 97271 11 100 11 01 271 11 KK K 第六章 塔体结构及次要附属设备的设计 6 1 接管的尺寸及选择 6 1 1 进料管 进料管的类型很多 有直进料管 弯进料管 本设计采用直进料管 管径计算 如下 取m s 6 1 F u 33 FS1S2 21 6105 10 LLLms 68mm 查标准系列选取 F F F u L d 4 476 6 1 2 塔顶蒸汽出口管 常压操作直管出气 蒸气流速 12 20m s 取 m s 500 mm 查标准系列选取 20 V u V V u Vs d 4 9530 6 1 3 回流管管径 采用直管自回流 取 0 2 0 5 m s R u 取m s 74mm 查标准系列选取 3 0 R u R R u Ls d 4 689 6 1 4 塔釜出料液管 为节省物料采用循环式再沸器 取 m s 76mm 查标准系列选取 6 1 W u W W W u L d 4 489 6 1 5 塔底至再沸器的接管管径 取 m s 41 9mm 查标准系列选取 4 1 L u L S L u L d 2 4 5 357 6 1 6 再沸器返塔连接管管径 取 m s 341mm 查标准系列选取 15 b u b b u V d 4 10377 6 1 7 法兰的选择 由于常压操作 所有法兰均采用标准管法兰 平焊法兰 由不同的公称直 径 选用相应的法兰 1 进料管接管法兰 585010406 HGDP gg 2 塔顶蒸汽出料管接管法兰 5850103506 HGDP gg 3 回流管接管法 585010806 HGDP gg 4 塔釜出料管接管法兰 585010506 HGDP gg 5 塔底至再沸器接管法兰 585010506 HGDP gg 6 塔釜进气管接