苯—甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计--张彦峰.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 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 计计 题目题目 苯苯 甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计 教教 学学 院院 专业班级专业班级 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 年年 月月 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 II 设计任务书 1 设计题目 苯 甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计 2 设计条件 塔顶压力为常压 处理量 F 75Kmol h 进料组成 0 41 F X 馏出液组成 0 98 D X 釜液组成 0 02 W X 加料热状态 q 0 98 以上均为摩尔百分率 塔顶全凝器 泡点回流 塔釜间接蒸汽加热 回流比 min 1 1 2 0 RR 单板压降 0 7 a kp 3 设计内容 1 确定工艺流程 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 5 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 6 踏板版面布置设计 7 塔板的流体力学验算与负荷性能图 8 精馏塔接管尺寸计算 9 塔顶全凝器工艺设计计算和选型 10 进料泵的工艺设计计算和选型 吉林化工学院化工原理课程设计 III 目 录 设计任务书设计任务书 II 前前 言言 1 摘摘 要要 2 第一章第一章 绪绪 论论 1 1 1 精馏流程设计方案的确定 1 1 2 设计思路 1 1 2 1 精馏方式的选定 1 1 2 2 加热方式 1 1 2 3 操作压力的选取 2 1 2 4 回流比的选择 2 1 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 2 1 2 6 板式塔的选择 2 1 2 7 关于附属设备的设计 2 第二章第二章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 1 2 1 物料衡算 1 2 1 1 塔的物料衡算 1 2 2 板数的确定 1 2 2 1 操作回流比的求取 1 2 2 2 求精馏塔气液相负荷 2 2 2 3 操作线方程的确定 2 2 2 4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 2 2 2 5 全塔效率的计算 3 第三章第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 5 3 1 操作压强 P 的计算 5 3 2 操作温度 5 3 3 物性数据计算 5 3 3 1 平均摩尔质量计算 5 3 3 2 平均密度的计算 6 3 3 3 液体平均表面张力计算 7 3 4 精馏塔体工艺尺寸的计算 8 3 4 1 塔径的计算 8 3 5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 9 3 5 1 精馏塔有效高度计算 9 3 5 2 溢流装置计算 10 3 5 3 塔板布置 12 3 6 筛板的流体力学验算 13 3 6 1 塔板压降 13 3 6 2 液沫夹带量 ev 的验算 14 3 6 3 漏液的验算 15 吉林化工学院化工原理课程设计 IV 3 6 4 液泛验算 15 3 7 塔板负荷性能图 15 3 7 1 1 精馏段漏液线 15 2 提馏段漏液线 16 3 7 2 液沫夹带线 17 1 精馏段液沫夹带线 17 2 提馏段液沫夹带线 17 3 7 3 液相负荷下限线 18 1 精馏段液相负荷下限线 18 2 提馏段液相负荷下限线 18 3 7 4 液相负荷上限线 18 1 精馏段液相负荷上限线 18 2 提馏段液相负荷上限线 18 3 7 5 液泛线 18 1 精馏段液泛线 18 2 提馏段液泛线 19 3 8 热量衡算 21 3 8 1 塔顶热量 21 3 8 2 塔底热量 22 第四章第四章 塔的辅助设备及附件的计算与选型塔的辅助设备及附件的计算与选型 22 4 1 全凝器 22 4 2 再沸器 23 4 3 接管管径计算与选型 23 4 4 塔顶空间 25 4 5 塔底空间 25 4 6 裙座 25 4 7 人孔 25 4 8 泵的选型 25 计算结果总汇计算结果总汇 1 致致 谢谢 2 参考文献参考文献 2 主要符号说明主要符号说明 1 3 主要符号说明主要符号说明 2 4 附录附录 5 吉林化工学院化工原理课程设计 1 前 言 课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容 不仅能够培养学生运用 所学的化工生产的理论知识 解决生产中实际问题的能力 还能够培养学生的工程意识 健全合理的知识结构可发挥应有的作用 此次化工原理设计是精馏塔的设计 精馏塔是化工生产中十分重要的设备 精馏塔 内装有提供气液两相逐级接触的塔板 利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进 行分离 在精馏塔中 塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升 来自塔顶冷凝器的回流液从塔 顶逐渐下降 气液两相在塔内实现多次接触 进行传质传热过程 轻组分上升 重组分 下降 使混合物达到一定程度的分离 精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设 备的结构形式有关 还与物料的性质 操作条件 气液流动情况等有关 本设计我们使 用筛板塔 其突出优点为结构简单 造价低板上液面落差小 气体压强低 生产能力较 大 气体分散均匀 传质效率较高 筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一 合理的 设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高 采用筛板塔可解决堵塞 问题适当控制漏夜实际操作表明 筛板在一定程度的漏液状态下 操作是板效率明显降 低 其操作的负荷范围较泡罩塔窄 但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准 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 实现原料混合物中各组分的分离 该过程是同时进行传热 传质的过程 为实现精馏过程 必须为该过程提供物流的贮存 输送 传热 分离 控制等的设备 仪表 由这些设备 仪表等构成精馏过程的生产系 统 即本次所设计的精馏装置 课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节 是对我们进行的一次综合性设 计训练 通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识 还能培养我们 独立分析和解决实际问题的能力 更能培养我们的创新意识 严谨认真的学习态度 当代大学生应具有较高的综合能力 解决实际生产问题的能力 课程设计是一次让 我们接触实际生产的良好机会 我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务 为 毕业论文等奠定基础 更为将来打下一个稳固的基础 吉林化工学院化工原理课程设计 2 摘摘 要要 本次设计是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 我们对此塔进行了工艺设计 包括它的辅助设备及进出口管路的 计算 画出了塔板负荷性能图 并对设计结果进行了汇总 此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备 此设计的精馏装置包括精馏 塔 再沸器 冷凝器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝 进行精馏分离 由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走 本文是精馏塔及其进料预 热的设计 分离摩尔分数为 0 41 的苯 甲苯溶液 使塔顶产品苯的摩尔含量达到 98 塔底釜液摩尔分数为 2 0 综合工艺操作方便 经济及安全等多方面考虑 本设计采用了筛板塔对苯 甲苯进行 分离提纯 塔板为碳钢材料 按照逐板计算求得理论板数为 13 根据经验式算得全塔效 率为 0 769 塔顶使用全凝器 部分回流 精馏段实际板数为 8 提馏段实际板数为 10 实际加料位置在第 9 块板 塔径为 1 4m 通过板压降 漏液 液泛 液沫夹带的流 体力学验算 均在安全操作范围内 确定了操作点符合操作要求 关键词 关键词 苯 甲苯 精馏 逐板计算 负荷性能图 精馏塔设备结构 吉林化工学院化工原理课程设计 1 第一章 绪 论 筛板精馏塔是炼油 化工 石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备 它的出现 仅迟于泡罩塔 20 年左右 当初它长期被认为操作不易稳定 在本世纪 50 年代以前 它 的使用远不如泡罩塔普遍 其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型 对其性能的研究不 断深入 已能作出比较有把握的设计 使得筛板塔又成为应用最广的一种类型 1 1 精馏流程设计方案的确定 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 设计中采用气液混合物进料 将原料液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 其余部分作为塔顶产品冷 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 流程参见附图 1 2 设计思路 在本次设计中 我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离 简单蒸馏和平衡蒸馏 只能达到组分的部分增浓 如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离 是精馏塔 的基本原理 实际上 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏釜 冷凝器 釜液冷却 器和产品冷却器等设备 蒸馏过程按操作方式不同 分为连续蒸馏和间歇蒸馏 我们这 次所用的就是筛板式连续精馏塔 蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所 实现分离的 热量自塔釜输入 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走 在此过程 中 热能利用率很低 有时后可以考虑将余热再利用 在此就不叙述 要保持塔的稳定 性 流程中除用 泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽 回流比是精馏操作的重要工艺 条件 选择的原则是使设备和操作费用之和最低 在设计时要根据实际需要选定回流比 1 2 1 精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式 其特点是 连续精馏过程是一个连续定态过程 能 小于间歇精馏过程 易得纯度高的产品 吉林化工学院化工原理课程设计 2 1 2 2 加热方式 本设计采用间接蒸汽加热 加热设备为再沸器 本设计不易利用直接蒸汽加热 因 为直接蒸汽的加入 对釜内溶液起一定稀释作用 在进料条件和产品纯度 轻组分收率 一定前提下 釜液浓度相应降低 故需在提馏段增加塔板以达到生产要求 从而又增加 了生产的费用 但也增加了间接加热设备 1 2 3 操作压力的选取 本设计采用常压操作 一般 除了热敏性物料以外 凡通过常压蒸馏不难实现分离 要求 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏 在化工设计 中有很多加料状态 这次设计中采用气液混合物进料 1 2 4 回流比的选择 对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理 但对于某些特殊体系 如乙醇 水体系则要特殊处理 该体系最小回流比 Rmin 的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切 得到 而适宜回流比 R 的确定 应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和 最低 我们推荐以下简化方法计算各项费用 从而确定最佳回流比 一般经验值为 R 1 1 2 0 Rmin 1 2 5 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器 因为后继工段产品以液相出料 但所得产品的纯度低于分凝器 因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板 塔顶冷却介质采用自来水 方便 实惠 经济 1 2 6 板式塔的选择 板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括 板间距 塔径 塔板型式 溢流装置 塔板布置 流体力学性能校核 负荷性能图以及塔高等 其设计计算方法可查阅有关资 料 着重应注意的是 塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量 操作条件和系统物 性为依据 确定具有良好性能 压降小 弹性大 效率高 的塔板结构与尺寸 塔板设 计的基本思路是 以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成 温度 压力等条件为 依据 首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量 然后进行流体力学计算 校核其是否符合所规定的范围 如不符合要求就必须修改结构参数 重复上述设计步骤 直到满意为止 最后给制出负荷性能图 以确定适宜操作区和操作弹性 塔高的确定还 与塔顶空间 塔底空间 进料段高度以及开人孔数目的取值有关 可查资料 2 表 1 1 参数选取 项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔 选 取连续精馏常压气液混合间接蒸汽R 1 1 2 0 Rmin全凝器自来水筛板塔 1 2 7 关于附属设备的设计 附属设备的设计主要有 1 热量衡算求取塔顶冷凝器 冷却器的热负荷和所需的冷却水用量 再沸器的热负 荷和所需的加热蒸气用量 吉林化工学院化工原理课程设计 3 2 选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准 提出合适的 换热器型号 吉林化工学院化工原理课程设计 1 第二章 精馏塔工艺设计计算 2 1 物料衡算 2 1 1 塔的物料衡算 1 苯的摩尔质量 78 11 A M kg kmol 甲苯的摩尔质量 92 13 B M kg kmol 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 0 41 78 11 1 0 41 92 13 86 48kg kmol F M 0 98 78 11 1 0 98 92 13 78 39kg kmol D M 0 02 78 11 1 0 02 92 13 91 85kg kmol W M 3 物料衡算 总物料衡算 WDF 即 D W 75 1 易挥发组分物料衡算 FwD FxWxDx 即 D 0 98 W 0 02 75 0 41 2 由 1 和 2 解得 D 30 47kmol h W 44 53kmol h 2 2 板数的确定 2 2 1 操作回流比的求取 1 相对挥发度的计算 苯 A 与甲苯 B 的饱和蒸汽压与温度的关系可用安托尼方程表达 因为甲 苯的正常沸点为 110 6 苯的沸点为 80 1 所以 80 1 t 110 6 因此取 10 个温度点 81 82 85 87 89 90 92 93 95 100 苯 lg 6 032 0 A p 24 220 35 1206 t 甲苯 lg 6 078 由 化工原理课程设计 0 B p 58 219 94 1343 t 表 3 22 得 当 t 81 82 85 87 89 90 92 93 95 100 时 1 0 A p 106 5089 a kp 0 B p 40 4431 a kp 2 0 A p 110 8137 a kp 0 B p 41 8475 a kp 3 0 A p 120 1888 a kp 0 B p 46 2981 a kp 4 0 A p 127 5236 a kp 0 B p 49 4707 a kp 5 0 A p 135 2025 a kp 0 B p 52 8153 a kp 6 0 A p 139 1742 a kp 0 B p 54 5542 a kp 7 0 A p 147 3892 a kp 0 B p 58 1693 a kp 8 0 A p 151 6351 a kp 0 B p 60 0472 a kp 吉林化工学院化工原理课程设计 2 9 0 A p 160 4106 a kp 0 B p 63 9481 a kp 10 0 A p 184 0694 a kp 0 B p 74 5878 a kp 因为苯 甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入 0 A p 0 B p 则 106 5089 40 4431 2 63351 同理 2 2 6480 3 2 5960 4 2 5778 5 2 5599 6 2 5511 7 2 5338 8 2 5253 9 2 5084 10 2 4678 则 2 56 10 1021 2 求最小回流比及操作回流比 进料线方程为 1 11 F nn qx yx qq 当 q 0 98 0 41 时 49 20 5Fx e y e x 相平衡方程为两式联立 x x x x y 56 1 1 56 2 1 1 即 49 20 5 e y e x e e e x x y 56 1 1 56 2 得 4056 0 e x6258 0 e y 故最小回流比为 Rmin De ee xy yx 61 1 4056 0 6258 0 6258 0 98 0 取操作回流比为 R 2Rmin 2 1 61 3 22 2 2 2 求精馏塔气液相负荷 精馏段 L RD 3 22 30 47 98 1134kmol h V R 1 D 3 22 1 30 47 128 5834kmol h 提馏段 171 6134kmol h 7598 0 1134 98qFLL 127 0874kmol h FqVV 1 2 2 3 操作线方程的确定 精馏段操作线方程 0 7630 0 2322 Dnn x V D x V L y 1n x 提馏段操作线方程 1 3503 0 0070 wnn x V W x V L y 1n x 2 2 4 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法 由知 1 1 x y x n n n y y x 1 联立精馏段操作线方程与提馏段操作线方程 吉林化工学院化工原理课程设计 3 0 7630 0 2322 与 1 3503 0 0070 1n y n x 1n y n x 得 0 4073 0 5430 q x q y 第一块塔板上升气相组成为 0 98 1yDx 从第一块塔板下降的液体组成 2 56 1 56 0 98 2 56 1 56 0 98 0 95031x1y1y 由第二块塔板上升气相组成为 0 7630 0 2322 0 7630 0 9503 0 2322 0 9573 2 y n x 同理 8975 0 2 x9170 0 3 y8119 0 3 x8517 0 4 y6917 0 4 x y6 0 6540 x6 0 4247 y7 0 5562 x7 7599 0 5 y5528 0 5 x 0 3286 q x 因 所以第 8 块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算 7 x q x 则 1 3503 0 0070 0 4367 8 y 7 x 同理 x8 0 2324 y9 0 3068 x9 0 1474 y10 0 1920 x10 0 0849 0 1076 0 0450 0 0217 11 y 11 x0538 0 12 y 12 x 0 020223 0 13 y0088 0 13 x w x 所需总理论板数 13 块 包括再沸器 2 2 5 全塔效率的计算 1 查苯 甲苯的气液平衡数据 由内差法求得 得 93 81 09 94 4041 4045 09 9469 92 F tFt 得80 635 66 80 9798 9799 66 8021 80 D t D t 得109 35 91 109 12 13 91 10979 108 W t W t 精馏段平均温度 87 2225 1m t 提馏段平均温度 101 58 2m t 2 液相平均黏度的计算 查 化工原理课程设计 苯和甲苯的黏度 有内插法求得 当109 35 时 W t a 234 0255 0 100 35 109 100 110 255 0233 0 b 273 0 264 0 100 35 109 100 110 264 0 254 0 当 93 81 时 Ft a 270 0 279 0 90 81 93 90 100 279 0 255 0 b 278 0 286 0 90 81 93 90 100 286 0 264 0 当80 635 时 D t a 306 0 308 0 80 635 80 80 90 308 0 279 0 吉林化工学院化工原理课程设计 4 b 309 0 311 0 80 635 80 80 90 311 0 286 0 根据液相平均黏度公式Lmiilgxlg 塔顶液相平均黏度计算 当80 635 时 D t lg306 0 309 0 lg 98 0 1 306 0 lg 98 0 LDmLDm smPa 进料板液相平均黏度的计算 当 93 81 时Ft lg275 0 278 0 lg 41 0 1 270 0 lg 41 0 LDmLFm smPa 塔底液相平均黏度的计算 当109 35 时 W t lg272 0 273 0 lg 01 0 1 234 0lg 02 0 LDmLWm smPa 则液相平均黏度为 284 0 3 272 0 275 0306 0 3 LWmLFmLDmLm smPa 3 全塔效率的计算 769 0 284 056 0 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 精馏段实际板数 N 7 80 8 769 0 6 T T E N 提馏段实际板数 N 9 10 10 包括塔釜 769 0 7 T T E N 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3 1 操作压强 P的计算 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 KPa 9 1067 08 3 101 F P 塔底压强 KPa 9 1137 018 3 101 W P 精馏段平均压强 KPa 1 104 2 9 106 3 101 2 1 FD m PP P 提馏段平均压强 KPa 4 110 2 5 119 7 109 2 2 WF m PP P 3 2 操作温度 塔顶温度 D t 80 635 进料温度 93 81 F t 塔底温度 35 109 W t 精馏段平均温度 22 87 2 1 FD m tt t 提馏段平均温度 58 101 2 2 WF m tt t 3 3 物性数据计算 3 3 1 平均摩尔质量计算 98 0 1 D xy9503 0 1 x 1 塔顶 1 39 7813 92 98 0 1 11 7898 0 molkgMVDm 1 81 7813 92 9503 0 1 11 789503 0 molkgMLDm 41 0 F x6402 0 y F 2 进料板 1 15 8313 92 6402 0 1 11 786402 0 molkgMVFm 1 38 8613 92 41 0 1 11 7841 0 molkgMLFm 02 0 W x0496 0 y W 3 塔底 1 43 9113 92 0496 0 1 11 780496 0 molkgMVWm 1 85 9113 92 02 0 1 11 7802 0 molkgMLWm 4 精馏段平均摩尔质量 气相 1 1 77 80 2 15 8339 78 molkgMVm 液相 1 1 585 82 2 38 8679 78 molkgMLm 5 提馏段平均分子量 气相 1 2 29 87 2 15 8343 91 molkgMVm 液相 1 2 115 89 2 38 8685 91 molkgMLm 吉林化工学院化工原理课程设计 6 3 3 2 平均密度的计算 1 气相平均密度 Vm 的计算 精馏段平均密度 3 81 2 15 27322 87 314 8 77 80 1 104 1 mkg Vm 提馏段平均密度 3 09 3 15 27358 101 314 8 29 87 4 110 2 mkg Vm 2 液相平均密度 的计算 Lm 由式 求相应的液相密度 1 AB i Lmi LALB 塔顶平均密度的计算 查 化工原理课程设计 83 页得表 3 23 由内插法得 时 kg m3635 80 D t 3 814815 80635 80 8090 815 9 803 A kg m3 4 809810 80635 80 8090 810 2 800 B 时 kg m3 81 93 F t 6 799 9 803 9081 93 90100 9 8035 792 A kg m34 7962 800 9081 93 90100 2 800 3 790 B 时 kg m3 35 109 W t 1 781 5 792 10035 109 100110 5 792 3 780 A kg m395 780 3 790 10035 109 100110 3 790 3 780 B 所以 3 3 814mkg A 3 4 809mkg B 9765 0 13 92 98 0 1 11 7898 0 11 7898 0 A a 3 2 814 4 809 0235 0 3 814 9765 0 1mkg LDm 对于进料板 93 81 时得 F t 3 6 799mkg A 3 4 796mkg B 371 0 13 92 41 0 1 11 7841 0 11 7841 0 A a 3 6 797 4 796 629 0 6 799 371 0 1mkg LFm 对于塔底 109 35 时得 W t 3 1 781mkg A 吉林化工学院化工原理课程设计 7 3 95 780mkg B 017 0 13 92 02 0 1 11 7802 0 11 7802 0 A a 3 0 781 95 780 983 0 1 781 017 0 1mkg LWm 3 精馏段平均液相密度 3 1 1 9 805 2 6 797 2 814 2 mkg LFmLD Lm 提馏段平均液相密度 3 2 3 789 2 0 781 6 797 2 mkg LFmLWm Lm 3 3 3 液体平均表面张力计算 依下式计算 L 1 n mii i x 由 化工原理课程设计 83 页表 3 24 得 当 时 635 80 D t19 2127 21 80635 80 8090 27 21 06 20 A 1 mmN 62 2169 21 80635 80 8090 69 21 59 20 B 1 mmN 时 81 93 F t60 1906 20 90 81 93 90 100 06 20 85 18 A 1 mmN 32 2056 20 90 81 93 90 100 56 20 94 19 B 1 mmN 时 35 109 W t74 1785 18 100 35 109 100 110 85 18 66 17 A 1 mmN 51 1894 19 100 35 109 100 110 94 19 41 18 B 1 mmN 1 对于塔顶 CtD 635 8019 21 A 1 mmN62 21 B 1 mmN 20 2162 21 98 0 1 19 2198 0 LDm 1 mmN 2 对于进料板 CtF 81 9360 19 A 1 mmN32 20 B 1 mmN 02 2032 20 41 0 1 60 1941 0 LFm 1 mmN 3 对于塔底 CtW 35 10974 17 A 1 mmN51 18 B 1 mmN 49 1851 18 02 0 1 74 1702 0 LWm 1 mmN 吉林化工学院化工原理课程设计 8 4 精馏段平均表面张力 61 20 2 02 2020 21 1 Lm 1 mmN 提馏段平均表面张力 255 19 2 02 2049 18 2 Lm 1 mmN 3 4 精馏塔体工艺尺寸的计算 3 4 1 塔径的计算 1 精馏段的气液体积流率为 13 1 1 1 0267 1 81 2 3600 77 805834 128 3600 sm MV V Vm Vm S 13 1 1 1 0028 0 9 8053600 585 821134 98 3600 sm ML L Lm Lm S 由式 max LV V uC 0 2 L 20 20 CC 由史密斯关联图查取 图的横坐标为 20 C 0462 0 81 2 9 805 36000267 1 36000028 0 2 12 1 V L h h V L 取板间距 HT 0 4m 板上液层高度 hL 0 06m HT hL 0 4 0 06 0 34m 查 化工原理课程设计 43 页图 3 12 得072 0 20 C 0724 0 20 61 20 072 0 20 2 02 0 20 L CC 2240 1 81 2 81 2 9 805 0724 0 max u 1 sm 取安全系数为 0 7 则空塔速度为sm 8568 0 2240 1 7 07 0 max 塔径 按标准塔径圆整为 m V D s 2355 1 8568 0 14 3 0267 1 44 1 4mD 2 提馏段气液相体积流率计算 13 2 2 19973 0 09 3 3600 29 870874 127 3600 sm MV V Vm Vm S 13 2 2 10054 0 3 7893600 115 896134 171 3600 sm ML L Lm Lm S 其中的查史密斯关联图 图的横坐标为 0 2 20 C 20 L CC 式中由计算 20 C 吉林化工学院化工原理课程设计 9 0865 0 09 3 3 789 36009973 0 36000054 0 2 12 1 V L h h V L 取板间距 HT 0 4m 板上液层高度 hL 0 06m HT hL 0 4 0 06 0 34m 查史密斯关联图得到 20 0 068C 0675 0 20 255 19 068 0 20 2 02 0 20 L CC 0767 1 09 3 09 3 3 789 0675 0 max u 1 sm 取安全系数为 0 7 则空塔速度为sm 75369 0 0767 1 7 07 0 max 塔径 按标准塔径圆整为 m V D s 2983 1 75369 0 14 3 9973 0 44 1 4mD 根据上述精馏段和提留段塔径的计算 可知全塔塔径为 1 4mD 截面积 22 1 41 539m 44 T AD 实际空塔气速 精馏段 sm A V u T s 667 0 539 1 0267 1 提馏段 sm A V u T s 648 0 539 1 9973 0 3 5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 3 5 1 精馏塔有效高度计算 精馏段有效高度 mHNZ T 8 24 0 18 1 精精 提馏段有效高度 mHNZ T 6 34 0 110 1 提提 在进料板上方开一人孔 其高度为 0 8m 故精馏塔的有效高度为 m2 7 80 82 63 80 提精 ZZZ 3 5 2 溢流装置计算 因塔径 D 1 4m 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 精馏段各项计算如下 1 堰长 W l 取 mDlW903 0 4 1645 0 645 0 吉林化工学院化工原理课程设计 10 2 溢流堰高度 W h 由 11 OWLW hhh 选用平直堰 堰上液层高度用弗兰西斯公式计算 即 OW h 32 1 1000 84 2 W h OW l L Eh 16 11 903 0 36000028 0 1 W h l L 近似取 E 1 m l L Eh W h OW 0142 0 903 0 36000028 0 1 1000 84 2 1000 84 2 32 32 1 1 取板上清液层高度mmhL60 故 mhW0458 0 0142 0 06 0 1 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 645 0 D lW 由 化工原理课程设计 表 3 7 118 0 0663 0 D W A A d T f 故 2 102 0 539 1 0663 0 mAf mWd165 0 4 1118 0 依式验算液体在降液管中停留时间 即 h Tf L HA3600 5ss L HA h Tf 57 14 36000028 0 4 0102 0 3600 3600 1 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 0 1 10 3600 ul L h W h 取 1 0 22 0 smu 则 m ul L h W h 014 0 22 0 903 0 3600 36000028 0 3600 0 1 1 0 吉林化工学院化工原理课程设计 11 0 006mmhhW0318 0 014 0 0458 0 1 01 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 mmhW50 提馏段各项计算如下 1 堰长 W l 取 mDlW903 0 4 1645 0 645 0 2 溢流堰高度 W h 由 22 OWLW hhh 选用平直堰 堰上液层高度用弗兰西斯公式计算 即 OW h 32 2 2 1000 84 2 W h OW l L Eh 53 21 903 0 36000054 0 2 W h l L 近似取1 E m l L Eh W h OW 022 0 903 0 36000054 0 1 1000 84 2 1000 84 2 32 32 2 2 取板上清液层高度mmhL60 故 mhW038 0 022 0 06 0 2 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由 645 0 D lW 由 化工原理课程设计 表 3 7 118 0 0663 0 D W A A d T f 故 mWmA df 165 0 4 1118 0 102 0 539 1 0663 0 2 依式子验算液体在降液管中停留时间 即 h Tf L HA3600 5ss L HA h Tf 56 7 36000054 0 4 0102 0 3600 3600 2 吉林化工学院化工原理课程设计 12 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 0 2 20 3600 ul L h W h 取 1 0 22 0 smu 则 m ul L h W h 027 0 22 0 903 0 3600 36000054 0 3600 0 2 20 0 006mmhhW011 0 027 0 038 0 202 故降液管底隙高度设计合理 采用凹形受液盘 深度 mmhW50 3 5 3 塔板布置 1 塔般的分块 因 故塔板采用分块式 塔板分为 4 块 800mmD 2 边缘区宽度确定 取 mWW ss 07 0 mWc05 0 3 开孔区面积计算 2221 2 sin 180 a x Ax rxr r 其中 mWW D x sd 465 0 07 0 165 0 2 4 1 2 mW D r c 65 0 05 0 2 4 1 2 故 21 2 22 0957 1 65 0 465 0 sin 180 65 0 14 3 465 0 65 0 465 0 2mAa 4 筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔直径3 0mm 5mmd 筛孔按正三角形排列 取 孔中心距为 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0 5mm 塔板上筛孔数目为 个5640 015 0 0957 1 158 1 101158 2 0 2 3 A t n 塔板开孔区的开孔率 吉林化工学院化工原理课程设计 13 22 0 0 005 0 907 0 907 100 10 1 0 015 d t 开孔率在 5 15 范围内 符合要求 气体通过筛孔的气速 精馏段 sm A V u s 28 9 0957 1 101 0 0267 1 0 0 提馏段 sm A V u s 01 9 0957 1 101 0 9973 0 0 0 3 6 筛板的流体力学验算 3 6 1 塔板压降 1 精馏段的塔板压降 1 干板阻力计算 干板阻力 c h 由 0 5 1 67 3 d 查 化工原理课程设 1 c h 计 图 3 21 得 C0 0 772 液柱m C u h L V c 0257 0 9 805 81 2 772 0 28 9 051 0 051 0 2 1 1 2 0 0 1 2 气流穿过板上液层的阻力 hl计算 sm AA V u fT S a 714 0 102 0 539 0 0267 1 20 1 81 2 714 0 2 12 1 1 mskguF vaa 由于 0 971 0 355Fa 0 0757 所以 0 65 0 2 a F 0 故 液柱mhhhh owwLl 039 0 06 0 65 0 00 3 液体表面张力的阻力计算h 液体表面张力所产生的阻力 1 h 液柱m dg h L L 00209 0 005 0 81 9 9 805 1061 2044 3 01 1 1 气体通过每层塔板的液柱高度 1 p h mhhhh lcp 06679 0 00209 0 039 0 0257 0 1111 气体通过每层塔板的压降为 设PaPaghP Lpp 70003 52881 9 9 80506679 0 11 计允许值 4 液面落差 对于筛板塔液面落差很小 但本例的塔径和液流量均不大 故可忽略 2 提馏段的塔板压降 1 液柱m C u h L V c 0272 0 3 789 09 3 772 0 01 9 051 0 051 0 2 2 2 2 0 0 2 吉林化工学院化工原理课程设计 14 2 气流穿过板上液层的阻力计算 2 l h sm AA V u fT S a 694 0 102 0 539 0 9973 0 22 1 09 3 694 0 2 12 1 2 mskguF v aa 由于 0 971 0 355Fa 0 0757 所以 0 65 0 2 a F 0 故 液柱mhhhh owwLl 039 0 06 0 65 0 00 2 3 液体表面张力的阻力计算h 液柱m dg h L L 00199 0 005 0 81 9 3 789 10255 1944 3 02 2 2 气体通过每层塔板的液柱高度 2 p h mhhhh lcp 06819 0 00199 0 039 0 0272 0 2222 气体通过每层塔板的压降为 设PaPaghP Lp p70000 52881 9 3 78906819 0 22 计允许值 4 液面落差 对于筛板塔液面落差很小 但本例的塔径和液流量均不大 故可忽略 3 6 2 液沫夹带量 ev 的验算 1 精馏段液沫夹带量的验算 塔板上鼓泡层的高度 2 52 5 0 060 15m fL hh kg 液 kg008 0 15 0 4 0 714 0 1061 20 107 5 107 5 2 3 3 6 2 3 1 6 fT a L v hH u e 气 0 1 kg 液 kg 气 ev在本设计中在允许范围内 精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 2 提镏段液沫夹带量的验算 2 52 5 0 060 15m fL hh kg 液0078 0 15 0 4 0 694 0 10255 19 107 5 107 5 2 3 3 6 2 3 22 6 fT a L v hH u e kg 气 0 1 kg 液 kg 气 ev在本设计中在允许范围内 精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带 3 6 3 漏液的验算 1 精馏段漏液的验算 对筛板塔 漏夜点气速为 1110min0 13 0 0056 0 4 4 VLL hhCu 1177 6 81 2 9 805 00209 0 06 0 13 0 0056 0 772 0 4 4 吉林化工学院化工原理课程设计 15 实际孔速 min 00 28 9 usmu 筛板的稳定性系数 5 152 1 1177 6 28 9 min 0 0 u u K 该值大于 1 5 符合设计要求 故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液 2 提馏段漏液的验算 2220 min0 13 0 0056 0 4 4 VLL hhCu 7990 5 09 3 3 789 00199 0 06 0 13 0 0056 0 772 0 4 4 实际孔速 min 0 0 01 9 usmu 筛板的稳定性系数 5 155 1 7990 5 01 9 min 0 0 u u K 该值大于 1 5 符合设计要求 故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液 3 6 4 液泛验算 1 精馏段的液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 WTd hHH 甲醇 水物系属一般物系 取 则0 5 mhH wT 2229 0 0458 0 4 0 5 0 1 而 dpLd Hhhh 板上不设进口堰 则 液柱 0 198mmhhhH dLpd 128 0 0015 0 06 0 06679 0 1 dTW HHh 故在本设计中不会发生液泛现象 2 提馏段的液泛验算 mhH wT 219 0 038 0 4 0 5 0 2 板上不设进口堰 则 液柱 5000 所以可由下面公式直接计算摩擦系数 2 log 274 1 1 d 014 0 22 3 0 d 求得 0 0426 根据塔高的数据 可取回流管长度为 mHHl D 36 1372 0 08 14 所以直管阻力损失为 d lu hf 2 2 在回流管中装有标准弯头 3 个 半开阀 标准截止阀 球形阀 1 个 90 孔板流量计 1 个 相当于一个半开阀 闸阀 的阻力系数 见塔的工艺流程图 所以回流管中总阻力损失为 KgJ d lu hf 972 1 5 45 9375 0 022 0 36 130426 0 2 306 0 2 22 则单位重量流体的阻力损失 m g h H f f 201 0 8 9 972 1 在回流泵的入口截面 设为 A 和回流管进入精馏塔之前一截面 设为 A 之间列机械能恒算式 令泵入口处液体流速0m suA g u HZ g P HZ g P A fA A eA A 2 2 所以回流泵的扬程为 吉林化工学院化工原理课程设计 27 g u HZZ g u HZZ g PP H A fAA A fAA AA e 2 2 2 2 2 m93 26 81 92 306 0 201 0 36 132 2 所以 选择扬程为 30m 型号为 IS65 50 125 的离心泵 2 加料泵的选择 sm FM V F F F 0023 0 6 7973600 48 8675 3 1 66m s 2 042 0 785 0 F F V u 设泵在地面上 忽略其它因素 料液面至加料孔的高度为 13m 90O标准弯 头两个 球心阀两个 则有关管件的局部阻力系数分别是 进口突然缩小 1 0 5 出口突然扩大 2 1 0 90O标准弯头 0 75 截止阀 6 4 则总的局部阻力系数为 0 75 6 4 2 1 5 15 8 2 由上面设计可知 进料液密度为 797 6kg m3 黏度为 0 275mPa s F F 则 湍流 4 3 10 3 20221 10275 0 6 79766 1 042 0 Re F FFFu d 取0144 0 0041 0 3 0 dmm 则 kpap m g u d H F F F f 6 587 0 63 2 81 9 2 66 1 8 15 042 0 56 8 0144 0 2 56 8 2 2 在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为 mH g P ZH f F F e 91 1163 2 81 9 6 797 106 5 56 8 3 流量 q 3 3 F 3 V 2 1 10 m s 15 43m hsmsmVF 976 5 1066 1 333 所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的 所以 选择扬程为 12m 型号为 IS50 32 160 的离心泵 吉林化工学院化工原理课程设计 1 计算结果总汇 计算数据 符号单位 精馏段提馏段 各段平均温度 tm 87 22101 58 各段平均压强 PmkPa104 111