乙醇—水二元物系筛板精馏塔设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 I 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 乙醇乙醇 水二元物系筛板精馏塔设计水二元物系筛板精馏塔设计 教教 学学 院 院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级 专业班级 化工化工 09030903 学生姓名 学生姓名 崔晓程崔晓程 学生学号 学生学号 0911033209110332 指导教师 指导教师 庄志军庄志军 2011 年年 1212 月月 1212 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 II 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一 设计题目 乙醇乙醇 水二元物系筛板式精馏塔的设计水二元物系筛板式精馏塔的设计 二 设计条件 塔顶压力为常压 处理量 见表中数据 进料组成 馏出液组成及釜液组成 见表中数据 加料热状况 见表中数据 塔顶设全凝器 泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热 回流比 min 0 21 1 RR 单板压降 0 7kPa 三 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 塔板板面布置设计 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 11 带控制点的工艺流程图 塔板板面布置图 精馏塔设计条件图 12 设计说明书 四 化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准 1 课程设计说明书要求用 A4 纸排版 单面打印 并装订成册 其内容包 括 1 封面 按教研室统一排版标准 姓名部分手签 2 设计任务书 整体采用宋体小四号字体 3 目录 单独编写 不与正文编号连在一起 一般采用罗马数字表示页 码 4 中文摘要 另起一页 5 正文 绪论 设计方案的选择和论证 工艺设计的计算 工艺流程 示意图 电算程序结果及及章节的符号说明等内容 6 结论 设计结果总汇一般以表格的形式 7 结束语或致谢 8 参考文献 9 主要符号说明 以表格的形式给出 10 附录 计算机程序 附图等 2 课程设计说明书正文参考字数 不得小于 2000 字 周数 3 设计任务书格式 参看化工原理课程设计指导书 4 目录格式 1 标题 目录 三号 黑体 居中 2 章标题 四号 黑体 居左 3 节标题 小四 宋体 居左 4 页码 小四号 宋体 居右 整个页眉居中印有吉林化工学院化工原 理课程设计 的字样 楷体五号字 上边距 2 3cm 5 正文格式 1 页边距 上 2 54cm 下 2 54cm 左 2 09cm 右 1 59cm 页眉 1 5cm 页脚 1 75cm 装订线位置左 2 字体 正文全部用宋体 小四号字 3 行距 固定值 18 4 页码 底部居中 五号字 宋体 页眉 上部居中 小五号字 楷体 5 数据表格全部采用五号字 宋体 6 公式全部用公式编辑器来编辑 12 号字宋体 6 参考文献格式 吉林化工学院化工原理课程设计 IV 1 标题 参考文献 小四 黑体 居中 2 示例 五号 宋体 图书类 序号 作者 1 作者 2 作者 n 书名 出版地点 出版社 出 版年 页次 期刊类 序号 作者 1 作者 2 作者 n 文章名 期刊名 版本 出版年 卷次 期次 页次 7 图纸要求 工艺流程图要求学生采用手工绘制 A2 图纸 尺寸 420mm 594mm 工艺条件图要求学生采用计算机绘图软件独立设计绘制 A4 图纸 尺寸 297 mm mm 210 吉林化工学院化工原理课程设计 II 目录 化工原理课程设计任务书 I 摘 要 1 前 言 2 查 新 3 绪 论 4 1 1 设计背景 4 1 2 设计方案 4 1 3 设计思路 5 1 4 选塔依据 3 5 第二章 精馏塔的工艺设计 6 2 1 全塔工艺设计计算 6 2 1 1 产品浓度的计算和进料组成确定 6 2 1 2 q 线方程的确定及温度的计算 6 2 1 3 平均相对挥发度的计算 6 2 1 4 最小回流比和适宜回流比的选取 7 2 1 5 物料衡算 7 2 1 6 精馏段和提馏段操作线 7 2 1 7 逐板法确定理论板数 8 2 1 8 全塔效率 8 取 842 10 t E 2 1 9 实际塔板数及实际加料位置 8 第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 9 3 1 塔的工艺条件及物性数据计算 9 3 1 1 操作压强 P 9 3 1 2 操作温度 T 9 3 1 3 塔内各段气 液两相组分的平均分子量 9 3 1 4 精馏段和提馏段各组分的密度 8 10 3 1 5 液体表面张力的计算 11 3 1 6 液体粘度 m 11 吉林化工学院化工原理课程设计 III 3 1 7 气液负荷计算 12 精馏段气液负荷计算 12 提馏段气液负荷计算 12 3 2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 12 3 2 1 塔径 D 12 3 2 2 液流形式 降液管及溢流装置等尺寸的确定 14 3 2 3 塔板布置 15 3 2 4 筛孔数 n 及 开孔率 15 3 2 5 塔有效高度 Z 16 3 2 6 塔高的计算 5 16 3 3 筛板塔的流体力学校核 2 17 3 3 1 板压降的校核 17 3 3 2 液沫夹带量 eV 的校核 19 3 3 3 溢流液泛条件的校核 19 3 3 4 液体在降液管内停留时间的校核 20 3 3 5 漏液点的校核 20 3 4 塔板负荷性能图 2 21 3 4 1 液相负荷下限线 21 3 4 2 液相负荷上限线 21 3 4 3 漏液线 气相负荷下限线 21 3 4 4 过量液沫夹带线 气相负荷上限线 22 3 4 5 溢流液泛线 22 3 4 6 塔气液负荷性能图 23 3 4 7 热量衡算 24 进入系统的热量 24 离开系统的热量 25 热量衡算式 25 第四章 塔的附属设备的计算 26 4 1 塔顶冷凝器设计计算 26 4 1 1 确定设计方案 26 4 1 2 确定物性数据 26 4 1 3 热负荷 Q 的计算 26 4 1 4 传热面积的计算 26 4 1 5 换热器工艺结构尺寸 27 4 1 6 核算总传热系数 K0 28 1 管程表面传热系数计算 28 2 计算壳程对流传热系数 29 3 确定污垢热阻 RS 29 吉林化工学院化工原理课程设计 IV 4 核算总传热系数 K0 29 5 传热面积裕度 30 4 1 7 壁温核算 30 4 1 8 换热器内流体的流动阻力 压降 31 4 2 接管设计 31 4 2 1 进料管 31 4 2 2 回流管 31 4 2 3 釜液出口管 32 4 2 4 塔顶蒸汽管 32 4 2 5 加热蒸汽管 32 4 2 6 管线设计结果表 32 4 3 泵的选型 32 第五章 设计结果汇总 34 结束语 36 参考文献 37 主要符号说明 38 附 录 40 吉林化工学院化工原理课程设计 V 吉林化工学院化工原理课程设计 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 这个设计的筛板塔 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 本设计包括设计方案的选取 主要设备的工艺设计计算 工艺参数的选定 物料衡 算 热量衡算 设备的工艺尺寸的设计计算和结构设计 流体力学的验算 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 通过对精馏塔的整体设计及合理运算 我所给出塔的工艺流程 生产操作条件及物性参数是合理的 换热器和泵及各种接管尺寸 也是合理的 足以保证精馏顺利高效的进行并使效率尽可能的提高 具体结果如下 主要参数 q 0 97 3 50 R 1 7045Rmin 1 5 理论板数 NT 8 块 第 3 块为加料板 实际板数 Np 20 块 进料位置为第 5 块板 其中精馏塔内径 D1 D2 0 6m 板间距 精馏段 NT1 0 3m 提镏段 NT2 0 3m 塔 高 H 11 75m 关键词 关键词 乙醇 水 精馏段 提馏段 筛板塔 吉林化工学院化工原理课程设计 2 前前 言言 化工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 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 在本设计中我们使用筛板塔 筛板塔的突出优点是结构简单造价低 合理的设计和适 当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性 而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏 液 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一 五十年代之后通过大量的工业实践逐步改 进了设计方法和结构 近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备 为减少对传质 的不利影响 可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板 上气流分布均匀 筛板塔多用不锈钢板或合金制成 使用碳钢的比率较少 它的主要 优点 3 是 1 结构简单 易于加工 造价为泡罩塔的 60 左右 为浮阀塔的 80 左右 2 在相同条件下 生产能力比泡罩塔大 20 40 3 塔板效率较高 比泡罩塔高 15 左右 但稍低于浮阀塔 4 气体压力降较小 每板压力降比泡罩塔约低 30 左右 缺点是 1 小孔筛板易堵塞 不适宜处理脏的 粘性大的和带固体粒子的料液 2 操作弹性较小 约 2 3 蒸馏是分离均相混合物的单元操作 精馏是最常用的蒸馏方式 是组成化工生产过程 的主要单元操作 精馏是典型的化工操作设备之一 进行此次课程设计的目的是为了培养 综合运用所学知识 来解决实际化工问题的能力 做到能独立进行化工设计初步训练 为以后 从事设计工作打下坚实的基础 吉林化工学院化工原理课程设计 3 查 新 浮阀类塔板是目前使用最为广泛的塔板 当今主要使用的浮阀有以下几种 1 圆形浮阀 Glitsch 公司的 V 1 型和 V 4 型 V 1 型为平孔板 V 4 型为文丘里孔板 Koch 公司的 T 型和 To 型 均用四爪卡子限定阀片位置 阀片无腿 T 型为平孔板 To 型为 文丘里孔板 Sulzer 公司的扣钩浮阀 Snap in valve 阀腿为弹性叉片 可直接扣在板上 圆形浮阀在操作中因易旋转而会卡死或脱落 塔板上液相返混较为严重 2 条型浮阀 以 Nutter 公司的 B 型浮阀为代表 国内的 T 排条阀 HTV 船型浮阀 条型浮阀和导向浮阀 1 塔板均属此类 它们都是长条形阀片 除 T 排条阀外 都沿液流 方向错排布置 气流喷出方向与液流方向垂直 相邻阀孔喷出的气流不互相碰撞 液体返 混小 雾沫夹带量小 冷模试验的水力学性能和传质性能都略优于 V 1 型圆形浮阀 3 梯形浮阀 以导向梯形浮阀 2 BVT Butterfly Valve of Tray 浮阀为代表 它在结 构上吸取了 V 型栅板及条型浮阀塔板 固舌塔板 导向筛板等塔板的优点 将原来的条型 浮阀改为梯形结构 这样气体从阀孔的两侧吹出 并与液流方向构成锐角 故可对塔板上 的液体起一定的导向推动作用 降低了板上清液层的高度 同时降低了塔板压力降 在现有的加工工艺中 塔的高处理量往往是用户十分关心的事情 对于新塔设计 用 户希望对每单位投资获得的处理能力最大 要求塔的经济和卡边设计 因此 近年来国外 开发了新型高效塔板 等板高度 HETP 小于 610 mm 的塔板或填料被称为高效塔板或填料 该种塔板的特点是高处理量 高效率或低压力降 如 Glitsch 公司建议采用纹栅塔板 Screen tray 和网孔塔板 P K tray 增加处理量和减小压力降 美国 UOP 公司用多降液管 MD ECMD 筛板 3 4 取代传统的单流程和双流程筛板 对大液量操作的脱甲烷塔 脱 乙烷塔和丙烯精馏塔进行改造后 处理量增加了 30 效率也有所提高 如果说 80 年代是规整填料发展的年代 那么 90 年代则是高效塔板发展的年代 高效 塔板主要应用在中压到高压蒸馏场合 在这种场合下 填料显得无能为力 高效塔板的主 要特点是其降液管以及浮阀或开孔的改进 以充分利用有效开孔面积 这种改进允许塔板 在高液流量下操作而不发生阻塞或液泛 近年来开发的高效塔板有 Superfrac Max frac MVG tray Bi frac CoFlo 等塔板 其共同的优点是在高流动参数下处理量大 抗腐蚀 能力强 板间返混小 Jaeger 公司推出的 CoFlo 5 塔板的主要特点是采用并流式降液管和 收集器 增大了处理量 同时不影响塔板的效率 新垂直筛板塔 产品和技术简介 新垂直筛板塔是在塔板上开有直径较大的升气孔 孔上设置圆筒形罩体 其侧壁上部 开有筛孔 下端与塔板保持一定距离 操作时 液体从底隙进入罩体 气体经升气孔进入 吉林化工学院化工原理课程设计 4 罩体 其动能将液体拉成液膜并破碎成液滴 两相在罩体内进行传热传质 然后从筛孔喷 出 气体上升 液体落回板面 液相在塔板上前进过程中 重复上述过程 最后由降液管 流至下一层塔板 与一般鼓泡型板式塔相比 NewVST 的关键是连续相和分散相发生了相 转变 即气相转为连续相 液相转为分散相 使相际面积明显增加 从而强化传质 为了 减少塔板阻力提高处理能力 我们将升气孔由平孔改成喷咀孔 使塔板阻力降低 40 以上 可用于真空系统 应用范围可用于蒸镏 吸收 水洗 除尘等过程 可用于常压 也可以用于加压和真 空系统 将其用于丙烷脱沥青装置 处理能力提高 50 以上 提高了产品质量 近年来开发出喷射型塔板 大致有以下几种类型 1 舌型塔板 舌型塔板的结构 在塔板上冲出许多舌孔 方向朝塔板液体流出口一 侧张开 舌片与板面成一定的角度 有 18 20 25 三种 一般为 20 舌片尺寸 有 50 50mm 和 25 25mm 两种 舌孔按正三角形排列 塔板的液体流出口一侧不设溢流 堰 只保留降液管 降液管截面积要比一般塔板设计得大些 操作时 上升的气流沿舌片喷出 其喷出速度可达 20 30m s 当液体流过每排舌孔时 即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫 被斜向喷射到液层上方 喷射的液流冲至降液管上 方的塔壁后流入降液管中 流到下一层塔板舌型塔板的优点是 生产能力大 塔板压降低 传质效率较高 缺点是 操作弹性较小 气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到 下层塔板 从而 降低塔板效率 2 浮舌塔板 与舌型塔板相比 浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动 因此 浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点 具有处理能力大 压降低 操作弹性大等 优点 特别适宜于热敏性物系的减压分离过程 3 斜孔塔板 斜孔塔板的结构 在板上开有斜孔 孔口向上与板面成一定角度 斜 孔的开口方向与液流方向垂直 同一排孔的孔口方向一致 相邻两排开孔方向相反 使相 邻两排孔的气体向相反的方向喷出 这样 气流不会对喷 既可得到水平方向较大的气速 又阻止了液沫夹带 使板面上液层低而均匀 气体和液体不断分散和聚集 其表面不断更 新 气液接触良好 传质效率提高 其中 筛孔板的造价是板式塔中最低的一种 并且负荷大 效率高 设计方法也较为成熟 近 年来逐渐有采用大孔径 10 25mm 的筛孔 因为大孔径筛板具有 加工制造简单 造价低 不 易堵塞等优点 只要设计合理 同样可以得到满意的塔板效率 吉林化工学院化工原理课程设计 5 绪绪 论论 1 1 设计背景 乙醇是一种重要的基础化工原料 有着广泛的用途 它是基本有机化工及中间体的原 料 还是一种重要的有机溶剂 在交通运输 医药 农业等方面都占有重要地位 工业上生产乙醇的方法有很多 其中真正有工业意义的 概括起来可分为两大类 即 发酵法和乙烯水合法 发酵法有粮食发酵法 木材水解发酵法 亚硫酸盐废碱液法 水合 法有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法 此外 最近美国 日本 意大利等国家正在开发一 种用一氧化碳 氢气 或甲烷 进行羰基合成制取乙醇的方法 1 2 设计方案 乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后 送入精馏塔 塔顶上升蒸汽采用 全凝器冷凝后 冷凝液部分利用重力泡点回流 部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐 塔釜采用直接蒸汽 101 163 的水蒸汽 加热 塔底废水经冷却后送入贮槽 具体连续精 馏流程参见下图 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 饱和水蒸汽 塔釜出料 1 3 设计思路 全塔物料衡算全塔物料衡算 求理论塔板数求理论塔板数 吉林化工学院化工原理课程设计 6 1 4 选塔依据 3 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型 设计比较成熟 具体优点如下 1 结构简单 金属耗量少 造价低廉 2 气体压降小 板上液面落差也较小 3 塔板效率较高 4 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力 且不易堵塞塞孔 气液相负荷计算气液相负荷计算 筛板塔设计筛板塔设计 流体力学性能校流体力学性能校 核 画出负荷性能图画出负荷性能图 全塔热量衡算全塔热量衡算 塔附属设备计算塔附属设备计算 结果汇总结果汇总 吉林化工学院化工原理课程设计 7 第二章 精馏塔的工艺设计 2 1 全塔工艺设计计算 2 1 1 产品浓度的计算和进料组成确定 1 料液及塔顶塔底产品含乙醇摩尔分率 0 900 901 0 90 0 779 464618 D x 0 040 041 0 04 0 016 464618 W x 0 460 461 0 46 f 0 250 464618 X 2 平均分子量及产率 F M0 250 46 1 0 250 1825 kg kmol D M0 779 46 1 0 779 1839 81 kg kmol W M0 016 46 1 0 016 1818 45 kg kmol 由条件可知 因为要求进料 1200kg h 所以 F F 48kmol 1200 25 1 h 3 查附录表 2 乙醇 水系统 t x y 数据 2 得 90 时乙醇水的饱和蒸汽的组成 xF 0 250 2 1 2 q 线方程的确定 因为q 0 97 所以 yq q q 1 xq xf q 1 32 33xq 8 333 2 1 3 温度的计算 选用差值的方法及下表 吉林化工学院化工原理课程设计 8 温度 t 液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的摩尔分率 10000 95 50 0190 17 890 07210 3891 86 70 09660 4375 85 30 12380 4704 84 10 16610 5089 82 70 23370 5445 82 30 26080 558 81 60 32730 5826 80 70 39650 6122 79 80 50790 6564 79 70 51980 6599 79 30 57320 6841 78 740 67630 7385 78 410 74720 7815 78 150 89430 8943 tF tF 82 46 F t 82 782 7 82 3 25 23 3723 37 26 08 tD tD 78 35 D t 78 4178 41 78 15 77 9 74 7274 72 89 43 tW tW 96 21 W t 100100 95 5 1 6 00 1 90 精馏段平均温度 t1 tF tD 2 80 41 提留段平均温度 t2 tF tW 2 89 34 2 1 3 平均相对挥发度的计算 当气体服从道尔顿分压定律时 由式得到相对挥发度如表 2 1 AB i AB yy xx i 表 2 1 不同温度下的相对挥发度数值 序号 1234567 温度 8986 785 384 182 782 381 6 i8 1977 2746 2865 2023 923 5782 869 序号 891011121314 温度 80 779 879 779 378 7478 4178 15 i2 4031 8511 7921 6121 3521 211 吉林化工学院化工原理课程设计 9 由由 0 25 yF 0 5526 F x F F F F x 3 71 1 1 x F y y 0 779 y D 0 8075 D x D D D D D x 1 19 1 1 x y y 0 016 yW 0 1432 W x W W W W W x 10 28 1 1 x y y 精馏段相对挥发度 FD 2 45 2 提留段相对挥发度 FW 6 995 2 所以相对护发度 3 50 所以平衡线方程 Y 3 50 x 1 2 50 x 2 1 4 最小回流比和适宜回流比的选取 1 最小回流比的计算 在设计条件下 如选用较小的回流比 两操作线向平衡线移动 达到指定分离程度 xD xW 所需的理论板数增多 当回流比减至某一数值时 两操作线的交点 e 落在平衡线 上 此时理论板数为无穷多 板上流体组成不能跨越 e 点 此即为指定分离程度时的最小 回流比 设交点 e xe ye 由 q 0 97 联立 Q 线方程和平衡线方程可知 ye 0 5269 则代入相平 衡方程 y x 1 1 x 得 xe 0 2414 则最小回流比可有下式计算出 min 0 7790 5269 0 88 0 52690 2414 D xye R yexe 或由附录 C 程序 2 二分法求 xe ye Rmin 求得 xe 0 2414 ye 0 5269 Rmin 0 88 2 确定合适的回流比 为了确定适宜回流比 在 R 1 2 2 0 Rmin范围内 R 1 7045Rmin 2 R 1 5 2 1 5 物料衡算 由 吉林化工学院化工原理课程设计 10 和和 0 0 250 0 779 0 016 0 F D W X X X y 0 1 1 FDW FSDW F xS yD xW x SVRDqF 总物料衡算 易挥发组分物料衡算 直接蒸汽加热 带入 F 48 1 kmol h R 1 5 q 9 7 计算得 或者由附录 C 程序 3 物料衡算及逐板法求理论板数 计算得 1 1 1 1 48 14 02 67 58 33 61 Fkmol h Dkmol h Wkmol h Skmol h 2 1 6 精馏段和提馏段操作线 精馏段操作线方程 11 1 R x x R R y D n n 1 1 50 779 0 60 3116 1 5 11 5 1 nnn yxx 提馏段操作线方程 1 1 2 010 0322 nnw nn WW yxx SS yx 2 1 7 逐板法确定理论板数 对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法 通常从塔顶开始计算 精馏段操作线方程 1 0 60 3116 nn yx 相平衡方程 3 50 代入 得 y y x 1 3 502 50 y x y 代入 式 1 0 779 d yx 1 0 5018x 2 0 6127y 反复计算得 x2 0 3113 y3 0 4984 吉林化工学院化工原理课程设计 11 x3 0 2211 0 25 xq 是精馏段和提馏段的交点的横坐标 y4 0 4122 同理由提馏段操作线方程 及式 继续计算得 1 2 010 0322 nn yx Y8 0 02569 X8 0 00748 Lf 844 22Kg m B A A A WF 110 461 0 46 732 54970 23 对于塔底 tW 96 21 L A 719 03 Kg m3 L B 961 02Kg m3 质量分率 0 04 1 0 040 96 WAWB 则 LWw 948 25Kg m3 12 12 1 ww lw 0 040 96 719 03961 02 则 精馏段的平均液相密度 Lm1 LD LF 2 799 6Kg m3 844 22754 98 2 吉林化工学院化工原理课程设计 14 则 提馏段的平均液相密度 Lm2 Lw LF 2 896 235Kg m3 844 22948 25 2 2 气相密度 6 vm v RT PM lm 则精馏段的气相密度 vm1 Kg m3 11 103 075 37 04 1 299 8 314 273 1580 41 mVM P M RT 则提馏段的气相密度 vm2 Kg m3 22 109 725 27 74 1 010 8 314 273 1589 34 mVM P M RT 3 1 5 液体表面张力的计算 由平均表面张力公式 n i iim x 1 1 对于塔顶 tD 78 35 A 18 44mN m 1 B 62 86mN m 1 由附录 C 程序 4 可 得 以下均同 则塔顶的平均表面张力 DM 0 779 18 44 1 0 779 62 86 28 26mN m 1 2 对于进料板 tF 82 46 A 18 04 mN m 1 B 60 85mN m 1 进料的平均表面张力 FM 0 25 18 04 1 0 25 60 85 50 15mN m 3 对于塔底 tW 96 21 A 16 67mN m 1 B 59 55mN m 1 则塔底的平均表面张力 wM 0 016 16 67 1 0 016 59 55 58 86 mN m 1 则精馏段的平均表面张力 1M1 39 21mN m 28 2650 15 2 则提馏段的平均表面张力 M2 54 51mN m 50 1558 86 2 3 1 6 液体粘度 m 公式 m n i 1 ixi 1 对于精馏段 t1 80 41 LA 0 4571mPa LB 0 4094mPa LD 0 5145 0 4571 1 0 5145 0 3565 0 4083mpa s 2 对于提镏段 tF 89 34 LA 0 4094mPa LB 0 3191mPa LF 0 4094 0 133 1 0 133 0 3191 0 3311mpa s 则精馏段平均液相粘度 LM1 0 4083mpa s 则提馏段平均液相粘度 LM2 0 3311mpa s 吉林化工学院化工原理课程设计 15 3 1 7 气液负荷计算 精馏段气液负荷计算 由公式 V R 1 D 1 5 1 14 02 35 05kmol h 1 得 0 2776 1 1 35 05 37 04 36003600 1 299 Vm S Vm V M V 13 Sm 由 L RD 21 03kmol h 11 5 14 02 0 0002367 1 1 21 03 32 406 36003600 799 6 Lm S Lm L M L 13 Sm Lh 0 0002367 3600 0 8521m3 h 1 提馏段气液负荷计算 由33 61 SV 1 hkmol 0 2564 2 2 33 61 27 74 36003600 1 01 Vm S Vm V M V 13 Sm 由W 67 58 L 1 hkmol 0 0004549 2 2 67 58 21 72 36003600 896 235 Lm S Lm L M L 13 Sm 0 0004549 3600 1 638m3 h 1 h L 3 2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 3 2 1 塔径 D 由不同塔径的板间距 3 参考表 3 1 表 3 1 不同塔径的板间距 塔径 DT m 0 3 0 50 5 0 80 8 1 6 1 6 2 4 2 4 4 0 板间距 HT mm 200 300250 350 300 450 350 600 400 600 初选所设计的精馏塔为中型塔 采用单流型塔板 因精馏段气相流量较大 故采用分 段设计 以适应两相体积流量的变化 精馏段板间距 H1T 0 3m 提馏段板间距 H2T 0 3m 液气流动参数 精馏段 0 02115 1LV F 2 1 1 1 1 1 VM LM S S V L 0 5 0 0002367799 6 0 27761 299 吉林化工学院化工原理课程设计 16 提馏段 0 05285 2LV F 2 1 2 2 2 2 VM LM S S V L 0 5 0 0004549896 235 0 25641 010 查教材图 10 42 P179 可得到表面张力为 20mN m 时的负荷因子 精馏段 C20 1 0 052 提馏段 C20 2 0 05 由如下公式 20mN m 计算气体负荷因子 C C C20 2 0 20 将 C20 1 C20 2及 分别代入解得 精馏段的气体负荷因子 C1 0 05 0 059 0 2 39 21 20 提馏段的气体负荷因子 C2 0 05 0 06 0 2 54 51 20 根据如下公式计算液泛速度uf值 uf V VL C 则精馏段有 uf1 1 463m s 则提馏段有 uf2 1 79m s 取安全系数为 0 7 则设计气速为 0 7uf n u 则精馏段 0 70 1 463 1 024m s 1 nu 则提馏段 0 70 1 79 1 25m s 2 nu 则精馏段 0 283m2 2 1 0 785 T AD 则提馏段 0 785D2 0 283m2 2 T A 则精馏段塔径 0 588m 1 414 0 2776 3 14 13 14 1 0241 Vs D u 则提馏段塔径 0 511m 2 2 4 4 0 2564 3 14 23 14 1 25 T A D u 按标准塔径圆整精馏段塔径为 D1 0 6m 提馏段塔径 D2 0 6m 此塔径与表 3 1 塔板间 距 HT相符 由此初选塔径可以计算出 精馏段实际塔板总面积 2 221 1 3 14 0 7850 60 283 4 T D Am 提馏段实际塔板总面积 2 222 2 3 14 0 7850 60 283 4 T D Am 精馏段实际气速 un1 VS1 An1 0 2776 0 283 0 981m s 吉林化工学院化工原理课程设计 17 提馏段实际气速 un2 VS2 An2 0 2564 0 283 0 906m s 精馏段实际堰长 lW1 0 5D1 0 5 0 6 0 3m 提馏段实际堰长 lW2 0 5D2 0 7 0 6 0 42m 3 2 2 液流形式 降液管及溢流装置等尺寸的确定 因塔径和流量适中 选取单溢流 垂直弓形降液管 普通平底受液盘及平顶溢流堰 不设进口堰 各项取值计算如下 1 溢流堰长 LW的值 由以上设计结果可得溢流堰长 LW为 精馏段堰长 Lw1 0 3m 提馏段堰长 Lw2 0 42m 2 出口堰高 hW h h h wow l 表 3 2 各种操作情况的堰高参考表 2 堰高 hW mm 真空常压加压 最小值 102040 最大值 205080 由上表可取 近似取 0 则选用平直堰 堰上液高度由 E 1h O W 计算 2 L3 2 84 h h E ow 1000lw 1 精馏段 0 8521 0 3 22 L 2 842 84 h 3 3 h E 0 0057m O W 1000l1000 W 取板上清液层高度 h 0 05m L 故 h h h 0 05 0 0057 0 0443m ow L1w 2 提馏段 How2 1 638 0 3 22 L 2 842 84 h 3 3 h E 0 00881m O W 1000l1000 W 取板上清液层高度 h 0 05m L 故 h h h 0 05 0 00881 0 04119m ow L1w 精馏段堰高 hW1 0 0443m 提馏段堰高 hW2 0 04119m 吉林化工学院化工原理课程设计 18 3 降液管的宽度 Wd和降液管的面积 Af 由 lW D 0 5 查教材 下册 图 10 40 P176 得 AF AT 0 072 Wd D 0 16 即 Wd 0 16D 则精馏段降液管的宽度 Wd1 0 16 0 6 0 096m 则提馏段降液管的宽度 Wd2 0 16 0 6 0 096m 由以上设计结果可得降液管面积分别为 精馏段降液管面积 Af1 0 0204m20 072 T A 提馏段降液管面积 Af2 0 0204m20 072 T A 4 降液管底隙高度 ho 为保证液封 降液管底部与塔板的间隙 ho应小于堰高 hW 但一般可取 精馏段降液管底隙高度 ho1 0 01130m 0 LS W Lu 4 2 367 10 0 3 0 07 提馏段降液管底隙高度 ho2 0 01547m 0 LS W Lu 4 4 549 10 0 42 0 07 算液体在降液管中停留时间 精馏段 A H 0 0204 0 3 f T 25 86s 5s L0 0002367 h 提馏段 A H 0 0204 0 3 f T 13 4s 5s L0 0004549 h 所以降液管设计合理 3 2 3 塔板布置 1 精馏段和提馏段均取边缘宽度 Wc1 Wc2 0 035m 安定区宽度 Ws1 Ws2 0 065m 2 根据以下公式计算开孔区面积 Aa 2221 2 sin X XRXR R 其中 X D 2 Wd Ws R D 2 Wc 则精馏段 X1 0 6 2 0 035 0 096 0 169m 2 11 1 sd WW D R1 0 6 2 0 035 0 265m 1 1 2 c W D 则提馏段 X2 0 6 2 0 035 0 096 0 169m 2 22 2 sd WW D 吉林化工学院化工原理课程设计 19 R2 0 6 2 0 035 0 265m 2 2 2 c W D 代入上式得 精馏段开孔区有效面积 Aa1 0 1661m2 22210 169 20 1690 2650 1690 265sin 0 265 提馏段开孔区有效面积 Aa2 0 1661m2 22210 169 20 1690 2650 1690 265sin 0 265 3 2 4 筛孔数 n 及 开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径 do 5mm 精馏段 孔径 do与孔间距 t 之比 t1 do 3 在有效传质区内 筛孔呈正三角形排列 提馏段 孔径 do与孔间距 t 之比 t2 do 3 在有效传质区内 筛孔呈正三角形排列 则精馏段孔间距 t1 3 do 3 5 15mm 则提馏段孔间距 t2 3 do 3 5 15mm 依据下式计算开孔率 精馏段 0 907 32 0 1008 2 1 1 907 0 t do 提馏段 0 907 32 0 1008 2 2 2 907 0 t do 塔板上的筛孔总面积 Ao Aa 则精馏段 0 1008 0 1661 0 01675m2 1o A 则提馏段 0 1008 0 1661 0 01675m2 2o A 塔板上的筛孔数 n n 2 785 0 o o d A 则精馏段 n1 854 个 3 1 22 1158 100 1661 0 78515 o o A d 则提馏段 n2 854 个 3 1 22 1158 100 1661 0 78515 o o A d 从而可得实际筛孔总面积为 精馏段 Ao1 n1 0 785do2 854 0 785 0 0052 0 01676m2 提馏段 Ao2 n2 0 785do2 854 0 785 0 0052 0 01676m2 气体通过筛孔的气速 吉林化工学院化工原理课程设计 20 精馏段 uo1 VS1 Ao1 0 2776 0 01676 16 563m s 提馏段 uo2 VS2 AO2 0 2564 0 01676 15 298m s 3 2 5 塔有效高度 Z 精馏段 Z1 N1 1 0 3 5 1 0 3 1 2m 提馏段 Z2 N2 1 0 3 15 1 0 3 4 2m 塔有效高度 Z Z1 Z2 1 2 4 2 5 4m 3 2 6 塔高的计算 5 1 筒体 操作压力 P 1atm 公称直径 dg 0 6m 查得筒体壁厚为 5mm 所用材质为 3 A 2 封头 封头分为椭圆形封头 蝶形封头几种 本设计采用椭圆形封头 由公称直径 Dg 0 6m 查得 2 12封 3 封 曲面高度h 150m m 直边高度h 25m m 内表面积F 0 4374m 容积V 0 0353m H1 h1 h2 150 25 175mm 3 裙座 塔底常采用裙座支撑 本设计采用圆筒形裙座 3 基础环厚度高地面H 3m 4 人孔 一般隔 815 层板设一个人孔 人孔直径一般为 450600mm 其伸出塔体的筒体长为 200250mm 设人孔的板间距至少为 Hp 600mm 共 20 块板 可设 1 个人孔 5 冷凝器的设计计塔总体高度的设计 1 塔的顶部空间 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离 取塔顶间距为 Ha600mm 考虑到安装除沫器 塔顶部空间高度为 900mm 2 塔的底部空间 3 塔底空间高度 HB是指从塔底最下一层塔板到塔底封头底边处的距离 取塔釜液停留 时间 5min 取塔底液面至最下一层塔板距离 1m 则 H t Ls 60 R AT 0 6 v B 5 0 0004549 60 0 0353 0 283 1 1 3 6m 6 进料板处板间距 吉林化工学院化工原理课程设计 21 考虑到在进口处安装防冲设施 取进料板处板间距为 HF 0 6m 9 6 塔总体高度 H N N N 1 H N H N H H H H H FPTF FP PDB12 实际塔板数 进料板数 人孔N 20N 1 F N 1 P 塔板间距 进料板处间距H 0 30m T H 0 6m F 人孔处板间距 桾座高度H 0 6m P H 3 0m 2 H 20 1 1 1 0 30 1 0 6 1 0 6 0 9 1 36 0 175 3 11 75m 3 3 筛板塔的流体力学校核 2 3 3 1 板压降的校核 精馏段和提馏段均取塔板厚度 3mm 则 3 do 3 5 0 6 1 干板压降 以液柱高度表示 由孔径与板厚之比 do 0 6 和开孔率 以 AT 2Af为基准 精馏段 1 0 06920 1 11 0 01676 23 1420 0204 o Tf A AA 提馏段 2 0 06920 查教材下册图 10 45 P132 得干板孔流系数 Co 精馏段 Co1 0 84 提馏段 Co2 0 84 则各段的干板压降分别 hd 051 0 2 0L vo c u 精馏段 hd1 0 03221m 2 2 11 011 16 5631 299 0 051 0 051 0 84799 6 ov L u c 提馏段 hd2 0 01906m 2 2 22 022 15 2981 01 0 051 0 051 0 84896 235 ov L u c 3 气流穿过板上液层压降 以液柱高度表示 hL 液体体积流量与堰长的比值分别为 5 2 W h l L 精馏段 1 2 52 5 1 3 0253 7 3795 0 7 h W L l 吉林化工学院化工原理课程设计 22 提馏段 2 2 52 5 2 3 7514 15 9852 0 56 h W L l 由和 lW D 0 6 查教材下册图 10 48 P134 得液流收缩系数分别为 5 2 W h l L 精馏段 E1 1 021 提馏段 E2 1 029 按面积 AT 2Af 计算气体速度 ua Vs AT Af 则精馏段 ua1 1 0571m s 1 11 S Tf V AA 0 2776 0 2830 0204 则提馏段 ua2 0 9764m s 2 22 S Tf V AA 0 2564 0 2830 0204 则相应的动能因子 Fa值 Fa ua v 精馏段 Fa1 1 0571 1 2990 5 1 205 提馏段 Fa2 0 9764 1 0100 5 0 9813 查教材下册图 10 46 P132 得液层冲气系数 则精馏段 1 0 624 则提馏段 2 0 655 由公式 hL hW hoEw 即可求出各段液层阻力 精馏段 hL1 1 hW1 hoW1w 0 625 0 05 0 03125m 提馏段 hL2 2 hW2 hoW2w 0 655 0 05 0 03275m 3 克服液体表面张力压降 以液柱高度表示 依据下式计算克服液体表面张力压降 h h 4 Lgdo 精馏段 h 1 4 39 21 10 3 799 6 9 81 0 005 0 003999m 提馏段 h 2 4 54 51 10 3 896 235 9 81 0 005 0 004960m 则各段板压降 hf分别为 精馏段 hf1 hd1 hL1 h 1 0 03221 0 03125 0 003999 0 06746m 提馏段 hf2 hd2 hL2 h 2 0 01906 0 03275 0 004960 0 05677m 根据以上所求条件并根据公式 P hp Lg 可以得出实际单板压降分别为 P1 hf1 L1g 0 06746 799 6 9 81 529 16Pa P2 hft L2g 0 05677 896 235 9 81 499 13Pa 以上所得均 700pa 在允许范围之内 3 3 2 液沫夹带量 eV 的校核 由精馏段液气流动参数 0 02313 1LV F 由提馏段液气流动参数 0 05285 2LV F 吉林化工学院化工原理课程设计 23 根据如下公式计算液沫夹带量 eV 值 eV 则有 3 2 1 111 6 5 7 10n Tf U HH 精馏段 eV1 0 0459kg 液 3 23 2 1 3 111 66 5 7 105 7 101 0571 39 21 100 32 5 0 05 n Tf U HH kg 气 0 1kg 液 kg 气 提馏段 eV2 0 0256kg 液 3 23 2 1 3 211 66 5 7 105 7 100 9764 54 51 100 32 5 0 05 n Tf U HH kg 气1 5 1 1 1 16 563 8 25 o ow u k u 则提馏段筛板的稳定性系数 1 64 1 5 2 2 2 15 298 9 30 o ow u k u 以上各段均符合设计要求 所以设计负荷下不会产生过量漏液 3 4 塔板负荷性能图 2 3 4 1 液相负荷下限线 取平堰 堰上液层高度 精馏段取 hOW1 0 006m 提馏段取 hOW2 0 006m 作为液相负荷 下限线的条件 取 E 1 则 精馏段 0 006m 22 1 min33 1 33 1 1 2 84 10 2 84 10 0 3 h h ow W LL h l 0 000256 m3 s 1 minh L 提馏段 0 006m 22 1 min33 1 33 1 1 2 84 10 2 84 10 0 3 h h ow W LL h l 0 000358m3 s