乙醇-水精馏筛板塔设计.doc

1 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 设计题目 分离乙醇 水连续浮阀式精馏塔的设计 二二 原始数据及条件原始数据及条件 生产能力 年处理乙醇 水混合液 20 万吨 开工率 300 天 年 原料 乙醇含量为 20 质量百分比 下同 的常温液体 分离要求 塔顶乙醇含量不低于 95 塔底乙醇含量不高于 0 2 建厂地址 吉林地区 一一 设计题目设计题目 乙醇 水二元物系浮阀式精馏塔的设计 二设计条件二设计条件 1 原料来自原料罐 温度 20 乙醇含量 52 质量分率 原料处理量为 1100kg h 2 产品组成 乙醇含量 91 质量分率 3 釜液组成 乙醇浓度 0 04 质量分率 4 塔顶压力 5 精馏塔进料状态为泡点进料 6 塔釜为饱和蒸汽直接加热 三设计内容三设计内容 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 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 2 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 0 254 xD 0 788 xW 0 0020 F 100kmol h 实际塔板数精馏段 22 块 提馏段 7 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设计计算塔高为 11 35m 筛孔数目为 3425 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 3 目目 录录 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 摘摘 要要 第一章第一章 前言前言 1 第二章第二章 绪论绪论 2 2 1 设计方案 2 2 2 选塔依据 2 2 3 设计思路 3 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 4 3 1 精馏塔全塔物料衡算 4 3 2 常压下乙醇 水气液平衡组成与温度关系 4 3 3 理论塔的计算 12 3 4 塔径的初步设计 13 3 5 溢流装置 15 3 6 塔板的分布 浮阀数目及排列 16 第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 19 4 1 气相通过浮阀塔板的压降 19 4 2 淹塔 20 4 3 物沫夹带 20 4 4 塔板负荷性能图 21 第五章第五章 塔附件设计塔附件设计 26 5 1 接管 26 5 2 筒体与封头 27 5 3 除沫器 27 5 4 裙座 28 5 5 吊柱 28 5 6 人孔 28 第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计 29 6 1 塔的顶部空间高度 29 4 6 2 塔的底部空间高度 29 6 3 塔总体高度 29 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 30 7 1 冷凝器的选择 30 7 2 再沸器的选择 30 第八章第八章 设计结果汇总设计结果汇总 31 结束语结束语 32 参考文献参考文献 33 主要符号说明主要符号说明 34 附附 录录 35 5 第一章第一章 前言前言 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 它的主要优点是 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 在相同条件下 生产能力比泡罩塔大 20 40 塔板效率较高 比泡罩塔高 15 左右 但稍 低于浮阀塔 气体压力降较小 每板降比泡罩塔约低 30 左右 缺点是 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 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 6 第二章第二章 绪论绪论 2 1 2 1 设计方案设计方案 本设计任务为分离乙醇 水混合物 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设 计中采用泡点进料 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内 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 其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐 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 2 1 流程图 2 2 2 2 选塔依据选塔依据 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 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力 且不易堵塞塞孔 7 2 3 2 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 图 2 2 设计思路 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 化工原理课程设计吉林化工学院 8 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 3 1 3 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 F 进料量 kmol s 原料组成 摩尔分数 下同 F x D 塔顶产品流量 kmol s 塔顶组成 D x W 塔底残液流量 kmol s 塔底组成 W x 43 20 46 8 91 20 4680 18 93 46 83 87 93 467 18 0 3 46 0 1176 0 3 4699 7 18 20 10100 2 461 0 2 18 F 20 0 342koml s 330 24 3600 F D W F D W x x x 原料乙醇组成 塔顶组成 塔底组成 进料量 万吨年 物料衡算式为 F D 0 0358kmol s w 0 30621kmol s xFxDxW DW 联立代入求解 3 2 3 2 常压下乙醇常压下乙醇 水气液平衡组成与温度关系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 85 3 12 38 47 04 84 1 16 61 50 89 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 79 8 50 97 65 64 79 7 51 98 65 99 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 1 温度 利用表中数据用插值法求得 化工原理课程设计吉林化工学院 9 87 41 tF 66 9 21 7 7 86 0 89 21 7 91 8 0 89 tF tF 78 25 tD 72 7443 89 41 7815 78 41 8987 83 15 78 tD tD 99 72 tW 90 1 0 5 95100 01176 0 100 tW tW 精馏段平均温度 82 83 t1 2 FD tt 2 25 7841 87 提馏段平均温度 93 57 t2 2 Fw tt 2 72 9941 87 2 密度 已知 混合液密度 依式 a 为质量分数 为平均 L 1 B B A Aaa M 相对分子质量 混合汽密度 依式 0 0 22 4 v T pM T 塔顶温度 78 25 D t 气相组成 85 09 78 41 78 1578 2578 15 78 1589 4310089 43 D y D y 进料温度 87 41 F t 气相组成 42 26 89 086 789 087 41 38 91 43 7538 91 100 F y F y 塔府温度 99 72 w t 气相组成 1 06 10095 510099 72 017 000100 w y w y 精馏段 液相组成 1 x 1 2 DF xxx 1 46 39x 气相组成 1 y 1 2 DF yyy 1 1 06y 化工原理课程设计吉林化工学院 10 所以 1 1 46 0 4639 181 0 463933 99 46 0 6368 181 0 636835 83 L V Mkg kmol Mkg kmol 提馏段 液相组成 2 x 2 2 wF xxx 2 4 51x 气相组成 2 y 2 2 wF yyy 2 21 66y 所以 2 2 46 0 451 181 0 045119 26 46 0 2166 181 0 216624 06 L V Mkg kmol Mkg kmol 表 3 2 不同温度下乙醇和水的密度 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 求得在与下的乙醇和水的密度 单位 3 kg m 3 90859087 41 87 41727 11 724730724 DCF CF tCkg m 3 90859087 41 727 11 965 3968 6965 3 WF WF kg m 3 10 21 0 12 907 15 727 11967 01 F F kg m 3 90859078 25 78 25738 10 724730724 FCD CD tCkg m 3 90859078 25 973 06 965 3968 6965 3 WD WD kg m 3 10 931 0 93 750 79 738 10973 06 D D kg m 3 W 90859099 72 99 72712 34 724730724 WC Cw tCkg m 化工原理课程设计吉林化工学院 11 3 90859099 72 958 88 965 3968 6965 3 WW WW kg m 3 10 0031 0 003 957 85 712 34958 88 W W kg m 所以 3 1 3 2 907 15750 79 828 97 22 907 15957 85 932 50 22 FD L FW L kg m kg m 4611841 48 LDDD Mxxkg kmol 4611820 49 LFFF Mxxkg kmol 4611818 03 LWWW Mxxkg kmol 1 41 4820 49 30 99 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18 0320 49 19 26 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841 83 VDDD Myykg kmol 4611829 83 VFFF Myykg kmol 4611818 30 VWWW Myykg kmol 1 18 0329 83 35 83 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 18 0329 83 24 06 22 VWVF V MM Mkg kmol 29 83 273 15 1 01 22 4273 1587 41 VF 41 83 273 15 1 45 22 4273 1578 25 VD 18 30 273 15 0 60 22 4273 1599 72 VW 化工原理课程设计吉林化工学院 12 3 1 1 01 1 45 1 23 2 V kg m 3 2 1 01 0 60 0 80 2 V kg m 2 混合液体表面张力 二元有机物 水溶液表面张力可用下列各式计算 1 41 41 4 m swwsoo 注 00 0 0000 ww w wwww x Vx V x Vx Vx Vx V 000 swswwwsss x VVx VV 2 3 2 3 lg0 441 q w oo ww w Vq BQV Tq 2 lg1 sw swso so ABQA 式中下角标 w o s 分别代表水 有机物及表面部分 xw xo 指主体部分 的分子数 Vw Vo 主体部分的分子体积 w o 为纯水 有机物的表面张力 对乙醇q 2 46 62 32 738 10 c cD cD m VmL 46 64 58 712 34 c cW cW m VmL 46 63 26 727 11 c cF cF m VmL 18 18 61 967 01 w wF wF m VmL 18 18 50 973 06 w wD wD m VmL 化工原理课程设计吉林化工学院 13 18 18 77 958 88 w wW wW m VmL 由不同温度下乙醇和水的表面张力 温度 708090100 乙醇表面张力 10 3N m2 1817 1516 215 2 水表面张力 10 3N m2 64 362 660 758 8 求得在下的乙醇和水的表面张力 单位 10 3Nm 1 DFW ttt 乙醇表面张力 908016 2 17 15 16 45 9087 4116 2 cF cF 807017 15 18 17 30 8078 2517 15 cD cD 1009015 2 16 2 58 85 10099 7215 2 cW cW 水表面张力 908060 762 6 61 19 9087 4160 7 wF wF 807062 664 3 62 90 8078 2562 6 wD wD 1009058 860 7 58 85 10099 7258 8 wW wW 塔顶表面张力 2 2 1 1 DwD wD cDDwDDwDDwD xV x VxVx V 2 1 0 8387 18 50 0 8387 62 32 1 0 8387 18 500 8387 62 32 0 0031 2 lglg0 00313 2717 wD cD B 化工原理课程设计吉林化工学院 14 2 3 2 3 0 4410 7631 cDcD wDwD Vq QV Tq 2 50860 76313 2717ABQ 联立方程组 2 lg1 swD swDscD scD A 代入求得 0 977 swDscD 0 023 1 41 4 1 4 0 02362 900 97717 3017 91 DD 原料表面张力 2 2 1 1 FwF wF wFFwFFwFFwF xV x VxVx V 2 1 0 0891 18 61 0 0891 18 61 1 0 0891 18 61 0 0891 18 61 2 257 2 lglg2 2570 3535 wF cF B 2 3 2 3 0 4410 7301 oo ww Vq QV Tq 0 35350 73010 3766ABQ 联立方程组 2 lg1 swF swFscF scF A 代入求得 0 529 swFscF 0 471 1 41 4 1 4 0 47161 190 52916 4532 19 FF 塔底表面张力 2 2 1 1 WwW wW wWWwWWwWFwW xV x VxVx V 2 1 0 01176 18 77 0 01176 64 581 0 01176 18 770 01176 64 58 245 86 化工原理课程设计吉林化工学院 15 2 lglg245 862 391 wW cW B 2 3 2 3 0 4410 693 cWcW wWwW Vq QV Tq 2 391 0 6931 698ABQ 联立方程组 2 lg1 swW swWscW scW A 代入求得 0 019 swWscW 0 981 1 41 4 1 4 0 98158 850 0 01915 2357 58 WW 1 精馏段液相表面张力 32 19 17 91 2 25 05 1 2 DF 2 提馏段液相表面张力 32 19 57 58 2 44 89 2 2 WF 3 混合物的黏度 82 83 查表得 0 3437mPa s 0 433 mPa s t1 水 醇 93 57 查表得 0 300mPa s 0 381 mPa s t2 水 醇 精馏段黏度 111 1 0 4639 0 4330 34371 0 46390 3851 xx mPa s 醇水 提馏段黏度 222 1 0 381 0 0451 0 31 0 04510 3036 xx mPa s 醇水 5 相对挥发度 由 0 4226 0 0891 yFxF 得 F 0891 0 1 4226 01 0891 0 4226 0 7 48 由 0 8509 0 8387 yDxD 化工原理课程设计吉林化工学院 16 D 8387 0 1 8509 0 1 8387 0 8509 0 1 10 由 0 0106 0 001176 yWxW W 001176 01 0106 0 1 001176 0 0106 0 9 10 1 精馏段相对挥发度 1 7 48 1 10 4 29 2 2 提馏段相对挥发度 2 7 489 10 8 29 2 3 3 3 3 理论塔的计算理论塔的计算 理论板 指离开此板的气液两相平衡 而且塔板上液相组成均匀 理论板的计算方法 可采用逐板计算法 图解法 在本次实验设计中采用 图解法 根据 1 01325 105Kpa 下乙醇 水的气液平衡组成可绘出平衡曲线 即 x y 曲线图 1 1280 13120 4547 qq qxy 所以 min 0 83870 4545 1 188 0 45450 1312 Dq qq xy R yx min 1 31 3 1 1881 545RR 已知 精馏段操作线方程 1 0 6070 2576 11 D nn xR yxx RR 提馏段操作线方程 1 3 270 00267 xw nmm WLqF yxx LqFLqFw 在图上作操作线 由点 0 8387 0 8387 起在平衡线与精馏段操作线间 画阶梯 过精馏段操作线与 q 线交点 直到阶梯与平衡线的交点小于 0 001176 为止 由此得到理论 NT 21 快 包括再沸器 加料板为第 17 块理论板 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 计算 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s L 化工原理课程设计吉林化工学院 17 1 精馏段 已知 1 4 290 3851 L mpa s 0 49 0 43 37 块 ET 3851 0 29 4 245 0 P精 E N T T 43 0 16 2 提馏段 已知 2 8 290 3036 L mpa s 0 49 0 39 10 块 T E 3036 0 29 8 245 0 提 E N T T 39 0 15 全塔所需实际塔板数 37 10 47 块 NP P精 提 全塔效率 21 1 47 T T P N E N 42 55 加料板位置在第 43 块塔板 3 4 3 4 塔径的初步设计塔径的初步设计 1 气 液相体积流量计算 根据 x y 图查图计算 或由解析法计算求得 min 1 188R 取 min 1 31 3 1 1881 545RR 1 精馏段 1 545 0 03580 055 11 545 10 03580 091 LR Dkmol s VRDkmol s 则质量流量 11 11 30 99 0 0551 704 35 83 0 0913 261 L V LM Lkg s VM Vkg s 则体积流量 33 1 1 1 3 1 1 1 1 704 2 06 10 828 97 3 261 2 65 1 23 S L S V L Lms V Vms 2 提馏段 q 1 128 0 055 1 128 0 3420 4408 LLqFkmol s 化工原理课程设计吉林化工学院 18 10 0910 128 0 3420 135 VVqFkmol s 则质量流量 22 22 19 26 0 44088 49 24 06 0 1353 25 L V LMLkg s VM Vkg s 则体积流量 33 2 2 2 3 2 2 2 8 49 9 10 10 932 50 3 25 4 06 0 80 S L S V L Lms V Vms 2 精馏段 有 安全系数 安全系数 0 6 0 8 uumax V VL cu max 式中可由史密斯关联图查出 c 横坐标数值为 0202 0 65 2 1006 2 1 1 23 1 97 828 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 075 0 20 c c 078 0 075 0 1 20 05 25 20 2 02 0 20 c 023 2 23 1 23 1 97 828 078 0 max u 0 7 0 7 uumax 416 1 023 2 m u V D S 544 1 416 1 14 3 65 2 4 1 14 圆整 塔截面积 m D 2 mDAT 22 14 3 4 实际空塔气速为 1 u sm 844 0 14 3 65 2 3 提馏段 化工原理课程设计吉林化工学院 19 横坐标数值为 076 0 06 4 1016 9 1 1 80 0 50 932 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 取板间距 则 m HT 45 0 m HL 07 0 HT m HL 38 0 查图可知 08 0 20 c c 094 008 0 1 20 89 44 20 2 02 0 20 c sm u 208 3 80 0 80 050 932 094 0 max 0 7 0 7 uumax sm 24 2 208 3 m u V D S 52 1 24 2 14 3 06 4 4 2 2 2 4 圆整 塔截面积 m D 2 mDAT 22 14 3 4 实际空塔气速为 2 u sm 29 1 14 3 06 4 3 5 3 5 溢流装置溢流装置 1 堰长lW 取 0 65 0 65 2 1 3m lWD 本设计采用平直堰 设出口堰不设进口堰 堰上液高度按下式计算 hOW 近似取 E 1 hOW 3 2 1000 84 2 l L w h E 1 精馏段 hOW m010 0 3 1000 84 2 3 1 1006 2 3600 3 2 堰高 0 07 0 010 0 060m hhh OWLw 2 提馏段 化工原理课程设计吉林化工学院 20 hOW m024 0 3 1000 84 2 3 1 1010 9 3600 3 2 堰高 0 07 0 024 0 046m hhh OWLw 2 弓降液管的宽度和横截面积 查图得 0 1240721 0 A A T F D WD 则 2 226 0 14 3 0721 0m AF m WD 248 0 2124 0 验算降液管内停留时间 精馏段 3 0 226 0 45 49 37 2 06 10 s 提馏段 3 0 226 0 45 11 18 9 10 10 s 停留时间 5s 故降液管可以使用 3 降液管底隙高度 1 精馏段 取降液管底隙流速 则sm u 13 0 0 m 取0122 0 13 0 3 1 1006 2 3 0 1 0 ul L h W S 0 0 01hm 2 提馏段 取降液管底隙流速 则sm u 13 0 0 m 取054 0 13 0 3 1 1010 9 3 0 1 0 ul L h W S 0 0 05hm 3 6 3 6 塔板的塔板的分布 浮阀数目及排列分布 浮阀数目及排列 1 塔板的分块 本设计塔径 D 2m 故塔板采用分块式 以便通过入孔装拆塔板 2 浮阀数目及排列 1 精馏段 取阀孔动能因子 F0 12 孔速为 01 u 化工原理课程设计吉林化工学院 21 10 87 0 01 V1 F u 12 1 23 m s 每层塔板上的浮阀数目为 205 个 1 2 001 V N d u 4 S 2 2 65 0 03910 87 0 785 取边缘区宽度 Wc 0 06m 破沫区宽度 Ws 0 10m 计算塔板上的鼓泡区面积 按式计算 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 其中 DS D2 W W0 2480 100 652 22 xm c D2 RW0 060 94 22 m 所以 2 24 a A 2 22 3 14 0 940 652 20 6520 940 652sin 1800 94 arc 2 m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排 取同一个横排的孔心距 t 0 075m 则排间距 0 137m a t A t N 2 24 205 0 08 因塔径较大 需采用分块式塔板 而各分块的支撑与衔接也要占去一部分 鼓泡区面积 因此排间距不宜采用0 137m 而应小些 故取 0 110m 以等腰三t 角形叉排方式作图 排得阀数目为 239 个 按 N 239 重新核算孔速及阀孔动能因子 9 27 01 u 2 2 65 3 14 0 039239 4 m s 9 27 10 28 01 F1 23 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 9 10 01 u 100 u 0 844 100 9 27 2 提馏段 取阀孔动能因子 12 孔速为 0 F 02 u 13 42 V 0 02 F u 12 0 80 m s 化工原理课程设计吉林化工学院 22 每层塔板上的浮阀数目为 253 个 s2 2 002 V N d u 4 2 4 06 0 7850 03913 42 取 t 0 080m 则排间距 a t A t N 0 111 253 0 08 m 2 24 同上取t 100mm 则排得阀数目为 259 个 按 N 259 重新核算孔速及阀孔动能因子 s2 022 2 V4 06 u13 13m s 0 7850 039259 d N 4 02 F13 130 8011 74 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 02 u1 29 100 9 82 u13 13 化工原理课程设计吉林化工学院 23 第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 4 1 4 1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降 根据 计算 pcl hh hh Lp ph g 1 精馏段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c1 73 173 1 u9 377m s 1 23 V 因 故 01 u 0c1 u 2 2 V101 c1 L1 1 2310 87u h5 345 340 05m 2g2 9 8 828 97 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 07m l0L hh0 5 0 070 035m 3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为 pc11 hh h0 050 0350 085m 1L1p1 ph g 0 085 828 97 9 8 690 53Pa 2 提馏段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c2 73 173 1 u11 87m s 0 80 V 因 故 02 u 0c2 u 2 2 V02 c L 0 8013 42u h5 345 340 0421m 2g2 9 8 932 50 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 07m 20L hh0 5 0 070 035m L 3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不计 因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为 p2 h0 0421 0 0350 0771m 化工原理课程设计吉林化工学院 24 693 67pa 2L2p2 ph g 0 0771 932 50 9 8 p 4 2 4 2 淹塔淹塔 为了防止淹塔现象的发生 要控制降液管高度 dTw HHh 即 dpL h hhdH 1 精馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 0 085m p h 2 液体通过降液管的压头损失 22 3 1 d 0 2 06 10 h0 1530 1530 0026 1 3 0 0122 s w L m l h 3 板上液层高度 则 L h0 07m dpL h h h0 0850 00260 070 1576 d Hm 取 已选定0 5 0 450 060 Tw Hmhm 则 T 0 50 0450 0600 225 Tw Hhm 可见 所以符合防止淹塔的要求 1 1 dTw HHh 2 提馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 p2 h0 0771m 2 液体通过降液管的压头损失 22 3 d2 0 9 10 10 h0 1530 1530 0026 1 3 0 054 s w L m l h 3 板上液层高度 则 L h0 07m d2pLd h h h0 0771 0 00260 070 1497Hm 取 已选定 0 5 0 45 0 046 Tw Hm hm 则 2 0 50 450 0460 248 Tw Hhm 可见 所以符合防止淹塔的要求 d2 H 2 Tw Hh 4 3 4 3 物沫夹带物沫夹带 泛点率 1 36 100 s V V sL LV Fb L Z KC A 化工原理课程设计吉林化工学院 25 板上液体流经长度 L Z222 0 2481 504 d DWm 板上液体流经面积 2 23 142 0 2262 688 bTF AAAm 取物性系数K 1 0 泛点负荷系数 0 103 F C 1 精馏段 1 111 11 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 泛点率 3 1 23 2 651 36 2 06 101 504 828 97 1 23 38 42 1 0 0 103 2 688 对于大塔 为了避免过量物沫夹带 应控制泛点率不超过 80 由以上计 算知 物沫夹带能够满足 0 11 液 气 的要求 v e 2 提馏段 取物性系数K 1 0 泛点负荷系数 0 101则 F C 泛点率 1 36 100 V ssL LV Fb VL Z KC A 3 4 06 0 8 1 36 9 1 101 504 932 500 8 50 68 1 0 0 101 2 688 由以上计算知 符合要求 4 4 4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 1 物沫夹带线 泛点率 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线 按泛点率 80 计算 1 精馏段 1 23 1 36 1 504 828 97 1 23 1 0 0 103 2 688 SS VL 0 8 化工原理课程设计吉林化工学院 26 整理得 0 2210 03852 045 SSSS VLVL 即 5 74 53 12 由上式和物沫夹带线为直线 则在操作范围内任取两个 Ls 值 可算出 Vs 2 提馏段 0 80 1 36 1 504 932 51 0 80 1 0 0 101 2 688 SS VL 0 8 整理得 0 2170 02932 045 SSSS VLVL 即 7 14 69 80 在操作范围内 任取若干个 算出相应的值 S L S V 计算如图表示 s S L 3 m 0 00060 00150 00300 0045 s S V 3 m 1 4111 3401 2501 173 由上述数据即可作出物沫夹带线 精馏段提馏段 3 S Lcms 3 S Vcms 3 S Lcms 3 S Vcms 0 0025 630 0027 27 0 015 210 016 71 2 液泛线 根据 pLclL h h hh h h h h Twdd Hh 确定液泛线 由于很小 故忽略式中的h h 22 3 2 0 0 0 36002 84 5 340 1531 21000 vss Tww Lww uLL HhhE gl hl 其中 0 2 0 4 s V u d N 1 精馏段 2 2 3 2 1 11 224 1 23 0 2255 34608 251 50 060 56 2 9 8 0 7852390 039828 97 S SS V LL 化工原理课程设计吉林化工学院 27 整理得 222 3 111 45 51 122525169 21 SsS VLL 在操作范围内任取两个值 可求出与之对应的值 计算结果列于表 4 s L s V 3 S L0 0010 0030 0040 007 S V6 616 396 275 77 由上表数据即可作出液泛线 2 提馏段 2 22 3 2 22 224 0 8 0 2255 3431 050 0690 84 2 9 8 0 7852590 039932 5 S SS V LL 整理得 222 3 222 73 24 12703 75343 68 SSS VLL 在操作范围内任取两个值 可求出与之对应的值 计算结果列于表 s L s V 4 4 2S L0 0010 0030 0040 007 2S V8 358 128 027 75 由上表数据即可作出液泛线 3 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 3 5s 液体在降液管中停留的时间由下式 3 5 FT s A H s L 以作为液体在降液管内停留时间的下限 则 5s 3 max 0 226 0 45 0 02 5 FT s A H Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线 4 漏液线 对于型重阀 依作为规定气体最小负荷的标准 则 1 F 0 5F 化工原理课程设计吉林化工学院 28 由知 2 00 4 s Vd Nu 1 精馏段 23 1 min 3 145 0 0392391 29 41 23 S Vms 2 提馏段 23 2min 3 145 0 0392591 72 40 8 S Vms 据此可作出与液体流量无关的漏液线 5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 做出液相负荷下0 006 ow hm 限线 该线为与气相流量无关的竖直线 由式 2 3 min 3600 2 84 0 006 1000 s w L E l 取E 1 0 则 3 2 3 min 0 006 1000 0 001 2 84 1 03600 w S l Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线 根据以上 1 5 数据作出塔板负荷性能图 精馏段 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 00 0050 010 0150 020 0250 03 物沫夹带线 液泛线 液相上限线 液相下限线 漏液线 操作线 化工原理课程设计吉林化工学院 29 提馏段 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 00 0050 010 0150 020 025 物沫夹带线 液相下限线 漏液线 液泛线 液相上限线 操作线 由塔板负荷性能图可以看出 1 在任务规定的气液负荷下的操作点 p 设计点 处在适宜的操作区内的适中 位置 2 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制 操作下限由漏液控制 3 按固定的液气比 由图查出塔板的气相负荷上限 3 max 5 52 6 4 S Vms 气相负荷下限 3 min 1 29 1 72 S Vms 所以 精馏段操作弹性 5 52 1 29 4 28 提留段操作弹性 6 4 1 72 3 72 化工原理课程设计吉林化工学院 30 第五章第五章 塔塔附件设计附件设计 5 1 5 1 接管接管 1 进料管 进料管的结构类型很多 有直管进料管 弯管进料管 T 型进料管 本设计采用直管进料管 管径计算如下 7 4 2 907 15 20 10 0 0077 3600 33024 907 15 4 0 0077 70 3 142 S FL S V Dum s u V Dmm 取 查标准系列选取 76 4 2 回流管 采用直管回流管 取 1 R um s 4 1 704 750 79 0 05454 3 14 1 R dmmm 查表取 76 4 3 塔底出料管 取 直管出料 1 6 W um s 4 0 2371 18 02 957 85 0 06868 3 14 1 6 W dmmm 查表取 76 4 化工原理课程设计吉林化工学院 31 4 塔顶蒸气出料管 直管出气 取出口气速为 u 15 m s 则 44 2 65 0 474474 3 14 15 V Dmmm u 查表取 530 9 4 塔底进气管 采用直管进气 取出口气速为 u 23 m s 则 44 4 06 474 3 14 23 V Dmm u 查表取 530 9 5 法兰 由于常压操作 所以法兰均采用标准管法兰 平焊法兰 由不同的公称直 径 选用法兰 进料管接管法兰 Pg6Dg70HG5010 58 回流管法兰 Pg6Dg60HG5010 58 塔底出料管法兰 Pg6Dg80HG5010 58 塔顶蒸气管法兰 Pg6Dg500HG5010 58 塔釜蒸气进气法兰 Pg6Dg550HG5010 58 5 2 5 2 筒体与封头筒体与封头 1 筒体 1 05 6 2000 0 25 8 2 1250 0 9 mm 壁厚选 6mm 所用材质为 A3 2 封头 封头分为椭圆形封头 蝶形封头等几种 本设计采用椭圆形封头 由公称 直径 直边高度为 内表面积为 2000 g dmm 0 40hmm 2 3 73Fm 封 容积为 选用封头 3 0 866Vm 封 1800 6 g D JB1154 73 5 3 5 3 除沫器除沫器 化工原理课程设计吉林化工学院 32 当空塔气速较大 塔顶带液现象严重 以及工艺过程中不许出塔气速夹带 雾滴的情况下 设置除沫器 以减少液体夹带损失 确保气体纯度 保证后续 设备的正常操作 常用除沫器有折流板式除沫器 丝网除沫器以及程流除沫器 本设计采用丝网除沫器 其具有比表面积大 重量轻 空隙大及使用方便等优 点 设计气速选取 0 107 LV V uKK 系数 828 97 1 23 0 1072 62 1 23 um s 除沫器直径 44 2 65 1 29 3 14 2 62 S V Dm u 选取不锈钢除沫器 类型 标准型 规格 40 100 材料 不锈钢丝 1Gr18Ni9Ti 丝网尺寸 圆丝 0 23 5 4 5 4 裙座裙座 塔底采用裙座支撑 裙座的结构性能好 连接处产生的局部阻力小 所以 它是塔设备的主要支座形式 为了制作方便 一般采用圆筒形 由于裙座内径 800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 3 20002 160 2 0 4101632 bi Dmm 基础环外径 3 20002 160 2 0 4102432 bo Dmm 圆整 基础环厚度 考虑到腐蚀余量18002600 bibo DmmDmm 取 18mm 考虑到再沸器 裙座高度取 3m 地角螺栓直径取 M30 5 5 5 5 吊柱吊柱 对于较高的室内无框架的整体塔 在塔顶设置吊柱 对于补充和更换填料 安装和拆卸内件 即经济又方便的一项设施 一般取 15m 以上的塔物设吊柱 本设计中塔高度大 因此设吊柱 因设计塔径 D 2000mm 可选用吊柱 500kg S 1000mm L 3400mm H 1000mm 材料为 A3 5 6 5 6 人孔人孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道 人孔的设置应便于进入任何一 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 度难于达到要求 一般每隔 10 20 块塔板才设一个人孔 本塔中共 54 块板 需 设置 4 个人孔 每个孔直径为 450mm 在设置人孔处 板间距为 600mm 裙座 上应开 2 个人孔 直径为 450mm 人孔伸入塔内部应与塔内壁修平 其边缘需 倒棱和磨圆 人孔法兰的密封面形及垫片用材 一般与塔的接管法兰相同 本 化工原理课程设计吉林化工学院 33 设计也是如此 第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计 6 1 6 1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度 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 6 2 6 2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度 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 停留时间取 5min 3 60 0 5 0 7 5 9 10 10600 142 3 140 61 42 BSVT HtLRA m 6 3 6 3 塔总体高度塔总体高度 1 4 15045050 14 15022 65 22 62 1 4230 49 1 228 76m T iB HH N HHHHHH 顶桾封 化工原理课程设计吉林化工学院 34 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 7 1 7 1 冷