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吉林化工学院化工原理课程设计 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 乙醇 水连续浮阀式精馏塔的设计 二设计条件二设计条件 塔顶压力常压 处理量 1000kg h 进料组成 溜出液组成及釜液组成 0 45 0 92 0 03 加料热状况 饱和液体进料 q 1 0 塔顶设全凝器 泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热 回流比 R 1 1 2 0 min R 单板压降0 7kPa 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 吉林化工学院化工原理课程设计 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 2425 xD 0 8181 xW 0 012 F 1000kmol h 实际塔板数精馏段 27 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设计计算塔高为 14 8m 浮阀数目为 29 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 浮阀塔 吉林化工学院化工原理课程设计 3 目录目录 化工原理课程设计任务书 1 第一章 前言 5 第二章 绪论 6 2 1 设计方案 6 2 2 选塔依据 6 2 3 设计思路 7 第三章 塔板的工艺设计 8 3 1 精馏塔全塔物料衡算 8 3 2 常压下乙醇 水气液平衡组成与温度关系 8 3 3 理论塔的计算 16 3 4 塔径的初步设计 18 3 5 溢流装置 20 3 6 塔板的分布 浮阀数目及排列 21 第四章 塔板的流体力学验算 24 4 1 气相通过浮阀塔板的压降 24 4 2 淹塔 25 4 3 物沫夹带 25 4 4 塔板负荷性能图 26 第五章 塔附件设计 31 吉林化工学院化工原理课程设计 4 5 1 接管 31 5 2 筒体与封头 32 5 3 除沫器 32 5 4 裙座 33 5 5 人孔 33 第六章 塔总体高度的设计 34 6 1 塔的顶部空间高度 34 6 2 塔的底部空间高度 34 6 3 塔总体高度 34 第七章 附属设备设计 35 7 1 冷凝器的选择 35 7 2 进料泵的选择 36 第八章 设计结果汇总 38 结束语 39 参考文献 40 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第一章第一章 前言前言 精馏过程的基础是传质 即在能量剂的驱动下 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浮阀塔 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 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 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 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压强小 在常压塔中每块板的压强降一般为 400 660N m2 液面梯度小 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 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 在本次设计中 我们进行的是乙醇 水二元物系的精馏分离 我们采用的精馏装置有精馏 塔 冷凝器等设备 热量从塔釜输入 物料在塔内进行精馏分离 余热由塔顶产品冷凝器中的冷 却介质带走 为了减少热量 能量的损失 我们在进料前设置了节能器 把塔底热产品先与进料 进行热交换 然后再冷却 最后完成传热传质 塔顶冷凝装置采用全凝器 以便于准确控制回流比 塔底再沸器采用饱和蒸汽直接加热 提供釜液再沸时所需热量 辅助设备主要进行的有泵的选取 各处接管尺寸的计算并选型 同时考虑各处费用的节 省等 吉林化工学院化工原理课程设计 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 1 5 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 吉林化工学院化工原理课程设计 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 45 46 24 25 45 4655 18 92 46 81 81 92 468 18 3 46 1 20 3 4697 18 1200 0 45 461 0 45 18 F 0 01121koml s 3600 F D W F D 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 0 003204kmol s w 0 008006kmol s 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 tF 82 782 3 23 3726 08 82 7 24 2523 7 Ft tF 82 57 化工原理课程设计吉林化工学院 9 tD 78 1578 41 89 4374 72 78 41 81 81 74 72 Dt tD 78 28 97 16 tW 90 1 0 5 95100 100 1 200 Wt tW 精馏段平均温度 80 29 t1 2 FD tt 2 82 57 78 02 提馏段平均温度 89 87 t2 2 Fw tt 82 5797 16 2 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 02 D t 气相组成 83 79 78 41 78 1578 2878 15 78 1589 4310089 43 D y D y 进料温度 82 57 F t 气相组成 54 89 82 782 382 782 57 54 4555 8054 45 100 F y F y 塔府温度 97 16 w t 气相组成 10 73 10095 510097 16 017 000100 w y w y 精馏段 液相组成 1 x 1 2 DF xxx 1 53 03x 气相组成 1 y 1 2 DF yyy 1 69 43y 化工原理课程设计吉林化工学院 10 所以 1 1 46 0 5303 181 0 530332 85 46 0 6943 181 0 694337 44 L V Mkg kmol Mkg kmol 提馏段 液相组成 2 x 2 2 wF xxx 2 12 73x 气相组成 2 y 2 2 wF yyy 2 32 81y 所以 2 2 46 0 1273 181 0 127321 56 46 0 3281 181 0 328127 19 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 90859082 57 82 57732 91 724730724 F CF CF tCkg m 3 90859082 57 970 20 965 3968 6965 3 WF WF kg m 3 10 451 0 45 846 82 732 91970 20 F F kg m 3 90859078 28 78 28738 06 724730724 D CD CD tCkg m 3 90859078 28 973 04 965 3968 6965 3 WD WD kg m 3 10 921 0 92 752 60 738 06973 04 D D kg m 3 W 90859097 16 97 16715 41 724730724 WC Cw tCkg m 化工原理课程设计吉林化工学院 11 3 90859097 16 960 57 965 3968 6965 3 WW WW kg m 3 10 031 0 03 950 80 715 41960 57 W W kg m 所以 3 1 3 2 846 82752 60 799 71 22 950 80846 82 898 81 22 FD L FW L kg m kg m 4611840 91 LDDD Mxxkg kmol 4611824 79 LFFF Mxxkg kmol 4611818 33 LWWW Mxxkg kmol 1 39 8125 00 32 85 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18 4525 00 21 56 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841 46 VDDD Myykg kmol 4611833 37 VFFF Myykg kmol 4611821 00 VWWW Myykg kmol 1 41 4633 37 37 42 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 21 0033 37 27 19 22 VWVF V MM Mkg kmol 33 37 273 15 1 16 22 4273 1578 28 VF 29 78 273 15 1 01 22 4273 1587 50 VD 21 00 273 15 0 69 22 4273 1597 16 VW 化工原理课程设计吉林化工学院 12 3 1 1 16 1 01 1 09 2 V kg m 3 2 1 160 69 0 92 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 33 737 97 c cD cD m VmL 46 64 30 716 56 c cW cW m VmL 46 62 76 732 54 c cF cF m VmL 18 18 55 970 23 w wF wF m VmL 18 18 50 972 98 w wD wD m VmL 化工原理课程设计吉林化工学院 13 18 18 74 957 86 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 91 9082 4616 2 cF cF 807017 15 18 17 30 8078 3617 15 cD cD 1009015 2 16 2 15 48 10096 2015 2 cW cW 水表面张力 908060 762 6 62 11 9082 4660 7 wF wF 807062 664 3 62 89 8078 3662 6 wD wD 1009058 860 7 59 42 10096 2058 8 wW wW 塔顶表面张力 2 2 1 1 DwD wD cDDwDDwDDwD xV x VxVx V 2 1 0 8181 18 50 0 8181 62 33 1 0 8181 18 500 8181 62 33 0 00401 2 lglg0 004012 3888 wD cD B 化工原理课程设计吉林化工学院 14 2 3 2 3 0 4410 7628 cDcD wDwD Vq QV Tq 2 38880 76283 1516ABQ 联立方程组 2 lg1 swD swDscD scD A 代入求得 0 974 swDscD 0 026 1 41 4 1 4 0 02661 180 97416 4417 12 DD 原料表面张力 2 2 1 1 FwF wF wFFwFFwFFwF xV x VxVx V 2 1 0 2425 18 55 0 2425 62 761 0 2425 18 550 2425 62 76 0 4432 2 lglg0 44290 3533 wF cF B 2 3 2 3 0 4410 7480 oo ww Vq QV Tq 0 35330 74801 1013ABQ 联立方程组 2 lg1 swF swFscF scF A 代入求得 0 755 swFscF 0 245 1 41 4 1 4 0 24562 110 75516 9124 24 FF 塔底表面张力 2 2 1 1 WwW wW wWWwWWwWFwW xV x VxVx V 2 1 0 012 18 74 0 012 64 301 0 012 18 740 012 64 30 23 03 化工原理课程设计吉林化工学院 15 2 lglg23 031 362 wW cW B 2 3 2 3 0 4410 7026 cWcW wWwW Vq QV Tq 1 3620 70260 6594ABQ 联立方程组 2 lg1 swW swWscW scW A 代入求得 0 156 swWscW 0 844 1 41 4 1 4 0 84459 420 15615 4849 52 WW 1 精馏段液相表面张力 20 68 1 2 DF 2 提馏段液相表面张力 36 88 2 2 WF 3 混合物的黏度 80 29 查表得 0 3546mPa s 0 446 mPa s t1 水 醇 89 87 查表得 0 310mPa s 0 397 mPa s t2 水 醇 精馏段黏度 111 10 4031xxmPa s 醇水 提馏段黏度 222 10 3211xxmPa s 醇水 5 相对挥发度 由 0 589 0 2425 yFxF 得 F 0 54891 0 5489 0 24251 0 2425 3 80 由 0 8379 0 8181 yDxD D 0 83791 0 8379 0 81811 0 8181 1 15 由 0 0120 0 1073 yWxW 化工原理课程设计吉林化工学院 16 W 0 10731 0 1073 0 0121 0 012 9 90 1 精馏段相对挥发度 1 3 80 1 15 2 48 2 2 提馏段相对挥发度 2 3 809 90 6 85 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 00 24250 4945 qq qxy 所以 min 0 77880 5151 1 284 0 5151 0 2418 Dq qq xy R yx min 1 51 5 1 2841 926RR 已知 精馏段操作线方程 1 0 6580 279 11 D nn xR yxx RR 馏段操作线方程 1 1 8540 01025 xw nmm WLqF yxx LqFLqFw 化工原理课程设计吉林化工学院 17 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 在图上作操作线 由点 0 8181 0 8181 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 0120 为 止 由此得到理论 NT 16 快 包括再沸器 加料板为第 14 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 1 精馏段 已知 1 2 480 4031 L mpa s 0 49 0 49 27 块 ET 0 245 6 995 0 3302 P精 E N T T 13 0 49 2 提馏段 已知 2 6 850 3211 L mpa s 0 49 0 40 5 块 T E 0 245 6 85 0 3211 提 E N T T 3 1 0 40 化工原理课程设计吉林化工学院 18 全塔所需实际塔板数 27 5 32 块 NP P精 提 全塔效率 16 1 32 T T P N E N 46 9 加料板位置在第 16 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 284R 取 min 1 51 5 1 2841 926RR 1 精馏段 1 926 0 0032040 00616 11 926 10 0032040 00937 LR Dkmol s VRDkmol s 则质量流量 11 11 32 85 0 006160 2024 37 42 0 009370 3506 L V LM Lkg s VM Vkg s 则体积流量 43 1 1 1 3 1 1 1 0 2024 2 53 10 799 71 0 3506 0 322 1 09 S L S V L Lms V Vms 2 提馏段 q 1 0 00616 1 0 011210 01737 LLqFkmol s 10 00937 VVqFkmol s 则质量流量 22 22 21 56 0 017370 3745 27 19 0 009370 2548 L V LMLkg s VM Vkg s 则体积流量 43 2 2 2 3 2 2 2 0 3745 4 17 10 898 81 0 2548 0 277 0 92 S L S V L Lms V Vms 2 精馏段 化工原理课程设计吉林化工学院 19 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 1 1 2 2 4 1 1 2 53 10 1 0 021 0 322 1 799 71 1 09 S S L V L V 取板间距 则 0 3 T m H 0 05 L m H HT 0 25 L m H 查图可知 20 0 052 c c 0 20 2 20 1 0 0520 052 20 68 2020 c max 799 71 1 09 0 0521 41 1 09 u 0 6 0 6 uumax 1 41 0 846 1 1 4 0 322 0 70 3 14 0 846 4 S m V D u 圆整 塔截面积 1 0 8m D 22 0 5024 4 TmAD 实际空塔气速为 1 u 0 322 0 641 0 5024 m s 3 提馏段 横坐标数值为 1 1 2 2 4 1 1 4 17 10 1 0 0471 0 277 1 898 81 0 92 S S L V L V 取板间距 则 0 3 T m H 0 05 L m H HT 0 25 L m H 查图可知 20 0 052 c c 0 20 2 20 1 0 0520 059 36 88 2020 c max 898 81 0 92 0 0591 84 0 92 m s u 化工原理课程设计吉林化工学院 20 0 6 0 6 uumax 1 84 1 106 m s 2 2 2 0 47270 56 4 S m V D u 圆整 塔截面积 2 0 8m D 22 0 5024 4 TmAD 实际空塔气速为 2 u 0 277 0 551 0 5024 m s 3 5 3 5 溢流装置溢流装置 1 堰长lW 取 0 65 0 65 0 8 0 52m 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 2 34 2 84 0 0041 1000 3600 2 53 10 0 52 m 堰高 0 05 0 0041 0 0459m hhh OWLw 2 提馏段 hOW 2 34 2 84 0 0082 1000 3600 4 17 10 0 52 m 堰高 0 05 0 0082 0 0418m hhh OWLw 2 弓降液管的宽度和横截面积 查图得 0 1360 0745 F T A A D WD 则 2 0 0745 0 5024 0 0375 F m A 0 136 0 8 0 109 D m W 化工原理课程设计吉林化工学院 21 验算降液管内停留时间 精馏段 4 0 0375 0 3 44 47 2 53 10 s 提馏段 4 0 0375 0 3 26 98 4 17 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 0 0 1 m s u m 取 4 1 0 0 2 53 10 0 0049 0 52 0 1 S W L h l u 0 0 005hm 2 提馏段 取降液管底隙流速 则 0 0 1 m s u m 取 3 1 0 0 4 17 10 0 008 0 52 0 1 S W L h l u 0 0 008hm 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 2 浮阀数目及排列 1 精馏段 取阀孔动能因子 F0 11 孔速为 01 u 10 54 0 01 V1 F u 11 1 09 m s 每层塔板上的浮阀数目为 26 个 1 2 001 V N d u 4 S 2 0 322 0 03910 54 0 785 取边缘区宽度 Wc 0 03m 破沫区宽度 Ws 0 05m 计算塔板上的鼓泡区面积 按式计算 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 化工原理课程设计吉林化工学院 22 其中 DS D0 8 W W0 1090 050 241 22 xm c D0 8 RW0 030 37 22 m 所以 0 329 a A 2 22 3 14 0 440 276 20 2410 370 276sin 1800 37 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 169m a t A t N 0 329 26 0 075 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 169m 而应小些 故取 0 150m 以等腰三t 角形叉排方式作图 排得阀数目为 29 个 按 N 29 重新核算孔速及阀孔动能因子 9 30 01 u 2 0 322 3 14 0 03929 4 m s 9 30 9 71 01 F1 09 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 6 9 01 u 100 u 0 641 100 9 30 2 提馏段 取阀孔动能因子 11 孔速为 0 F 02 u 11 47 V 0 02 F u 11 0 92 m s 每层塔板上的浮阀数目为 20 个 s2 2 002 V N d u 4 2 0 277 0 7850 03911 47 取 t 0 075m 则排间距 a t A t N 0 219 20 0 075 m 0 329 同上取t 150mm 则排得阀数目为 22 个 按 N 22 重新核算孔速及阀孔动能因子 化工原理课程设计吉林化工学院 23 s2 022 2 V0 277 u10 55m s 0 7850 03922 d N 4 02 F10 550 9210 12 阀动能因子变化不大 仍在 9 13 范围内 塔板开孔率 02 u0 551 100 5 22 u10 55 化工原理课程设计吉林化工学院 24 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 u10 02m s 1 09 V 因 故 01 u 0c1 u 2 2 V101 c1 L1 1 0910 54u h5 345 340 041m 2g2 9 8 799 71 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 05m l0L hh0 5 0 050 025m 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 041 0 0250 066m 1L1p1 ph g 0 066 799 71 9 8 517 25Pa 2 提馏段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c2 73 173 1 u10 99m s 0 92 V 因 故 02 u 0c2 u 2 2 V02 c L 0 92011 47u h5 345 340 037m 2g2 9 8 898 81 2 板上充气液层阻力 取则 0L 0 5h0 05m 20L hh0 5 0 050 025m 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 0370 0250 062m 化工原理课程设计吉林化工学院 25 546 12pa 2L2p2 ph g 0 062 898 81 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 066m p h 2 液体通过降液管的压头损失 22 4 1 d 0 2 53 10 h0 1530 1530 0014 0 52 0 005 s w L m l h 3 板上液层高度 则 L h0 05m dpL h h h0 0660 00140 050 1174 d Hm 取 已选定0 5 0 30 0459 Tw Hmhm 则 T 0 50 30 04590 1730 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 062m 2 液体通过降液管的压头损失 22 4 d2 0 4 17 10 h0 1530 1530 0015 0 52 0 008 s w L m l h 3 板上液层高度 则 L h0 05m d2pLd h h h0 0620 00150 050 1135Hm 取 已选定 0 5 0 3 0 0418 Tw Hm hm 则 2 0 50 30 04180 1709 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 26 板上液体流经长度 L Z20 82 0 3750 582 d DWm 板上液体流经面积 2 20 50242 0 03750 427 bTF AAAm 取物性系数K 1 0 泛点负荷系数 0 08 F C 1 精馏段 1 111 11 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 泛点率 4 1 09 0 3221 36 2 53 100 582 799 71 1 09 35 41 1 0 0 08 0 427 对于大塔 为了避免过量物沫夹带 应控制泛点率不超过 65 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 0 078则 F C 泛点率 1 36 100 V ssL LV Fb VL Z KC A 4 0 277 0 92 1 36 4 17 100 582 898 81 0 92 27 61 1 0 0 078 0 427 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 65 计算 1 精馏段 1 09 1 36 0 582 799 71 1 09 1 0 0 08 0 427 SS VL 0 65 化工原理课程设计吉林化工学院 27 整理得 0 02220 03690 7915 SSSS VLVL 即 0 602 19 89 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 92 1 36 0 582 898 81 0 92 1 0 0 08 0 427 SS VL 0 65 整理得 0 021650 03200 79152 SSSS VLVL 即 0 677 25 13 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 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 0020 5620 0020 627 0 010 4030 010 426 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 整理得 222 3 111 0 33673073 395 00 SsS VLL 化工原理课程设计吉林化工学院 28 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 00050 00080 00100 0013 S V0 2860 2460 2130 153 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 0 26721839 003 82 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 00050 00080 00100 0013 2S V0 2370 2200 2070 185 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 0375 0 3 0 00225 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 由知 2 00 4 s Vd Nu 化工原理课程设计吉林化工学院 29 1 精馏段 23 1 min 3 145 0 039290 166 41 09 S Vms 2 提馏段 23 2min 3 145 0 039220 137 40 92 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0 004 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 0 004 1000 s w L E l 取E 1 0 则 3 2 3 min 0 004 1000 0 002 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 精馏段塔板负荷性能图 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 00050 0010 00150 002 Ls m s V m s 液沫夹带线 液泛线 漏液线 液相负荷上限线 液相负荷下限线 提馏段 化工原理课程设计吉林化工学院 30 提馏段负荷性能图 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 00 00050 0010 00150 002 Ls m s Vs m s 液沫夹带线 液泛线 漏液线 液相负荷上限线 液相负荷下限线 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 0 52 0 55 S Vms 气相负荷下限 3 min 0 14 0 17 S Vms 所以 精馏段操作弹性 0 52 0 14 3 71 提留段操作弹性 0 55 0 17 3 24 化工原理课程设计吉林化工学院 31 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 4 1 5 846 82 1000 0 000328 3600 846 82 4 0 000328 16 7 3 14 1 5 S FL S V Dum s u V Dmm 取 查标准系列选取 25 3 2 回流管 采用直管回流管 取1 5 R um s 4 0 2024 752 60 15 1 3 14 1 5 R dmm 查表取 25 3 3 塔底出料管 取 直管出料1 5 W um s 4 0 008006 18 33 950 80 11 4 3 14 1 5 W dmm 查表取 25 3 4 塔顶蒸气出料管 直管出气 取出口气速为 u 20 m s 则 44 0 322 143 2 3 14 20 V Dmm u 查表取 219 6 化工原理课程设计吉林化工学院 32 4 塔底进气管 采用直管进气 取出口气速为 u 22 m s 则 44 0 277 126 6 3 14 22 V Dmm u 查表取 219 6 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 6 800 0 22 44 2 1250 0 9 mm 壁厚选 3mm 所用材质为 A3 2 封头 选用封头800 6 g D JB1154 73 取封头高度为0 35m 5 3 5 3 除沫器除沫器 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 799 71 1 09 0 1072 90 1 09 um s 化工原理课程设计吉林化工学院 33 除沫器直径 44 0 322 0 38 3 14 2 90 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 8002 120 2 0 410424 bi Dmm 基础环外径 3 8002 120 2 0 410824 bo Dmm 圆整 裙座高度取 1 5m 6001000 bibo DmmDmm 5 5 5 5 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 800mm 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 设计也是如此 化工原理课程设计吉林化工学院 34 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 300mm 塔顶部空间高度为 600mm 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 6min 2 0 581 15 B Hm 6 3 6 3 塔总体高度塔总体高度 1 0 80 3 32 1 611 2 11 2 1 15 1 50 350 614 8m T iB HH N HHHHHH 顶桾封 化工原理课程设计吉林化工学院 35 第七章第七章 附属设备设计附属设备设计 7 1 7 1 冷凝器的选择冷凝器的选择 有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 2 500 1500 kcalmhC 本设计取 22 700 2926 KkcalmhCJmhC 出料液温度 78 28 饱和气 78 28 饱和液 冷却水温度 20 35 逆流操作 12 58 2843 28tCtC 12 1 2 58 2843 28 50 41 58 28 lnln 43 28 m tt tC t t 传热面积 根据全塔热量衡算 塔由前面的计算过程及结果可知 时 78 28 D tC 1 3 31 p CKJkg k 2 4 193 p CKJkg k 12 13 31 0 81844 1931 0 81813 47 pDpDpD CCxCxKJkg k 12 696 05 1660 33 rKJ kg rKJ kg 12 1696 05 0 8181 1660 331 0 8181871 45 DDD rrxrxKJ kg 12 146 0 8