二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 I 滨滨州州 学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目 处理量为处理量为 4200042000 吨吨 年的二硫化碳年的二硫化碳 四氯化碳分离精馏四氯化碳分离精馏 塔设计塔设计 教教 学学 院院 化学与化工系化学与化工系 专业班级专业班级 材料化学本一班材料化学本一班 学生姓名学生姓名 高天正高天正 学生学号学生学号 20090107912009010791 指导教师指导教师 商希礼商希礼 2012年年 5 5 月月 2020 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 一一 设计题目设计题目 二硫化碳 四氯化碳分离精馏塔设计 二二 工艺条件工艺条件 生产能力 42000 吨 年 料液 年工作日 每年按 300 天生产日计算 原料组成 32 的二硫化碳和 68 的四氯化碳 质量分率 下同 产品组成 馏出液 96 的二硫化碳 釜液 2 4 的二硫化碳 操作压力 塔顶压强为常压 进料温度 q 1 冷凝方式 塔顶采用全凝器 泡点回流 加热方式 塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 塔 型 筛板 三三 设计内容设计内容 1 1 确定精馏装置流程确定精馏装置流程 2 2 工艺参数的确定工艺参数的确定 基础数据的查取及估算 工艺过程的物料衡算及热量衡算 理论 塔板数 塔板效率 实际塔板数等 3 3 精馏塔设备设计计算精馏塔设备设计计算 如 板间距 塔径 塔高 溢流装置 塔盘布置等 4 4流体力学计算流体力学计算 流体力学验算 操作负荷性能图及操作弹性 5 5 主要附属设备设计计算及选型主要附属设备设计计算及选型 泵 冷凝器或再沸器设备设计计算和 选型 6 6 绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图 7 7 撰写设计说明书撰写设计说明书 吉林化工学院化工原理课程设计 III 目目 录录 摘摘 要要 5 绪绪 论论 6 第一章第一章 设计方案简介设计方案简介 7 1 1 流程的设计及说明 7 1 2 已知参数 7 1 3 选塔依据 8 第二章第二章 设计计算设计计算 9 2 1 精馏流程的确定 9 2 2 塔的物料衡算 9 2 3 塔板的确定 10 第三章第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 13 3 1 塔的工艺条件及物性的数据计算 13 3 2 精馏塔气液负荷计算 17 3 3 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 17 3 4 筛板的流体力学验算 22 3 5 塔板负荷性能图 26 3 6 精馏塔的工艺设计计算结果总表 34 第四章第四章 附属设备及主要附件附属设备及主要附件 35 4 1 接管设计 35 4 2 热量衡算 37 4 3 冷凝器选择 39 4 4 再沸器选择 40 4 5 泵的选型 40 结结 束束 语语 42 参考文献参考文献 42 化工原理课程设计 4 前言前言 蒸馏是分离液体混合物的一种方法 是传质过程中最重要的 单元操作之一 蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差 异 即各组分在相同的压力 温度下 其探发性能不同 或沸点 不同 来实现分离目的 在化工 炼油 石油化工等工业得到广 泛应用 精馏过程在能量计的驱动下 使气 液两相多次直接接 触和分离 利用液相混合物中各相分挥发度的不同 使挥发组分 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 合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程 本次设计 任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔 板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔 与泡罩塔相比 板式精馏塔具有下列优点 生产能力 20 40 塔板效率 10 50 而且结构简单 塔盘造价减少 40 左右 安 装 维修都较容易 筛板塔板简称筛板 结构持点为塔板上开有 许多均匀的小孔 根据孔径的大小 分为小孔径筛板 孔径为 3 8mm 和大孔径筛板 孔径为 10 25mm 两类 工业应用小以 小孔径筛板为主 大孔径筛板多用于某些特殊场合 如分离粘度 大 易结焦的物系 在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性 还要考虑生产上 的安全性 经济合理性 在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔 具有较大的生产能力满足工艺要求 另外还要有一定的潜力 节 省能源 综合利用余热 经济合理 冷却水进出口温度的高低 一方面影响到冷却水用量 另一方面影响到所需传热面积的大小 即对操作费用和设备费用均有影响 因此设计是否合理的利用热 能 R 等直接关系到生产过程的经济问题 应予指出 尽管筛板传质效率高 但若设计和操作不当 易 产生漏液 使得操作弹性减小 传质效率下降 故过去工业上应 用较为谨慎 近年来 由于设计和控制水平的不断提高 可使筛 化工原理课程设计 5 板的操作非常精确 弥补了上述不足 故应用日趋广泛 在确保 精确设计和采用先进控制手段的前提下 设计中可大胆选用 第一章第一章 1 11 1 流程的设计及说明流程的设计及说明 图 1 板式精馏塔的工艺流程简图 工艺流程 如图 1 所示 原料液由高位槽经过预热器预热后进入 化工原理课程设计 6 精馏塔内 操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品 釜残液 再沸器中原料液部分汽化 产生上升蒸汽 依次通过 各层塔板 塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝 然后进 入贮槽再经过冷却器冷却 并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作 为回流液体 其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品 为了 使精馏塔连续的稳定的进行 流程中还要考虑设置原料槽 产品 槽和相应的泵 有时还要设置高位槽 为了便于了解操作中的情 况及时发现问题和采取相应的措施 常在流程中的适当位置设置 必要的仪表 比如流量计 温度计和压力表等 以测量物流的各 项参数 1 21 2 已知参数已知参数 主要基础数据 表 1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质 项目分子式分子量沸点 密度 3 g cm 二硫化碳2 CS 7646 5 四氯化碳4 CCl 15476 8 1 260 1 595 表 2 液体的表面加力 单位 mN m 温度 46 55876 5 二硫化碳28 526 824 5 四氯化碳23 622 220 2 表 3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化气相中二硫化液相中二硫化气相中二硫化 化工原理课程设计 7 碳摩尔分率 x碳摩尔分率 y碳摩尔分率 x碳摩尔分率 y 0 0 0296 0 0615 0 1106 0 1435 0 2580 0 0 0823 0 1555 0 2660 0 3325 0 4950 0 3908 0 5318 0 6630 0 7574 0 8604 1 0 0 6340 0 7470 0 8290 0 8790 0 9320 1 0 1 31 3 选塔依据选塔依据 工业上 塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程 对于一 个具体的分离过程 通常按以下五项标准进行综合评价 1 通过能力大 即单位塔截面能够处理得气液负荷高 2 塔板效率高 3 塔板压降低 4 操作弹性大 5 结构简单 制造成本低 而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 因此对于苯和甲苯物系 有侧线进料和出料的工艺过程 选用 板式塔较为适宜 第二章第二章 设计计算设计计算 2 12 1 精馏流程的确定 精馏流程的确定 化工原理课程设计 8 二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送 入到精馏塔 塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后 一部分作 为回流 其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中 塔釜采用间接蒸 气再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 流程图如图 1 所示 2 22 2 塔的物料衡算 塔的物料衡算 一一 料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率 0 32 76 0 188 0 32 76 1 0 32 154 F a 0 96 76 0 922 0 96 76 1 0 96 154 D a 0 024 76 0 012 0 024 76 1 0 024 154 W a 二 二 平均分子量 平均分子量 0 32 76 1 0 32 154129 04 0 96 76 1 0 96 15479 12 0 024 76 1 0 024 154152 128 F D W M M M 三 三 物料衡算 物料衡算 每小时处理摩尔量 58305830 45 17 129 04 F Fkmol h M 总物料衡算 DWF 易挥发组分物料衡算 0 960 0240 32DWF 联立以上三式可得 化工原理课程设计 9 12 59 33 21 45 17 Dkmol h Wkmol h Fkmol h 2 32 3 塔板数的确定 塔板数的确定 一 理论板 一 理论板 N NT T的求法的求法 根据二硫化碳 四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表 用插值法求全塔温度 塔顶温度 46 346 348 5 46 54 100 086 0498 5 100 0 D D t t 进料温度 58 F t 塔釜温度 76 774 973 1 76 65 02 960 07760 W W t t 精馏段平均温度 52 27 2 DF m tt t 精 提馏段平均温度 67 33 2 WF m tt t 提 根据二硫化碳 四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表 用插值法求汽相组成 塔顶处汽相组成 化工原理课程设计 10 48 546 546 6546 5 99 26 93 2 100 0100 0 D D y y 进料处汽相组成 59 355 35859 3 67 07 63 474 763 4 F F y y 塔釜处汽相组成 74 973 176 773 1 4 3 8 23 15 5515 55 W W y y 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度 0 9926 1 0 9926 0 96 0 9926 5 583 0 96 DD D y 由x得 进料处相对挥发度 0 6707 1 0 6707 0 32 0 6707 4 328 0 32 FF F y 由x得 塔釜处相对挥发度 0 0431 0 043 0 024 0 043 1 827 0 024 WW W y 由x得 精馏段平均相对挥发度 4 95 2 DF m 精 提馏段平均相对挥发度 3 07 2 WF m 提 化工原理课程设计 11 1 平衡线方程 4 01 1 1 3 01 xx y xx 2 1 00q 1 11 F q yxx qq 3 最小回流比及操作回流比 R min R 依公式 min 0 960 5813 1 4909 0 58130 3273 Dq qq xy R yx 取操作回流比 min 1 62 1 49092 3855RR 4 精馏段操作线方程 2 38550 96 0 70460 2835 112 3855 12 3855 1 D XR yxxx RR 5 提馏段操作线方程 1 1 76450 0094 W xR yxx RR 0 32 f x 理论塔板数的确定 先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下 11 0 9220 74 D yxx 相平衡 22 0 8110 51yx 33 0 6470 31yx 44 0 5010 199yx 55 0 4240 168yx 66 0 2880 091yx 化工原理课程设计 12 77 0 1520 042yx 88 0 06590 017yx 99 0 02050 005yx 不包括塔釜 其中精馏段为 5 层 提馏段为 3 9 1 T N 层 层 二二 全塔效率全塔效率 T E 0 170 616lg Tm E 塔内的平均温度为 该温度下的平均粘度 m 0 320 680 32 0 30 68 0 680 5584 mAB 故 0 170 616lg0 15580 32 T E 三三 实际板数实际板数 N N 精馏段 5 12 T NE 精 层 提馏段 3 9 T NE 提 层 第三章第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3 1 塔工艺条件及物性数据计算塔工艺条件及物性数据计算 一一 操作压强的计算操作压强的计算 P Pm m 塔顶压强 PD 4 101 3 105 3kPa 取每层塔板压降 P 1 0kPa 则 进料板压强 PF 105 3 10 1 0 113 7kPa 塔釜压强 Pw 105 3 9 0 7 121 3kPa 精馏段平均操作压强 Pm 109 5 kPa 105 3 113 7 2 化工原理课程设计 13 提馏段平均操作压强 P m 116 8kPa 114 3 121 3 2 二二 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算 由 xd y1 0 016 查平衡曲线 得 x1 0 927 VDm 0 016 76 1 0 016 154152 75 Mkg kmol LDm 0 927 76 1 0 927 15475 07 Mkg kmol 进料摩尔质量的计算 xF 0 96 由平衡曲线查的 yF 0 582 VFm 0 582 76 1 0 582 15498 98 Mkg kmol LFm 0 96 76 1 0 96 15479 12 Mkg kmol 塔釜摩尔质量的计算 由平衡曲线查的 xW 0 024 0 127 1 x VWm 0 024 764 1 0 024 154168 64 Mkg kmol LWm 0 127 76 1 0 127 154144 1 Mkg kmol 精馏段平均摩尔质量 Vm 152 7598 98 2125 865 Mkg kmol 精 Lm 75 0779 12 277 095 Mkg kmol 精 提馏段平均摩尔质量 Vm 98 98 168 64 2133 81 Mkg kmol 提 Lm 79 12 144 1 2111 61 Mkg kmol 提 三 三 平均密度计算 平均密度计算 m m 不同温度下 的密度及质量分数列表 2 CS 4 CCl 位置温度 2 3 CS kg m 4 3 CCl kg m 2 CS 4 CCl 塔顶 46 54 122415430 9410 059 化工原理课程设计 14 进料口 58 120615080 2030 797 塔釜 76 65 117714850 02010 9799 1 1 液相密度 液相密度 Lm 塔顶部分 依下式 为质量分率 其中 0 941 1 AB Lm LALB A 0 059 B 即 3 0 9410 059 11269 5 12241543 LmLm kg m 进料板处 由加料板液相组成 由 xF 0 32 得 0 203 AF 3 0 2031 0 203 11503 3 12061508 LFmLFm kg m 塔釜处液相组成 由 xW 0 04 得 0 0201 AW 3 0 02011 0 0201 11524 2 11771485 LWmLWm kg m 故 精馏段平均液相密度 3 L 1503 3 1524 2 21513 75 m kg m 精 提馏段的平均液相密度 3 L 1627 5 1513 3 21572 4 m kg m 提 2 2 气相密度 气相密度 Vm 精馏段的平均气相密度 化工原理课程设计 15 Vm 3 Vm p 109 5 125 865 5 09 8 314 52 25273 1 mM kg m RT 精 精 提馏段的平均气相密度 Vm 3 Vm p 116 8 133 81 5 52 8 314 67 25273 1 mM kg m RT 提 提 五 液体平均表面张力 五 液体平均表面张力 的计算的计算 m 不同温度下 的表面张力 2 CS 4 CCl 位置温度 2 CS mN m 4 CCl mN m 塔顶 46 54 28 41623 669 进料口 58 26 75922 286 塔釜 76 65 24 08920 067 液相平均表面张力依下式计算 及 Lm 1 n ii i x 塔顶液相平均表面张力的计算 LDm 0 96 28 4160 04 23 66928 22 mN m 进料液相平均表面张力的计算 LDm 0 32 26 759 1 0 32 22 28623 716 mN m 塔釜液相平均表面张力的计算 则 LWm 0 024 24 089 1 0 024 20 06720 24 mN m 精馏段液相平均表面张力为 m mN m 精 28 22 23 716 2 25 96 提馏段液相平均表面张力为 化工原理课程设计 16 m 23 71620 24 221 978 mN m 提 液体平均粘度的计算 Lm 液相平均粘度依下式计算 即 Lmii x 塔顶液相平均粘度的计算 由由 46 54 查手册得 D t 0 33 A mPa s A0 71 B mPa s A 0 96 0 330 04 0 710 3452 LDm mPa s A 进料板液相平均粘度的计算 由 58 手册得 F t 0 28 A mPa s A0 64 B mPa s A 0 32 0 280 68 0 640 5248 LFm mPa s A 塔釜液相平均粘度的计算 由 76 65 查手册得 W t 0 25 A mPa s A0 51 B mPa s A 0 024 0 250 976 0 510 503 LWm mPa s A 3 23 2 精馏塔气液负荷计算 精馏塔气液负荷计算 精馏段 V R 1 D42 62 kmol h 3 Vm 48 62 125 865 0 29m 36003600 5 09 Vm s VM Vs 精 精 L RD 30 03 kmol h 3 Lm 30 03 77 095 0 00042m 36003600 1513 75 Lm s LM Ls 精 精 Lh 3600 0 00042 1 52 3 m h 提馏段 42 62VVkmol 3 Vm 42 62 133 81 0 286m 36003600 5 52 Vm s V M Vs 提 提 提 化工原理课程设计 17 L L F 30 03 45 17 75 2kmol h 3 Lm 75 2 111 61 0 00148m 36003600 1574 8 Lm s LM Ls 提 提 3 L3600 0 001485 33m h h 3 33 3 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 一 塔径 D 参考下表 初选板间距 HT 0 40m 取板上液层高度 HL 0 07m 故 精馏段 精馏段 HT hL 0 40 0 07 0 3 查图表 11 22 0 0042 1513 75 0 431 0 295 09 sL sV L V 0 072 依公式 20 C 0 20 2 20 25 96 0 072 0 0721 2020 CC max 1513 755 09 0 0721 239 5 09 Lv v uCm s 取安全系数为 0 7 则 u 0 7 0 71 239 0 867m s max u 故 44 0 867 1 272 0 867 s V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 3m 则空塔气速为 22 44 1 04 0 78 1 3 s V um s D 塔的横截面积 222 1 31 3267 44 T ADm 化工原理课程设计 18 提馏段 提馏段 查图 11 22 0 00277 1574 8 0 0507 0 9565 14 sL sV L V 0 068 依公式 20 C 0 2 0 2 20 22 09 0 0680 0694 2020 CC max 1574 85 14 0 06941 213 5 14 Lv v uCm s 取安全系数为 0 70 max 0 70 7 1 2130 849 uum s 44 0 956 1 20 0 849 s V Dm u 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化 在提馏段与精馏段 的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸 故 D 取 1 3m 塔的横截面积 222 1 31 3267 44 T ADm 空塔气速为 22 44 0 956 0 720 1 3 s V um s D 板间距取 0 4m 合适 二 溢流装置 二 溢流装置 采用单溢流 弓形降液管 平形受液盘及平形溢流堰 不设进流堰 各计算如下 精馏段 精馏段 1 溢流堰长 为 0 7D 即 w l0 7 1 30 91 w lm 化工原理课程设计 19 2 出口堰高 hw hw hL how 由 lw D 0 91 1 0 7 查手册知 2 5 2 5 8 28 10 48 0 91 hw Llm E 为 1 03 依下式得堰上液高度 2 2 3 3 2 842 848 28 1 030 013 100010000 91 h ow w L hEm l 故 Low h h0 070 0130 057 w hm 3 3 降液管宽度降液管宽度与降液管面积与降液管面积 d W f A 有 0 7 查手册得 w lD 0 14 0 08 dfT WDAA 故 0 14D 0 14 1 3 0 182m d W 222 0 080 081 30 1062 44 f ADm 0 1062 0 4 21 85 0 00203 fT s A H ss L 符合要求 4 4 降液管底隙高度 降液管底隙高度 0 h 取液体通过降液管底隙的流速 0 1m s 0 u 依式计算降液管底隙高度 即 0 h 0 0 0 00203 0 0212 0 91 0 1 s w L hm l u 提馏段 提馏段 1 溢流堰长为 0 7 即 w l D 0 7 1 30 91 w lm 2 出口堰高 w h wLow h h h 由 查手册知 D 0 91 1 3 0 7 w l 2 5 2 5 9 76 12 63 0 91 hw Llm E 为 1 04 依下式得堰上液高度 化工原理课程设计 20 2 2 3 3 2 842 848 98 1 040 0119 100010000 91 h ow w L hEm l 0 070 01190 0581 w hm 1 1 降液管宽度降液管宽度与降液管面积与降液管面积 d W f A 有 0 7 查手册得 w lD 0 14 0 08 dfT WDAA 故 0 14D 0 14 1 3 0 182m d W 222 0 08 0 081 30 1062 44 f ADm 降液管底隙高度 0 1062 0 4 15 285 0 00289 fT s A H ss L 符合要求 0 h 取液体通过降液管底隙的流速 0 08m s 0 u 依式计算降液管底隙高度 即 0 h 0 0 0 00289 0 0367 0 56 0 08 s w L hm l u 三 塔板布置 三 塔板布置 1 取边缘区宽度 0 035m 安定区宽度 0 065m c W s W 精馏段 依下式计算开孔区面积精馏段 依下式计算开孔区面积 2221 2sin 180 x Ax RxR R 其中 1 3 0 1820 0650 403 22 ds D xWWm 1 3 0 0350 615 22 c D RWm 故 化工原理课程设计 21 22210 403 2 0 403 0 6150 4030 615 sin 1800 615 A 2 0 915m 提馏段 依下式计算开孔区面积提馏段 依下式计算开孔区面积 2 2 21 2sin 180 x AxRxR R 22210 403 2 0 403 0 6150 2230 615 sin 1800 615 0 915 2 m 其中 1 3 0 1820 0650 403 22 ds D xWWm 1 3 0 0350 615 22 c D RWm 四 筛孔数 四 筛孔数 n n 与开孔率与开孔率 取筛孔的孔径 d0为 5mm 正三角形排列 一般碳钢的板 厚为 4mm 取 故孔中心距 t 3 5 5 0 17 5mm 0 3 5t d 依下式计算塔板上筛孔数 n 即 33 22 1158 101158 10 0 9153970 17 5 nA t 孔 依下式计算塔板上开孔区的开孔率 即 在 5 15 范围内 0 2 0 A0 907 7 5 At d 精馏段每层板上的开孔面积为 o A 化工原理课程设计 22 2 0 075 0 9150 0686 o AAm 气孔通过筛孔的气速 0 1 04 15 16 0 686 s o V um s A 提馏段每层板上的开孔面积为 o A 2 0 075 0 9150 0686 o AAm 气孔通过筛孔的气速 0 0 941 15 72 0 686 s o V um s A 五 塔有效高度 五 塔有效高度 精馏段 mZ 精 12 1 0 4 4 4 提馏段有效高度 mZ 提 9 1 0 4 3 2 在进料板上方开一人孔 其高为 0 8m 一般每 6 8 层塔 板设一人孔 安装 检修用 需经常清洗时每隔 3 4 层块塔板 处设一人孔 设人孔处的板间距等于或大于 600m 根据此塔人 孔设 4 个 故 精馏塔有效高度 3 0 84 43 22 410ZZZm 精提 3 43 4 筛板的流体力学验算 筛板的流体力学验算 一一 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 p h 1 根据 pcl hhhh 干板压降相当的液柱高度 c h 2 根据 查干筛孔的流量系数图 0 5 41 25d 0 0 89 c 精馏段由下式得精馏段由下式得 c h 2 2 0 0 15 163 78 0 0510 0510 0271 0 891394 3 v l u m C 化工原理课程设计 23 提馏段由下式得提馏段由下式得 2 2 0 0 15 165 14 0 0510 0510 0428 0 891574 8 v c l u hm C 3 3 精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 1 04 0 8595 1 3270 1062 s tf v um s AA 0 8595 3 781 878 av Fu 由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为 0 57 0 a F 0 则 l h 0 L h 0 0 57 0 070 0399 wow hhm 提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 0 956 0 783 1 3270 1062 s tf v um s AA 0 783 5 141 775 av Fu 由图充气系数与的关联图查取板上液层充气系数为 0 58 0 a F 0 则 l h 0 L h 0 0 58 0 070 0406 wow hhm 3 3 精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 由 h 3 0 44 26 06 10 0 001515 1384 3 9 81 0 005 L m gd 提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 由 h 3 0 44 22 09 10 0 001236 1574 8 9 81 0 005 L m gd 故 精馏段 p h 0 0301 0 0399 0 001515 0 05851m 单板压降 pL Phg 设计允许值 0 05851 1394 3 9 81800 30 8003 1 0 pakpakpa 化工原理课程设计 24 故 提馏段 0 00483 0 0406 0 001236 0 06463m p h 单板压降 pL Phg 设计允许值 0 06463 1521 4 9 81964 60 9646 1 0 pakpakpa 二 二 精馏段雾沫夹带量精馏段雾沫夹带量的验算的验算 v e 由式 v e 3 2 6 5 7 10 Tf u Hh kg 液 kg 气 3 2 6 3 5 7 100 8595 26 06 100 42 5 0 07 0 0249 0 1kg 液 kg 气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 提馏段雾沫夹带量提馏段雾沫夹带量的验算的验算 v e 由式 v e 3 2 6 5 7 10 Tf u Hh kg 液 kg 气 3 2 6 3 5 7 100 783 22 09 100 42 5 0 07 0 0239 800mm 裙座厚取 16mm 管型进料管回流管 塔底出料 管 塔顶蒸汽 出料管 塔底蒸汽 进气管 规格 563 5 563 5 563 5 2997 5 2297 5 化工原理课程设计 39 3 bi 3 bo bibo 30 D1132mm D1532mm D1200mm D1600mm mmm M 基础环内径 1300 2 16 0 2 10 基础环外径 1300 2 16 0 2 10 圆整 基础环厚度 考虑到腐蚀余量取18 考虑再沸器 高地面2 地角螺栓直径取 4 4 人孔人孔 一般隔 6 8 塔板设一个人孔 取人孔直径为 500mm 其伸出塔体 的筒体长为 220mm 人孔中心距操作平台 800 1200mm 设人孔的 板间距为 800mm 共 21 块板 可设 4 个人孔 5 5 塔总体高度的设计 塔总体高度的设计 1 塔的顶部空间 2 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 取除沫器到第一块板的距离为 800mm 塔顶部空间高度为 1200mm 2 塔的底部空间 B H1 6m 3 塔的总体高度 FpTFFppDB H n n n 1 H n H n H H H 12 6m 4 24 2 热量衡算热量衡算 加热介质的选择 选用饱和水蒸气 温度 140 工程大气压力 3 69atm 原因 水蒸气清洁易得 不易结垢 不腐蚀管道 饱和水蒸汽冷 凝放热值大 而水蒸汽压力越高 冷凝温差越大 管程数相应减 化工原理课程设计 40 小 但蒸汽压力不宜太高 冷凝剂的选择 选冷却水 温度 25 温升 10 原因 冷却水方便易得 清洁不易结垢 升温线越高 用水量越 小 但平均温差小 传热面积大 综合考虑选择 10 热量衡算 由汽液平衡数据 tF 58 tD 46 54 tW 76 65 46 54 时 tD 77 407 1 由物性表查得 C PKJ km ol k 2 C P133 66KJ Km ol k D P1DP2D C P C x C 1 x 77 4070 97 133 66 1 0 97 79 095kJ km olk 74 76 时 tW 79 411 1 由物性表查得 C PKJ km ol k 2 C P141 96KJ Km ol k 12 W PWPW C P C x C 1 x 79 411 0 034 141 96 1 0 034 139 46kJ km ol k 58 时 tF 78 074 1 由物性表查得 C PKJ km ol k 2 C P136 25KJ Km ol k F FF C P C x C 1 x 78 074 0 34 136 65 1 0 34 116 47kJ km olk P1P2 当 时 46 65 D t 355 54 1 由物性表查得 rKJ Kg 2004 25 2 rKJ Kg x 1rxrr D2D1 204 25 355 54 0 97 1 0 97 351 0013KJ Kg 化工原理课程设计 41 塔顶以 0 为基准 则 0 上升热量Q V Q V209 274379 09546 65209 2743351 001377 3 6448448 PDVD VD C tVr M KJh 塔顶馏出液热量 D Q D Q D50 0879 09546 54184349 PD D C tKJh 回流液热量 Q R Q Lt 159 194379 09546 54 586007kJ hpR RR C 进料热量 Q F Q Lt 94 13116 4758 635872kJ hpF FF C 塔底残液热量 Q Lt 63 73139 4676 65 681248kJ hpW WW C 冷凝器消耗的热量 Q Q Q Q 6448448 586007 184349 5678092kJ h CVRD 再沸器提供的热量 全塔范围内列热量衡算式 塔釜热损失Q B 为 10 则塔釜热损失Q 0 1Q B 再沸器实际热负荷 0 9Q Q Q Q Q 5678092 681248 184349 635872 BCWDF 计算得 Q 6564241kJ h B 4 34 3 冷凝器的选择冷凝器的选择 有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围 500 1500 20 kcal mhc 化工原理课程设计 42 本设计取 k 1000 4180J 20 kcal mhc 20 mhc 出料液温度 58 饱和气 58 饱和液 冷却水温度取 20 35 逆流操作 1 t38 0 2 t23 0 12 m 1 2 t t15 t 29 88 t38 0 l nl n 23 0 t 传热面积 根据全塔热量衡算得 6 c Q 5 67810 kJ h 6 2 c m Q5 67810 A 45 46m K t418029 88 取安全系数为 1 04 则所需传热面积 A 1 04 A 37 88 换热器列表 4 44 4 再沸器的选择再沸器的选择 选用 120 饱和水蒸气加热 传热系数取 K 2926kJ 2o m h C 料液温度 58 76 65 水蒸汽温度 120 120 逆流操作 1 t62 0 2 t43 2 公称直径 m m 管程数 p N排管数n 管程流通 面积 2 m 换热面积 A 2 m 换热管长 度 L m m 40041290 004845 466000 化工原理课程设计 43 12 m 1 2 t t t 49 3 t l n t 传热面积 根据全塔热量衡算得 s Q 6564241kJ h 2 s m