筛板精馏塔设计说明书.doc

本科毕业论文 设计 本科毕业论文 设计 论文 设计 题目 论文 设计 题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 学学 院 院 专专 业 业 过程装备与控制工程 班班 级 级 学学 号 号 学生姓名 学生姓名 指导教师 指导教师 2011 年 6 月 10 日 贵州大学本科毕业论文 设计 诚信责任书 本人郑重声明 本人所呈交的毕业论文 设计 是在导师的指导下 独立进行研究所完成 毕业论文 设计 中凡引用他人已经发表或未发表 的成果 数据 观点等 均已明确注明出处 特此声明 论文 设计 作者签名 日期 年 月 日 贵州大学本科毕业论文 设计 第 I 页 目录 目录目录 I I 摘摘 要要 1 1 ABSTRACTABSTRACT 2 2 一 引 言 2 1 1 二硫化碳 四氯化碳分离概述 2 1 2 二元混合精馏概述 3 1 3 板式精馏塔概述 4 1 4 筛板塔简介 5 2 12 1 设计说明书 设计说明书 5 5 2 2 塔型的选择 6 2 3 工艺流程的确定 7 2 4 操作压强的选择 7 2 5 进料热状态的选择 7 2 6 加热方式的选择 7 2 7 回流比的选择 8 三三 工艺流程草图及说明 详图见附录 工艺流程草图及说明 详图见附录 9 9 3 1 工艺流程草图 9 3 2 附件的选择 9 四四 工艺计算工艺计算 1010 4 1 塔的物料衡算 10 4 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 10 4 1 2 平均摩尔质量 10 4 2 塔板的确定 11 4 2 1 的确定和 R 的计算 11minR 4 2 2 精馏段和提馏段操作曲线方程的确定 12 4 2 3 理论板数的确定 12 4 2 4 全塔效率的计算 13TE 4 2 5 实际塔板数 N 14 4 3 塔的工艺条件 参数见附录 14 4 3 1 操作温度的计算 14 4 3 2 操作压强 14 4 3 3 平均摩尔质量 14 4 3 4 平均密度 16 4 3 5 液体表面张力的计算 17 贵州大学本科毕业论文 设计 第 II 页 4 3 6 液体平均粘度的计算 18 4 3 7 气液负荷计算 18 4 4 塔和塔板主要工艺尺寸计算 19 4 4 1 塔径计算 19 4 4 2 溢流装置计算 22 4 4 3 塔板设计 25 4 5 塔板的流力学计算 28 4 5 1 精馏段塔板流力学验算 28 4 5 2 提馏段塔板流力学验算 30 4 7 筛板塔工艺设计计算结果总表 41 五五 塔结构及附件计算塔结构及附件计算 4343 5 1 主要接管尺寸的选取 43 5 1 1 进料管 43 5 1 2 釜液出口管 43 5 1 3 塔顶蒸汽管 43 5 1 4 回流管 44 5 1 5 塔底蒸汽管 44 5 1 6 法兰 44 5 2 除沫器 裙座 45 5 2 2 裙座 45 5 3 吊柱 46 5 4 人孔 46 5 5 塔总体高度的设计 46 5 5 1 塔的顶部空间高度 46DH 5 5 2 塔底部空间高度 46 BHKKKMMKK BH 5 5 3 塔总体高度 46 六六 塔附属设备设计计算塔附属设备设计计算 4747 6 1 离心泵选择 47 6 2 冷凝器选择 47 6 3 再沸器选择 48 6 4 塔附件计算数据汇总 49 七 塔的机械设计七 塔的机械设计 5050 7 1 材料选择 50 7 2 筒体与封头 50 7 2 1 筒体厚度计算 50 7 2 2 封头壁厚 51 7 3 质量载荷 51 7 3 1 塔设备在正常操作时的质量 51 7 3 2 最大操作质量 52 7 4 风载荷及风弯矩 53 贵州大学本科毕业论文 设计 第 III 页 7 4 1 风载荷 53 7 4 2 风弯矩 53 7 4 3 地震载荷与地震弯矩的计算 54 7 5 塔体的强度和稳定性校核 56 7 5 17 5 1 塔底危险截面塔底危险截面 2 2 2 2 轴向应力计算轴向应力计算 5656 7 5 2 裙座的强度及稳定性校核 57 7 5 3 水压试验时塔的强度和稳定性校核 58 7 5 4 裙座基础环的设计 60 7 5 5 裙座水压试验应力校核 60 7 5 6 地脚螺栓的计算 62 致致 谢谢 6363 附录 附录 6464 贵州大学本科毕业论文 设计 第 1 页 摘 要 本设计内容为筛板式精馏塔的设计 用于分离处理6250kg h二硫化碳 四氯化碳混 合液体 鉴于筛板塔结构简单 制造方便 造价低 塔板开孔率大 生产能力大等优 点 本设计选用筛板式精馏塔 在设计计算中 先找出二硫化碳 四氯化碳溶液的平衡 数据 然后利用AutoCAD作图 求出最小回流比为1 3 接着对塔进行相关工艺尺寸的 计算 算出优化后的各种工艺参数 得塔径D 1 0m 塔的有效高度为19 6m 第三步进 行塔体辅助设备设计和主体设备机械设计及其强度校核 包括各种管道 塔体风载荷 经校验得塔壁厚为12mm 满足设计要求 各种条件确定之后就可以进行总装图的绘制 最后整理录入 关键词 筛板塔 二硫化碳 四氯化碳 混合液体 最小回流比 贵州大学本科毕业论文 设计 第 2 页 Abstract The Perforated tower was used to distill and separate the Carbon bisulfide CTC solution whose processed quantity is 6250kg h Considering several factors such as the high efficiency the large power of procession and so on Valve tray column was choosed to meet the demand In calculation some necessary data was found to use AutoCAD to make a graph The minimum reflux ratio was 1 3 Related processes on the tower and then the calculation of size calculate the optimized processing parameters have column diameter D 1 0m the effective height of the tower is 19 6m the third step to the tower and supporting equipment design and mechanical design of main equipment its strength checking including pipes tower wind load The check was the tower wall thickness of 12 mm meet the design requirements All kinds of conditions to determine the assembly can be carried out after the mapping the final order entry Keywords Perforated tower Carbon bisulfide CTC solution minimum reflux ratio 贵州大学本科毕业论文 设计 第 3 页 一 引 言 1 1 二硫化碳 四氯化碳分离概述 二硫化碳在化工工业 溶剂 民用等方面 都有很广泛的应用 是很重要的一 种原料 在很多方面 要求二硫化碳有不同的纯度 有时要求纯度很高 这是很有困 难的 因为二硫化碳极具挥发性 也极具溶解性 所以 想要得到高纯度的二硫化碳 很困难 二硫化碳 四氯化碳体系为高度非理想物系 有最低恒沸点 在恒沸点处 相平衡线与 对角线相交 故用普通的方法分离得到的二硫化碳浓度最高约为 95 wt 工业上一 般采用用精馏法来提纯二硫化碳 四氯化碳溶液 精馏是基于混合组分中不同组分挥发度的不同 二硫化碳的挥发度比四氯化碳的 高 故经历一次相平衡后气相中二硫化碳的含量比四氯化碳高 相反 液相中的四氯 化碳的含量高 但由于二硫化碳和四氯化碳的挥发度的差异不明显 实际中要求的二 硫化碳浓度较高 需要多次相平衡才能达到所需的浓度 1 2 二元混合精馏概述 在化工实际生产中 精馏是最常用的单元操作 是分离均相液体混合物的最有效 方法之一 在化学工业中 总能耗的 40 用于分离过程 而其中的 95 是精馏过程消 耗的 因此有必要开辟多种途径来降低能耗 实现精馏节能 因此 对二元混合物连 续精馏的研究无论是对节省投资 还是降低能耗 都具有非常重要的意义 双组分混合液的分离是最简单的精馏操作 典型的精馏设备是连续精馏装置 包 括精馏塔 再沸器 冷凝器等 精馏塔供汽液两相接触进行相际传质 位于塔顶的冷 凝器使蒸汽得到部分冷凝 部分凝液作为回流液返回塔顶 其余馏出液是塔顶产品 位于塔底的再沸器使液体部分汽化 蒸汽沿塔上升 余下的液体作为塔底产品 进料 加在塔的中部 进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降 进料中的蒸汽和下塔 段来的蒸汽一起沿塔上升 在整个精馏塔中 汽液两相逆流接触 进行相际传质 液 相中的易挥发组分进入汽相 汽相中的难挥发组分转入液相 对不形成恒沸物的物系 只要设计和操作得当 馏出液将是高纯度的易挥发组分 塔底产物将是高纯度的难挥 贵州大学本科毕业论文 设计 第 4 页 发组分 进料口以上的塔段 把上升蒸汽中易挥发组分进一步提浓 称为精馏段 进 料口以下的塔段 从下降液体中提取易挥发组分 称为提馏段 两段操作的结合 使 液体混合物中的两个组分较完全地分离 生产出所需纯度的两种产品 当使 n 组分混 合液较完全地分离而取得 n 个高纯度单组分产品时 须有 n 1 个塔 易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸汽两者返回塔中 汽液回流形成了逆 流接触的汽液两相 从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品 塔顶回流入塔 的液体量与塔顶产品量之比 称为回流比 它是精馏操作的一个重要控制参数 它的 变化影响精馏操作的分离效果和能耗 精馏过程的热力学基础是组分间的挥发度的差异 按操作过程分间歇精馏 和连续精馏 按操作方式分为常减压精馏 恒沸精馏 萃取精馏 反应精馏 催化精 馏 抽提精馏 热泵精馏和精密精馏 常压精馏是普通的精馏方法 恒沸精馏和萃取 精馏的基本原理都是在分离的混合液中加入第三组分 以提高组分间的相对挥发度 从而用精馏的方法将它们分离 恒沸精馏和萃取精馏是根据第三组分所起的作用进行 划分的 恒沸精馏和萃取精馏是采用物理方法改变原有组分的相对挥发度 近年来人 们逐渐重视对于将化学反应和精馏过程结合起来的研究 这种伴有化学反应的精馏过 程称为反应精馏 按照反应中是否使用催化剂可将反应精馏分为催化反应精馏过程和 无催化剂的反应精馏过程 催化反应精馏过程按所用催化剂的相态又可分为均相催化 反应精馏和非均相催化精馏过程 非均相催化精馏过程即为通常所讲的催化精馏 这 种非均相催化精馏过程能避免均相反应精馏中存在的催化剂回收困难 以及随之带来 的腐蚀 污染等一系列问题 1 3 板式精馏塔概述 化工生产中所处理的原料 中间产物 粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物 而且其中大部分都是均相物质 生产中为了满足储存 运输 加工和使用的需求 时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质 精馏是分离液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 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 贵州大学本科毕业论文 设计 第 5 页 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 20 世纪 50 年代起对板式精馏塔进行了大 量工业规模的研究 逐步掌握了筛板塔的性能 并形成了较完善的设计方法 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 化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节 通过课程设计使我 们初步掌握化工设计的基础知识 设计原则及方法 学会各种手册的使用方法及物理 性质 化学性质的查找方法和技巧 掌握各种结果的校核 能画出工艺流程 塔板结 构等图形 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 本毕业设计的主要内容是过程的物料衡算 工艺计算 结构设计和校核并出图 1 4 筛板塔简介 本次设计采用筛板塔 筛板塔广泛用于化工 石油精馏等工业过程中 其主要特 是 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔 呈正三角形排列 上升气流经筛孔分散 鼓泡通过 板上液层 形成气液密切接触的泡沫层 或喷射的液滴群 筛板塔是 1932 年提出的 当时主要用于酿造 其优点是结构简单 制造维修方便 造价低 气体压降小 板上液面落差较小 相同条件下生产能力高于浮阀塔 塔板效 率接近浮阀塔 其缺点是稳定操作范围窄 小孔径筛板易堵塞 不适宜处理粘性大的 脏的和带固体粒子的料液 但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性 对易引起堵 塞的物系可采用大孔径筛板 故近年我国对筛板的应用日益增多 所以在本设计中采 用该种塔型 贵州大学本科毕业论文 设计 第 6 页 二二 设计说明设计说明 2 1 设计说明书 一 设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 二 工艺条件 生产能力 45000 吨 年 料液 年工作日 300 天 原料组成 32 二硫化碳 68 四氯化碳 摩尔分率 下同 产品组成 馏出液 96 二硫化碳 釜液 2 4 二硫化碳 操作压力 塔顶压强为常压 进料温度 泡点 进料状况 泡点 加热方式 间接蒸汽加热 回流比 自选 三 设计内容 1 确定精馏装置流程 绘出流程示意图 2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主要设备的工艺尺寸计算 板间距 塔径 塔高 溢流装置 塔盘布置等 4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 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算 热负荷 载热体用量 选型 及流体力学计算 料液泵设计计算 流程计算及选型 贵州大学本科毕业论文 设计 第 7 页 四 设计结果总汇 五 主要符号说明 六 参考文献 2 2 塔型的选择 根据生产任务 若按年工作300天 每天24小时计算产品流量为6250kg h 由于产 品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响 提高生产效率 本设计中采用精馏塔 2 3 工艺流程的确定 精馏装置包括精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器 等 为保持塔的操作稳定性 流程中用泵直接送入塔原料 二硫化碳四氯化碳混合原料 液 经预热器加热至泡点后 送入精馏塔 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后经分配器 一部分回流 一部分经过冷却器后送入产品储槽 塔釜采用间接蒸汽再沸器供热 塔 底产品经冷却后送入储槽 2 4 操作压强的选择 二硫化碳 四氯化碳两相体系在常压下易于实现分离要求 为降低塔的操作费用 操作压力 选用常压 即P 101 3kPa 2 5 进料热状态的选择 不同的进料热状态对精馏塔操作及分离效果有所影响 进料状态的不同直接影响 塔内蒸汽速度 在精馏操作中选择合适的进料状态很关键 进料热状态以进料热 状态 贵州大学本科毕业论文 设计 第 8 页 参数 q 表示 q 使每摩尔进料变成饱和蒸汽所需热量 每摩尔进料的汽化潜热 为使塔 的操作稳定 免受季节气温影响 精馏段和提馏段均采用相同的塔径 以便于制造 所 以本设计中采用了预热器进行泡点进料 即 q 1 2 6 加热方式的选择 塔底再沸器的加热方式有间接加热和直接加热两种 我们采用的是间接加热 其相 对于直接加热有以下优点 1 在 q R 相同的情况下 若保持亦相同 直接加热蒸汽的提馏段斜率FXDXWX 比间接加热的大 所需理论板数较少 但轻组分回收率降低 若保持轻组分回收率相 等 则直接加热蒸汽的提馏段斜率要与间接加热的一致 但须延伸至 X 轴 且釜液组 成比间接加热时低 所需理论板数有所增加 理论板数的增加导致塔高增加 制造费 用增加 2 在 F 相同时 采用直接蒸汽加热所得塔顶产品流率和轻组分回收FXDXWX 率较间接加热的低 所以综合上述优点我们采用间接水蒸汽加热 2 7 回流比的选择 回流比的选择主要从经济观点出发 力求操作费与设备费最低 一般 R 1 2 2 0 Rmin 本设计中选为 1 5 倍 贵州大学本科毕业论文 设计 第 9 页 三 工艺流程草图及说明 详图见附录 3 1 工艺流程草图 图 3 1 工艺流程草图 3 2 附件的选择 1 预热器的选择 选择列管式换热器 因为其结构简单 操作弹性大 应用材料广 2 冷凝器的选择 选择强制循环式冷凝器 本次设计中 塔的处理很大且板数很多 若回流冷凝器置于塔顶将造成安装检修 等诸多不便 且造价高 可将冷凝器置于塔下部适当位置 用泵向塔顶送回流 在冷 凝器和泵之间需设置回流罐 3 再沸器的选择 选用卧式热虹吸再沸器 本次设计处理量大 要求循环量大 传热面也大 由于传热面积加大其单位面积 的金属消耗量降低较快 且其循环量受流力学因素影响较小 可在一定范围内 调整 塔底与再沸器之间的高度差 贵州大学本科毕业论文 设计 第 10 页 四 工艺计算 4 1 塔的物料衡算 年产量为 45000 吨 料液中含二硫化碳 32 质量分数 二硫化碳的摩尔质量 MA 76 kg kmol 四氯化碳的摩尔质量 MB 154 kg kmol 4 1 1 原料液及塔顶 塔底产品的摩尔分率 料液的摩尔分率 0 4881XF 馏出液组成 0 9798XD 釜液组成 0 0475Xw 4 1 2 平均摩尔质量 kg kmol 115 93 40 4881 x15 10 4881x76 Mccl4 X 1 Mcs2 XMFFF kg kmol 77 5756 3 1108 74 4648 40 9798 x15 10 9798x76 Mccl4 X 1 M XMD cs2DD kg kmol 150 295 146 685 3 61 40 0475 x15 176 x 0 0475 M X 1 M XMccl4Wcs2WW 4 1 3 物料衡算 h53 91kmol Fkg h 6250 F FW DW DXX FXX h25 479kmolD D FW h28 434kmolW 贵州大学本科毕业论文 设计 第 11 页 4 2 塔板的确定 4 2 1 的确定和 R 的计算minR 作出二硫化碳 四氯化碳体系的 x y 平衡相图 图 4 1 二硫化碳 四氯化碳相平衡曲线图 作平衡曲线的切线 如图得 e 点 0 4881 0 702 1 3 minR xeye yexD R 1 5 1 95 min R 4 2 2 精馏段和提馏段操作曲线方程的确定 1 精馏塔的气液相负荷 精馏段 kmol h 66 2525 4792 6RDL 贵州大学本科毕业论文 设计 第 12 页 kmol h 91 7225 4793 60D1 V R 提馏段 h66 25kmol 53 91 91 72 qF L L kmol h 91 72 V 1 F q V v 2 精馏段操作曲线方程 3322 0 6610 0 1 1 1 xx R x R R D 4 2 2 3 提馏段操作曲线方程 0091 0 397 1 xx V W x V L w 4 2 3 理论板数的确定 采用 1 吉利兰公式求得 TN 11 79 1 块塔板TN 精馏段理论塔板数为 6 块 提馏段理论塔板数为 4 79 块 第 7 块为加料板 采用 2 图解法图解法求解 Nt Nt 11 4 2 4 全塔效率的计算 TE 1 从化工设备设计图查得 塔顶组成对应的温度为 58 塔釜组成对应的温度为 76 5 进料组成对应的温度为 46 5 贵州大学本科毕业论文 设计 第 13 页 2 精馏段全塔效率 的计算 TE精 精馏段的平均温度为 52 5 提馏段的平均温度为 67 25 全塔平均温度为 59 75 mTE lg616 0 17 0 塔内的平均温度为 该温度下的平均粘度 m 5901 0 66 0 4881 0 Bm 故 0 311 59010lg616 0 17 0 TE 4 2 5 实际塔板数 N 精馏段 层 取精2029 19 6 TEN 提馏段 层 层 取精1645 15 79 4 ETN 4 3 塔的工艺条件 参数见附录 4 3 1 操作温度的计算 近似取塔顶温度为 46 5 进料温度为 58 塔釜温度为 76 精馏段平均温度 46 558 52 25 22 VDF m tt t 精 提馏段平均温度 5876 5 67 25 22 WF m tt t 提 4 3 2 操作压强 塔顶压强 PD 101 3 101 3kPa 取每层塔板压降 P 0 7kPa 则 进料板压强 PF 101 3 20 1 0 115 3kPa 贵州大学本科毕业论文 设计 第 14 页 塔釜压强 Pw 115 3 16 0 7 227 3kPa 精馏段平均操作压强 P 108 3 kPa 2 3 101 3 115 提馏段平均操作压强 P 171 3 kPa 2 3 227 3 115 4 3 3 平均摩尔质量 塔顶摩尔质量的计算 由 XD y1 0 9799 查平衡曲线 得 x1 0 952 molkgMVDm 5 77154 9799 0 1 769799 0 molkgMVDm 78 79154 952 0 1 76952 0 进料摩尔质量的计算 由平衡曲线查的 yF 0 702 xF 0 4881 molkgMVFm 244 99154 702 0 01 76702 0 molkgMVFm 93 115154 4881 01 764881 0 塔釜摩尔质量的计算 由平衡曲线查的 xW 0 0475 0 110 1 x VWm 0 05 764 1 0 05 154150 1 Mkg kmol LWm 0 127 76 1 0 127 154144 1 Mkg kmol 精馏段平均摩尔质量 气相 液相 84 97 2 93 115744 79 2 LDLF Vm MM M精 402 88 2 56 77244 99 2 VDVF Vm MM M精 贵州大学本科毕业论文 设计 第 15 页 提馏段平均摩尔质量 气相 33 122 2 42 145244 99 2 w VVF Vm MM M提 液相 16 133 2 93 115 3 150 2 w llF Vm MM M提 4 3 4 平均密度 1 液相密度 Lm 塔顶部分 依下式 kgmmkg mkg B LMLB LA B A LBLA A Lm 68 1270 1595 1260 04 0 96 0 1 33 3 为质量分率 其中 0 96 0 04 A B 进料板处 由加料板液相组成 由 xF 0 4881 得 0 32 AF 33 3 94 1469 1595 1260 68 0 32 0 1 mkgmkg mkg B LFMLFB LFA BF AF LBLA A LFm 贵州大学本科毕业论文 设计 第 16 页 塔釜处液相组成 由 xW 0 0475 得 0 024 AW kgmmkg mkg B LwmLwB LwA Bw Aw LBLA A LWm 89 1584 1595 1260 976 0 024 0 1 33 3 故 精馏段平均液相密度 3 31 13702 94 146968 1270mkgLm 精 提馏段的平均液相密度 3 42 15272 89 158494 1469mkgLm 提 2 气相密度 Vm 精馏段的平均气相密度 3 3 540kg m 273 15 52 158 314 88 402108 3 RT P 精 精 VMm vm M 提馏段的平均气相密度 3 m kg m203 5 273 15 67 258 314 33 221 4 201 RT P 提 提 Vm vm M 4 3 5 液体表面张力的计算 由 计算 1 i ii n x 塔顶液相平均表面张力的计算 由 45 5 查手册得 D t A 28 5 mN m 23 6 B mN m mmNLDm 4 28 6 2302 0 5 2898 0 贵州大学本科毕业论文 设计 第 17 页 进料液相平均表面张力的计算 由 58 查手册得 F t A 26 8 mN m 22 2 B mN m mmNLFm 45 242 225119 08 264881 0 塔釜液相平均表面张力的计算 由 97 33 查手册得 W t A 24 5 mN m 20 2 B mN m mmNLwm 4 20 2 209525 0 5 240475 0 则 精馏段液相平均表面张力为 mNm m425 262 45 2440 28 精 提馏段液相平均表面张力为 mNm m38 222 40 2045 24 提 4 3 6 液体平均粘度的计算 由 计算 1 i ii n x 液相平均粘度计算 塔顶液相平均粘度的计算 由由 46 5 查手册得 D t 0 33 A mPa s A0 71 B mPa s A spa m338 0 71 0 02 0 33 0 98 0 LDm 0 97 0 330 03 0 710 414 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 spa m4643 0 64 0 5119 028 0 4881 0 LFm 贵州大学本科毕业论文 设计 第 18 页 塔釜液相平均粘度的计算 由 76 5 查手册得 W t 0 25 A mPa s A0 51 B mPa s A spa m4977 0 51 0 9525 0 25 0 0475 0 LWm 2 0 28380 3617 0 3228 22 LFLW Lm mPa s 4 3 7 气液负荷计算 精馏段气液负荷计算 hkmol 69 4948 25 195 1 D 1 RV sm V Vs MVm 5211 0 54 3 3600 402 8812 75 vm3600 3 精 精 hkmol 686 4948 2595 1RDL sm LM Ls Lm 001 0 31 13703600 84 9769 49 vm3600 3 精 精 Lh 3600 0 001 3 6 3 m h 提馏段气液负荷计算 hkmolVV 69 49 sm MV sV Lm 491 0 203 5 3600 33 12212 75 vm3600 3 提 提 提 hmh 18 1766V 3 sm ML sL Lm 0025 0 42 15273600 16 133 6 103 vm3600 3 提 提 hmh 032 9 L 3 贵州大学本科毕业论文 设计 第 19 页 4 4 塔和塔板主要工艺尺寸计算 4 4 1 塔径计算 1 精馏段塔径计算 塔径 D 参考下表 初选板间距 HT 0 40m 取板上液层高度 HL 0 06m 故 HT hL 0 40 0 06 0 34m 0 03776 3 54 1370 31 0 521 0 001 V 2 1 2 1 V L S S L 斯密斯关联图 查斯密斯图表得 0 075 依公式 20 C 0793 0 20 425 26 075 0 2020 2 02 0 Cf Cf Cf 贵州大学本科毕业论文 设计 第 20 页 因为液体表面张力为 mmN 425 26 5582 1 54 3 54 3 31 1370 0793 0 max V VL C 取安全系数为 0 7 则 u 0 7 0 7 1 5582 1 091m s max u 故 m V D783 0 091 1 14 3 5211 0 4s4 按标准 塔径圆整为 1 0 m 则空塔气速为 sm 325 1 114 3 5211 0 4 2 塔的横截面积 22 785 0 4 mDAT 2 精馏段塔径计算 0 0872 5 203 1527 42 0 491 0 0025 V 2 1 2 1 V L S S L 查斯密斯图得 0 068 代入公式得 20 C f C 0695 0 20 375 22 068 0 2020 2 02 0 Cf Cf Cf smC V VL 18 1 203 5 203 5 42 1527 0695 0 max m V D8702 0 826 0 14 3 491 0 4s4 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 0 m 贵州大学本科毕业论文 设计 第 21 页 塔的横截面积 22 785 0 4 mDAT 取安全系数为 0 70 空塔气速为 0 7 0 7 1 18 0 826 m s max u 板间距取 0 4m 合适 3 精馏塔有效高度的计算 塔高按下式计算 初选板间距 HT 0 4m ZN 实TH m 2 15 8 04 01620 4 4 2 溢流装置计算 因为 D 1m 可选用单溢流 弓形降液管 采用凹形受液盘 图 4 4 降液装置结构图 贵州大学本科毕业论文 设计 第 22 页 1 堰长 w l 取 0 660 66 1 00 66 w lDm 2 出口堰高度 w h 由 wLow hhh 选用平直堰 堰上液层高度 how由下式计算 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 精馏段出口堰高度 1 1wh 由 0 66 wl D 17 10 66 0 3600001 0 5 25 2 m l L w h 查 液流收缩系数计算图 图 4 5 液流收缩系数图 得 E 1 03 mhow0091 0 66 0 3600001 0 03 1 1000 84 2 3 2 取板上清液高度0 06 L hm 故 mhw0509 0 0091 0 06 0 1 贵州大学本科毕业论文 设计 第 23 页 提馏段出口堰高度 2 2wh 由 0 66 wl D m lw Lh 43 25 66 0 36000025 0 5 2 5 2 查 液流收缩系数计算图 得 E 1 04 mhow017 0 66 0 36000025 0 04 1 1000 84 2 3 2 取板上清液高度0 06 L hm 故 mhw043 0 017 006 02 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 由0 66 w l D 查 弓形降液管的参数 图 5 6 弓形降液管的宽度与面积 得 0 0722 f T A A 0 124 d W D 故 22 0 07220 0722 0 7850 0567 4 f ADm 0 1240 124 1 00 124 d WDm 依式 精馏段降液管内停留时间 1 5 sS L HA S Tf 68 22 001 0 40 0 0567 0 1 贵州大学本科毕业论文 设计 第 24 页 提馏段降液管内停留时间 2 S L HA S Tf 072 9 0025 0 40 0 0567 0 2 s5 均符合要求 故降液管设计合理 4 降液管底隙高度 0 h 提馏段 1 取液体通过降液管底隙的流速 0 1m s 0 u 0 0 ul L h w S 依上式计算降液管底隙高度 0 h 即 m ul L h w S 0152 0 1 066 0 001 0 0 0 故设计合理mmhhow006 0 0349 0 0152 0 051 0 提馏段 取液体通过降液管底隙的流速 0 1m s0 u 0 0 ul L h w S 依上式计算降液管底隙高度 即 0 h m ul L h w S 038 0 1 066 0 0025 0 0 0 mmhhow006 0 013 0 038 0 051 0 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘 深度 0 05 w hm 贵州大学本科毕业论文 设计 第 25 页 4 4 3 塔板设计 1 塔板布置 二硫化碳 四氯化碳对设备无腐蚀性 可选用的碳钢板 采用分块式塔mm4 板 以便通过人孔拆装板 塔板面积可分为四个区域 鼓泡区 塔板上浮阀设置在这个区域内 故此区域是气液传质的有效区域 1 溢流区 降液管和受液盘所在的区域 2 安定区 鼓泡区和溢流区之间的区域 其宽度取 65 mm 3 SW 无效区 供支撑踏板的边梁之用 其宽度取 35 mm 4 Wc 2 筛板的结构参数计算筛孔数 n 与开孔率 筛孔直径 取 5mm 0d 相邻两孔中心距 取 15mm 3 筛板的数目和排列 采用等边三角形排列 各排筛孔垂直于液流方向 使气液两相均匀接触 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 2221 2sin 180 x Ax RxR R 其中 m WW D xsd 311 0 189 0 5 0 065 0 124 0 2 0 1 2 m W D RC 465 0 035 0 2 0 1 2 故 465 0 311 0 sin465 0 180 311 0 465 0 311 0 2 1222 A 2 532 0 mA 贵州大学本科毕业论文 设计 第 26 页 提馏段 依下式计算开孔区面积 2 2 21 2sin 180 x AxRxR R 其中 m WW D xsd 311 0 189 0 5 0 065 0 124 0 2 0 1 2 465 0 311 0 sin465 0 180 311 0 465 0 311 0 2 1222 A 0 532 2 m 4 筛孔数 n 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 0 15mm3 dt 依下式计算塔板上筛孔数 n 即 孔2738532 0 15 101158101158 2 3 2 3 A t n 依下式计算塔板上开孔区的开孔率 即 在 10 15 范围内符合要求 1 10 907 0 2 0 dtA A 精馏段每层板上的开孔面积为 o A 2 0m 0 05370 5320 101AA 气孔通过筛孔的气速 sm A V u O S 7 9 0537 0 5211 0 0 提馏段每层板上的开孔面积为 o A 贵州大学本科毕业论文 设计 第 27 页 2 00537 0 532 0 101 0 A A m 气孔通过筛孔的气速 sm A V u S 84 7 0537 0 491 0 0 0 5 塔有效高度 精馏段有效高度 m6 74 0 120 Z 精 提馏段有效高度 m0 64 0116Z 提 在进料板上方开一人孔 其高为 0 6m 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 600mm 根据此塔人孔设 4 个 故 精馏塔有效高度 m00 16 4 266 7 6 04 提精ZZZ 4 5 塔板的流力学计算 4 5 1 精馏段塔板流力学验算 1 气体通过塔板压降相当的液柱高度 p h hhhh lcp 贵州大学本科毕业论文 设计 第 28 页 干板阻力的计算 1 c h 根据 查干筛孔的流量系数图 2 0 5 41 25d 89 0 0 C 精馏段由下式得 c h m C u h l V c00157 0 31 1370 54 3 89 0 7 9 051 0 051 0 22 0 0 精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 3 l h sm AA u ft Vs 716 0 0567 0 785 0 5211 0 35 154 3 716 0 VuF 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 mhowhw039 006 0 65 0 精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 4 h 由 m gd h L 00157 0 005 0 81 9 31 1370 425 2644 0 故 精馏段 mhp043 0 0016 0 04 0 00157 0 单板压降PaghPLp 3 5778 9 3 1370043 0 0 5773kp 0 此时为拉应力 设备可能翻倒 必须安装足够数量大小的螺栓 B 贵州大学本科毕业论文 设计 第 63 页 塔高 19 6m 取螺栓的数量 n 16 低碳钢的许用应力为 147MPa 腐蚀余量 bt 则所需螺栓的根径为 2 3Cmm mm C n DD d m ibb 02 25d 785 0 4 1 2 22 0 1 代入数据得 查表 所用螺栓为 mmM5 330 致 谢 四年大学生活一晃而过 回首走过的岁月 心中倍感充实 当我做完这个毕业设 计的时候 有一种如释重负的感觉 感慨良多 首先诚挚的感谢我的毕业设计指导老师 忙碌的教学工作中挤出时间来审查 指 导我的设计 还有教过我的所有老师们 你们严谨细致 一丝不苟的作风一直是我工 作 学习中的榜样 他们循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪 在本 设计中还要特别感谢我的几个同学和朋友 是在他们的技术支持下 帮助下才能使得 设计的完成 感没有他们的帮助和支持是没有办法完成我的毕业设计的 愿同窗之间 的友谊永远长存 感谢四年来陪伴在我身边的同学 朋友 感谢他们为我提出的有益的建议和意见 有了他们的支持 鼓励和帮助 我才能充实的度过了着四年的学习生活 贵州大学本科毕业论文 设计 第 64 页 附录 附录一 主要符号说明 符号意义单位 Aa 基板鼓泡区面积 m2 Ad 降液管截面积 m2 Af 总降压管截面积 m2 An 塔板上方气体通道截面积 m2 Ao 筛板塔板筛孔总截面积 m2 AT 塔截面积 m2 C 计算液泛速度的负荷因子 C20 液体表面张力为 20mN m 时的负荷因子 Co 孔流系数 D 塔径 m D 塔顶产品流率 Kmol s do 筛孔直径 m ET 塔板效率 eV 单位质量气体夹带的液沫质量 F 进料摩尔质量 kmol h FLV 两相流动参数 贵州大学本科毕业论文 设计 第 65 页 Fo 气体的阀孔动能因子