[优秀毕业设计精品] 甲醇水筛板精馏塔设计.doc

1 化工原理设计任务书 1 设计题目 设计题目 甲醇 水筛板精馏塔设计 2 设计条件 设计条件 加料量 f 100kmol h 进料组成 0 48 0 001 26 20 0 486 f x 馏出液组成 0 92 0 001 26 20 0 926 d x 釜液组成 0 02 0 001 26 20 0 026 w x 塔顶压力 p 100kp 单板压降 0 7 kpa 3 工艺操作条件 工艺操作条件 常压精馏 塔顶全凝器 塔底直接蒸汽加热 泡点进料 泡点回流 4 主要设计内容主要设计内容 1 设计方案的选择及流程说明 2 工艺计算 3 主要设备工艺尺寸设计 1 塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 2 塔板的流体力学校核 3 塔板的负荷性能图 4 总塔高 4 辅助设备选型与计算 5 设计结果汇总 6 工艺流程图及精馏塔工艺条件图 化工原理课程设计 目目 录录 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 1 1 摘摘 要要 1 1 前前 言言 2 2 绪绪 论论 1 1 第一章第一章 基础数据基础数据 2 2 1 1 设计基础数据 2 1 2 设计方案 3 1 3 设计思路 4 第二章第二章 设计计算设计计算 5 5 2 1 精馏流程的确定 5 2 2 塔的物料衡算 5 2 3 理论板数的确定 6 2 4 全塔效率 et 6 2 5 实际塔板数 8 第三章塔的工艺条件及物性的数据计算第三章塔的工艺条件及物性的数据计算 8 8 3 1 操作压力的计算 8 3 2 温度的计算 8 3 3 塔内各段汽 液两相组分的平均分子量 9 3 4 提馏段的平均密度 9 3 5 液体表面张力的计算 10 3 6 提馏段液相平均黏度 11 第四章第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算精馏塔主要工艺尺寸的计算 1212 4 1 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 12 4 1 1 塔径 d 的计算 12 4 2 塔板主要工艺尺寸的计算 13 4 2 1 溢流装置的计算 13 4 2 2 塔板布置 15 4 3 筛板的流体力学验算 16 4 3 1 塔板压降 16 4 3 2 液面落差 17 化工原理课程设计 4 3 3 雾沫夹带量ev 的验算 17 4 3 4 漏液的验算 17 4 3 5 液泛的验算 18 4 4 塔板负荷性能图 19 4 4 1 漏液线 19 4 4 2 液沫夹带线 19 4 4 3 液相负荷下限线 20 4 4 4 液相负荷上限线 21 4 4 5 液泛线 21 4 5 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 23 第五章第五章 热量衡算热量衡算 25 5 1 进入系统的热量 25 5 1 1 加热饱和蒸汽带入的热量 25 5 1 2 进料带入的热量 25 f q 5 1 3 回流带入的热量 塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算 25 r q 5 2 离开系统的热量 26 5 2 1 塔顶蒸汽带走的热量 26 v q 5 2 2 残余带走的热量 27 5 2 3 散于周围的热 27 l q 5 3 热量衡算 28 第六章第六章 塔的附属设备的计算塔的附属设备的计算 2929 6 1 塔顶冷凝器 29 6 1 1 确定设计方案 29 6 1 26 1 2 传热面积计算传热面积计算 2929 6 1 3 核算管程 壳程的流速及雷诺数 32 6 1 4 校核传热系数 33 6 1 5 计算所需传热面积 35 6 1 6 计算阻力损失 35 6 2 主要接管尺寸的选取 36 6 2 1 进料管的选择 36 6 2 2 回流管的选择 36 化工原理课程设计 6 2 3 釜液出口管路的选择 37 6 2 4 塔顶蒸汽管的选择 37 6 2 5 加热蒸汽管的选择 塔底进气管 38 6 2 6 管线设计结果表 38 6 6 3 3 泵泵的的选选型型 3939 6 4 塔总体高度的设计 41 6 4 1 筒体 41 6 4 2 封头 41 6 4 3 塔的顶部空间高度 41 6 4 4 除沫器 42 6 4 5 裙座 42 6 4 6 塔底空间 43 6 4 7 人孔 43 6 5 塔立体高度 44 结结 束束 语语 4545 感感 谢谢 4545 课课 程程 设设 计计 总总 结结 4646 参考文献参考文献 4747 主要符号说明主要符号说明 4848 附附 录录 5151 1 理论板数求取 51 2 t x y 图 52 3 塔盘结构图 53 化工原理课程设计 1 摘 要 本次化工原理课程设计进行的是甲醇和水二元物系的精馏分离 采用的精馏 装置有筛板精馏塔 塔底饱和蒸汽直接加热 无再沸器等设备 在设计精馏塔过程中 先计算出理论板数 精馏段为 5 块理论板 提馏段为 3 块理论板 包括塔釜 塔顶液相组成为 0 926 塔底液相组成为 0 026 算得 精馏段板效率为 43 1 提馏段板效率为 41 9 求得精馏段实际板数为 12 块 提馏段实际板数为 8 块 包括塔釜 然后计算塔径按标准圆整为 0 8m 取板间距 为 0 35m 再计算并校核塔的流体力学 画出负荷性能图 在设计再沸器过程 我们由热量衡算计算出塔顶冷凝器 选择列管式换热器 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 泵 选用 关键词 筛板精馏塔 逐板计算 物料衡算 化工原理课程设计 2 前 言 在化工生产中 蒸馏分离液体混合物的应用是很广泛的 如从发酵的醪液中 提炼饮料酒已有久远的历史又如在石油的炼制中 将原油分为汽油 柴油 润滑 油 等一系列产品 在分离均相液体混合物中 这种方法是最常用的 同时这种分 离方法通常也是大规模生产中最经济的 塔设备是炼油 化工 石油化工等生产 中广泛应用的汽液传质设备 工业上应用较多的是有降液管的塔板 如泡罩 浮 阀 筛板等 泡罩塔是上一世纪初随着工业蒸馏的建立而发展起来的 属于一种 古老的结构 但结构教复杂 造价教高 筛板塔的出现 仅迟于泡罩塔 20 年左右 长期被认为操作不易稳定 但如今对其性能的研究不断深入 已能做出较有把握 的设计 使筛板塔成为应用最为广泛的一种类型 本设计采用筛板精馏塔 进行甲醇 水二元物系的分离 精馏塔 原料预 热器 蒸馏釜 再沸器及泵等附属设备 化工原理课程设计 1 绪 论 化工原理课程设计是化工原理的一个重要的 综合的实践教学环节 是培养学 生综合运用所学知识分析和解决化工实际问题的一个重要过程 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 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刚的比较少 实 际操作表明 筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负 荷范围较袍罩塔为窄 单设计良好的塔其操作弹性仍可达到 2 3 本次课程设计是一次对我们所学知识的检验 是一次自己运用所学知识 解 决实际问题的能力的一次非常好的机会 培养了我们勤奋思考 努力钻研 艰苦 奋斗 持之以恒等许多优秀的品质 从而为我们毕业后将来参加工作打下了坚实 的基础 为了将来工作得心应手 独挡一面 我们应该认真对待这次课程设计 化工原理课程设计 1 第一章 基础数据 1 1 1 1 设计基础数据设计基础数据 表 1 1 1 水和甲醇物性表 表中数据摘自 3 资料 项 目分子式分子量沸 点 临界温度 临界压强 kpa 水 bh2o18 01100374 222088 85 甲醇 ach3oh32 0464 7239 438100 00 表 1 1 2 常压下水和甲醇的气液平衡数据表 101 325kpa 温度 t 液相中甲醇的摩尔分率 气相中甲醇的摩尔分率 96 40 020 134 93 50 040 230 91 20 060 304 89 30 080 365 87 70 100 418 84 40 150 517 81 70 200 790 78 00 300 665 75 30 400 729 73 10 500 779 71 20 600 825 69 30 700 870 67 50 800 915 66 00 900 958 65 00 950 979 水和甲醇各种物性数据见表 1 3 到表 1 6 表 1 1 3 水和甲醇液相密度 温度 t 6080100120140 a kg m3761 1737 4712 0684 7654 9 b kg m3983 24971 83970 38943 4926 4 表 1 1 4 水和甲醇液体的表面张力 温度 t 6080100120140 a mn m17 3315 0412 0810 638 534 化工原理课程设计 2 b mn m66 0762 6958 9154 9650 79 表 1 1 5 水和甲醇液体的粘度 l 温度 t 6080100120140 la mpa0 3440 2770 2280 1960 163 lb mpa0 46580 35650 28380 23000 1950 表 1 1 6 水和甲醇液体气化热 温度 t 6080100120140 a kj kg35 6533 9832 1530 1427 91 b kj kg42 41641 52940 59939 60738 548 1 21 2 设计方案设计方案 甲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 150 的饱 和蒸汽 直接加热 塔底废水经冷却后送入贮槽 具体连续精馏流程参 见下图 图 1 2 1 全凝器 甲醇 水溶液 回流 塔顶出料 饱和蒸汽 塔釜出料 化工原理课程设计 3 图 1 2 1 1 31 3 设计思路设计思路 全塔物料衡算 求理论塔板数 气液相负荷计算 筛板塔设计 流体力学性能校 核 画出负荷性能图 全塔热量衡算 化工原理课程设计 4 图 1 3 1 第二章 设计计算 2 1 2 1 精馏流程的确定 精馏流程的确定 甲醇 水混合液经原料预热器加热 进料状况为泡点进料 送入精馏塔 塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝 一部分入塔回流 其余经塔顶产品冷却器冷却 后 送至储罐 塔釜采用直接蒸汽再沸器供热 塔底产品冷却后 送入贮罐 附流 程图 2 2 2 2 塔的物料衡算 塔的物料衡算 2 2 12 2 1 最小回流比的确定最小回流比的确定 由于精馏为泡点进料 q 1 采用作图法求最小回流比 min r e 0 486 0 486 自 e 做垂线 ef 即为进料 q 线 该线与平衡线交于点 0 773 0 486 qq xy q y q x 故最小回流比 得 min dq qq xy r yx min 0 533 1 1 dwfs r dxwxfxsx vsrdqf 2 2 22 2 2 适宜回流比的确定 适宜回流比的确定 由于该物系为易分离物系 最小回流比小 取操作回流比为最小回流比的两 倍 min 2rr 1 07r 2 2 32 2 3 物料衡算 物料衡算 总物料衡算 dwfs 塔附属设备计算 化工原理课程设计 5 易挥发组分物料衡算 dwfs dxwxfxsx 其中 1 1 vsrdqf 100 fkmol h 解得 48 23 151 61 99 84 dkmol h wkmol h skmol h 2 2 42 2 4 精馏塔的气液相负荷精馏塔的气液相负荷 1 1 07 1 48 2399 84 51 61 100151 61 1 1 99 84 vrdkmol h llqfkmol h vvq f q vkmol h 2 2 52 2 5 操作线方程的确定 操作线方程的确定 操作线方程由精馏段操作线方程与提馏段操作线方程组成 精馏段操作线方程 483 0 517 0 926 0 84 99 23 48 84 99 61 51 1 nndnn xxx v d x v l y 提馏段操作线方程 0395 0 519 1 026 0 84 99 61 151 84 99 61 151 1 nnwnn xxx s w x s w y 2 32 3 理论板数的确定 理论板数的确定 由图解法求理论板数 又平衡线 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 q 线 作图 得 总理论板数 8 t n 进料板位置 5 f n 化工原理课程设计 6 2 42 4 全塔效率全塔效率 etet 由法得 为塔顶及塔底平均温度 oconnell 0 245 0 49 tl e 1 资料 下的相对挥发度 为塔顶及塔底平均温度下的进料平均粘度 两者可用插值 l 法求出 2 4 12 4 1 平均黏度平均黏度 查 t x y 图 得 进料温度tf 73 6 塔顶温度为 td 66 5 塔釜温度 tw 93 6 精馏段平均温度 提馏段平均温度 ct 1 70 1 1 85 2 t c 时 1 70 1tc 0 33 a mpa s 0 44 b mpa s 时 2 85 1t c 0 28 a mpa s 0 33 b mpa s 精馏段平均黏度其中 111 1 0 53 ab xxmpa s 1 2 df xx x 提馏段平均黏度其中 211 1 0 35 ab xxmpa s 1 2 wf xx x 2 4 22 4 2 相对挥发度相对挥发度 查平衡曲线 得 66 5 d tc 0 972 a y 0 972 1 0 972 2 775 0 926 1 0 926 ab ab yy xx 73 6 f tc 0 773 a y 0 773 1 0 773 3 6 0 486 1 0 486 ab ab yy xx 96 6 w tc 0 11 a y 0 11 1 0 11 7 15 0 026 1 0 026 ab ab yy xx 精馏段平均相对挥发度 3 62 775 3 188 2 1 资料 提馏段平均相对挥发度 3 67 15 5 373 2 化工原理课程设计 7 解得 精馏段平均板效率 0 245 0 49 43 1 tl e 提馏段平均板效率 0 245 0 49 41 9 tl e 2 52 5 实际塔板数 实际塔板数 由 n实 n理 et 可得 精馏段实际板数 层 2 2 5 0 43111 612n v 提馏段实际板数 层 包括塔釜 3 0 4197 28n 第三章塔的工艺条件及物性的数据计算 3 13 1 操作压力的计算操作压力的计算 由设计任务书可知塔顶压力取每层板压降为 100 d pkpa 0 7pkpa 进料板压强 1000 7 12108 4 f pkpa 塔底压强 kpapw114207 0100 则提馏段的平均压强 kpa pp p wf m 2 111 2 3 23 2 温度的计算温度的计算 由附表可知 ctw 6 96ctf 6 73 则有 提馏段的平均温度 化工原理课程设计 8 c tt t wf m 1 85 2 3 33 3 塔内各段汽 液两相组分的平均分子量塔内各段汽 液两相组分的平均分子量 由计算表格 由公式 则根据公式有 1 n ii i mxm 塔釜 0 017 n x 0 11 n y kmolkgmymym bnanvwm 51 1801 1889 0 04 3211 0 1 kmolkgmxmxm bnanlwm 25 1801 18983 0 04 32017 0 1 同理可得 进料 0 767 f y 0 47 f x kmolkgmymym bfafvfm 79 2701 18233 0 04 32767 0 1 kmolkgmxmxm bnanlfm 59 2401 1853 0 04 3247 0 1 可知提馏段的平均分子量 kmolkg mm m vfmvwm vm 2 23 2 89 2751 18 2 kmolkg mm m lfmlwm vm 42 21 2 59 2425 18 2 3 43 4 提馏段的平均密度提馏段的平均密度 1 液相密度 lm 由公式 为质量分率 得 1 lmii a a 化工原理课程设计 9 塔底 查手册用曲线拟合得 得96 6 w tc 3 722mkg a 3 46 961mkg b 0298 0 01 18983 0 04 32017 0 04 32017 0 1 bnan an a mxmx mx a 3 05 952 46 961 9702 0 722 0298 0 1 1 1 mkg aa baaa lwm 进料板 查手册用曲线拟合得 得73 6 f tc 3 741mkg a 3 6 975mkg b 612 0 01 1853 0 04 3247 0 04 3247 0 1 bnan an a mxmx mx a 3 3 817 46 961 388 0 722 612 0 1 1 1 mkg aa baaa lwm 提馏段液相密度 3 952 05817 3 884 7 22 lwmlwm lm kg m 2 气相密度 由理想气体状态方程 得pvnrt 提馏段气相密度 3 866 0 1 8515 273 315 8 2 23 2 111 mkg rt mp m vmm vm 3 53 5 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 平均表面张力 1 n mii i 则塔釜 查手册由曲线96 6 w tc 拟合得 化工原理课程设计 10 mmn a 2 15 mmn b 32 59 bnanlwm xx 1 mmn lwm 17 5832 59983 02 15017 0 进料 查手册 由曲线拟合得 73 6 f tc mmn a 3 16 mmn b 36 63 mmn lfm 24 4132 5953 02 1547 0 提馏段液相平均表面张力 mmn lwmlfm lm 7 49 2 24 4117 58 2 3 63 6 提馏段液相平均黏度提馏段液相平均黏度 液体平均黏度lglg lmii x 塔釜 查手册用曲线拟合得 得96 6 w tc smpa a 3 0 smpa b 28 0 28 0lg983 03 0lg017 0 1 lg bwawlwm xx smpa lwm 28 0 进料 73 6 f tc 0 52 a mpa s 0 41 b mpa s 41 0lg53 052 0lg47 0 1 lg bfaflfm xx smpa lfm 49 0 提馏段液相平均黏度 0 280 49 0 39 22 lfmlwm lm mp s 化工原理课程设计 11 第四章第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算精馏塔主要工艺尺寸的计算 4 4 1 1 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 4 1 14 1 1 塔径塔径 d d 的计算的计算 a 提馏段的气 液相体积的流率为 sm mv v vs vm s 754 0 866 0 3600 2 2384 99 3600 3 sm ml l lm vm s 00101 0 7 8843600 42 2161 151 3600 3 由 max lv l uc 式中的 c 由上式计算 0 2 20 20 l cc 其中的由图查取 图的横坐标为 20 c 0424 0 866 0 7 884 3600754 0 360000101 0 2 12 1 v l s s v l b 初选板间距 取塔板上清液层高度0 35 t hm 0 05 l hm 查图 得 0 3 tl hhm 2 资料 20 0 061c 073 0 20 7 49 061 0 20 2 02 0 20 l cc smcu l vl 33 2 866 0 866 0 7 884 071 0 max 取安全系数为 0 70 则空塔气速为 化工原理课程设计 12 max 0 71 632 uum s m u v d s 767 0 632 1 14 3 754 0 44 0 按标准 塔径圆整为 0 8m 塔截面积 222 0 40 80 5024 4 t adm 实际空塔气速 0 754 1 5 0 5024 s t v um s a 4 1 24 1 2 精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度的计算 精馏段 1 12 0 354 2 t znhm 提馏段 1 7 0 352 45 t znhm 进料板上设置一人孔 高 0 8m 精馏塔有效高度 z 7 45m 4 24 2 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 4 2 14 2 1 溢流装置的计算溢流装置的计算 因塔径 可采用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 各项计算如下 0 0 8dm 1 溢流堰长 w l 取堰长为 即 w 0 7 0 8 0 56m w l 0 0 7d w l 2 出口堰高 w h 由 wlw hhh 0 化工原理课程设计 13 选用平直堰 堰上液层高度 ow h 32 3 2 3 3 2 84 10 2 84 101 3600 0 00101 0 56 0 00989 owhhe ll m 取板上清液层高度 50 l hmm mhw0401 0 00989 0 05 0 3 降液管的宽度与降液管的面积 d w f a 由7 0 dlw 查图 得 2 资料092 0 tf aa152 0 dwd 2 0462 0 5024 0 092 0 092 0 maa ff mdwd1216 0 8 0152 0 152 0 0 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 sslha htf 502 19 360000101 0 35 0 754 0 3600 1 所以降液管设计合理 符合要求 4 降液管底隙高度 ho 取液体通过降液管底隙的流速为 0 15 0 usm 由 3600 0 00101 3600 0 012 36003600 0 56 0 15 h o wo h o wo l u l h l hm l u mmhhw006 0 028 0 012 0 0401 0 0 故降液管设计合理 符合要求 化工原理课程设计 14 选用凹形受液盘 深度 50 w hmm 4 2 24 2 2 塔板布置塔板布置 1 塔板的分块 因 故塔板采用分块式 查表得 塔板共分为 3 块 0 800dmm 2 边缘区宽度的确定 取 0 065 ss wwm 0 035 c wm 3 计算开孔区面积 sin180 2 1222 r x rxrxaa mw d r mww d x c sd 365 0 035 0 2 8 0 2 2134 0 065 0 152 0 2 8 0 2 0 0 21 2 22 312 0 365 0 2134 0 sin 180 365 014 3 2134 0 365 0 2134 0 2maa 4 筛孔数 n 计算 排列及 开孔率 本例所处理的物系无腐蚀性 选用碳钢板 取筛孔的孔径 3mm 5dmm 筛孔按正三角形排列 故 孔中心距33 5 015tdmm 计算塔板上的筛孔数 n 即 1602 015 0 312 0 155 1 155 1 22 0 t a n 开孔率 即 2 0 907 10 1 d t 气体通过筛孔的气速 sm a v u a s 92 23 312 0 101 0 754 0 0 化工原理课程设计 15 4 3 4 3 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 4 3 14 3 1 塔板压降塔板压降 一 塔板压降 1 干板阻力计算 c h 干板阻力由 c h 051 0 2 0 0 l v c c u h 由孔径与板厚之比 67 1 3 5 d 液柱 mcuh c lvc 0471 0 7 884 866 0 772 0 92 23 051 0 051 0 772 0 2 2 00 0 2 气流通过液层的阻力 1 h l hh 1 sm aa v u ft s a 653 1 0462 0 5024 0 754 0 53 1 866 0 653 1 2 12 1 0 mskgf 查图 得0 56 液柱 mhhhh owwl 028 0 00989 0 0401 0 56 0 1 3 液体表面张力的阻力 h 化工原理课程设计 16 液柱 m gd h l l 0045 0 005 0 81 9 7 884 10 7 4944 3 气体通过每层塔板的液柱 p h hhhh cp 1 液柱 p h 0 0471 0 0280 0450 0804m 气体通过每层塔板的压降 设计允许值 0 0804 884 7 9 816990 7 pl phgpakpa 4 3 24 3 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本次设计塔径和液流量均不大 故可忽略液 面落差的影响 4 3 34 3 3 雾沫夹带量雾沫夹带量 e ev v的验算的验算 液沫夹带量由式 计算 2 3 6 107 5 ft a v hh u e kg kg 0 1kg kg0677 0 06 0 5 235 0 653 1 10 7 49 107 5 2 3 3 6 v e 故在设计中 液沫夹带量在允许范围内 此负荷下不会发生过量的雾沫夹 v e 带 化工原理课程设计 17 4 3 44 3 4 漏液的验算漏液的验算 漏液点气速 vllo hhcu 13 0 0056 0 4 4 min 0 smu 465 9 866 0 7 884 0045 0 05 0 13 0 0056 0 742 0 4 4 min 0 实际孔速 00 min 23 92 um s u 筛板的稳定性系数 5 153 2 465 9 92 23 min 0 0 u u k 故此次设计中无明显漏液 4 3 54 3 5 液泛的验算液泛的验算 为防止塔内液泛 降液管内液层高度应满足 d h wtd hhh 甲醇 水为一般物系 取则0 5 mhh wt 195 0 0401 0 35 0 5 0 而 dpld hhhh 板上不设进口堰 可由下式求出 d h 液柱 22 0 0 153 0 153 0 150 003 d hum 液柱 1 0 08040 050 0030 133 dpd hhhhm 故在设计负荷下不会发生液泛 化工原理课程设计 18 根据以上塔板的各项流体力学验算 可认为精馏段 提馏段塔径及 各工艺尺寸是合适的 4 4 4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 4 4 4 4 1 1 漏液线漏液线 vllo hhcu 13 00056 0 4 4 min 0 a s a v u min min 0 owwl hhh 3 2 1000 84 2 w h ow l l eh 866 0 7 884 0045 0 56 0 3600 1 1000 84 2 0401 13 0 0056 0 312 0 101 0 772 0 4 4 1000 84 2 13 0 0056 4 4 3 2 3 2 0min s vl w h was l h l l ehacv 整理得 3 2 min 128 0 0063 0 42 3 ss lv 在操作范围内 任取几个值 依上式计算出值 计算结果列于表 4 4 a s l s v 表 4 4 a 漏液线图 ls m3 s0 0006 1 0015 0 3 0 0030 4 0 0045 vs1 m3 s 0 291 0 305 0 324 0 338 化工原理课程设计 19 4 4 24 4 2 液沫夹带线液沫夹带线 以kg 液 kg 气为限 0 1 v e 2 3 6 107 5 ft a l v hh u e s ft s a v aa v u653 1 0462 0 5024 0 754 0 5 25 2 owwlf hhhh 0401 0 w h 3 23 2 98 0 56 0 3600 1 1000 84 2 s s ow l l h 故 3 2 45 2 1 0 sf lh 3 2 45 2 25 0 sft lhh 1 0 45 2 25 0 653 1 10 7 49 107 5 2 3 3 23 6 s s v l v e 整理得 3 2 3 12255 1 ss lv 表 4 4 b 液沫夹带线图 ls m3 s 0006 0 0 00150 00300 0 0045 vs1 m3 s1 1681 0941 0000 920 化工原理课程设计 20 4 4 34 4 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 how 0 006m 作为液相负荷下限线条件 006 0 3600 1000 84 2 3 2 w s ow l l eh 取 e 1 则 smls 00048 0 3600 56 0 84 2 1000006 0 32 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3 4 4 44 4 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限 由下式得4s 4 s tf l ha 故 sm ah l ft s 001363 0 4 01557 0 35 0 3 max 2 提馏段 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 sm ah l ft s 00404 0 4 0462 0 35 0 4 3 max 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 4 4 4 54 4 5 液泛线液泛线 令 dtw hhh 由 dpld hhhh 1pc hhhh 1l hh lwow hhh 化工原理课程设计 21 dowwpwt hhhhhh 忽略 将与 与 与的关系代入上式 整理得 h ow h s l d h s l c h s v 3 2 2 2 sss ldlcbva 式中 051 0 2 0 l v ac a a wt hhb 1 2 0 153 0 hlc w 3 23 3600 1 1084 2 w l ed 将有关数据代入 得 0844 0 7 884 866 0 772 0 532 0 101 0 051 0 2 a 132 0 0401 0 156 0 5 0 35 0 5 0 b 3388 012 56 0 153 0 2 c 22 3 22 3 0 08440 13233881 536 1 5644014218 2 sss sss vll vll 故 22 3 0 08440 13233881 536 sss vll 即 22 3 1 5644014218 2 sss vll ls m3 s0 0006 1 0 00153 0 0030 4 0 0045 化工原理课程设计 22 vs1 m3 s 1 192 1 111 0 908 0 506 将以上 5 条线绘于 vs ls图中 即为塔板负荷性能图 图见附录 5 条线包围区域为塔板操作区 a 为操作点 oa 为操作线 oa 线与线 5 的交点相应气相 负荷为 vs max oa 线与气相负荷下线 1 的交点相应气相负荷为 vs m n 可知本设计塔板上限由液沫夹带控制 下限有漏液控制 临界点的操作弹性 提馏段 vs max vs min 1 1 0 33 3 33 4 54 5 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 项目符号单位 计算数据 提馏段 各段平均压力 m p a kp 111 2 各段平均温度 m t c 85 1 气相 s v 3 ms 0 754平均流量 液相 s l 3 ms 0 00101 实际塔板数n块20 板间距 t h m0 35 塔有效高度zm7 1 塔径 0 d m0 8 空塔气速u m s1 632 溢流形式单溢流型 溢流装置 溢流管形式弓形 化工原理课程设计 23 堰高 堰上清夜层高度 w h ow h m m 0 0401 0 00989 安定区宽度 w h m0 0401 边缘宽度 10 1 w l m0 56 降液管底隙高度 0 h m0 012 板上清夜层高度 l h m10 1 筛孔直径dmm5 孔中心距tmm15 开孔数目n个1602 开孔面积 空塔气速 a a u 2 m m s 0 312 1 5 筛孔气速 稳定系数 0 u k m s23 92 2 53 塔板压降p a kp 699 液体在降液管中停留的时间 s16 02 降液管内底隙高度 d h m0 012 雾沫夹带 v e液 气kgkg 0 0677 负荷上限雾沫夹带控制 负荷下限漏液控制 气相最大负荷 maxs l 3 ms 1 11 化工原理课程设计 24 气相最小负荷 mins l 3 ms 0 33 操作弹性3 33 第五章第五章 热量衡算热量衡算 5 15 1进入系统的热量进入系统的热量 5 1 15 1 1 加热饱和蒸汽带入的热量加热饱和蒸汽带入的热量 加热蒸汽带入的热量 b q 以饱和蒸汽计 bbw qg 150 c 5 1 25 1 2 进料带入的热量进料带入的热量 f q 此时有 73 4 o f tc fgpff qfct 其中 2 694 ckjkg k pa 4 214 ckjkg k pb 故 2 694 0 4864 214 0 5123 475 p ckjkmol k f 0 486 32 041 0 48624 59 mkg kmol f 18 01 24 59 100 3 475 73 4627204 8 f qkj h 化工原理课程设计 25 5 5 1 31 3 回流带入的热量回流带入的热量 塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算 塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算 r q rgprr qrdct 同上 有 65o r tc 其中 2 66 ckjkg k pa 4 212 ckjkg k pb 故 2 66 0 9264 212 0 0742 755 p ckjkmol k f 0 926 32 041 0 92632 16 mkg kmol f 18 01 24 59 100 3 475 73 4627204 8 f qkj h 由 知 fgp rr qrdct 1 07 48 23 32 16 2 755 65297202 2 f qkj h 5 25 2 离开系统的热量离开系统的热量 5 2 15 2 1 塔顶蒸汽带走的热量塔顶蒸汽带走的热量 v q 由 1 vgp ddd qdrct 其中 66 5 2 78 o dp d tc ckjkmol k 1179 2489 1275 9 1551 1 abdv kj kgkj kgkj kg dkg h 可知 化工原理课程设计 26 1551 11 07 12 78 66 5 1275 94690206 7 v qkj h 5 2 25 2 2 残余带走的热量残余带走的热量 0 80 4 0 80 4 2 0 222 22 0 0 023 0 6119 0 023114435 981000 0 02 2540 2 0 00034 73 4 0 0001797 45 15 0 5 44 1502 453 0 014 0 685 4 31298 0195 pi iiii i iii sis si c u d u d wmc wmc rmc wam rmc wwmcum s 2 2 00 0 0 0 0 8 78 0 2899 0 5866 58 45654 2438 69663 9 995 5 3600 123 8124 0 785 0 020 5 4 73 473 4 67 547 54 3 14 0 025 1243 14 0 025 124 7 54 21 252 1242480 7 6 s i ss ss ps v n d u aa lmmlm d nd n l ntdn l d 1 05 632 4 s t nmm wgpww qwct 已知 96 6 4 182 oo wp w tc ckjkgc 有 18 25 151 61 4 182 96 61117768 5 w qkj h 5 2 35 2 3 散于周围的热散于周围的热 l q 可取0 5 lb qq 化工原理课程设计 27 5 35 3 热量衡算热量衡算 由假设易知热量恒定 既 则有 bfrvwl qqqqqq bvwlfr qqqqqq 代入数据 有 1 0 5 4690206 7 1117768 5627204 8297202 2 b q 可解得 4908109 b qkj h 由查表 可知 150tc 进 140 饱和蒸汽 2118 5 w kj kg 设塔顶为全凝器 用水做冷却剂 水采自松花江 考虑到温度过高 容易 产生污垢 不容易清洗 故采用较低温度 设入口温度为 12 20 35 oo tc tc 则冷却水用量为 3 1 515 f lms 被冷却的部分热量为 cvr qqqq 其中 4908109 2316 7 2118 5 b b w q gkg h 21 4690206 7297202 2 69663 9 4 2043520 c c p q gkg h ctt 化工原理课程设计 28 第六章 塔的附属设备的计算 6 16 1 塔顶冷凝器塔顶冷凝器 6 1 16 1 1 确定设计方案确定设计方案 a 选择换热器的类型 两流体温度变化情况 热流体为甲醇 水蒸汽温度为 冷凝至回66 5o d tc 流温度 冷流体为水 进口温度 出口温度 因65o r tc 1 20 o tc 2 35otc 此选用列管式换热器 逆流操作 液膜减少 传热系数增大 节省传热面积 减 少材料费用 b 流动空间确定 冷却水来自松花江 易结垢 而回流蒸汽黏度较小 故使冷却水走管程 甲醇和 水蒸汽走壳程 便于清洗 排出冷却液 选碳钢管 取5 225 0 5 i um s 6 1 26 1 2 传热面积计算传热面积计算 2 计算传热热负荷 q 在泡点温度 水与甲醇混合物发生相变而转化成气体 再此状态65o r tc 下混合物的汽化潜热来计算 0 80 4 0 80 4 2 0 023 0 6119 0 023114435 98 0 02 2540 2 pi iiii i iii c u d u d wmc 所需的热量 4393004 5 120 3 c qkj hkw 冷却水用量 21 4393004 5 69663 9 4 204 15 c c p q gkg h ctt 取温度为 150 的饱和水蒸汽进行液化传热 水蒸汽及水的物性数据如下 总传热系数k 管程传热系数 化工原理课程设计 29 4 0 02 995 5 0 5 11443 10 0 00087 iii ei i d u r 完全湍流 0 80 4 0 023 pi iiii i iii c u d u d 0 80 40 6119 0 023114435 98 0 02 2 2540 2 wmc 壳程传热系数 设 2 0 1000 wmc 污垢热阻 2 0 00034 si rmc w 2 0 0 0001797 s rmc w 管壁导热系数 2 45 wmc 000 0 0 1 500 1 o ssi miii kwmc bddd rr ddd 计算传热面积 考虑到的裕度 取 2 63 8 s m q am k t 15 2 73 4 s am 换热器工艺尺寸的计算 1 管径和管内流速 选用碳钢传热管 取管内流速5 225 0 5 i um s 2 管程数和传热管数 依据传热管内径和流速确定单程传热管数 根 2 2 69663 9 995 5 3600 123 8124 0 785 0 020 5 4 s i v n d u 按单程管计 所需换热管长 化工原理课程设计 30 0 0 73 4 7 54 3 14 0 025 124 s s a lm d n 按按单程管计 传热管长度片厂 取传热管长 0 6lm 管程数 0 0 7 54 2 6 p l n l 总管数根2 124248 s n 3 传热管排列和分程 采用组合排列法 即每程均按正三角形排列 隔板两册采用正方形排列 取中 心管距 1 25td 则1 25 2531 2532tmm 横过管束中心线的管数1 191 1924819 cs nn 4 壳体内径 采用多管程结构 取管板效率 则壳体内径为0 7 圆整后 1 05 632 4 s dt nmm 取折流挡板间距为 则有 0 2hm 2 0 6 12 0 0250 20 06 oco adn dhm 壳程内水蒸汽流速 0 1364 1728 2 484 3600 2 543 0 06 um s 当量直径 m d dt de0272 0 025 0 14 3 025 0 4 14 3 032 0 4 4 4 22 0 2 0 2 4 0 0 3 2 484 2 543 0 0272 1 22 10 0 014 10 ce e c ud r 化工原理课程设计 31 4 00 0 3 2 484 2 543 0 025 1 13 10 0 014 10 c e c ud r 由以上核算看出 采用 fb 500 65 16 4 型号的再沸器的管程 壳程的 流速和雷诺准数都是合适的 初选 k 值 确定传热器面积 取 k 800 则传热温差为 15099 5650 44t 6 2 1 94 10 47 960 800 50 44 b qq am k tk t 初设计换热器型号 设计为型换热器 物性参数如下 50065 164 b f 外壳直径 d 500 管子尺寸5 225 公称压力 m 1 6 管长 6 公称面积 65 管数 120 管程数 4 管中心距 0 032 管子排列方式正三角形排列 6 1 36 1 3 核算管程 壳程的流速及雷诺数核算管程 壳程的流速及雷诺数 1 管程流量面积 2 22 3 14 0 02120 0 00942 44 4 ii p n adm n 管内水流速 18 02 0 0391 3600 h i i w um s a 水 则雷诺数 3 0 025 959 78 0 0391 3232 84 0 2899 10 iii ei i d u r 化工原理课程设计 32 2 管程内水蒸汽流速 流通面积 oco adn dh 其中 取 1 11 112012 05 c nn 12 c n 取折流挡板间距为 则有 0 2hm 2 0 6 12 0 0250 20 06 oco adn dhm 壳程内水蒸汽流速 0 1364 1728 2 484 3600 2 543 0 06 um s 当量直径 m d dt de0272 0 025 0 14 3 025 0 4 14 3 032 0 4 4 4 22 0 2 0 2 4 0 0 3 2 484 2 543 0 0272 1 22 10 0 014 10 ce e c ud r 4 00 0 3 2 484 2 543 0 025 1 13 10 0 014 10 c e c ud r 由以上核算看出 采用 fb 500 65 16 4 型号的再沸器的管程 壳程的 流速和雷诺准数都是合适的 6 1 46 1 4 校核传热系数 校核传热系数 已选定的换热器是否适合 还要核算 k 植及传热面积 1 管程的对流传热