甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计_课程设计(完整).doc

武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 系系 别 化学与制药工程系别 化学与制药工程系 班班 级 化工级 化工 1101 学学 生 饶俊生 饶俊 学学 号 号 10212810127 邮箱及电话 邮箱及电话指导老师 文艳霞指导老师 文艳霞 完成日期 完成日期 2013 年年 1 月月 24 日日 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 华夏学院化学与制药工程系华夏学院化学与制药工程系 课程设计任务书课程设计任务书 专业专业 化学工程与工艺化学工程与工艺 班级班级 1101 学生姓名学生姓名 饶俊饶俊 发题时间 发题时间 2013 年年 1 月月 7 日日 一 一 课题名称课题名称 甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计 二 二 课题条件课题条件 设计条件设计条件 在抗生素类药物生产过程中 需要用甲醇溶媒洗涤晶体 洗涤过滤后产生 废甲醇溶媒 其组成为含甲醇 46 水 54 质量分数 另外含有少量的药物 固体微粒 为了使废甲醇溶媒重复利用 拟设计建造一套浮阀精馏塔 对废甲 醇溶媒进行精馏 2 设计目标设计目标 年处理废甲醇溶媒 3 万吨 甲醇溶媒含水量 0 3 质量分数 塔底废 水中甲醇含量 0 5 质量分数 3 操作条件操作条件 操作压力 常压 精馏塔顶压强 4kPa 表压 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 不大于 0 7kPa 4 设备形式设备形式 浮阀塔 5 建厂地址建厂地址 武汉 6 指导教师指导教师 文艳霞 高小红 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 7 7 参考文献参考文献 1 化工原理课程设计 柴诚敬 王军 张缨 编 天津 天津科学技术出版社 2011年7月 2 王国胜 主编 化工原理课程设计 第二版 大连理工大学出版社 大连 2008 01 3 梁忠英 主编 化工原理 中国医药科技出版社 2008 06 4 化工工艺设计手册 上 下册 5 化学工程设计手册 上 下册 6 化工设备设计全书编辑委员会 化工设备设计全书 塔设备 化学工业出版社 北京 2004 01 7 化工设备设计全书编辑委员会 化工设备设计全书 换热器 化学工业出版社 北京 2004 01 8 化工设备设计全书编辑委员会 化工设备设计全书 管道 化学工业出版社 北京 2004 01 9 方利国 董新法 编著 化工制图 Auto CAD 实战教程与开发 M 北京 化学工 业出版社 2005 01 三 三 设计任务设计任务 1 文献检索及调研 2 工艺流程设计 工艺流程图 3 物料衡算 塔设备工艺计算 4 塔和塔板工艺尺寸计算 流体力学验算 附属设备的选型和计算 5 设计结果一览表 对本设计的评述 6 绘制带控制点的工艺流程图 2 塔工艺条件图 1 四 四 设计所需技术参数的获取设计所需技术参数的获取 参考 化工工艺设计手册 上 下 化学工程设计手册 化工设备设 计全书 塔设备 化工设备设计全书 管道 化工设备设计全书 压力容器 化工设备设计全书 换热器 化工原理 等资料 五 设计说明书内容设计说明书内容 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 封面 设计任务书 目录 正文 成绩评定表 正文 分章编写 1 前言 2 设计方案的确定和流程的说明 3 塔的工艺计算 4 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 4 1 塔高 塔径及塔板结构尺寸的确定 4 2 塔板的流体力学验算 4 3 塔板的负荷性能图 5 附属设备的选型和计算 6 设计结果一览表 7 对本设计的评述或有关问题的分析讨论 8 参考文献 9 附录 六 六 进度计划进度计划 1 2012 12 7 8 下达设计任务 课程设计指导课 借阅相关资料 2 2012 12 9 拟定设计方案 流程设计 进行物料衡算和塔工艺计算 3 2012 12 10 13 塔工艺计算 塔和塔板主要工艺尺寸的计算 附属设备的选 型和计算 4 2012 12 14 16 完成设计说明书 绘制带控制点的工艺流程图 5 2012 12 17 22 绘制塔的工艺条件图 6 2012 12 23 24 上交课程设计资料 指导教师 签名 指导教师 签名 年年 月月 日日 系主任 签名 系主任 签名 年年 月月 日日 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 前言 甲醇在工业等方面 都有很广泛的应用 是一种很重要的原料 在很多方面 要求甲 醇有不同的纯度 有时要求纯度很高 这是比较困难的 要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度 要用连续精馏的方法 因为甲醇和水的挥 发度相差不大 精馏是多数分离过程 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 因此 可使混合液得到几乎完全的分离 化工厂中精馏操作是在直立圆柱形的精馏塔内进行 塔 内装有若干层塔板 为实现精馏分离操作 除精馏塔外 还必须从塔底引入上升蒸汽流和 从塔顶引入下降液 可知 单有精馏塔还不能完成精馏操作 还必须有塔底再沸器和塔顶 冷凝器 有时还要配原料液预热器 回流液泵等附属设备 才能实现整个操作 浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔 塔板的基础上发展起来的 它吸收了两种塔板的优点 其结构特点是在塔板上开有若干个 阀孔 每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片 气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层 浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动 自行调节 浮阀的类型很多 国内常用的有 F1 型 V 4 型及 T 型等 本设计采用 F1 型浮阀 浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔形 特别是在石油 化学工业中使用最普遍 浮阀 有很多种形式 但最常用的是 F1 型和 V 4 型 F1 型浮阀的结构简单 制造方便 节省材 料 性能良好 广泛应用在化工及炼油生产中 现已列入部颁标准 JB168 68 内 F1 型 浮阀又分轻阀和重阀两种 但一般情况下都采用重阀 只有处理量大且要求压强降很低的 系统中 采用轻阀 浮阀塔具有下列优点 1 塔孔开孔率大生产能力大 2 由于阀片可 随气量变化自由升降 故操作弹性大 3 因上升气流水平吹入液层 气液接触时间较长 故塔板效率高 4 气体压强降及液面落差较小 5 塔的造价低 其缺点是处理易结焦 高粘度的物料时 阀片易与塔板粘结 在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象 使塔板效率和操作弹性下降 但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统 浮阀塔也能正常 操作 本设计采用的是 F1 型重阀 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 目录 第一章 设计方案及流程的确定 1 1 1 设计方案的确定 1 1 2 流程说明及流程图 1 第二章 塔设备工艺计算 3 2 1 精馏塔工艺计算 3 2 2 主要数据参数的计算 3 2 3 理论板的计算 8 2 4 塔径的初步设计 10 2 5 溢流装置 12 2 6 塔板的结构尺寸 浮阀数目及排列 15 第三章 塔板的流体力学验算 19 3 1 气相通过浮阀塔板的压降 19 3 3 雾沫夹带 20 3 4 塔板负荷性能图 21 第四章 设计结果一览表 25 第五章 塔附件设计 26 5 1 接管 26 5 2 筒体与封头 28 5 3 除沫器 28 5 4 裙座 29 5 5 人孔 29 第六章 塔总体高度的设计 29 6 1 塔的顶部空间 29 6 2 塔的底部空间高度 30 6 3 塔总体高度 30 第七章 附属设备的设计 30 7 1 热量衡算 30 7 2 附属设备的选型 33 第八章 总结 37 参考文献 38 附录 39 一 符号代码说明 39 二 阶梯法求理论塔板数 41 三 塔板负荷性能图 42 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第一章 设计方案及流程的确定 1 1 设计方案的确定 1 1 1 操作压力的选择 蒸馏操作通常可在常压 加压和减压下进行 确定操作压力时 必须根据所处理物料 的性质 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑 例如 采用减压操作有利于分 离相对挥发度较大组分及热敏性的物料 但压力降低将导致塔径增加 同时还需要使用抽 真空的设备 对于沸点低 在常压下为气态的物料 则应在加压下进行蒸馏 当物性无特 殊要求时 一般是在稍高于大气压下操作 但在塔径相同的情况下 适当地提高操作压力 可以提高塔的处理能力 有时应用加压蒸馏的原因 则在于提高平衡温度后 便于利用蒸 汽冷凝时的热量 或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝 从而减少蒸馏的能量消耗 1 1 2 进料热状况的选择 进料状态与塔板数 塔径 回流量及塔的热负荷都有密切的联系 在实际的生产中进 料状态有多种 但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这主要是由于此时塔 的操作比较容易控制 不致受季节气温的影响 此外 在泡点进料时 精馏段与提馏段的 塔径相同 为设计和制造上提供了方便 1 1 3 加热方式的选择 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热 设置再沸器 有时也可采用直接蒸汽加热 若塔底产物近于纯水 而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大 如酒精与水的混合液 便可采用直接蒸汽加热 直接蒸汽加热的优点是 可以利用压力较低的蒸汽加热 在釜内 只须安装鼓泡管 不须安置庞大的传热面 这样 可节省一些操作费用和设备费用 然而 直接蒸汽加热 由于蒸汽的不断通入 对塔底溶液起了稀释作用 在塔底易挥发物损失量 相同的情况下 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低 因而塔板数稍有增加 此时采用间 接蒸汽加热 设置再沸器是合适的 1 1 4 回流比的选择 适宜的回流比应该通过经济核算来确定 即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的 回流比为最适宜的回流比 确定回流比的方法为 先求出最小回流比 Rmin 根据经验取操 作回流比为最小回流比的 1 2 2 0 倍 考虑到原始数据和设计任务 本方案取 1 4 即 R 1 5Rmin 采用釜液产品去预热原料 可以充分利用釜液产品的余热 节约能源 1 2 流程说明及流程图 甲醇 水溶液经预热至泡点后 用泵送入精馏塔 塔顶上升蒸气采用全冷凝后 进入回 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 流罐部分回流 其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽 塔釜采用间接蒸汽加热 将加热再沸器物料的蒸汽再用来预热原料 精馏装置有精馏塔 再沸器 原料预热器 冷 凝器 釜液冷却器和产品冷却器等设备 热量自塔低蒸汽输入 由冷凝器中的冷却介质将 余热带走 甲醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板 在进料板上与自 塔上部下降的的回流液体汇合后 逐板溢流 最后流入塔底 在每层板上 回流液体与上 升蒸汽互相接触 进行热和质的传递过程 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第二章 塔设备工艺计算 2 1 精馏塔工艺计算 2 1 1 精馏塔的全塔物料衡算 F 进料量 kmol h 原料组成 F x D 塔顶产品流量 kmol h 塔顶组成 D x W 塔底残液流量 kmol h 塔底组成 W x 原料中甲醇的组成 0 3239 F x 02 18 54 0 04 32 46 0 04 32 46 0 塔顶组成 0 9947 D x 18 003 0 04 32 997 0 04 32 997 0 塔釜组成 0 00282 W x 02 18 995 0 04 32 005 0 04 32 005 0 进料量 F 24300 02 18 54 004 32 46 0 7 103 hkmol 68 184 由总物料衡算 WDF 易挥发组分物料衡算 WDF WxDxFx 解得 D 59 78kmol h W 124 9kmol h 2 2 主要数据参数的计算 2 2 1 甲醇 水系统 t x y 数据 表 2 1 甲醇 水的气液平衡数据 甲醇摩尔分数甲醇摩尔分数 温度 t 液相 x 气相 y 温度 t 液相 x 气相 y 1000073 8 46 20 77 56 92 9 5 3128 3472 7 52 92 79 71 90 3 7 6740 0171 3 59 37 81 83 88 9 9 2643 5370 0 68 49 84 92 85 0 13 1554 5568 0 85 62 89 62 81 6 20 8362 7366 9 87 41 91 94 78 0 28 1867 7564 7 100100 76 7 33 3369 18 注 摘自 化工工艺设计手册 2 2 2 温度的计算 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 塔顶 塔釜 进料的温度分别为 FWD ttt 利用表 2 1 数据 由内插法得 64 79 9 66 7 64 9 66 8741 01 8741 0 9947 0 D t D t 100 1009 92 100 031 5 000282 0 W t W t 76 94 78 7 76 78 2818 03333 0 2818 0 3239 0 F t F t 精馏段平均温度 70 865 2 79 6494 76 2 1 DF tt t 提馏段平均温度 88 47 2 94 76100 2 2 t FW tt 2 2 3 密度的计算 已知 混合液相密度 B B A A L 1 混合气相密度 X 为质量分数 为平均相对分子质量 0 0 4 22 TP MPT V M 塔顶温度 64 79 D t 气相组成 0 9967 D y 94 91100 94 91100 9 66 7 64 9 6679 64 D y D y 进料温度 76 94 F t 气相组成 0 6892 F y 75 6718 69 75 67100 78 7 76 7894 76 F y F y 塔釜温度 99 996 F t 气相组成 0 00016 W y 034 28 0100 100 9 92 100 996 99 W y W y 1 精馏段 液相组成 1 x 1 x6593 0 2 3239 09947 0 2 FD xx 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 气相组成 1 y 1 y854295 0 2 6892 0 9967 0 2 FD yy 所以 hkmolM hkmolM V L 84 29 84295 0 1 02 1884295 0 04 32 26 27 6593 0 1 02 186593 0 04 32 1 1 2 提馏段 液相组成 2 x16336 0 2 3239 0 00282 0 2 2 Fw xx x 气相组成 2 y34468 0 2 6982 0 00016 0 2 2 FW yy y 所以 hkmolM hkmolM L L 85 22 34468 0 1 02 1834468 004 32 31 20 16336 0 1 02 1816336 004 32 2 2 表 2 2 不同温度下和水的密度 温度 甲醇 A kg m3 水 B kg m3 50760988 1 60751983 2 70743977 8 80734971 8 90725965 3 100716956 4 注 摘自 化工工艺设计手册 求得在下甲醇和水的密度 WFD ttt 747 168 751743 751 6070 6079 64 AD AD 3 mkg 64 79 时 982 83 D t 2 983 8 977 2 983 070 6079 64 BD BD 3 mkg 747 71 83 982 997 0 1 168 747 997 0 1 D D 3 mkg 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 76 94 时 F t hkmol hkmol hkmol F F BF BF AF AF 19 848 636 973 54 0 754 736 46 0 1 636 973 8 977 8 971 8 977 7080 7094 76 75 736 743734 743 7080 7094 76 99 996 时 W t hkmol hkmol hkmol W W BW BW AW AW 783 956 403 958 995 0 004 716 005 0 1 403 958 3 965 4 958 3 965 90100 90996 99 004 716 715716 725 90100 90996 99 所以 3 487 902 2 783 95619 848 2 3 95 797 2 71 74719 848 2 2 1 mkg mkg WF L DF L kmolkg MM M kmolkg MM M kmolkgxxM kmolkgxxM kmolkgxxM LWLF L LFLD L WWLW FFLF DDLD 311 23 2 06 18561 22 2 264 27 2 561 22966 31 2 06 1802 18 00282 0 1 04 3200282 0 02 18 1 04 32 561 2202 18 3239 01 04 323239 0 02 18 1 04 32 966 3102 189947 0 104 329947 002 18 1 04 32 2 1 kmolkg yyM kmolkg yyM WWVW DDVD 022 18 02 18 00016 0 1 04 3200016 0 02 18 1 04 32 683 27 02 18 9967 0 1 04 329967 0 02 18 1 04 32 kmolkg MM M kmolkg MM M VWVF V VDVF V 853 22 2 022 18683 27 2 839 29 2 994 31683 27 2 2 1 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 3 2 3 1 3 3 3 9353 0 2 7296 0141 1 2 17 1 2 141 1 199 1 2 7296 0 15 273996 99 314 8 022 186 125 199 1 15 27379 64 314 8 994 31 3 105 141 1 15 27394 76 314 8 683 27120 mkg mkg mkg mkg mkg VWVF V VFVD V VW VD VF 2 2 4 混合液体表面张力 对于一般混合溶液的表面张力可由计算 BBAA xx 表 2 3 不同温度下甲醇和水的表面张力 温度 t 5060708090100 甲醇表面张力mmN 19 418 817 616 91614 9 水表面张力mmN 67 766 264 362 660 758 8 注 摘自 化工工艺设计手册 当 64 79 D t mmN mmN B B A A 29 65 2 66 3 64 2 66 6070 6079 64 2252 18 8 18 6 17 8 18 6070 6079 64 mmN 47 1829 65 9947 01 2252 189947 0 D 当76 94 时 F t mmN mmN B B A A 1202 63 3 64 6 62 3 64 7080 7094 76 1142 17 6 17 9 16 6 17 7080 7094 76 mmN F 22 48 3239 0 1 1202 633239 0 1142 17 当 99 996 时 W t mmN mmN B B A A 8 58 7 60 8 58 7 60 90100 90996 99 9 14 16 9 14 16 90100 90996 99 mmN W 68 58 8 5800282 0 1 9 1400282 0 则精馏段液相平均表面张力为 mmN FD m 345 33 2 22 4847 18 2 精 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 提馏段液相平均表面张力为 mmN WF m 45 53 2 22 4868 58 2 提 2 2 5 混合物的粘度 70 865 查表得 1 tsmPasmPa BA 393 0 312 0 88 47 查表得 2 tsmPasmPa BA 3226 0256 0 1 精馏段粘度 1 111 xx BA smPa 3396 0 6593 0 1 393 0 6593 0 312 0 2 提馏段粘度 1 222 xx BA smPa 3117 0 16336 0 1 3226 0 16336 0 256 0 2 2 6 相对挥发度的计算 由 0 3229 0 6892 F x F y 得63 4 3239 0 1 6892 0 1 3239 0 6892 0 F 由 0 9947 0 9966 D x D y 得56 1 9947 0 1 9966 01 9947 0 9966 0 D 由 0 00282 0 00016 W x W y 得057 0 00282 0 1 00016 0 1 00282 0 00016 0 W 1 精馏段的平均相对挥发度 095 3 2 56 1 63 4 2 1 FD 2 提馏段的平均相对挥发度 3435 2 2 057 0 63 4 2 2 FW 2 3 理论板的计算 理论板 离开这种板的的气液相组成平衡温度相等 塔板上各处的液相组成均匀一致 理论板的计算方法 本次采用图解法计算 根据表 3 1 的数据 绘出平衡曲线 泡点进料 所以 q 1 q 线方程为平行于 y 轴的一条直 线 画出对角线 得到 x y 曲线图 所得的图形如下 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2 1 确定最小回流比 画直线通过 且与平衡曲线相切 此时回流比为最小回流比 由图可知 DD xx min R 截距为 0 2775 故有 0 72 得 Fmin min 1R R xx yx D qD 9947 0 75 27 47 99 58 2Rmin 取 R 1 5Rmin 87 3 58 2 5 1 精馏段操作线方程为 204 0 795 0 187 3 9447 0 187 3 87 3 11 y xx R x R R D 由于是泡点进料则 q 线方程为 q 13239 0 00282 09947 0 FWDFq xxxxx 又已知精馏段操作线方程 由梯级图解法确定理论板层数 图见附录 在图上作操作线 由点 0 9947 0 9947 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 00282 为止 由图此得到的全塔理论 塔板数 14 8 包括再沸器 精馏段理论板数为 10 层 提馏段理论板数为 4 8 层 包 T N 括再沸器 应从第 11 块板进料 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 245 0 49 0 LT E 式中 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa s L 1 精馏段 块 所以 已知 精 21 484 0 10 484 0 3396 0 095 3 49 0 3396 0095 3 1 1 245 0 1 11 T T P T E N N E smPa 1 提馏段 块 所以 已知 提 9 439 0 18 4 439 0 3117 002 5 49 0 3117 0 025 5 2 2 245 0 2 21 T T P T E N N E smPa 全塔所需实际板数 块30921 P N 全塔效率 46 30 8 13 2 提P T T N N E 加料板位置在第 22 块塔板 2 4 塔径的初步设计 2 4 1 气液相体积流量计算 1 精馏段 skmolhkmolDRV skmolhkmolDRL 0809 0 13 29178 5987 4 1 06426 0 35 23178 5987 3 已知 3 1 3 1 11 17 1 95 797 84 29 26 27 mkgmkg kmolkgMkmolkgM VL VL 质量流量 skghkgVMV skghkgLML V L 41 2 3192 868713 29184 29 75 1 601 630626 2735 231 11 11 体积流量 smhm V V smhm L L V S L S 06 2 059 7425 17 1 3192 8687 0022 0 9035 7 95 797 601 6306 33 1 1 1 33 1 1 1 2 提馏段 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 由于本设计采用泡点进料 故 q 1 skmolhkmolFqVV skmolhkmolqFLL 08087 0 13 291 1 11556 0 03 41668 18435 231 已知 3 2 3 2 22 9353 0 487 902 85 22 31 20 mkgmkg kmolkgMkmolkgM VL VL 质量流量 hkgMVV hkgMLL V L 3205 665285 2213 291 5693 844931 2003 416 22 22 体积流量 smhm V V smhm L L V S L S 976 1 82 7112 9353 0 3205 6652 0026 0 3625 9 487 902 5693 8449 33 2 2 2 33 2 2 2 2 4 2 塔径的计算 1 精馏段 由 式中可由史密斯关 L VL Cuuu maxmax 8 0 6 0 安全系数安全系数 C 联图查出 2 1 V L h V h L 图 2 2 史密斯关联图 横坐标数值 0278 0 17 1 95 797 059 7425 9035 7 2 12 1 1 1 1 1 V L S S V L 取板间距 mhHmhmH LTLT 4 005 0 45 0 板上液层高度 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 查图可知094 0 20 345 33 085 0 20 085 0 2 02 01 2020 CCC m u V D smu smu S 19 1 84 114 3 06 2 4 14 3 4 84 1 75 0 453 2 75 0 45 2 17 1 17 1 95 797 094 0 1 1 1 1 max 则 取安全系数为 按标准 塔径圆整为 1 4m 横截面积 sm A V uA T S T 34 1 5386 1 06 2 5386 1 4 1785 0 12 空塔气速 2 提馏段 横坐标数值 041 0 9353 0 487 902 82 7112 3625 9 2 12 1 2 2 2 2 V L S S V L 取板间距 mhHmhmH LTLT 4 005 0 45 0 取板上液层高度 查图可知 103 0 20 45 53 085 0 20 085 0 2 02 02 2020 CCC m u V D smuu smu S 024 1 4 214 3 976 1 4 14 3 4 4 22 375 0 7 0 2 3 9353 0 9353 0487 902 103 0 2 2 2 max2 max 由于提馏段与精馏段塔径相差不大 故提馏段塔径可圆整为 m4 1 横截面积 空塔气速 22 5386 14 1785 0 mAT smu 28 1 2 故塔的塔径为 1 4 塔的横截面积为 m 2 5386 1 m 2 5 溢流装置 2 5 1 堰长的计算 W l 取堰长 即 出口堰高为 W lD7 0mlW98 0 4 17 0 W h 本设计采用平直堰 堰上液层高度按下式计算 OW h 3 2 1000 84 2 W h OW l L Eh 式中 E 值可由液流收缩系数计算图查出 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2 3 液流收缩系数计算图 精馏段 1 由于 查图 3 4 液流收缩系数计算图得m l L D l W hW 31 8 98 0 9035 7 7 0 5 25 2 02 1 E mhhh mh OWLW OW 038 0 012 005 0 012 0 98 0 9035 7 02 1 1000 84 2 3 2 提馏段 2 由于 查图 2 4 液流收缩系数计算图得m l L D l W hW 85 9 98 0 3625 9 7 0 5 25 2 02 1 E mhhh mh OWLW OW 037 0 013 0 05 0 013 0 98 0 3625 9 02 1 1000 84 2 3 2 2 5 2 弓形降液管的宽度 Wd和截面积 Af 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2 4 弓形降液管的参数 由查图 3 5 弓形降液管的参数图得7 0 D lW 09 0 148 0 T f d A A D W 则 2 1385 05386 109 009 0 2072 0 4 1148 0 124 0mAAmDW TFd 验算降液管内停留时间 精馏段 ss L HA s Tf 533 28 0022 0 45 01385 0 1 1 提馏段 ss L HA s Tf 597 23 0026 0 45 01385 0 2 2 停留时间大于 5s 故降液管可用 2 5 3 降液管底隙高度 1 精馏段 取降液管底隙流速 则smu 08 0 0 m ul L h W s 028 0 08 0 98 0 0022 0 0 1 0 故降液管底隙高度设计合理006 0 01 0025 0 00 hhh W 且 2 提馏段 取 则smu 1 0 0 m ul L h W s 027 0 1 098 0 0026 0 0 2 0 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 故降液管底隙高度设计合理006 0 01 0025 0 00 hhh W 且 2 6 塔板的结构尺寸 浮阀数目及排列 2 6 1 塔板的结构尺寸 本设计采用 F1 型重阀 重量为 33 克 孔径为 39mm 由于塔径大于 800mm 由于刚度 安装 检修等要求 多将塔板分成数块通过人孔送入塔 内 采用单溢流型塔板 本设计塔径 D 1400mm 塔板分成四块 图 2 5 塔板分块示意图 2 6 2 浮阀数目及排列 1 精馏段 取阀孔动能因子 则孔速11 0 Fsm F u V 73 10 25 1 12 1 0 01 每层塔板浮阀数目为个170 039 0 17 10785 0 06 2 785 0 2 01 2 0 1 ud V N s 取边缘区宽度 破沫区宽度mWC05 0 mWs07 0 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 计算塔板上鼓泡区面积 即 R x RxRxAaarcsin 180 14 3 2 222 其中 mW D R C 65 0 05 0 2 4 1 2 mWW D x sD 4228 0 07 0 2072 0 2 4 1 2 所以 2222 016 1 65 0 4228 0 arcsin65 0 180 14 3 4228 065 04228 0 2mAa 浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排 取同一横排的孔心距mmt75 则排间距 mmm N A t t a 7 790797 0 075 0 170 016 1 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 0797m 而应小些 故取 0 0797m 以等腰三角形叉排方式作图 t 排得阀数目为 167 个 图 2 6 精馏段浮阀数目的确定 按 N 167 个重新核算孔速及阀孔动能因子 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 smu 33 10 167039 0 785 0 06 2 2 01 17 1117 1 33 10 01 F 阀孔动能因子变化不大 仍在 9 13 的范围内 以塔横截面积为基准的塔板开孔率 13 0 4 1 039 0 167 785 0 220 2 0 01 D d N A Nd u u T 2 提馏段 取阀孔动能因子 则孔速11 0 Fsm F u V 37 11 9353 0 11 2 0 02 每层塔板上浮阀数目 个146 37 11039 0 785 0 976 1 785 0 N 2 02 2 0 2 ud Vs 按 估算排间距 mmt75 mmt8 92 075 0 146 016 1 取 以等腰三角形叉排方式排列 排得阀数为 136 个 mmt80 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2 7 提馏段浮阀数目的确定 按重新核算孔速及阀孔动能因子136 N smu 17 12 136039 0 785 0 976 1 2 02 8 119353 017 12 02 F 106 0 4 1 039 0 136 2 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第三章 塔板的流体力学验算 3 1 气相通过浮阀塔板的压降 根据计算ghphhhh Lpplcp 1 精馏段 1 干板阻力 smu V c 64 9 17 1 1 73 1 73 825 1 825 1 1 10 因 故 1001c uu m g u h L V c 043 0 95 797 17 1 8 92 33 10 34 5 2 34 5 2 1 1 01 2 1 2 板上充气液层阻力 取mhhhh OWWLl 025 0 05 0 5 0 5 05 0 010 则 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柱高度为 mhhh lcp 068 0 025 0 043 0 111 设计允许值 7 075 5318 995 797068 0 111 kPaPaghp Lpp 2 提馏段 1 干板阻力 smu V c 9 10 9353 0 1 73 1 73 825 1 825 1 2 10 由于 故 2002c uu m g u h L V c 042 0 487 902 9353 0 8 92 17 12 34 5 2 34 5 2 2 2 02 2 2 2 板上充气液层阻力 取 则5 0 0 mhhhh OWWLl 025 005 0 5 0 5 0 02 3 液体表面张力所造成的阻力 4 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 mhhh lcp 067 0025 0042 0 222 设计允许值 7 057 5928 9487 902067 0 222 kPaPaghp Lpp 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 3 2 液泛 为了防止淹塔现象发生 要求控制降液管中清夜高度 WTd hHH mHT板间距 mHd将夜管内液面高度 mhW堰高 泡沫层的相对密度 1 精馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 mhp068 0 1 2 液体通过降液管的压头损失 m hl L h W s d 00098 0 028 098 0 0022 0 153 0 153 0 22 0 1 1 3 板上液层阻力 则mhL05 0 mhhhH pdLd 119 0068 000098 0 05 0 111 对于一般物系 由于5 0 mhmH WT 038 0 45 0 则mhH WT 224 0 038 0 45 0 5 0 1 可见 所以符合防止液泛的要求 11 WTd hHH 2 提馏段 1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 mhp067 0 2 2 液体通过降液管的压头损失 m hl L h W s d 0016 0 0258 098 0 0026 0 153 0 153 0 22 0 2 2 3 板上液层高度 则mhL05 0 mhhhH pdLd 1186 0067 0 0016 0 05 0 222 对于一般物系 由于5 0 mhmH WT 037 0 45 0 则mhH WT 2435 0 037 0 45 0 5 0 2 可见 所以符合防止液泛的要求 22 WTd hHH 3 3 雾沫夹带 泛点率 100 36 1 1 11 1 1 bF Ls VL V s AKC ZLV 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 板上液体流经长度 mWDZ DL 9856 0 2072 0 24 12 板上液流面积 22 2616 11385 024 1785 0 2mAAA FTb 1 精馏塔 取物性系数 查得0 1 K106 0 F C 泛点率 100 36 1 1 11 1 1 bF Ls VL V s AKC ZLV 2 61 106 0 12616 1 9856 00022 0 36 1 17 1 95 797 17 1 06 2 对于大塔 为了避免过量雾沫夹带 应控制泛点率不超过 80 由以上计算知 雾沫 夹带能够满足的要求 气 液 kgkgeV 11 0 2 提馏段 取系数 查得泛点负荷系数0 1 K104 0 F C 泛点率 100 36 1 2 22 2 2 bF Ls VL V s ACK ZLV 13 51 104 0 12616 1 0026 0 9856 0 36 1 9353 0 487 902 9353 0 976 1 由以上计算可知 符合要求 3 4 塔板负荷性能图 3 4 1 物沫夹带线 泛点率 100 36 1 bF Ls VL V s AKC ZLV 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 0 8 106 0 2616 11 9856 0 36 1 17 1 95 797 17 1 ss LV 整理得 ss LV6 4132 3 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 由上式知雾沫夹带线为直线 则在操作范围内任取若干个值 可算出 s L s V 2 提馏段 0 8 104 012616 1 9856 0 36 1 9353 0 487 902 9353 0 ss LV 整理得 ss LV 6 4132 3 在操作范围内 任取若干个值 算出相应的值 s L s V 计算如表所示 表 3 1 计算结果 精馏段提馏段 Ls m3 s Vs m3 s Ls m3 s Vs m3 s 0 00052 7750 00053 299 0 012 4420 012 904 0 0132 3370 0132 779 由表 3 1 作出物沫夹带线 3 4 2 液泛线 根据 hhhhhhhhhH LdlcdLpWT 由此确定液泛线 忽略式中 h 3 2 0 2 0 0 2 0 3600 1000 84 2 5 1 153 0 2 34 5 5 1 153 0 2 34 5 w s W W s L V OWW W s L V WT l L Eh hl L g u hh hl L g u hH 1 精馏段 69 0038 0 5 12 203 95 7978 92167039 0 785 0 17 1 34 5 224 0 3 22 1 24 2 1 ss s LL V 整理得 3 2 1 2 1 2 1 5 10320320 7 16 sss LLV 2 提馏段 69 0 037 0 5 133 239 487 9028 92136039 0785 0 9353 0 34 5 2435 0 3 22 1 24 2 2 ss s LL V 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 整理得 3 2 2 2 22 66 9658 2235056 17 sss LLV 在操作范围内 任取若干个 Ls值 算出相应的 Vs值 计算如表所示 表 3 2 计算结果 精馏段提馏段 LS1 m3 s VS1 m3 s LS2 m3 s VS2 m3 s 0 000813 9730 00813 973 0 0043 710 0043 843 0 0083 3560 0083 502 0 0132 7470 0132 905 由表 3 2 作出液泛线 3 4 3 液相负荷上限 液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s5 3 液体降液管内停留时间 s L HA s TF 5 3 以作为液体在降液管内停留时间的下限 则s5 sm L HA L s TF s 0125 0 5 45 01385 0 3 max 3 4 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 F5 0 F 0 2 0 785 0 NudVs 1 精馏段 smVs 922 0 17 1 5 167039 0 785 0 32 1 2 提馏段 smVs 84 0 9353 0 5 136039 0 785 0 32 2 3 4 5 液相负荷下限线 取堰上液层最小高度作为液相负荷下限线 作出液相负荷下限线 该线为与mhOW006 0 气相流量无关的竖直线 则006 0 3600 1000 84 2 3 2 min W s l L E 取 则02 1 EsmLs 00081 0 3 min 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 根据以上数据作出塔板负荷性能图 见附录三 由精馏段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物沫夹带控制 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 气相负荷下smVs 70 2 3 max 限 smVs 922 0 3 min 所以 精馏段操作弹性 93 2 922 0 70 2 由提馏段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物沫夹带控制 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smVs 15 3 3 max 气相负荷下限 smVs 84 0 3 min 所以 提留段操作弹性 75 3 84 0 15 3 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第四章 设计结果一览表 项目符号单位精馏段提馏段备注 平均温度 m t 70 86588 47 实际塔板数N块218 塔径Dm1 41 2 板间距 T Hm0 450 45 塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板 空塔气速um s1 341 75 堰长 W lm0 980 98 堰高 w hm0 0380 037 板上液层高度 L hm0 050 05 降液管底隙高度 o hm0 0280 027 浮阀数N个167136等腰三角形叉排 阀空气速 o um s10 3312 17 浮阀动能因子 0 F11 1711 8 临界阀孔气速