乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计与计算课程设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 甲醇甲醇 水二元筛板精馏塔的设计水二元筛板精馏塔的设计 教教 学学 院院 化工与制药工程学院化工与制药工程学院 专业班级专业班级 制药工程制药工程 11021102 班班 学生姓名学生姓名 邰宇娇邰宇娇 学生学号学生学号 1121021911210219 指导教师指导教师 曾庆荣曾庆荣 2014年年 6 6 月月 1313 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 I 题目 甲醇 水二元筛板精馏塔的设计 设计条件 常压 P 1atm 绝压 处理量 70kmol h 进料组成 0 55 馏出液组成 0 965 釜液组成 0 035 以上均为摩尔分率 加料热状况 q 0 97 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 R 1 1 2 0 Rmin 单板压降 0 7kPa 设计任务 1 完成该精馏塔的工艺设计 包括物料衡算 热量衡算 筛板塔的 设计计算 2 画出带控制点的工艺流程图 2 号图纸 精馏塔工艺条件图 2 号图纸 3 写出该精馏塔的设计说明书 包括设计结果汇总和设计评价 吉林化工学院化工原理课程设计 II 目录 目录 III 摘要 V 第一章绪论 1 1 1 筛板塔的特点 1 1 2 设计思路 1 第二章精馏塔的工艺设计 2 2 1 产品浓度的计算 2 2 2 平均相对挥发度的计算 2 2 3 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 3 2 4 物料衡算 4 2 5 精馏段和提馏段操作线方程 5 2 6 逐板法确定理论板数及进料位置 5 2 7 实际塔板数及实际加料位置和全塔效率 5 吉林化工学院化工原理课程设计 III 第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 7 3 1 物性计算 7 3 2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 12 3 3 精馏塔的流体力学验算 17 3 4 塔板负荷性能图 19 3 5 塔的接管 24 第四章热量衡算 26 4 1 比热容及汽化热的计算 26 4 2 热量衡算 27 结果汇总表 29 结束语 32 参考文献 33 主要符合说明 34 教师评分表 37 吉林化工学院化工原理课程设计 IV 摘要 在这次课程设计任务中 我们应用了化工原理精馏知识对甲醇 水二元 筛板精馏塔进行了设计 使我们对课本知识进行了更深一步的认识 并且对 实际操作有了一定的了解 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 是较为完整的精馏 设计过程 经计算 回流比 R 1 01 实际塔板为 18 其中精馏段 7 块 提 馏段 11 块 最终计算塔高为 14 69m 筛孔数 1580 个 精馏段操作弹性 1 81 提馏段操作弹性 2 02 符合要求 关键词 甲醇 水 实际塔板数 回流比 操作弹性 精馏段 提馏段 吉林化工学院化工原理课程设计 第一章绪论 1 1筛板塔的特点 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 筛板的优点足结构简单 造价低 板上液面落差小 气体压降低 生产能 力较大 气体分散均匀 传质效率较高 其缺点是筛孔易堵塞 不宜处理易结 焦 粘度大的物料 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 1 2设计流程 全塔物料衡算 吉林化工学院化工原理课程设计 VI 求理论塔板数 筛板塔的设计 流体力学性能校正 气液相负荷计算 画出负荷性能图 塔附属设备计算 全塔热量衡算 吉林化工学院化工原理课程设计 0 第二章第二章 工艺计算工艺计算 2 1 全塔物料衡算全塔物料衡算 1 原料摩尔分数的计算 原料摩尔分数的计算 设 F D W 分别为进料 溜出液和釜液的摩尔流量 分别为进料 溜出液 F x D x W x 和釜液中易挥发组分的摩尔分数 已知 由物料衡算式 hkmolF 70 55 0 F x975 0 D x035 0 W x1 q 总物料 WDF 易挥发组分 WDF xWxDxF 联立 可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为 hkmol xx xx FW WD FD 65 31 035 0 975 0 55 0 975 0 100 hkmolWFD 35 3865 3170 2 2 温度的确定温度的确定 表 2 1 利用常压下甲醇 水平衡数据 101 325 1 x00 0200 0400 0600 12570 1315 y00 1340 2300 3040 3650 395 t 10096 493 591 289 387 7 x0 28180 29090 33330 35130 46200 52920 5937 y0 7790 8250 8700 9150 9580 9791 000 t 73 171 269 367 566 065 064 5 根据甲醇 水相平衡数据表 用数值插值法确定塔顶温度 进料温度 塔釜温度 D t F t W t 塔顶温度 Ct t D D 14 65 41 87 5 97 9 66 41 87100 7 64 9 66 吉林化工学院化工原理课程设计 1 进料温度 Ct t F F 25 72 92 5255 7 72 37 5992 52 3 717 72 塔釜温度 Ct t W W 32 95 000 0 5 3 100 31 5 000 0 9 92100 根据温度 饱和蒸气压关系式 安托因方程 t pA 500 239 080 1580 2077 5 lg 0 t pB 17 230 537 1687 11564 5 lg 0 可计算出 A 乙醇 B 丙醇 组分分别在塔顶 进料板 塔釜时的分压 计算结果如下 塔顶 CtD 05 79 kpapA0495 1 0 kpapB2519 0 0 进料板 CtF 25 72 kpapA3781 1 0 kpapB3432 0 0 塔釜 CtW 32 95 kpapA0797 3 0 kpapB946 96 0 3 相对挥发度的计算 相对挥发度的计算 将该体系视为理想体系 根据拉乌尔定律 有 0 0 B A BB AA p p xp xp 代入上文计算出的分压值 可得 17 4 D 02 4 F 61 3 W 所以 全塔平均相对挥发度为 88 3 3 WFD 精馏段的平均相对挥发度为 145 4 2 02 417 4 2 1 FD 提馏段的平均相对挥发度为 86 3 2 02 4 61 3 2 2 FW 4 回流比的确定 回流比的确定 因为采取泡点进料 即 所以 则1 q55 0 Fq xx 8258 0 55 0 188 3 1 55 0 88 3 11 q q q x x y 又最小回流比 5410 0 55 0 8258 0 55 0 975 0 min qq qD xy xx R 吉林化工学院化工原理课程设计 2 取操作回流比 8115 0 5410 0 5 15 1 min RR 5 摩尔流量的计算 摩尔流量的计算 设 分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量 和分别为精馏段和提馏段下V VL L 降液体的摩尔流量 则 精馏段下降液体的摩尔流量 hkmolDRL 32 3135 388115 0 精馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolDRV 4710 6935 3818115 01 提馏段下降液体的摩尔流量 hkmolqFDRqFLL 12 10170135 388115 0 提馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolFqDRFqVV 47 69701135 3818115 0 111 6 6 平均摩尔质量的计算 平均摩尔质量的计算 已知 甲醇的摩尔质量 水的摩尔质量 根据乙醇 丙kmolkgMA 04 32 kmolkgMB 02 18 醇的相平衡数据 用数值插值法有 塔顶温度 CtD 14 65 塔顶汽相组成 D y984 0 000 1 14 65 9 66 000 1 914 0 7 64 9 66 D D y y 进料板温度 CtF 25 72 进料板汽相组成 F y8039 0 71 79 14 65 7 72 83 8171 79 3 71 7 72 F F y y 塔釜温度 CtW 32 95 塔釜汽相组成 W y187 0 000 0 32 95100 34 28000 0 9 92100 W W y y 精馏段平均液相组成 1 x7625 0 2 975 055 0 2 1 DF xx x 精馏段平均汽相组成 1 y8939 0 2 8039 0 9839 0 2 1 DF yy y 提馏段平均液相组成 2 x2925 0 2 035 0 55 0 2 2 WF xx x 吉林化工学院化工原理课程设计 3 提馏段平均汽相组成 2 y4954 0 2 1868 0 8039 0 2 2 WF yy y 塔顶液相平均分子量 mLD M kmolkgMxMxM BDADmLD 6895 3100 18975 0100 32975 0 1 塔顶汽相平均分子量 mVD M kmolkgMyMyM BDADmVD 8157 3100 189839 0 100 329839 0 1 进料板液相平均分子量 mLF M kmolkgMxMxM BFAFmLF 731 2500 1855 0 100 3255 01 进料板汽相平均分子量 mVF M kmolkgMyMyM BFAFmVF 291 2900 188039 0 100 328039 01 塔釜液相平均分子量 mLW M kmolkgMxMxM BWAWmLW 511 1800 18035 0100 32035 0 1 塔釜汽相平均分子量 mVW M kmolkgMyMyM BWAWmVW 642 2000 18187 0 100 32187 01 精馏段液相平均分子量 1mL M kmolkgMxMxM BAmL 710 2800 187625 0 100 327625 01 111 精馏段汽相平均分子量 1mV M kmolkgMyMyM BAmV 552 3000 18894 0 100 32894 0 1 111 提馏段液相平均分子量 2mL M kmolkgMxMxM BAmL 121 2200 182925 0 100 322925 0 1 222 提馏段汽相平均分子量 2mV M kmolkgMyMyM BAmV 966 2400 184954 0 100 324954 0 1 222 7 7 原料质量分数的计算 原料质量分数的计算 已知 进料板摩尔分数 则其质量分数为55 0 F x 685 0 1855 0 13255 0 3255 0 AF 塔顶摩尔分数 则其质量分数为953 0 D x 吉林化工学院化工原理课程设计 4 986 0 18 975 0 1 32975 0 32975 0 AD 塔顶摩尔分数 则其质量分数为043 0 W x 0392 0 18035 0 132035 0 32035 0 AW 表 2 2 物料衡算结果表 8 理论塔板数的计算 理论塔板数的计算 采用逐板法计算 该法应用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相与 液相组成 从而求得所需要的理论板数 精馏段操作线方程 5382 0 4480 0 8115 1 975 0 8115 1 8115 0 11 n1 n D nn xx R x x R R y 提馏段操作线方程 0159 0 4556 1035 0 47 69 35 38 47 69 12 101 1 mWmm xx V W x V L y 全塔相平衡方程 nn n nn n n yy y yy y x 188 3 1 计算过程如下所示 理论塔板数n值 n y值 n x备注 10 9750 9095塔顶 20 9460 818 项目塔顶 D进料 F塔底 W 温度C 65 1472 7595 32 液相摩尔分数 x0 9750 550 035 液相甲醇质量分数 0 98390 80390 1868 相对挥发度4 174 023 61 摩尔流量 hkmol 31 657038 35 摩尔质量 kmolkg 31 6925 7318 51 吉林化工学院化工原理课程设计 5 30 9040 709 40 8560 605 50 8090 522 60 7440 429 进料板 70 6080 285 80 4000 147 90 1980 059 100 0710 019 则 精馏段所需理论塔板数为 5161 1 nNT 提馏段所需理论塔板数为 不包括再沸器 8191 2 mNT 2 2 物性参数的计算物性参数的计算 表 2 3 甲醇 水密度 粘度 表面张力在不同温度下的值 1 温度 5060708090100 甲醇 760751743734725716 水 988 1983 2977 8971 8965 3958 4 甲醇 0 3500 3060 2770 2510 225 水 0 4790 4140 3620 3210 288 甲醇 18 7617 8216 9115 8214 89 水 66 264 362 660 758 8 1 液体黏度 液体黏度的计算的计算 Lm 应用数值插值法 计算过程如下 精馏段平均温度 C tt t FD 695 68 2 25 7214 65 2 1 smpa LmA LmA 3117 0 306 0 70 6870 35 0 306 0 6070 1 1 smpa LmB LmB 4191 0 414 0 70 6870 479 0 414 0 6070 1 1 精馏段平均黏度为 smpa Lm 3372 0 2 55 0 975 0 14191 0 2 55 0 975 0 3117 0 1 吉林化工学院化工原理课程设计 6 提馏段平均温度 C tt t FW 785 83 2 75 7232 95 2 2 smpa LmA LmA 2671 0 251 0 79 8390 277 0 251 0 8090 2 2 smpa LmB LmB 3465 0 321 0 79 8390 362 0 321 0 8090 2 2 提馏段平均黏度为 smpa Lm 3233 0 2 55 0 035 0 13465 0 2 55 0 035 0 2671 0 2 2 塔效率 塔效率的估算的估算 T E 运用 O connell 法估算塔效率 即 245 0 49 0 mLT E 塔顶 塔釜平均温度为C tt t WD 54 87 2 03 9605 79 2 根据温度 饱和蒸气压关系式计算得 kpapA462 144 0 kpaPB591 69 0 由拉乌尔定律知 076 2 591 69 462 144 0 0 B A p p 运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数 397 0 358 0 54 8732 88 461 0 358 0 25 8632 88 x x 同理 计算该温度下的液体黏度 smpa 444 0 361 0 54 8790 495 0 361 0 8090 1 1 smpa 553 0 444 0 54 87100 619 0 444 0 80100 2 2 该温度下液体的黏度 smpa 510 0 397 0 1553 0 397 0 444 0 则 全塔效率 451 0 17 4 3372 0 49 0 245 0 T E 实际塔板数 块 包括再沸器 2096 19 451 0 10 T T P E N N 吉林化工学院化工原理课程设计 7 精馏段实际板数 块1165 10 459 0 5 1 1 1 T T P E N N 提馏段实际板数 块936 9 459 0 5 2 2 2 T T P E N N 进料板位于第 块板处6 3 操作压强 操作压强的计算的计算 m p 塔顶压强 取每层塔板压降 则kpapD100 kpap7 0 进料板压强 1TDF Nppkpap 0 1077 010100 塔釜压强 1 TDW Npp kpap6 1147 0120100 精馏段平均操作压强 kpa pp p FD m 5 104 2 0 107100 2 1 提馏段平均操作压强 kpa pp p FW m 95 107 2 0 1076 114 2 2 4 4 密度 密度的计算的计算 m 1 液相平均密度 mL 应用数值插值法有 塔顶温度 则CtD 14 65 3 888 746 3 742 14 6570 2 754 3 742 6070 mkg mLDA mLDA 3 424 980 8 977 14 6570 2 983 8 977 6070 mkg mLDB mLDB 3 3781 749 736 749 9396 0 1 431 743 9396 01 mkg mLD mLDB BD mLDA AD mLD 进料板温度 则CtF 25 72 3 975 740 1 730 41 8680 3 742 1 730 7080 mkg mLFA mLFA 3 45 976 8 971 25 7280 8 977 8 971 7080 mkg mLFB mLFB 3 8894 801 521 741 3883 0 1 480 734 3883 0 1 mkg mLF mLFB BF mLFA AF mLF 吉林化工学院化工原理课程设计 8 塔釜温度 则Ctw 25 95 3 212 720 4 717 03 96100 1 730 4 717 90100 mkg mLWA mLWA 3 62 961 1 726 03 96100 5 737 1 726 90100 mkg mLWB mLWB 3 352 942 606 730 0333 0 1 442 722 0333 0 1 mkg mLW mLWB BW mLWA AW mLW 所以 精馏段平均液相密度为 3 1 6382 775 2 889 801387 749 2 mkg mLFmLD mL 提馏段平均液相密度为 3 2 1208 872 2 77 73835 730 2 mkg mLFmLW mL 2 汽相平均密度 mV 根据理想气体状态方程 有 精馏段 3 1 11 1 123 1 15 273695 68314 8 553 30 5 104 mkg RT Mp mVm mV 提馏段 3 2 22 2 908 0 15 273785 83314 8 966 2495 107 mkg RT Mp mVm mV 5 5 液体表面张力 液体表面张力的计算的计算 m 运用内差法计算 已知 塔顶温度 有CtD 14 65 mmN mDA mDA 28 18 82 17 14 6570 76 1882 17 6070 mmN mDB mDB 22 65 6 62 14 6570 3 64 6 62 6070 塔顶液体表面张力为 mmNxx mDBDmDADD 45 1922 65975 0 128 18975 0 1 进料板温度 有CtF 25 72 mmN mFA mFA 61 17 29 16 25 7280 28 1829 16 7080 吉林化工学院化工原理课程设计 9 mmN mFB mFB 92 63 6 62 25 7280 3 64 6 62 7080 进料板液体表面张力为 mmNxx mFBFmFAFF 45 3892 6355 0 161 1755 0 1 塔釜温度 有CtW 25 95 mmN mWA mWA 33 15 29 16 25 95100 28 1829 16 90100 mmN mWB mWB 69 59 8 58 25 95100 7 60 8 58 90100 塔釜液体表面张力为 mmNxx mWBWmWAWW 14 5869 59035 0 133 15035 01 则 精馏段平均液体表面张力 mmN FD m 95 28 2 1 提馏段平均液体表面张力 mmN Fw m 59 96 2 2 6 液体比热容与汽化潜热的计算液体比热容与汽化潜热的计算 表 2 4 甲醇 水汽化热和比热容数据 甲醇水 汽化热热容汽化热热容温度 kgkJ CkgkJ kgkJ CkgkJ 40114983 23 504 178 60112888 34 183 64 42247 6642153 704 187 80107094 294 195 904 204 1001330101 34 212 吉林化工学院化工原理课程设计 10 运用插值法计算 已知 塔顶温度 有CtD 14 65 CkmolkJCkgkJC C PDA PDA 84 89 998 2 29 94 14 6580 3 8829 94 6080 CkmolkJCkgkJC C PDB PDB 331 75 1851 4 187 4 14 6570 183 4 187 4 6070 塔顶液体平均比热容为 45 89975 01331 75975 0 84 891KkmolkJxCxCC DPDBDPDAPD 进料板温度 有CtF 25 75 KkmolkJKkgkJC C PFA PFA 97 91 093 3 14 3 25 7580 01 3 14 3 7080 CkmolkJCkgkJC C PFB PFB 42 75 129 4 92 2 25 7580 89 2 92 2 7080 进料板液体平均比热容为 CkmolkJxCxCC FPFBFPFAPF 52 8455 0 142 7555 0 97 911 塔釜温度 则CtW 25 95 CkmolkJCkgkJC C PWA PWA 69 99 230 3 29 3 03 96100 14 329 3 90100 CkmolkJCkgkJC C PWB PWB 78 75 21 4 96 2 03 96100 92 2 96 2 90100 塔釜液体平均比热容为 CkmolkJxCxCC WPWBWPWAPW 62 76035 0 178 75035 0 66 991 同理 运用插值法可计算出液体汽化潜热 计算结果如下表所示 表 2 5 汽化潜热计算结果表 汽化潜热 kgkJ 温度 Ct 甲醇 水平均值 65 14 D t1113 0942343 2191143 85 75 25 F t1110 4572264 4191128 64 95 25 W t997 79452229 6411106 73 吉林化工学院化工原理课程设计 11 7 精馏塔汽 液相负荷的计算 精馏塔汽 液相负荷的计算 1 精馏段的汽 液相负荷 汽相负荷 sm MV V mV mV s 525 0 123 1 3600 533 3047 60 3600 3 1 1 1 hm MV V mV mV h 74 69 123 1 553 3047 60 3 1 1 1 液相负荷 sm ML L mL mL s 00032 0 29 7413600 710 2835 38 3600 3 1 1 1 hm ML L mL mL h 152 1 29 741 358 3012 41 3 1 1 1 2 提馏段的汽 液相负荷 汽相负荷 sm MV V mV mV s 53 0 908 0 3600 966 2447 69 3600 3 2 2 2 hm MV V mV mV h 47 69 056 2 974 5447 69 3 2 2 2 液相负荷 sm ML L mL mL s 00615 0 56 7343600 966 2412 101 3600 3 2 2 2 hm ML L mL mL h 00071 0 56 734 966 2412 101 3 2 2 2 2 3 热量衡算热量衡算 1 塔顶上升蒸汽的热量 塔顶上升蒸汽的热量 V Q hkJnMtCVQ mVDDDPDV 515 4454593364 46126 82605 79534 13980 232 2 2 残液带出的热量 残液带出的热量 W Q hkJtCWQ WPWW 2248 89354803 96441 175945 54 3 回流带入的热量 回流带入的热量 R Q 采用泡点回流 则馏出口与回流口组成相同 即 Ctt DR 14 65 CkmolJCC PDPR 48 89 hkJtCLQ RPRR 3148 94203914 6548 8912 31 4 4 进料带入的热量 进料带入的热量 F Q 吉林化工学院化工原理课程设计 12 hkJtCFQ FPFF 56 204352425 7252 8470 5 5 塔顶馏出液的热量 塔顶馏出液的热量 D Q hkJtCDQ DPDD 756 1160866114 6548 8935 38 6 冷凝器消耗的热量 冷凝器消耗的热量 C Q hkJQQQQ DRVC 444 2351692756 11608613148 942039515 4454593 7 7 散于周围的热量 散于周围的热量 I Q 取 BI QQ1 0 8 加热蒸汽代入的热量 加热蒸汽代入的热量 B Q 全塔范围内列热量衡算式 有 且 IWVFRB QQQQQQ CRDV QQQQ 即 FCWDB QQQQQ 9 0 56 2043524756 11608612248 893548444 2351692 hkJ 52 2625086 则 hkJQB 77 9489684 表 2 6 热量衡算计算结果 项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器 平均比热容 CkmolkJ 84 52 89 4876 62 热量 hkJQ 2043524 562351692 4441160861 756893548 222625086 52 2 4 塔和塔板主要工艺尺寸计算塔和塔板主要工艺尺寸计算 1 塔径的计算 塔径的计算 以精馏段计算为例 0398 0 703 1 29 741 647 6655 703 12 5 0 5 0 mV mL h h V L X 取板间距 塔板清液层高度 mHT45 0 mhL07 0 mhHY LT 38 0 07 045 0 液体表面张力时的气体负荷因子为mmN 20 22 20 185 0 139 0 0162 0 181 0 0648 0 0162 0 YXYXYXC 22 3 0185 0 3 00398 0 139 0 0398 0 0162 0 3 0181 0 0398 0 0648 0 0162 0 0829 0 吉林化工学院化工原理课程设计 13 气体负荷因子 0815 0 20 349 18 0829 0 20 2 02 0 20 m CC 液泛气速 smCu mV mVmL f 127 2 123 1 123 1 6382 775 0815 0 取泛点率为 0 7 则空塔气速 smuu f 489 1 127 2 7 07 0 所以 精馏段塔径 m u V D s 67 0 489 1 525 0 44 同理 计算得提馏段的塔径为 0 7m 按标准圆整后 精馏段和提馏段塔径均取 0 7m 2 有效高度的计算有效高度的计算 精馏段 mNHZ PT 6 31945 01 11 提馏段 mNHZ PT 5 411145 0 1 22 在进料口安装防冲设施 取进料板板间距 且要求每 3 5 块板设计一个人孔 mHF8 0 则全塔 20 块板应设计 3 个人孔 人孔处板间距mHP6 0 所以 全塔有效高度为 mHHZZZ PF 7 106 038 05 46 32 21 3 溢流装置计算 溢流装置计算 1 堰长 塔径 可选用单溢流弓形降液管 采用凹形受液盘 mD7 0 取 则堰长650 0 D lW mDlW455 0 7 0660 0 650 0 2 溢流堰高度 选用平直堰 堰上液层高度由弗朗西斯公式计算 近似取 则 OW h1 E m L L Eh W h OW 00635 0 056 1 703 12 11084 2 1084 2 3 2 3 3 2 3 mhL07 0 mhhh OWLW 06365 0 00635 0 07 0 同理 计算出提馏段 mhW0609 0 吉林化工学院化工原理课程设计 14 3 弓形降液管宽度和截面积 d W f A 查图 3 16 得 660 0 D lW 15 0 D Wd mWd105 0 6 115 0 1299 0 66 0 166 0 66 0 sin 1sin 21 2 1 D l D l D l A A WWW T f 又 222 011 2 6 1 44 mDAT 2 265 0 0106 2 069 0 mAf 液体在降液管内的停留时间 s 符合要求5265 37 00353 0 45 0 265 0 s Tf L HA 同理 计算出提馏段 s 符合要求574 16 4 降液管底隙高度和液体流经底隙的流速 0 h 0 u 且 012 0 006 0 0 W hhmhW06365 0 取 029 0 023 0 0 hmh024 0 0 则 sm hl L u W s 1381 0 024 0 056 1 00351 0 0 0 同理 提馏段 smu 2446 0 0 4 塔板设计 塔板设计 1 塔的分块 因 故塔板采用分块式 查表得 塔板分为 4 块 具体如下表所示 mmmmD8001600 表 2 9 塔的分块 塔径mm 1200 8001600 14002000 18002400 2000 塔板分块数3456 2 边缘区宽度确定 取边缘区宽度 入口安定区宽度 出口安定区宽度均取mWC04 0 S W S Wm07 0 3 开孔区面积计算 mWWDx Cd 52 0 04 0 275 0 2 6 12 吉林化工学院化工原理课程设计 15 mWDr C 75 004 0 2 6 12 r x rxrxAa 1222 sin 180 2 75 0 52 0 sin75 0 180 473 0 75 0 473 0 2 1222 2 3047 0 m 4 筛孔计算及其排列 本设计取筛孔直径 按正三角形排列 一般碳钢厚度mmd5 0 mm3 取 则孔中心距0 3 0 dtmmt 0 150 50 3 塔板上的筛孔总数 个7329424 1 15 101158101158 2 3 2 3 a A t n 5 开孔率 因为筛孔按三角形排列 则开孔率 08 10 5 15 907 0 907 0 22 0 0 dtA A a 气体通过筛孔的速度sm A V u s 10 17 424 1 1008 0 525 10 0 0 同理 计算得提馏段smu 26 17 0 5 筛板的流体力学验算 筛板的流体力学验算 1 干板阻力的计算 C h 6 05 3 01 dX 0820 0261 0011 2 424 11008 0 02 fT AAAX 则 流量系数 732 0 0782 0 441 0 0682 0 6 00820 0 6 0228 0 082 0 514 0 6 0115 0 670 0 441 0 0682 0 228 0 514 0 115 0 670 0 22 2 221 2 1210 XXXXXXC 开孔率 干板阻力按下式计算 15 吉林化工学院化工原理课程设计 16 m C u h L V C 000246 0 29 741 703 1 732 0 532 1 051 0 051 0 2 2 0 0 同理 计算出提馏段干板阻力 mhC0387 0 2 气体通过液层的阻力的计算 l h 按有效流通面积计算气速 有 a u sm AA V u fT s a 466 1 0265 0 3846 0 525 0 汽相动能因子 553 1123 1 466 1 Vaa uF 充气系数为 0 625 0 417 1 0757 0 379 1 355 0 971 0 0757 0 355 0 971 0 2 2 0 aa FF 则 mhh Ll 0313 005 0 6250 0 0 同理 计算出提馏段 smua 480 1 410 1 a F6167 0 0 mhl0427 0 3 液体表面张力的阻力的计算 h 精馏段液体表面张力 m dg h L m 00304 0 005 0 81 9 29 741 10826 1744 3 0 同理 计算出提馏段 mh00803 0 4 塔板压降的计算 P p 液柱高度 mhhhh lCP 04459 0 00304 0 0413 0 0363 0 气体通过塔板的压降 kpapaghP LPP 7 025 33981 9 29 74106956 0 同理 计算出提馏段的液柱高度 mhP0517 0 kpapaPP7 012 444 由以上计算结果可知 气体通过塔板的压降均低于设计允许值 符合要求 5 液面落差 对于的筛板塔 液面落差很小 可忽略液面落差的影响 本设计的mmD1600 故液面落差可忽略不计 mmD1600 6 液沫夹带量 设计中规定雾沫夹带量 本设计采用亨特 Hunt 的经验式计算气体液体 kgkgeV 1 0 雾沫夹带量 吉林化工学院化工原理课程设计 17 按泡沫层相对密度为 0 4 计算 则塔板上鼓泡层高度 mhhh LLf 175 0 07 0 5 25 24 0 雾沫夹带量 气体液体 kgkg hH u e fT a V 0417 0 175 0 45 0 466 1 10349 18 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 同理 计算出提馏段 均小于 所以 本设气体液体 kgkgeV 0129 0 气体液体 kgkg 1 0 计液沫夹带量在允许范围内 7 漏液点气速 OW u 本设计 所以 漏液点气速按下式计算mmmmhL3050 OW u VLLOW hhCu 13 00056 04 4 0 sm 49 10123 1 6382 77500304 007 013 00056 0 84 04 4 稳定性系数0 2 5 163 1 49 10 10 17 0 OW u u K 同理 计算得提馏段漏液点气速 稳定性系数 在设计smuOW 96 8 0 2 5 193 1 K 允许范围值内 8 液泛 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 本设计塔板上不 WTd hHH 设置进口堰 液体流过降液管的压强降相当的液柱高度可用下式计算 mu hl L h W s d 000979 0 260 0 153 0 153 0 153 0 22 0 2 0 mhhhH dLPd 11557 0 000979 0 07 0 04459 0 取 则 5 0 mHmhH dWT 12986 01925 0035 0 45 0 5 0 同理 计算得提馏段 均符合设计mhd12289 0 mHmhH dWT 12986 0 19 0 要求 根据以上各项流体力学验算结果 可认为本设计精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的 6 塔板负荷性能图 塔板负荷性能图 以精馏段为例计算 1 雾沫夹带线 取极限值 已知式中气体液体 kgkgeV 1 0 2 3 6 107 5 fT a m V hH u e 吉林化工学院化工原理课程设计 18 sa Vu797 2 3 2 820 2 15912 0 sf Lh mN m 10349 18 3 mHT35 0 整理 得 3 2 065 7 7287 20 ss LV 同理 整理得提馏段雾沫夹带线 3 2 296 10087 1 ss LV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算 将结果列于表中 smLs 33 106 0 3 100 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 6780 6360 5820 536 smVs 3 2 1 0140 9520 8730 806 根据上表中数据 可绘出雾沫夹带线 2 液泛线 令 即 式中 WTd hHH dOWWPWT hhhhhH 3 2 562 0 sOW Lh 23 2 0106 0 251 0 02386 0 ssP VLh 取 已知 整理 得5 0 mhW035 0 mHT45 0 23 22 55 1870935 7 639 0 sss LLV 同理 整理得提馏段液泛线 23 22 01 1104319 10903 0 sss LLV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算 将结果列于表中 smLs 33 106 0 3 105 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 7610 7070 5640 244 smVs 3 2 0 9090 8630 7690 633 根据上表中数据 可绘出雾沫夹带线 3 液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 则s4 sm AH L fT s 00298 0 4 265 0 45 0 3 min 作出液相负荷上限线 是一条与气体流量无关的垂直线 s V 4 漏液线 已知 代入漏液点气速式 3 2 562 0 0351 0 sL Lh 0 min A V u s OW VLLOW hhCu 13 0 0056 0 4 4 0 吉林化工学院化工原理课程设计 19 整理 得 3 2 14664 0 010834 0 982 2 ss LV 同理 整理得提馏段漏液线 3 2 14664 0 00549 0 52 3 ss LV 在操作范围内 任取几个值 依上式计算 将结果列于表中 smLs 33 106 0 3 105 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 3250 3370 3510 363 smVs 3 2 0 2850 3030 3250 342 根据上表中数据 可绘出雾沫夹带线 5 液相负荷下限线 取平直堰 堰上液层高度 作为液相负荷下限线的条件 整理得mhOW005 0 smLs 1037 3 34 min 作出液相负荷下限线 也是一条与气体流量无关的垂直线 s V 6 塔的操作弹性 根据以上各线方程 可做出筛板塔的负荷性能图如图所示 吉林化工学院化工原理课程设计 20 在负荷性能图上 作出操作点 连接 即作出操作线 由图可知 在负荷性能图上 作出操作点 连接 即作出操作线 由图可知 smVs 80 0 3 max smVs 34 0 3 min 故操作弹性为 sm V V s s 35 2 34 0 80 0 3 min max 同理可算出提镏段 sm V V s s 96 2 3 min max 3 63 6 板式塔的结构板式塔的结构 3 6 13 6 1 塔体结构塔体结构 1 1 塔顶空间 指塔内最上层塔极与塔顶的间距 为利于出塔气体夹带的液滴沉 降 其高度应大于板间距 设计中通常取塔顶间距为 1 5 2 0 HT 若需要安装除沫器时 要根据除沫器的安装要求确定塔顶间 距 2 塔底空间 指塔内最下层培板到塔底间距 其值由如下因素决定 塔底储液空间依储存液量停留 3 8 min 易结焦物料可缩短停留 时间 而定 2 再沸器的安装方式及安装高度 吉林化工学院化工原理课程设计 21 塔底液面至最下层塔板之间要留有 1 2m 的间距 3 人孔 对于 D 1000mm 的板式塔 为安装 检修的需要 一般每隔 6 8 层塔板设一人孔 人孔直径 一般为 450 mm 600mm 其伸出塔体的筒体长为 200 250 mm 人孔中心距操作平台约 800 1200mm 设人孔处的板间距应等于或大于 600mm 4 塔高 板式塔的塔高如图所示 可按下式计算 即 H n nF nP 1 HT nFHF nPHP HD HB H1 H2 式中 H 塔高 m n 实际塔板数 nF 进料板数 HF 进料板处板间距 m np 人孔数 HB 塔底空间高度 m HP 设人孔处的板间距 m HD 塔顶空间高度 m H1 封头高度 m H2 裙座高度 m 2 塔总体高度计算 塔总体高度计算 塔体总高度利用下式计算 1 塔顶封头 本设计采用椭圆型封头 由公称直径 DN 700mm 175mm 40mm 1 h 2 h 内表面积 A 0 6191 容积 0 0603 2 m 3 m 则封头高度240 112 Hhhmm 2 塔顶空间 设计中取塔顶间距 考虑到要安装除沫器 所以塔220 450 9HHm a T 顶空间取1 2m D H 3 塔底空间 FPTFFPDB12 H n n n 1 H n H n H H H H H P 吉林化工学院化工原理课程设计 22 塔底空间高度 HB是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离 取釜液停留时 间为 5min 取塔底液面至最下一层塔板间距离为 1 5m 则 m A VtL H T B 90 1 5 1 5024 0 0871 0000953 0 5 5 1 60 4 人孔 本塔具有 20 块塔板 需设置 3 个人孔 每个人孔直径为 450mm 在设置人孔处板间距 600mm P H 5 进料处板间距 考虑在进口处安装防冲设施 取进料板处板间距mmHF800 6 裙座 塔底常用裙座支撑 本设计采用圆筒形裙座 由于裙座内径 800mm 故裙座壁厚取 16mm 取裙座高mH3 2 塔体总高度 21 1 HHHHHnHnHnnnH BDPPFFTPF 3215 0 9 12 16 038 0145 0 13120 15 59m 结束语结束语 这次课设是对化工原理这门课程的一个总结 通过课程设计使我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