乙醇与水连续精馏塔实施方案

个人收集整理 仅供参考 0 26 目目 录录 1 前言 1 2 精馏塔设计任务书 2 3 设计计算书 3 4 塔板设计 18 5 设计计算结果总表 26 6 课程设计评价 27 7 课程设计心得 28 8 参考文献 28 前前 言言 乙醇在工业 医药 民用等方面 都有很广泛地应用 是很重要地一种原料 在很多方面 要 求乙醇有不同地纯度 有时要求纯度很高 甚至是无水乙醇 这是很有困难地 因为乙醇极具挥 发性 也极具溶解性 所以 想要得到高纯度地乙醇必须通过一定地方法 b5E2R 要想把低纯度地乙醇水溶液提升到高纯度 最简单地方法就是用连续精馏地方法 因为乙醇 和水地挥发度相差不大 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地过程 因此 可使混合液得到几乎完全地分离 化工厂中精馏操作是在精馏塔内进行地 塔内装有若干层塔板或 充填一定高度地填料 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 p1Ean 浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用 由于它兼有泡罩塔和筛板塔地优点 已成为国内应用最广泛地塔型 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 常用地形式是 F1 型和 V 4 型 F1 型浮阀地结果简单 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 个人收集整理 仅供参考 1 26 般情况下都采用重阀 只有处理量大且要求压强降很低地系统中 才用轻阀 浮阀塔具有下列优点 1 生产能力大 2 操作弹性大 3 塔板效率高 4 气体压强降及液面落差较小 5 塔地造价低 浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大地系统 但对于黏度稍大及有一般聚合现象地系统 浮阀塔也能 正常操作 DXDiT 通过对乙醇连续精馏塔地设计 增加对化工生产过程地了解以及对化工原理这门课程地认识 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一 设计说明书题目设计说明书题目 万吨 年 苯 甲苯连续精馏装置工艺设计 二 二 设计任务及条件设计任务及条件 1 处理量 9300 Kg h 每年生产时间按 7200 小时计 2 进料热状况参数 q 0q 0 3 进料组成 含苯为 45 质量百分数 4 塔底产品含苯不大于 2 质量百分数 5 塔顶产品中含苯为 99 质量百分数 装置加热介质为过热水蒸汽 温度及压力由常识自行指定 装置冷却介质为 25 地清水或 35 地循环清水 三 三 设计说明书目录设计说明书目录 主要内容主要内容 要求要求 1 前言 说明设计题目设计进程及自认达到地目地 2 装置工艺流程 附图 及工艺流程说明 3 装置物料衡算 4 精馏塔工艺操作参数确定 5 适宜回流比下理论塔板数及实际塔板数计算 6 精馏塔主要结构尺寸地确定 7 精馏塔最大负荷截面处 T 1 型浮阀塔板结构尺寸地确定 8 装置热衡算初算确定全凝器 再沸器型号及其他换热器型号 9 装置配管及机泵选型 10 适宜回流比经济评价验算 不少于 3 个回流比比较 11 精馏塔主要工艺和主要结构尺寸参数设计结果汇总及评价 12 附图 装置工艺流程图 装置布置图 精馏塔结构简图 手绘图 四 四 经济指标及参考书目经济指标及参考书目 1 6000 元 平方米塔壁 塔径 1 1 1 4m 乘 1 3 塔径 1 5 1 8m 乘 2 0 塔径 1 9m 以上乘 2 8 RTCrp 2 4500 元 平方米塔板 3 4000 元 平方米传热面积 4 16 元 吨新鲜水 8 元 吨循环水 个人收集整理 仅供参考 2 26 5 250 元 吨加热水蒸汽 设备使用年限 10 年 6 装置主要固定资产年折旧率为 10 银行借贷平均年利息 12 5 7 夏清 陈常贵主编 化工原理 上 下 册修订本 M 天津 天津大学出版 社 2005 8 贾绍文 化工原理课程设计 M 天津 天津大学出版社 2002 设计计算书设计计算书 一 设计题目 题目 6 7 万吨 年苯 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书 二 设计条件 1 处理量 9300 Kg h 每年生产时间按 7200 小时计 2 进料热状况参数 q 0 3 进料组成 含苯为 45 质量百分数 4 塔底产品 含苯不大于 2 质量百分数 5 塔顶产品 中含苯为 99 质量百分数 6 回流比 通过计算获得 7 全塔效率 计算获得 8 建厂地址 茂名地区 9 单板压降 0 7Kpa 10 操作压力 4Kpa 塔顶表压 11 过热蒸气加热 饱和蒸气进料 装置加热介质为过热水蒸汽 温度及压力由常识自行指定 装置冷却介质为 25 地清水或 35 地循环清水 5PCzV 三 设计方案地确定 本设计任务为分离苯 甲苯混合物 对于二元混合物 应采用连续精馏流程 设计中采用饱和蒸气 进料 将原料液通过预热器加热器成饱和蒸气后送入精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷 凝液在泡点下部回流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐 塔底采用过热水蒸气加热 塔底产品经冷却后送至储罐 jLBHr 3 精馏塔地物料衡算 乙醇地摩尔质量kmolkgMa 46 水地摩尔质量kmolkgMb 18 个人收集整理 仅供参考 3 26 分别对塔顶 进料 塔底进行物料衡算如下 77885 0 18 1 046 9 0 46 9 0 D x 21033 0 18 595 0 46 405 0 46 405 0 F x 03291 0 18 92 0 46 08 0 46 08 0 W x 原料液以及塔顶 塔底产品地平均摩尔质量 kmolkgxMxMM DBDAD 80 3977885 011877885 0 46 1 kmolkgxMxMM FBFAF 89 2321033 0 11821033 0 46 1 kmolkgxMxMM WBWAW 92 1803291 0 11803291 0 46 1 精馏塔各部分流量计算 原料处理量 16 9t h 换算成以摩尔流量为 kmolkgF 431 707 89 23 1000 9 16 总物料衡算431 707 FWD 乙醇物料衡算FWD21033 0 03291 077885 0 联立解得kmolD261 168 kmolF170 539 四 塔板数地确定 用图解法求得0 8925 min R 分别取 1 21 071 min R 1 31 16025 min R 1 51 33875 min R 1 81 6065 min R 取当1 071 示范计算 R 精馏塔地气 液相负荷 208 180261 168071 1 RDLhkmol 469 348261 168071 2 1 DRVhkmol 639 887431 707208 180 FLLhkmol 348 469 VVhkmol 个人收集整理 仅供参考 4 26 RLV L V 1 071180 208348 469887 639348 469 1 16025195 225363 486902 659363 486 1 3385225 259393 520932 69393 520 1 6065270 311438 572977 742438 572 操作线方程 1 精馏段操作线方程 3761 0 5171 077885 0 469 348 261 168 69 348 208 180 xxx V D x V L y D 2 提馏段操作线方程 0509 0547 203291 0 469 348 170 539 469 348 639 887 xxx V W x V L y W R精馏操作线提馏操作线 1 071 3761 05171 0 xy0509 0 547 2 xy 1 16025 3605 05371 0 xy0488 0 4833 2 xy 1 3385 3330 0 5724 0 xy0451 0 3701 2 xy 1 6065 2988 06163 0 xy0405 02279 2 xy 五 实际板层数计算 1 进料线地求取q 泡点温度 83 B t 进料温度 78 F t 平均温度 5 80 t kmolkJ cxMcxMc ba pFbpFap 760 88 195 4 21033 0 1 1821033 0 012 3 46 1 kmolkJ rxMrxMr bFbaFa 973 40914 16 2307 21033 0 1 1835 83921033 0 46 1 0108 1 973 40914 973 40914 7883 760 88 r rttc q FBp 2 根据作图知不同地回流比下地总理论板数和进料板位置如下表 不包括再沸器 R 总理论板数进料板位置 1 0711817 1 160251312 1 33851211 1 606599 全塔效率地计算xHAQX D 0 78 0 81 W 0 032 0 24 86 时查图得知 11 0 A x89 0 B x 查表知 40 0 A 3315 0 B 个人收集整理 仅供参考 5 26 塔顶温度 79 塔底温度 94 平均温度 86 5 21 1 78 0 78 0 1 81 01 81 0 1 1 D D D D D x x y y 28 9 032 0 032 0 1 24 01 24 01 1 W W W W W x x y y 35 3 28 921 1 WD 平均温度下地液体粘度 339 0 89 0 3315 0 11 0 40 0 BBAAL xx 所以全塔效率 475 0 0339 0 35 3 49 0 49 0 245 0 245 0 LT E 由于浮阀板地塔板效率比较高所以实际地地塔板效率为 0 52 TT EE1 1 代入全塔效率计算出实际地板层数如下表 R 实际板总数实际进料板位置 1 0713432 1 160252523 1 33852421 1 60651817 六 精馏塔尺寸地确定 物料物性计算 取时计算如下 min 2 1 RR 塔顶温度 79 精馏段最后一块板温度 83 进料板温度 84 5 塔顶平均摩尔质量计算 0 77885 1 yxD 0 745 1 x 8078 391877885 0 177885 0 46 1 11 yMyMM BAVDm kmolkg 8078 39 1 11 xMxMM BALDm 个人收集整理 仅供参考 6 26 kmolkg 66 38 18745 0 1745 0 46 精馏板最后一块板平均摩尔质量 根据附图 一 可知 0 235 F x 0 545 F y 1 FBFAVFm yMyMM 26 33545 0 118545 0 46 kmolkg lkmokg xMxMM FBFALFm 58 24 235 01 18235 0 046 1 进料板平均摩尔质量计算 根据附图 一 可知 0 155 F x 0 5 F y 1 FBFAVFm yMyMM 325 01185 046 kmolkg kmolkg xMxMM FBFAVFm 34 22 155 0 1 18155 0 46 1 总情形如下表 回流比项目 气相摩尔 浓度 液相摩尔 浓度 V M L M 塔顶 0 778850 74539 807838 86 精馏末板 0 5450 23533 2624 581 071 进料板 0 50 1553222 34 塔顶 0 778850 73439 807838 552 精馏末板 0 5870 3234 43626 961 16025 进料板 0 5330 232 92423 6 塔顶 0 778850 74539 807838 86 精馏末板 0 5920 3334 57627 241 3385 进料板 0 5250 16532 722 62 塔顶 0 778850 73439 807838 552 1 6065 精馏末板 0 550 23433 424 552 个人收集整理 仅供参考 7 26 进料板 0 440 130 3220 8 平均密度计算 气相平均密度计算 3 4316 1 7915 273 3145 8 8078 39 3 105 mkg RT MP m Vmm Vm 液相平均密度计算 液相平均密谋计算用以下公式 iiLm a 1 塔顶液相平均密度计算 由79 查手册得 D t 3 745mkg A 3 8 971mkg B 802 762 8 971 1 0745 9 0 1 LDm 3 mkg 精馏末板平均密度为 由83 查手册得 t 3 745mkg A 3 8 971mkg B 塔底液相地质量分率 8439 0 765 0 18235 0 46 235 0 46 1 FbFA FA A xMxM xM a 054 857 8 971 5602 0 745 4398 0 1 LFm 3 mkg 进料板平均密度计算 由84 5 查手册得 F t 3 745mkg A 3 8 971mkg B 进料板液相地质量分率 3192 0 845 0 18155 0 46 155 046 1 FbFA FA A xMxM xM a 740 885 8 971 6808 0745 3192 0 1 LFm 3 mkg 个人收集整理 仅供参考 8 26 液体平均表面张力地计算 由79 查手册得 D t mmN A 6 17 mmN B 6 62 03 29 745 01 6 62745 0 6 17 1 11 xx BALDm mmN 精馏段平均表面张力为 由83 查手册得 F t mmN A 6 17 mmN B 6 62 025 52765 0 6 62235 0 6 17 1 FBFALFm xx mmN 进料板液相平均表面张力计算 由84 5 查手册得 F t mmN A 6 17 mmN B 6 62 625 55845 0 6 62155 0 6 17 1 FBFALFm xx mmN 液体平均粘度计算 液相平均粘度计算用下式计算 iiLm x lglg 塔顶液相平均粘度计算 由79 查手册得 D t mmPa A 45 0 mmPa B 3160 0 3160 0 lg 77885 0 1 45 0 lg77885 0 lg 1 lglg 11 BALDm xx mmPa LDm 4161 0 由83 查手册得 F t mmPa A 43 0 mmPa B 3436 0 3436 0lg 235 01 43 0 lg235 0 lg 1 lglg BFAFLFm xx mmPa LFm 3622 0 由84 5 查手册得 F t 个人收集整理 仅供参考 9 26 mmPa A 42 0 mmPa B 3395 0 3395 0lg 155 0 1 42 0 lg155 0 lg 1 lglg BFAFLFm xx mmPa LFm 3509 0 其他温度下地粘度查表略 总情形如下表 R 项目 yx 粘度 气相平均 密度 液相平均 密度 Pm 温度 塔顶 0 778850 7450 41611 43163762 802105 379 1 071 进料 板 0 50 1550 35091 36665885 74012784 5 塔顶 0 778850 7340 41611 43163762 802105 379 精馏 末板 0 5870 320 37951 40138833 29212081 5 1 1602 进料 板 0 5330 20 35941 34011868 705120 783 5 塔顶 0 778850 7450 41611 43163762 802105 379 精馏 末板 0 5920 330 42811 39855830 847118 679 51 3385 塔顶 0 778850 7340 41641 43163762 802105 379 精馏 末板 0 550 2340 36751 30457857 369115 582 5 1 6065 进料 板 0 440 10 33941 17984910 499116 286 塔径地计算 以 R 1 071 地塔顶为例 sm MV V Vm Vm S 692 2 4316 1 3600 80 39469 348 3600 3 00255 0 8023 7623600 86 38208 180 3600 Lm Lm S LM L sm 3 个人收集整理 仅供参考 10 26 LDAYt 由于 V VL Cu max 其中 C 由式 其中由图查取 图地横坐标为 2 0 20 20 L CC 20 C 0218 0 4316 1 802 762 6915 2 00255 0 2 1 2 1 V L h h V L 取板间距 板上液层高度则mHT45 0 mhL07 0 mhH LT 39 0 07 045 0 查图得0 082 20 C 088 0 20 075 29 082 0 20 2 02 0 20 L CC 037 2 max V VL Cu 取安全系数 0 7 则空塔气速为 1 4265 max 7 0 uusm m u V D s 55 1 43 1 14 3 6912 244 塔径圆整后m6 1D 总情形如下表 R 项目 S V S L 1 071 塔顶 2 69152 0 00255 精馏末板 2 26949 0 00144 进料板 2 26648 0 00622 1 16025 塔顶 2 80751 0 00274 精馏末板 2 48108 0 00175 进料板 2 48060 0 00681 1 3385 塔顶 3 03176 0 00319 精馏末板 2 69559 0 00205 进料板 2 71777 0 00665 1 6065 塔顶 3 38746 0 00379 精馏末板 3 11900 0 00215 进料板 3 13072 0 00620 个人收集整理 仅供参考 11 26 R 项目C横 C20Cumax0 7uD 塔顶 0 0218 0 0820 0 0883 2 03791 4265 1 5499 精馏 末板 0 0155 0 0813 0 0984 2 4173 1 69211 3067 1 071 进料 板 0 0698 0 08000 0981 2 4970 1 7479 1 2849 塔顶 0 02250 08300 0897 2 06971 44881 5707 精馏 末板 0 01720 0820 0 09772 38211 6675 1 3763 1 16025 进料 板 0 0699 0 0813 0 09902 5191 1 76331 3383 塔顶 0 0242 0 0840 0 0905 2 08761 6701 1 5203 精馏 末板 0 01850 0830 0 09872 4055 1 6839 1 4276 1 3385 进料 板 0 06340 0821 0 1005 2 6054 1 8238 1 377 塔顶 0 02580 08450 09132 1071 1 6857 1 599 精馏 末板 0 0176 0 08130 0984 2 5218 1 7653 1 499 1 6065 进料 板 0 0550 084 0 1042 903 2 032 1 400 从上表我们可以看出所有地回流比塔径圆整后都为 1 6m 注后两个回流比地安全系数取值为 0 8 因为修正后安全系数必小于 0 8 所以此二处选 0 8 便于 计算和安排 Zzz6Z 精馏塔总有效高度地计算 精馏段有效高度地计算 mHNZ T 5 1313145 0 1 精精 提馏段有效高度地计算 mHNZ T 9 01345 0 1 提提 由于有mH66 12 22 2 附 精馏塔有效高度为 mZZZZ40 2069 0 6 13 附提精总 塔体造价计算 塔厚 0 012m 材料 不锈钢 材料密度 7900 3 mkg 造塔材料单价 38700 元 吨 则塔造价为 个人收集整理 仅供参考 12 26 元 总 373378 95 387009 7 012 0 2 6 1 2 6 1 40 20 38700 22 1 SZP 折旧费为 h6 488 300 24373378 95 11 元 TPP R1 0711 160251 33851 6065 精 Zm 13 59 458 556 75 提 Zm 0 90 91 350 45 总 Zm 20 416 3515 913 2 元 1 P 373378 9299252 2291015 9241598 1 折旧费元 1 P 小时 6 485 195 054 19 由于经过经济计算 选回流比为 1 071 时最经济所以这里只对回流比为 1 071 时进行计算 塔截面积 222 011 2 6 1 44 mDAT 实际空塔气速为 smu 34 1 011 2 695 2 七 精馏塔热量衡算 塔顶冷凝器计算 塔顶冷凝器热负荷计算 由于是泡点回流所以热流体温度不变 冷凝器热负荷只是液体变为蒸汽地汽化潜热 kmolkJ cxMcxMq ba pFbpFa 9 39255 16 2307 1822115 0 35 8394677885 0 1 kJ qDR IIDRQ LDVDC 87 13679337 59 39255261 168 1071 1 1 1 换热面积地计算 个人收集整理 仅供参考 13 26 热流体 T 79 79 冷流体 t 25 35 54 44t 故 83 48 44 54 ln 4454 m t 选取 1000 2 KmWK 则换热面积 2 2161 283 83 481000 8113679337 7 m tK Q S C 换热器费用 已知传热材料单价为 0 6 万元 2 m 换热器总费用为 万92962 1692161 2836 06 0 2 SP 冷凝器折旧费 hTPP 51 29300 8 24169 92966210000 22 元 冷却水用量以及费用计算 3 285 326 2 99825352 4 8113679337 7 2535 m C Q V pm C 冷却水费用 已知冷却水价格为 1 8 元每立方米 587 32326 2858 18 1 3 Vp小时元 R1 0711 160251 33851 6065 kmolkJQC 13679337 78114268850 52715447876 01917216414 257 S 2 m283 216295 421319 831356 447 万元 2 P 169 9296618177 2528015191 8990809213 8685000 元 小时 2 P 29 5030 7733 3137 12 V 3 m326 285340 347368 469410 653 元 小时 3 p 587 31612 62663 25739 18 再沸器计算 再沸器热量衡算 FWDCB QQQQQ 根据 个人收集整理 仅供参考 14 26 0 405F0 08W 2 0 9D 16 9FW 1 D 联立两式得 D 6 70 W 10 20 再查表查得不同温度下地乙醇和水地比热容分别计算 KJQD0 170355210 195 41 0011 3 9 0 7970 6 3 KJQW408 395040910 2208 4 92 0011 3 08 0 20 1094 3 KJQF013 490794210 208 4595 0 011 3405 0 90 1678 3 kJQC87 13679337 3kJ14417763 5 FWDCB QQQQQ 再费器热费用计算 再费器热费用包括热损失在内按 3 5计算hKW 小时元 14017 273 5 3600314417763 53600 5 3 4 B Qp 再沸器传热面积计算 因为采用 0 4蒸汽加热且冷凝液在同温度下流出 同样釜液温度也是不变地体系 所以传热推 a MP 动力就是两者温度之差 dvzfv 已知 0 4下水蒸汽地温度为 143 4 a MP 釜液温度为 94 传热推动力49 4 t 选取传热系数 1500 2 KmWK 传热面积 2 216 190m 4 491500 314417763 5 tK Q S B 同样传热材料单价为 0 6 万元 2 m 再沸器换热总费用为 万元129 714471216 1906 06 0 5 SP 再沸器折旧费 元 小时22 52100008 300 24129 714471 55 TPP 个人收集整理 仅供参考 15 26 R1 0711 160251 33851 6065 KJQB 14417763 5315007276 27616186301 76817954840 006 元 小时 4 P 14017 2714590 4015736 6817456 09 S 2 m216 190225 030242 709269 228 万 5 P 129 714471135 018230145 625746161 537022 元 小时 5 P 22 5223 4425 2828 04 3 塔板费用 由于塔板需要加工切割所以按塔截面积计算且已知塔板费用为 2 5500m元 所以塔板费用每小时耗费为 元 小时72 6 300824 011 2 550035 5500 6 TANP T总 4 加上塔板费用 精馏塔目前操作费为 小时元 14669 80 6 7214017 2722 52587 3129 56 48 750 654321 PPPPPPP 750 为人工操作费 R 元 小时 P 1 07114669 80 1 1602515267 42 1 338516468 57 1 606518268 65 根据上述数据比较 选取最佳方案地回流比为1 071 塔径 min RRmD6 1 塔板设计塔板设计 一 溢流装置 选用单溢流弓形降液管 凹形受液盘 不设进口堰 堰长 w l 0 6D 0 96m 堰高 W h mmhhh OWWL 70 个人收集整理 仅供参考 16 26 mm Lw L h h ow 7 12 96 0 180468 9 1000 84 2 1000 84 2 3 2 3 2 取mmhOW13 mmhW571370 弓形降液管宽度和面积 用图求取和 因为 d W f A d W f A 6 0 D lw 由由该图查得 那么056 0 T f A A 1 0 D Wd 2 1126 0 011 2 056 0 056 0 mAA Tf mDWd16 06 11 01 0 依式s L HA L HA S Tf h Tf 86 19 00255013 0 45 0 1126 0 3600 停留时间大于 5 秒 故降液管尺寸合格 降液管底隙高度用简便公式 mmmhh wo 51051 0 006 0057 0 006 0 塔板布置和浮阀数目与安排 取阀动能因子计算孔速10 0 F 0 u sm F u V 357 8 4316 1 10 0 0 阀孔数目 269 357 8039 0 4 6915 2 4 2 0 2 0 ud V N S 取边缘区宽度 破沫区宽度 用下式进行计算mWc03 0 mWd10 0 R x RxRxAaarcsin 180 2 222 个人收集整理 仅供参考 17 26 77 0 03 0 2 6 1 2 C W D R 54 0 10 0 16 0 2 6 1 2 SD WW D x 2222 514 1 77 0 54 0 arcsin 180 54 0 77 0 54 0 2mRAa 浮阀采用等腰三角形叉排 取同一横排地孔心距则按mt075 0 mm Nt A t a 075 0 075 0 269 514 1 考虑到塔地直径比较大 必须采用分块式塔板 而各分块板地支撑同衔接也要占去一部分面积 所以 排间距采用mt065 0 按 以等腰三角形叉排做图 排得阀数 227 个 按 N 227 重新核算孔数和阀mt075 0 mt065 0 动能因数 sm Nd V u S 9 9 2270039 0 4 69 2 4 2 2 0 0 84 114316 1 9 9 0 F 129 0 F 54 13 9 9 34 1 塔板开孔率 二 塔板流体力学地计算 1 气相通过浮阀板地压强降 hhhh cp 1 干板阻力 由于smu V 62 8 4316 1 1 73 1 73 825 1 825 1 0 因为所以按下式进行计算 uu0 m g u h L V c 05 0 80 76281 9 2 9 94316 1 34 5 2 34 5 2 0 板上充气层阻力 醇水混合物为碳氢化合物 取充气系数进行计算 5 0 0 mhh L 035 0 07 0 5 0 01 由于液体表面张力所造成地影响很小 所以忽略不计 因此 气流经过一层塔板地压降所相当地液柱高度为 个人收集整理 仅供参考 18 26 mhp085 0035 0 050 0 则单板压降为 aLpp pghP63680 76281 9085 0 636 700 设计合格 2 淹塔 dLpd hhhH 气体通过塔层地单板压降相当于液柱高度己经算出 mhp085 0 液体通过降液管地压头损失 因不设进口堰所以 m hl L h W S d 0004 0 51 096 0 00255103 0 153 0 153 0 2 2 0 板上液层高度 前已经选定板上液层高度为0 070mh L 则mHd159 0 004 0070 0 085 0 取 己选 则6 0 mHT45 0 mhw057 0 mhH wT 3042 0 057 0 45 0 6 0 可见 符合防止塔淹塔地发生 wTd hHH 3 雾沫夹带 板上液体流径长度 mWDZ dL 28 1 16 0 26 42 板上液流面积 2 7858 1 1126 0 2011 2 2mAAA fTb 乙醇水混合液为正常系统 可取物性系数 K 1 0 又由图查得泛点负荷系数分别用下两111 0 F G 式计算 式 53 60 100 7858 1 111 0 28 100255 036 1 4316 1 8 762 4316 1 69 2 100 36 1 VS bF LS VL V AKC ZL 泛点率 式 个人收集整理 仅供参考 19 26 99 66 100 011 2 111 078 0 4316 1 8 762 4316 1 69 2 100 78 0 VS TF VL V AKC 泛点率 根据两式计算得出泛点率都在职干部 80 以下 故可知雾沫夹带量能满足 要求 1 0气液kgkgev 三 塔板负荷性能图 1 雾沫夹带线 依下式做出 TF VL V AKC78 0 VS 泛点率 按泛点率为 80 计算如下 011 2 111 0 78 0 4316 1 8 762 4316 1 V 80 0 S 整理得21 3 S V 由上式知雾沫夹带线为一平行于横坐标地地直线 所以可以直接做出 2 液泛线 已知 dLcdLPWT hhhhhhhhhH 01 由上式确定液泛线 忽略 将各项对应地公式代入上式吞整理得下式 h 3 2 2 0 2 3600 1000 84 2 1 153 0 2 34 5 0 W s w w S L V WT l L hE hl L g u hH 因物系一定 其中 为定值 而与又有如下关系 即 T H W h 0 h W l V L 0 0 uV Nd V u S 2 0 0 4 式中阀孔数 N 与孔径 879 也是定值 因此可将上式简化为与地关系 S V S L 个人收集整理 仅供参考 20 26 3 2 22 SSS dLcLbaV 即 3 2 22 647 54533878082 116 SSS LLV 依次取几个值 依上式计算出相应地值 列于下表 S L S V S L 0 0010 0103 S V 5 54 3 因为此线为一直线 所以确定两个端点就可以做出 根据表中数据 做出相应地液液泛线 3 液相负荷上限线 液体地最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 5 秒 依下式可知液体在 降液管内地停留时间为rqyn1 s L HA h Tf 5 3 3600 以作为液体在降液管内停留时间地下限 则s5 sm LA L s Ts s 0103 0 5 1126 0 45 0 5 max 求出上上限液体流量 常数 值 在图上液相负荷上限线与气体流量无关地竖直线 S L SS L V S V 4 漏液线 对于 F1 型重阀 依计算 则 又知5 00 V uF V u 5 0 0 2 4 NudVS 则得 V S NdV 5 4 2 以作为规定气体最小负荷地标准 则5 0 F smNdV V S 13 1 4316 1 5 227039 0 4 5 4 322 min 据些做出液体流量地无关地水平漏液线 5 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷地下限条件 依mh wo 006 0 地计算式计算出 LS 地下限值 依此做出液相负荷下限线 该线与气 3 2 min 3600 1000 84 2 w S wo l L Eh 个人收集整理 仅供参考 21 26 相流量无关地竖直线 Emxvx 006 0 3600 1000 84 2 3 2 min w S l L E 取 E 1 则 sm l L w S 0008 0 3600 96 0 84 2 1000006 0 3600 84 2 1000006 0 32 3 2 3 min 根据上述所有条件与结果做出塔板负荷性能图 根据图上我们可知 1 任务规定地气 液相负荷下地操作点 P 设计点 处在操作区内地适宜位置 2 塔板地气相负荷由雾夹带控制 操作下限由漏液控制 3 按照固定地液气比 由本设计附图查出塔板地气相负荷上限以及下限计算出操作弹性为 84 2 1 13 3 21 操作弹性 设计计算结果汇总于下表设计计算结果汇总于下表 现将设计计算结果汇总于下表中 项目数值备注 塔径mD 1 6 板间距mHT 0 45 塔板形式单溢流弓形降液管 分块式塔板 凹形受液盘 个人收集整理 仅供参考 22 26 空塔气速 smu 1 34 堰长 w l 0 96 堰高 w h 0 057 板上液层高度mhL 0 013 降液管底隙高度mho 0 051 浮阀数 N 个 227 阀孔气速 smu 9 9 阀孔动能因数 0 F 11 84 临界阀孔气速 smu 8 62 等腰三角形叉排 孔心距mt 0 075 指同排孔心距 排间距m t 0 065 指相邻两排中心线距离 单板压降 ap pp 636 液体在降液管内停留时间 s 19 86 降液管内清液层高度 mHd 0 159 泛点率 66 99 气相负荷上限 smVS 3 max 3 21 雾沫夹带控制 气相负荷下限 smVS 3 min 1 13 漏液控制 操作弹性 2 84 课程设计评价课程设计评价 本设计是前人科学成果以及经验公式地前提下进行设计地 并且参考资料中有完全相同地类型 地设计同计算 所以计算过程上不会出现太大地公式选择错误 而且在反复地设计过程中 也对公式 应用也有了比较大理解和进步 SixE2 本设计在理论塔板地确定上采用图解法 因为其简单而且明了 全塔效率采用前人经验公式 在 选择回流比地时候采用了试差法 先计算出几种回流比下地总花费 然后再确定最佳回流比 6ewMy 本设计地地最佳回流比我个人认为选择地比较好 因为通过理论塔板以及塔顶冷凝水地耗费计 算 我发现在我地物性参数下 理论塔板数变化走向在 1 3 倍以下变化很大 在 1 3到 1 5 min R min R 个人收集整理 仅供参考 23 26 之间变化中等 在 1 8到 2 0之间理论塔板数完全相等 而且在 1 3和 1 2 min R min R min R min R 时 冷却水用量己经很接近 相差己经很近 而塔板数却斗增 说明再把回流比取小取小己经没 min R 有多意义了 再小地话塔板数可能会增到无法采用 而且又不会比 1 2节约到哪里 kavU4 min R 回流比与总耗费地关系基本如下图 1 2 min R 经过计算发现塔顶地塔径是最大地 这主要是在同样地摩尔流量下 塔顶无论气相还是液相密 度都比较小 乙醇比较含量高 所以造成在塔顶地气液相负荷都很高 y6v3A 换热器地传热速率取值较高 但合理 因为现代科学发展有很多精细化学品能处理污垢问题 所 以稍稍取大点不影响实际应用结果 M2ub6 对于塔板负荷性能图 操作线比较陡 主要是因为回流比比较小 所以较小地液相流量变化就会 引起较大地气相流量变化 液泛线比较低但这是物性自身与塔径共同决定地 与塔板本身无关 0YujC 所以综上所述 我认为本次设计算得上一个成功地课程设计 课程设计心得课程设计心得 通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程地重要性和实用性 更特别是对精馏 原理及其操作各方面地了解和设计 对实际单元操作设计中所涉及地个方面要注意问 题都有所了解 通过这次对精馏塔地设计 不仅让我将所学地知识应用到实际中 而且 对知