乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计

第 1 页 共 38 页 摘 要 2 化工原理 课程设计任务书 4 第一章 设计概述 5 1 1 塔设备在化工生产中的作用与地位 5 1 2 塔设备的分类 5 1 3 板式塔 5 1 3 1 泡罩塔 5 1 3 2 筛板塔 6 1 3 3 浮阀塔 6 第二章 设计方案的确定及流程说明 8 2 1 塔型选择 8 2 2 操作流程 8 第三章 塔的工艺计算 9 3 1 查阅文献 整理有关物性数据 9 3 1 1 进料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 9 3 1 2 平均摩尔质量 10 3 2 全塔物料衡算 10 3 3 塔板数的确定 10 3 3 1 理论塔板数的求取 10 3 3 2 全塔效率的估算 11 3 3 3 实际塔板数 12 第四章 精馏塔主题尺寸的计算 13 4 1 精馏段与提馏段的汽液体积流量 13 4 2 塔径的计算 15 4 3 塔高的计算 17 4 4 塔板结构尺寸的确定 18 4 5 弓形降液管 19 第五章 塔板的流体力学验算 21 5 1 气体通过塔板的压力降 m 液柱 21 5 2 液面落差 22 5 3 液沫夹带 雾沫夹带 23 5 4 漏液 23 5 5 液泛 24 第六章 塔板负荷性能图 24 6 1 精馏段塔板负荷性能图 24 6 1 1 漏液线 24 6 1 2 液沫夹带线 25 6 1 3 液相负荷下限线 25 6 1 4 液相负荷上限线 25 化工原理课程设计 第 2 页 共 38 页 6 1 5 液泛线 26 6 2 提馏段塔板负荷性能图 27 6 2 1 漏液线 27 6 2 2 液沫夹带线 27 6 2 3 液相负荷下限线 28 6 2 4 液相负荷上限线 28 6 2 5 液泛线 28 第七章 各接管尺寸的确定及选型 30 7 1 进料管尺寸的计算及选型 30 7 2 釜液出口管尺寸的计算及选型 30 7 3 回流管尺寸的计算及选型 31 7 4 塔顶蒸汽出口径及选型 31 7 5 水蒸汽进口管口径及选型 31 第八章 精馏塔的主要附属设备 33 8 1 冷凝器 33 8 2 预热器 34 设计结果一览表 34 设计小结 37 致谢 38 参考文献 38 化工原理课程设计 第 3 页 共 38 页 摘 要 筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备 此设计针对乙醇 水的精馏 问题进行分析 选取 计算 核算 绘图等 是较完整的精馏设计过程 通过对精馏塔的运算 可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程 生 产操作条件及物性参数是合理的 以保证精馏过程的顺利进行并使效率 尽可能的提高 关键词 筛板塔 精馏段 提馏段 乙醇 水 Abstract The sieve tray tower is one kind of main gas liduid mass transfer equipment in Chemical production This design for ethanol water distillation analysis of the problem selection calculation accounting graphics etc is a more complete distillation design process Through the calculation of sieve tray tower we can get various designs of sieve tray tower such as tower process production operating conditions and physical parameters is reasonable to ensure the smooth progress of distillation process and to improve efficiency as much as possible Keywords sieve tray tower rectifying section stripping section ethanol water 化工原理课程设计 第 4 页 共 38 页 化工原理化工原理 课程设计任务书课程设计任务书 一 设计题目 设计题目 乙醇 水溶液连续板式精馏塔设计 二 任务要求 任务要求 1 设计一连续板式精馏塔一分离乙醇和水 具体工艺参数如下 1 原料乙醇含量 质量分率 29 2 原料处理量 质量流量 10 8t h 3 摩尔分率 Xd 0 82 Xw 0 02 2 工艺操作条件 常压精馏 塔顶全凝 泡点进料 泡点回流 R 1 2 2 Rmin 三 设备形式三 设备形式 筛板塔 四 设计工作日四 设计工作日 每年 330 天 每天 24 小时连续运行 六 主要内容六 主要内容 1 1 确定全套精馏装置的流程 汇出流程示意图 标明所需的设备 管线及有关控 制或观测所需的主要仪表与装置 2 2 精馏塔的工艺计算与结构设计 1 物料衡算确定理论板数和实际板数 2 计算塔径并圆整 3 确定塔板和降液管结构 4 流体力学校核 并对特定板的结构进行个别调整 5 全塔优化 要求操作弹性大于 2 3 3 计算塔高 4 4 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积 水蒸气用量和再沸器换热面积 5 5 绘制塔板结构图 6 6 列出设计参数表 化工原理课程设计 第 5 页 共 38 页 化工原理课程设计 第 6 页 共 38 页 第一章第一章 设计概述设计概述 1 1 塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备在化工生产中的作用与地位 塔设备是是化工 石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一 它可使气液 或液液两相间进行紧密接触 达到相际传质及传热的目的 可在塔设备中完成常 见的单元操作有 精馏 吸收 解吸和萃取等 此外 工业气体的冷却与回收 气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿 减湿等 在化工 石油化工 炼油厂中 塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环 境保护等各个方面都有重大影响 塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极 大重视 1 2 塔设备的分类塔设备的分类 塔设备经过长期的发展 形成了形式繁多的结构 以满足各方面的特殊需 要 为研究和比较的方便 人们从不同的角度对塔设备进行分类 按操作压力分 为加压塔 常压塔和减压塔 按单元操作分为精馏塔 吸收塔 解吸塔 萃取塔 反应塔和干燥塔 按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中 形成相界面的塔 长期以来 人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔 填 料塔两大类 1 3 板式塔板式塔 板式塔是分级接触型气液传质设备 种类繁多 根据目前国内外的现状 主要的塔型是浮阀塔 筛板塔和泡罩塔 1 3 1 泡罩塔泡罩塔 泡罩塔是历史悠久的板式塔 长期以来 在蒸馏 吸收等单元操作使用的 设备中曾占有主要的地位 泡罩塔具有一下优点 1 操作弹性大 2 无泄漏 化工原理课程设计 第 7 页 共 38 页 3 液气比范围大 4 不易堵塞 能适应多种介质 泡罩塔的不足之处在于结构复杂 造价高 安装维修方便以及气相压力降较大 1 3 2 筛板塔筛板塔 筛板塔液是很早就出现的板式塔 20 世纪 50 年代起对筛板塔进行了大量 工业规模的研究 形成了较完善的设计方法 与泡罩塔相比 具有以下的优点 1 生产能力大 提高 20 40 2 塔板效率高 提高 10 15 3 压力降低 降低 30 50 而且结构简单 塔盘造价减少 40 左右 安装维修都比较容易 1 1 3 3 浮阀塔浮阀塔 20 世纪 50 年代起 浮阀塔板已大量的用于工业生产 以完成加压 常压 减压下的蒸馏 脱吸等传质过程 浮阀式之所以广泛的应用 是由于它具有以下优点 1 处理能力大 2 操作弹性大 3 塔板效率高 4 压力降小 其缺点是阀孔易磨损 阀片易脱落 浮阀的形式有很多 目前常用的浮阀形式有 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 F1 型浮阀又分为轻阀和重阀两种 V 4 型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型 以减小气体通过塔板的压强降 阀片除腿部相应加长外 其余结构尺寸与 F1 型轻阀无异 V 4 型阀适用于减压系 统 化工原理课程设计 第 8 页 共 38 页 化工原理课程设计 第 9 页 共 38 页 第二章第二章 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 2 12 1 塔型选择塔型选择 根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备 24 小时计算 产品流 量为 10 8t 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 选用筛板塔 2 22 2 操作流程操作流程 乙醇 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 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 汽再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 精馏装置有精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却 器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分 离 由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走 乙醇 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 流程示意图如下图 图图 1 1 精馏装置流程示意图 精馏装置流程示意图 化工原理课程设计 第 10 页 共 38 页 第三章第三章 塔的工艺计算塔的工艺计算 3 13 1 查阅文献 整理有关物性数据查阅文献 整理有关物性数据 1 水和乙醇的物理性质 表 3 1 水和乙醇的物理性质 名称分子式 相对分子 质量 密度 20 3 kg m 沸 点 101 33kPa 比热容 20 Kg kg 黏度 20 mPa s 导热系 数 20 m 表面 张力 20 N m 水2 H O 18 029981004 1831 0050 59972 8 乙醇 25 C H OH 46 0778978 32 391 150 17222 8 2 常压下乙醇和水的气液平衡数据 见表 3 2 表 3 2 乙醇 水系统 t x y 数据 乙醇摩尔数 乙醇摩尔数 沸点 t 气相液相 沸点 t 气相液相 99 90 0040 0538227 356 44 99 80 040 5181 333 2458 78 99 70 050 7780 642 0962 22 99 50 121 5780 148 9264 70 99 20 232 9079 8552 6866 28 99 00 313 72579 561 0270 29 98 750 394 5179 265 6472 71 97 650 798 7678 9568 9274 69 95 81 6116 3478 7572 3676 93 91 34 1629 9278 675 9979 26 87 97 4139 16 78 479 8281 83 85 212 6447 4978 2783 8784 91 83 7517 4151 6778 285 9786 40 82 325 7555 7478 1589 4189 41 乙醇相对分子质量 46 水相对分子质量 18 3 1 13 1 1 进料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数进料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 02 0 W x 化工原理课程设计 第 11 页 共 38 页 3 1 23 1 2 平均摩尔质量平均摩尔质量 M 0 138 46 1 0 138 18 21 86 kg kmol F M 0 82 46 1 0 82 18 40 96kg kmol D M 0 02 46 1 0 02 18 18 56kg kmol W 3 23 2 全塔物料衡算全塔物料衡算 总物料衡算 D W F S 1 易挥发组分物料衡算 F D W W 2 F x D x 恒摩尔流假设 S V R 1 D 3 通过 由 RMIN 专用计算程序知 Rmin 1 082 由工艺条件决定 R 1 85Rmin 1 08 1 85 2 F 10 8 10 21 86 494 1kmol h 3 联立上式 1 2 3 得 S 203 4kmol h W 629 7kmol h D 67 8kmol h 3 33 3 塔板数的确定塔板数的确定 3 3 13 3 1 理论塔板数理论塔板数的求取的求取 T N 根据乙醇 水气液平衡表 1 6 作图 图图 2 乙醇乙醇 水气液平衡图水气液平衡图 138 0 18 71 046 29 0 46 29 0 F x 82 0 D x 138 0 F x82 0 D x 化工原理课程设计 第 12 页 共 38 页 由图可知总理论板数为 15 第十三块板为进料板 精馏段理论板数为 12 提留段理论板数为 3 包括蒸馏釜 3 3 23 3 2 全塔效率的估算全塔效率的估算 用奥康奈尔法 对全塔效率进行估算 O conenell 根据乙醇 水体系的相平衡数据可以查得 塔顶第一块板 82 0 1 D xy798 0 1 xctd 0 4 78 加料板 485 0 13 y138 0 13 xctf 0 984 塔底 107 0 15 y01 0 15 xctw 0 7 29 由相平衡方程式可得 1 1 x y x 1 1 y x x y 化工原理课程设计 第 13 页 共 38 页 因此可以求得 86 11 8 85 15 1 16151 全塔的相对平均挥发度 1 精馏段 0 628 8515 1 151 2 提馏段 35 8 86 118 85 1615 全塔的平均温度 1 精馏段 c tt t fd m 0 781 2 2 提馏段 c tt t fw m 0 1 91 2 在 81 7时 根据上图知对应的 X 0 297 由 化工原理 课本附录十一 水在c 0 不同温度下的黏度表 查得 由附录十二 液体黏度共线图 查得sPa m348 0 水 图中 乙醇的 X 10 5 Y 13 8 sPa m40 0 乙醇 在 91 1时 根据上图知对应的 X 0 044 由 化工原理 课本附录十一 水在c 0 不同温度下的黏度表 查得 由附录十二 液体黏度共线图 查得sPa m313 0 水 图中 乙醇的 X 10 5 Y 13 8 sPa m37 0 乙醇 因为 LiLi x 所以 平均黏度 1 精馏段 smPa L 363 0348 0 297 0 1 40 0 297 0 2 提馏段 smPa L 316 0313 0 044 0 1 37 0 044 0 用奥康奈尔法 计算全塔效率 O conenell1 1 49 0 245 0 LT E 1 精馏段 7541 1 363 060 2 49 0 245 0 T E 2 提馏段 5421 1 316 0 5 38 49 0 245 0 T E 3 3 33 3 3 实际塔板数实际塔板数 实际塔板数 T T P E N N 化工原理课程设计 第 14 页 共 38 页 1 精馏段 取整 22 块 考虑安全系数加一块为94 21 754 12 P N 23 块 2 提馏段 取整 8 块 考虑安全系数加一块 为6 07 542 3 P N 9 块 故进料板为第 24 块 实际总板数为 31 块 第四章第四章 精馏塔主题尺寸的计算精馏塔主题尺寸的计算 4 1 精馏段与提馏段的汽液体积流量精馏段与提馏段的汽液体积流量 4 1 1 精馏段精馏段的汽液体积流量的汽液体积流量 整理精馏段的已知数据列于表 3 见下页 由表中数据可知 液相平均摩尔质量 M 21 86 40 34 2 31 1kg Kmol 液相平均温度 tm tf td 2 84 9 78 4 2 81 7 表表 3 精馏段的已知数据精馏段的已知数据 位置进料板塔顶 第一块板 xf 0 138y1 xD 0 82 摩尔分数 yf 0 485x1 0 798 Mlf 21 86MLf 40 34 摩尔质量 kg kmol Mvf 31 58Mvl 40 96 温度 84 978 4 在平均温度下查得 232 33 971 1 735 H OCH CH OH kg mkg m 液相平均密度为 322 11 LmLm LmCH CH OHH O xx 其中 平均质量分数x lm 0 29 0 91 2 0 6 所以 lm 814 2 3 kg m 化工原理课程设计 第 15 页 共 38 页 精馏段的液相负荷 L RD 2 67 8 135 6Kmol h Ln LM lm 135 6 31 1 814 2 5 18 3 mh 由 RT M m nRT PVRTRT V m PM 所以 RT PM 精馏段塔顶压强 KPa 3105 31014P 若取单板压降为 0 7 则 进料板压强 4KPa12123 70PP DF 气相平均压强 KPa PP F 35 113 2 4 1213 105 2 Pm 气相平均摩尔质量 7 236 2 6 9408 531 Mvm 气相平均密度 493 1 2737 81 314 8 27 364 121 vm RT PMvm 汽相负荷 V R 1 D 67 8 3 203 4 sm VM vm vm n 3 4941 493 1 27 36 4 203 V 3 精馏段的负荷列于表 4 表 4 精馏段的汽液相负荷 名称汽相液相 平均摩尔质量 kg kmol36 2731 1 平均密度 3 kg m1 493814 2 体积流量 3 mh4941 3 1 373 3 ms5 18 0 00144 3 ms 4 1 2 提馏段提馏段的汽液体积流量的汽液体积流量 整理提馏段的已知数据列于表 5 采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的 负荷 结果列于表 6 表 5 提馏段的已知数据 化工原理课程设计 第 16 页 共 38 页 位置塔釜进料板 xw 0 025xf 0 29 质量分数 yw 0 234yf 0 706 Xw 0 01Xf 0 138 摩尔分数 Yw 0 107Yf 0 485 Mlv 18 28MLf 21 86 摩尔质量 kg kmol Mlv 21 0Mvf 31 58 温度 97 284 9 表 6 提馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩尔质量 kg kmol20 0726 29 平均密度 3 kg m918 51 079 体积流量 3 mh13 76 0 00382 3 ms4955 9 1 377 3 ms 4 2 塔径的计算塔径的计算 由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大 为便于制造 我们取两段的塔径相 等 有以上的计算结果可以知道 汽塔的平均蒸汽流量 sm VV s STsj 375 1 2 377 1 373 1 2 V 3 汽塔的平均液相流量 Ls sm LST sj 00263 0 2 00382 0 00144 0 2 L 3 汽塔的汽相平均密度 3 286 1 2 079 1493 1 2 mKg vivj v 化工原理课程设计 第 17 页 共 38 页 汽塔的液相平均密度 3 35 866 2 5 9182 814 2 mKg ljlj L 塔径可以由下面的公式给出 4 S V D u 由于适宜的空塔气速 因此 需先计算出最大允许气速 max 0 6 0 8 uu max u max LV V uC 取塔板间距 板上液层高度 那么分离空间 0 4 T Hm 1 600 06hmmm 1 0 40 060 34 T Hhm 功能参数 0496 0 286 1 35 866 375 1 00263 0 L V L S S V 从史密斯关联图 查得 C20 0 074 由于 需先求平均表面张力 0 2 20 20 CC 1 乙醇 2 水 塔顶 mmN 318 1 mmN 062 2 化工原理课程设计 第 18 页 共 38 页 mmN mD 8 041 0 62 798 01 3 18798 0 进料板 17 7mN m 61 0mN m 1 2 mmN F 02 55 0 61 138 01 7 17138 0 m 塔底 17 0mN m 59 0mN m 1 2 mmN W 58 580 59 01 01 0 1701 0 m 精馏段液相平均表面张力 mmN m 08 41 2 02 5513 27 提馏段液相平均表面张力 mN 56 80m 2 58 5855 02 m 全塔液相平均表面张力 mmN 1 946 3 8 5582 0553 127 C 0 074 0 2 0 0878 20 1 946 0 0878 max LV V uC sm 277 2 86 21 86 215 3866 u 0 7 2 277 1 594m s 1 05m 4 S V D u 594 1 4 13 375 1 4 根据塔径系列尺寸圆整为 D 1000mm 此时 精馏段的上升蒸汽速度为 Uj 1 754 12 1 3774 D V4 2 SJ 提馏段的上升蒸汽速度为 Ui 1 752 12 1 3754 D V4 2 ST 安全系数 0 770 max J U U 2 277 1 754 0 769 max T U U 2772 7521 和均在 0 6 0 8 之间 符合要求 max T U U max T U U 化工原理课程设计 第 19 页 共 38 页 4 3 塔高的计算塔高的计算 塔的高度可以由下式计算 2 PTTFW ZHNS HSHHH 塔顶空间 不包括头盖部分 P H 板间距 T H N 实际板数 S 人孔数 进料板出板间距 F H 塔底空间 不包括底盖部分 w H 已知实际塔板数为 N 31 块 板间距由于料液较清洁 无需经常清洗 0 4 T Hm 可取每隔 8 块板设一个人孔 则人孔的数目为 S 个387 2 1 8 31 S 取人孔两板之间的间距 则塔顶空间 塔底空间 0 6 T Hm m1 2HP 2 5 W Hm 进料板空间高度 那么 全塔高度 m8 0HF m7 165 28 06 034 0 3231 21Z 4 4 塔板结构尺寸的确定塔板结构尺寸的确定 由于塔径大于 800mm 所以采用单溢流型分块式塔板 取无效边缘区宽度 破沫区宽度 40 C Wmm 70 S Wmm 查得 堰长mmLw650 弓形溢流管宽度mm d 120W 弓形降液管面积 2 0534 0 Am f 降液管面积与塔截面积之比 8 6 A T f A 化工原理课程设计 第 20 页 共 38 页 堰长与塔径之比50 60 D LW 降液管的体积与液相流量之比 即液体在降液管中停留时间一般应大于 5s 液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求ss L H ST Tf 583 14 00144 0 4 00534 0 A 液体在精馏段降液管内的停留时间 符合要求SS L H ST Tf 559 5 00382 0 4 00534 0 A 4 5 弓形降液管弓形降液管 采用平直堰 堰高 1wow hhh 板上液层深度 一般不宜超过 60 70mm L h 堰上液流高度 ow h 堰上的液流高度可根据 Francis 公式计算 ow h 3 2 L E 0284 00 w s L E 液体的收缩系数 液相的体积流量 S L 堰长 w L 精馏段 ow hE113 00 5 60 5 18 E 0284 00 3 2 由 65 0 D LW 21 15 65 0 18 5 L 5 25 2 w s L 查手册知 E 1 04 则 0 00113 1 04 0 0118m ow h 0 06 0 0118 0 0482m w L 降液管底部离塔板距离 考虑液封 取比小 15mm 0 h 0 h w h 化工原理课程设计 第 21 页 共 38 页 即 0 0482 0 015 0 0332 0 h 同理 对提馏段 ow hE218 00 5 60 13 76 E 0284 00 3 2 由 65 0 D LW 4 40 65 0 6 713 L 5 25 2 w s L 查手册得 E 1 074 0 0218 1 074 0 0234m ow h 0 06 0 0234 0 366m w h 0 0366 0 015 0 016m 0 h 4 6 开孔区面积计算开孔区面积计算 已知 0 12m d W 进取无效边缘区宽度 0 05m 破沫区宽度 0 075m c W s W 阀孔总面积可由下式计算 x arcsin 180 2A 2 0 22 a r rxrx x mWd275 0 15 0 075 0 2 1 W 2 D s r m45 0 05 0 5 0W 2 D c 所以 22 0 22 a 462 0 45 0 275 0 arcsin5 40 180 275 0 45 0 275 02Am 4 7 筛板的筛孔和开孔率筛板的筛孔和开孔率 因乙醇 水组分无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛空直径 d0 5mm mm3 筛空按正三角排列 孔中心距 t 3d0 3 5 15mm 筛孔数目 237876 2377462 0 15 1158000 1158000 n 22 t Aa 开孔率 在 5 15 范围内 07 10 3 907 0 07 90 22 dt 气体通过筛孔的气速为 a s A V u 0 化工原理课程设计 第 22 页 共 38 页 则 精馏段 s 29 51m 0 4620 1007 1 373 u J0 提馏段 smuoT 60 29 462 0 1007 0 377 1 第五章第五章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 5 1 气体通过塔板的压力降气体通过塔板的压力降m 液柱液柱 p h 气体通过塔板的压力降 单板压降 1pc hhhh 气体通过每层塔板压降相当的液柱高度 m 液柱 p h 气体通过筛板的干板压降 m 液柱 c h 气体通过板上液层的阻力 m 液柱 l h 克服液体表面张力的阻力 m 液柱 h 5 1 1 干板阻力干板阻力 c h 干板压降 c h c h L v C u 2 0 0 51 00 筛孔气速 m s 0 u 孔流系数 0 C 分别为气液相密度 Kg m3 Lv 根据 d2 5 3 1 67 查干筛孔的流量系数图 C0 0 78 精馏段 液柱mhc134 0 2 814 493 1 78 0 51 29 051 0 2 提馏段 液柱m c 0863 0 5 918 079 1 78 0 60 29 051 0 h 2 5 1 2 板上充气液层阻力板上充气液层阻力 1 h 板上液层阻力用下面的公式计算 l h 00owwLl hhhh 化工原理课程设计 第 23 页 共 38 页 L h 板上清液层高度 m 反映板上液层充气程度的因数 可称为充气因数 0 降液管横截面积 0 0534m3 塔横截面积 f A T A 2 22 0 785m 4 13 14 4 D 精馏段 877 1 0534 0785 0 373 1 fT S a AA V u 动能因子 293 2 493 1 877 1Fa va u 查充气系数与 Fa的关联图可得 0 55 0 0 则 hl hL 0 55 0 06 0 033m 0 提馏段 882 1 0543 0 785 0 377 1 fT S a AA V u 动能因子 Fa 955 1079 1 882 1 va u 查充气系数与 Fa的关联图可得 0 58 0 0 则 hl 0 58 0 06 0 0348 hl 0 5 1 3 由表面张力引起的阻力由表面张力引起的阻力h 液体表面张力的阻力 0 4 gd h L 精馏段 00411 0 005 081 9 2 814 1008 414 h 3 提馏段 mh00504 0 005 0 81 9 5 918 1080 564 3 综上 故 精馏段 hp 0 134 0 033 0 00411 0 170m 液柱 压降 814 2 9 81 0 170 1 4KPaghp 提馏段 918 2 9 81 0 126 1 1KPaghhp 化工原理课程设计 第 24 页 共 38 页 5 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计的塔径和流量均不大 故可忽略液面落差的影 响 5 3 液沫夹带液沫夹带 雾沫夹带 雾沫夹带 板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象 为保证板式塔能维持正常的操作效果 Kg 液 Kg 气1 0e v 公式 2 3 6 107 5 fT a v hH u L e 精馏段 g 1 0g 0879 0 6 00 5240 0 877 1 108 041 107 5 2 3 3 6 KKgKKgev 提馏段 g 1 0g 0641 0 6 00 524 0 882 1 100 856 107 5 2 3 3 6 KKgKKgev 故在本设计中液沫夹带常量 ev在允许范围内 不会发生过量液沫夹带 5 4 漏液漏液 漏液验算 VLLow hhCu 13 0 0056 0 4 4 0 K 1 5 2 0 ow u u0 u0 筛孔气速 uow 漏液点气速 精馏段 sm hhC VLLo 73 7 493 1 2 81400411 006 0 13 0 0056 0 772 04 4 13 00056 04 4u 0w 实际孔速 w00 1 529usmu 稳定系数为 5 12 83 3 77 1 529 K 提馏段 sm hhC VLLo 16 9 79 01 5 91800504 0 06 0 13 0 0056 0 772 04 4 13 00056 0 4 4u 0min 化工原理课程设计 第 25 页 共 38 页 稳定系数为5 123 3 16 9 0 629 K 故在本设计中无明显漏液 5 5 液泛液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高 Hd应服从的关系 乙醇 水组分为不易发泡体系 故取 wTd hHH 精馏段 mhH wT 269 0 0482 040 0 6 0 又 dLpd hhhH 板上不设进口堰 hd 0 153 u0 2 0 153 0 06672 0 00068m 液柱 Hd 0 170 0 06 0 00068 0 231m 液柱 0 269 wTd hHH 提馏段 mhH wT 262 00366 0 40 0 6 0 hd 0 153 u0 2 0 153 0 272 2 0 0113 Hd 0 126 0 06 0 0113 0 197m 液柱 0 262 wTd hHH 故在本设计中不会发生液泛现象 第六章第六章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 6 1 精馏段塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图 6 1 1 漏液线漏液线 3 77u0 min 0 785 0 0052 2378 7 73 0 361m3 s min0 2 0min d 4 nuVs 化工原理课程设计 第 26 页 共 38 页 据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线 1 6 1 2 液沫夹带线液沫夹带线 以ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 2 3 6 107 5 fT a v hH u L e 732 00534 0 785 1 SS fT S VV AA V u hf 2 5hL 2 5 hw how hw 0 0482 how 2 84 1000 1 04 3600LS 0 792 2 3 0 928LS2 3 则 hf 0 121 2 32 LS2 3 HT hf 0 4 0 121 2 32LS2 3 0 279 2 32 LS2 3 1 0 32 2279 0 32 70 108 041 107 5 2 3 3 23 6 S S v L V e 解得 VS 1 595 13 27LS2 3 Ls m3 s 0 0020 0040 0060 008 Vs m3 s 1 3851 2611 1581 065 可作出液沫夹带线 2 6 1 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 作最小液体负荷标准 由 E ow h6 80 3600L E 0284 00 3 2 w s L E 1 04 则 sm s 000523 0 3600 65 0 04 1 00284 0 006 0 L 3 2 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限 3 6 1 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 sm HA L L HA Tf S S Tf 00427 0 5 4 00534 0 5 5 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4 化工原理课程设计 第 27 页 共 38 页 6 1 5 液泛线液泛线 令 wTd hHH dLpd hhhH hhhh Lcp 联立得 L hh 1owwL hhh 整理得 hhhhhH dcowwT 1 1 3 2 2 2 SsS LdLcbVa 071 0 2 814 493 1 78 0 2378005 0 4 51 00 051 0 222 00 L v cA a 194 0 0482 0 155 0 6 0 406 0 1 wT hHb 5 328 0332 065 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 433 1 65 0 3600 55 01 074 11084 2 3600 1 1084 2 3 2 33 23 w l Ed 0 071 0 194 328 5 1 433 2 Vs 2 s L 3 2 s L 列表计算如下 Ls m3 s 0 0040 0060 0080 010 Vs m3 s 1 4661 3781 2771 155 由此表数据即可做出液泛线 5 根据以上各线方程 可做出筛板塔的负荷性能图如下 化工原理课程设计 第 28 页 共 38 页 精馏 A 在负荷性能图 A 上 作出操作点 A 连接 OA 即可作出操作线 由图可以看出 该 筛板的操作上线为液泛控制 下线为漏液控制 由图查得 Vs max 1 46m3 s Vs min 0 5m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 2 92 6 2 提馏段塔板负荷性能图提馏段塔板负荷性能图 6 2 1 漏液线漏液线 6 19u0 min 0 785 0 0052 2378 9 16 0 427m3 s min0 2 0min d 4 nuVs 据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线 1 6 2 2 液沫夹带线液沫夹带线 以ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 化工原理课程设计 第 29 页 共 38 页 2 3 6 107 5 fT a v hH u L e 732 00534 0 785 1 SS fT S VV AA V u hf 2 5hL 2 5 hw how hw 0 0366 how 2 84 1000 1 074 3600LS 0 65 2 3 0 958LS2 3 则 hf 0 0915 2 395 LS2 3 HT hf 0 4 0 0915 2 395LS2 3 0 309 2 395 LS2 3 1 0 395 2309 0 32 70 108 041 107 5 2 3 3 23 6 S S v L V e 解得 VS 1 768 13 70LS2 3 Ls m3 s 0 0020 0040 0060 008 Vs m3 s 1 5511 4231 3161 221 可作出液沫夹带线 2 6 2 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 ow h060 0 3600L E 0284 00 3 2 w s L E 1 074 sm s 000498 0 3600 65 0 074 100284 0 006 0 L 3 2 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线 3 6 2 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以5s 作为液体在降液管中停留时间的下限 sm HA L L HA Tf S S Tf 00427 0 5 4 00534 0 5 5 3 min 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4 6 2 5 液泛线液泛线 00427 0 5918 079 1 78 0 2378005 04 51 00 051 0 222 00 L v cA a 204 0 0366 0 158 0 6 0 406 0 1 wT hHb 化工原理课程设计 第 30 页 共 38 页 2776 0216 065 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 513 1 65 0 3600 58 01 074 11084 2 3600 1 1084 2 3 2 33 23 w l Ed 0 0452 0 204 776 2 1 513 2 Vs 2 s L 3 2 s L 列表计算如下 Ls m3 s 0 0010 0040 0060 0080 010 Vs m3 s 2 0401 8421 671 4411 116 由此表数据即可做出液泛线 5 根据以上各线方程 可做出筛板塔的负荷性能图如下 B 在负荷性能图 B 上 作出操作点 A 连接 OA 即可作出操作线 由图可以看出 该筛板的操作上线为液泛控制 下线为漏液控制 由图查得 Vs max 1 45m3 s Vs min 0 427m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 40 化工原理课程设计 第 31 页 共 38 页 第第 7 章章 各接管尺寸的确定及选型各接管尺寸的确定及选型 7 1 进料管尺寸的计算及选型进料管尺寸的计算及选型 料液质量流体 hkgFMG FLF 108 0186 21 1494 4 进料温度 tf 84 9 在此温度下 乙醇 732 5Kg m3 水 968Kg m3 则 Kg m3 968 29 01 5 732 29 011 21 xx f 4 885 f 则其体积流量 smhm G V FL F FL 0339 00 0 212 4885 108 01 33 4 取馆内流速 smuF 02 则进料管管径 mmm u V D F LF FL 5460465 0 214 3 0339 0044 则可选择进料管热轧无缝钢管 此时管内液体流速 1 874m smmmm 354 7 2 釜液出口管尺寸的计算釜液出口管尺寸的计算及选型及选型 釜液质量流率 hkgWMG WLW 713223 021 7629 出料温度 tw 97 2 在此温度下 乙醇 719Kg m3 水 960Kg m3 则 Kg m3 960 025 0 1 719 025 0 11 21w xx 952 w 体积流率 s 0386 00 9 813 952 713223 33 s mhm G V WL W W 取釜液出塔的速度 ul 0 5m s 则釜液出口管管径 mmmDW 2570572 0 5 114 3 0386 004 则可选择釜液出口管热轧无缝钢管 此时管内液体流速 1 279m smmmm 368 化工原理课程设计 第 32 页 共 38 页 7 3 回流管尺寸的计算及选型回流管尺寸的计算及选型 回流液质量流率 hkgWMG WLW 8 155546 940 6135 回流温度 td 78 4 在此温度下 乙醇 734Kg m3 水 974Kg m3 则 Kg m3 974 82 01 734 82 0 11 21 xx d 768 d 体积流率 s 02 00 32 27 768 8 15554 33 d sl mhm G V W 取釜液出塔的速度 uw 1 5m s 则釜液出口管管径 mmmD 5 710715 0 5 014 3 02 004 if 则可选择回流管热轧无缝钢管 此时管内液体流速 0 441m smmmm 5383 7 4 塔顶蒸汽出口径及选型塔顶蒸汽出口径及选型 Kg m3476 1 273 4 78 314 8 96 40 3 105 sv RT PM 塔顶上升蒸汽的体积流量 shm G V Ws W sv m68 51 5644 76 41 6 940 8673 3 取适当流速 u 16m s d mm353m53 30 16 68 514 所选规格为 承插式铸铁管 此时管内流速 14 25m smmmm 812400 7 5 水蒸汽进口管口径及选型水蒸汽进口管口径及选型 进入塔的水蒸气体积流量 sM so V Kg m30 743 273 97 28 314 18127 RT PM 化工原理课程设计 第 33 页 共 38 页 sh m369 1 4927 6m 0 743 1867 83 V 33 so 取适当流速 u 20m s d mm295 295m0 02 693 14 则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管 此时管内流速 16 41m smmmm 12350 化工原理课程设计 第 34 页 共 38 页 第八章第八章 精馏塔的主要附属设备精馏塔的主要附属设备 8 18 1 冷凝器冷凝器 1 冷凝器的选择 强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置 用泵向塔顶送回流冷凝水 在冷凝器和泵之间需 设回流罐 这样可以减少台架 且便于维修 安装 造价不高 2 冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷 Q qm1r1 cpcqm2 t2 t1 qm1 R 1 DMD Q 单位时间内的传热量 J s 或 W qm1 qm2 热 冷流体的质量流量 kg s r1 r2 热 冷流体的汽化潜热 J kg t 78 4 时 查表得 r 1100 2KJ Kg 则 Q qm1r1 2 1 67 8 40 96 1100 2 3600 2546KJ s 取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为 20 和 30 平均温度 25 下水的比热 Cpc 4 203KJ Kg K 于是冷凝水用量 qm2 sKg ttcpc 58 60 2030 203 4 2546 Q 12 又 Q KA m t K 取 700W m 2 所以 传热面积 A m Q Kt 53 2 m t 2 1 21 ln tT tT tT tT 30 478 20 478 ln 10 化工原理课程设计 第 35 页 共 38 页 A 68 4 53 2700 2546000 2 m 8 2 预热器预热器 以釜残液对预热原料液 则将原料加热至泡点所需的热量可记为 f Q 21 ffpfff Q