乙醇丙醇筛板精馏塔课程实施方案文档

I 46 吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理 课程设计课程设计 题目题目 乙醇乙醇 丙醇二元物系筛板精馏塔地设计丙醇二元物系筛板精馏塔地设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 2011 年年 1212 月月 1515 日日 设计任务书 设计条件 常压 P 1atm 绝压 II 46 处理量 100kmol h 进料组成 0 468 流出液组成 0 938 釜底组成 0 038 以上均为摩尔分数 单板压降 0 7kpa 设计任务 完成该精馏塔地工艺设计 包括物料衡算 热量衡算 筛板塔地设计计算 画出带控制点地工艺流程图 2 号图纸 精馏塔工艺条件图 2 号图纸 写出该精馏塔地设计说明书 包括设计结果汇总和设计评价 目录 摘要 1 b5E2R 第一章 前言 2 p1Ean 第二章 精馏塔物料衡算 3 DXDiT 2 1 物料衡算 3 RTCrp 2 2 摩尔衡算 3 5PCzV 第三章 塔体主要工艺尺寸 4 jLBHr 3 1 塔板数地确定 4 xHAQX 3 1 1 塔板温度计算 4 LDAYt 3 1 2 物料相对挥发度计算 6 Zzz6Z 3 1 3 回流比计算 6 dvzfv 3 1 4 塔板物料衡算 7 rqyn1 3 1 5 实际塔板数地计算 9 Emxvx 3 1 5 1 黏度 9 SixE2 III 46 3 1 5 2 总塔板效率 9 6ewMy 3 1 6 实际塔板数计算 10 kavU4 3 2 塔径计算 10 y6v3A 3 2 1 平均分子质量计算 10 M2ub6 3 2 2 平均密度计算 10 0YujC 3 2 3 液相表面张力计算 12 eUts8 3 2 4 塔径计算 13 sQsAE 3 3 塔截面积 15 GMsIa 3 4 精馏塔有效高度计算 15 TIrRG 3 5 精馏塔热量衡算 16 7EqZc 3 5 1 塔顶冷凝器地热量衡算 16 lzq7I 3 5 1 1 比热容及汽化热地计算 16 zvpge 3 5 1 2 基准态地选择 17 NrpoJ 3 5 1 3 各股物料热量计算 18 1nowf 第四章 板主要工艺尺寸计算 19 fjnFL 4 1 溢流装置计算 19 tfnNh 4 1 1 堰长 19 HbmVN w l 4 1 2 溢流堰高度 19 V7l4j W h 4 1 3 降液管宽度 Wd 和截面积 Af 19 83lcP 4 1 4 降液管底隙高度 h0 20 mZkkl 4 2 塔板布置 20 AVktR 4 2 1 塔板地分块 20 ORjBn 4 2 2 边缘宽度地确定 20 2MiJT 4 2 3 开孔区面积地计算 20 gIiSp 4 2 4 筛孔板 n 与开孔率 21 uEh0U 4 3 流体力学验算 21 IAg9q 4 3 1 塔板压降 21 WwghW 4 3 1 1 干板压降相当地液柱高度 21 asfps 4 3 1 2 气流穿过板上液层压降相当液柱高度 22 ooeyY 1 h 4 3 1 3 克服液面表面张力压降相当液柱 22 BkeGu h 4 3 2 液泛 23 PgdO0 4 3 3 液沫夹带地验算 24 3cdXw V 4 3 4 漏液 24 h8c52 4 3 5 塔板负荷性能图 25 v4bdy 4 3 5 1 漏液线方程 25 J0bm4 4 3 5 2 液沫夹带线 26 XVauA 4 3 5 3 液相负荷下限线 27 bR9C6 4 3 5 4 液相负荷上限线 27 pN9LB 4 3 5 5 液泛线 28 DJ8T7 4 3 5 6 负荷性能图 30 QF81D 第五章 管径设计 32 4B7a9 IV 46 第六章 塔地附属设备设计 34 ix6iF 6 1 冷凝器地选择 34 wt6qb 6 2 再沸器地选择 34 Kp5zH 第七章 设计筛板地主要结果汇总表 35 Yl4Hd 结束语 38 ch4PJ 参考文献 39 qd3Yf 化工原理课程设计教师评分表 40 E836L 个人收集整理 仅供参考 1 46 摘要摘要 在本设计中我们使用筛板塔 筛板塔地突出优点是结构简单 造价低 合理地设计和适当地操作 筛板塔能满足要求地操作弹性 而且效率高 采用筛板可解决堵塞问题 适当控制漏液 S42eh 本设计从课程设计地一般原理 要求 内容和步骤 选择典型地单元操作 主要关于筛板精馏 塔地设计内容 从物料守恒 热量守恒方面进行计算 了解并掌握塔地基本构造 及其关于塔地主要计算 设 计出符合条件地塔 连接塔地各种管道大小不一 需要根据数据算出各个管道 并通过查标准管道表选出符合条件 地管道 在设计过程中 涉及很多物理量参数 通过查资料得出各个相关地数 利用插值法算出要求地 通过本设计 主要是增强学生对塔地熟练程度 提高学生地综合能力 以便适应实际生产能力 关键词 筛板塔 操作弹性 物料守恒 热量守恒 个人收集整理 仅供参考 2 46 第第 1 1 章章 前言前言 蒸馏塔有板式塔与填料塔两种主要类型 根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔 蒸气由塔底进入 蒸发出地气相与下降液进行逆流接触 两相接触中 下降液中地易挥发 低沸点 组分不断地向气相中转移 气相中地难挥发 高沸点 组分不断地向下降液中转移 气相愈接近塔顶 其易挥发组分浓度愈高 而下降液愈接近塔底 其难挥发组分则愈富集 从而达到组分分离地目地 501nN 蒸馏装置包括精馏塔 原料预热器 蒸馏釜 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却器等 设备 蒸馏过程按操作方式地不同 分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程 连续蒸馏具有生产能力大 产品质量稳定等优点 jW1vi 蒸馏过程根据操作压力地不同 可分为常压 减压和加压蒸馏 本设计中 由于物料乙醇 正 丙醇都是易挥发有机物 所以常压操作 塔顶蒸汽压力为大气压 全塔地压力降很小 xS0DO 由任务书给定 进料热状况为泡点进料 加热方式采用间接蒸气加热 设置再沸器 塔底设冷 凝回流装置 通过物料守恒 热量守恒 计算设计要求地主要数据 以便选择符合要求地管道 板块以及 塔地各种设备 个人收集整理 仅供参考 3 46 第第 2 2 章章 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算 2 1 物料衡算物料衡算 已知数据 乙醇地摩尔质量 MA 46kg kmol 正丙醇摩尔质量 MB 60kg kmol Xf 0 25 XD 0 98 XW 0 05 原料处理量 kmol h 0 028 kmol s100 F 总物料流量衡算WDF 塔底物料流量衡算 易挥发组分物料衡算 F XF D XD W XW 解得 D 47 778kmol FDW FxfDxdWxw 100 100 0 4680 9380 038 DW DW W 52 222 kmol 2 2 摩尔衡算摩尔衡算 原料液及塔顶 塔底产品地流量和平均摩尔质量 53 45 kg kmol BFAFF MxMM 1x 46 87 kg kmol BDADVDM MxMxM 1 59 47 kg kmol BWAWW MxMxM 1 个人收集整理 仅供参考 4 46 第三章第三章 塔体主要工艺尺寸塔体主要工艺尺寸 3 1 塔板数地确定塔板数地确定 3 1 1 塔板温度计算塔板温度计算 表 1 乙醇 丙醇平衡数据 利用插值法 设进料温度为 塔顶温度为 塔釜温度 F t D t W t F t 88 3288 3280 59 86 57 0 3580 8440 4680 358 F F t t D t 78 3878 3880 59 79 97 1 0000 9140 938 1 000 D D t t W t 97 1697 1693 85 96 16 00 1260 0380 W W t t 精馏段地平均温度 283 27 FD tt 提留段地平均温度 291 365 FW tt 汽相组成 塔顶地汽相组成 79 97 D t 80 5978 3879 9778 38 0 938 0 914 11 D D y y 塔釜地汽相组成 96 16 W t 97 1693 8596 1693 85 0 0725 0 0000 2400 240 W W y y 液相组成汽相组成温度 0 0000 00097 16 0 1260 24093 85 0 2100 33991 60 0 3580 55088 32 0 8440 91480 59 1 0001 00078 38 个人收集整理 仅供参考 5 46 进料地汽相组成 86 57 F t 88 3280 5986 5780 59 0 6324 0 5500 9140 914 F F y y 精馏段精馏段平均液相组成 1 x 1 x 0 703 2 DF x x 平均汽相组成 1 y 1 0 7852 2 DF yy y 液相平均分子质量 kg kmol 1L M 1 46 0 70360 1 0 703 50 158 L M 汽相平均分子质量 kg kmol 1V M 1 46 0 785260 1 0 7852 49 007 V M 提馏段提馏段平均液相组成 2 x 2 0 253 2 WF xx x 平均汽相组成 2 y 2 0 3524 2 WF yy y 液相平均分子质量 kg kmol 2L M 2 46 0 25360 1 0 253 56 458 V M 汽相平均分子质量 kg kmol 2V M 2 46 0 352460 1 0 3524 55 0664 V M 温度 饱和蒸汽压关系式 安托因方程 1 Ct B ApO lg 表 2 由化工手册查地 A B C ABC 乙醇 7 338271652 05231 48 丙醇 6 744141375 14193 0 乙醇 48 231 05 1652 33827 7 lg t pA 丙醇 t pB 0 193 14 1375 74414 6 lg 结果如下 塔顶 kPa kPa79 97 D t 108 115 A p 50 87 B p 塔底 kPa kPa 96 16 W t 197 696 A p 97 496 B p 进料板 数据取自后文塔板物料衡算结果 kPa kPa86 57 F t 139 407 A p 66 943 B p 个人收集整理 仅供参考 6 46 3 1 2 物料相对挥发度计算物料相对挥发度计算 2 B A p p 根据上文求出地数据可得 塔顶 2 13 D 塔底 2 02 W 进料板 2 07 F 平均相对挥发度 2 FWD 3 1 3 回流比计算回流比计算 最小回流比 3 pp pD xy yx R min q 线方程 采用饱和液体进料时 q 0 96 故 q 线方程为 4 11q x x q q y F 196 0 25 0 196 0 96 0 x 相平衡方程 5 p p p p p x x x x y 1 2 11 4 5 联立得 0 514 0 67 p x p y 代入式 5 可以求得 min 0 9380 67 1 556 0 680 513 Dp pp xy R yx 最小理论板数 8 595 6 lg 1 1 lg min W W D D x x x x N 作图求作图求 R R R 1 min R RR 1 min N NN N 个人收集整理 仅供参考 7 46 99 3 1 1 min R 0 0730 736 35 4 2 1 min R 0 140 5122 71 4 3 1 min R O 190 4720 08 5 4 1 min R 0 240 4519 44 5 5 1 min R 0 280 4117 8 56 1 min R 0 320 3817 16 6 7 1 min R 0 350 3516 53 6 8 1 min R O 360 3416 89 6 9 1 min R 0 410 3115 25 7 0 2 min R O 440 2915 作图得 N R 8 13 18 23 28 33 38 02468 R N 系列1 由图可知 拐点靠近 1 5 所以 R 1 5 2 32 最合适 min R min R 3 1 4 塔板物料衡算塔板物料衡算 精馏段操作线方程 代入数据得 Dnn x R x R R y 1 1 1 1 个人收集整理 仅供参考 8 46 1 0 70 28 nn yx 提馏段操作线方程 7 Wnn x R x R R y 1 1 1 W V R 代入数据得 1 1 32 0 0074 nn yx 相平衡方程 8 n n n x x y 1 2 LOZMk 逐板法 逐板法 物料衡算过程模式 Yn 1 xn 1 yn xn yn 1 xn 1 98 0 1 D xy 第一块板下降液体 1 1 1 0 2 y x y 第二块板上升汽体 9571 0 15 0 84 0 12 xy 第二块板下降液体 9177 0 2 2 2 2 y y x 同理可得 9208 0 3 y8533 0 3 x8668 0 4 y7648 0 4 x7925 0 5 y6563 0 5 x 7013 0 6 y5400 0 6 x6036 0 7 y4323 0 7 x5131 0 8 y3451 0 8 x 4399 0 9 y2819 0 9 x3868 0 10 y2398 0 10 x 24 0 10 q xx 所以第 10 块板上升地汽体用提留段操作方程计算得 3523 0 11 y2138 0 11 x3109 0 12 y1841 0 12 x2637 0 13 y1517 0 13 x 2125 0 14 y1189 0 14 x1600 0 15 y08695 0 15 x1093 0 16 y05778 0 16 x 个人收集整理 仅供参考 9 46 800mm 故裙座壁厚取 16mm 基础环内径 3 14002 16 0 2 0 610 1032mm bi D 基础环外径 3 o 14002 16 0 2 0 610 1832mm b D 圆整后 ibo 1200mm 2000mm b DD 考虑到再沸器 取裙座高 2 H2400mm 2 4m 塔体总高度 12 1 FPTFFPPDB HnnnHn Hn HHHHH 35 1 4 1 0 4 1 0 8 4 0 6 1 2 1 67 0 39 2 4 20 46m 3 5 精馏塔热量衡算精馏塔热量衡算 3 5 1 塔顶冷凝器地热量衡算塔顶冷凝器地热量衡算 3 5 1 1 比热容及汽化热地计算比热容及汽化热地计算 表表 6 6 乙醇 丙醇 温度汽化热比热容汽化热比热容 60897 772 76757 602 69 70859 322 88741 782 79 80838 053 01725 342 89 90815 793 14708 202 92 100792 523 29690 302 96 1 塔顶温度下地比热容 78 66 D t 708078 6680 2 99137 54 2 883 013 01 P P kjkj C kg kkmol k C 乙 乙 708078 583 80 2 88172 8 2 793 893 01 P P kjkj C kg kkmol k C 丙 丙 个人收集整理 仅供参考 17 46 1 138 25 PDPDDP kj CCxCx kmol k 乙丙 进料温度下地比热容 90 71 D t 90 10090 71 90 3 15144 9 3 143 293 14 P P kjkj C kg kkmol k C 乙 乙 90 10078 58390 2 92175 37 2 922 962 92 P P kjkj C kg kkmol k C 丙 丙 1 167 75 PFPFFP kj CCxCx kmol k 乙丙 塔底温度下地比热容 95 85 W t 90 10095 8590 3 23148 48 3 143 293 29 P P kjkj C kg kkmol k C 乙 乙 90 10095 85 100 3 23148 48 2 922 962 96 P P kjkj C kg kkmol k C 丙 丙 1 175 19 PWPWWP kj CCxCx kmol k 乙丙 他低温度下地汽化潜热 708078 6680 kj 840 9 kg 859 32838 05838 05 r r 乙 乙 708078 6680 kj 727 67 kg 741 78725 34725 34 r r 丙 丙 kj 1 834 45 kg DD rr xrx 乙丙 3 5 1 2 基准态地选择基准态地选择 上文中已经求出塔顶蒸汽温度 该温度也为回流液和馏出液地温度 同时 操66 78 W t 作压力为 101 325kPa 以塔顶操作状态为热量衡算基准态 则 QD 0 R Q 个人收集整理 仅供参考 18 46 3 5 1 3 各股物料热量计算各股物料热量计算 0 时塔顶上升地热量 塔顶以 0 为基准 V Q 0 0385 3600 138 25 273 1578 66 0 0385 3600 46 28 834 4512094133 VPD DVD kj QVCtVrM h 回流液地热量 R Q 78 66 D t C138 25 PR kj kmol h 0 0325 3600 138 25 273 1578 66 5690988 RPD D kj QDCt h 塔顶馏出液地热量 D Q 0 005975 3600 138 25 273 1578 66 1046266 DPD D kj QDCt h 进料地热量 F Q 100 167 75 273 1590 71 6105429 FPF F kj QFCt h 塔底残液地热量 W Q 0 02180 3600 179 19 273 1595 85 5074723 WPW W kj QWCt h 冷凝器消耗地能量 C Q 120941335690988 10462665356879 CVRD kj QQQQ h 再沸器提供地能量 塔釜热损失为 10 B Q BFCWD QQQQQQ 损 再沸器地实际热负荷 0 9 BCWDF QQQQQ 得 5669377 B Q kj h 项目进料冷凝器塔顶馏出物塔底残液再沸器 平均比热容 167 75 138 25175 19 热量 Q 61054295356879104626650747235356879 个人收集整理 仅供参考 19 46 第四章第四章 板主要工艺尺寸计算板主要工艺尺寸计算 4 1 溢流装置计算溢流装置计算 因塔径 D 1 4m 可选单溢流地弓形降也管 采用凹形受液盘 4 1 1 堰长堰长 w l 取 0 66D 0 924m w l 4 1 2 溢流堰高度溢流堰高度 W h 堰上液层高度 精馏段 mh mh L L Eh W L w h OW 034 0 026 0 06 0 06 0 026 0 1000 84 2 取上层清夜层高度 提馏段 mh mh L L Eh W L w h OW 034 0025 006 0 06 0 03 0 1000 84 2 取上层清夜层高度 4 1 3 降液管宽度降液管宽度 Wd 和截面积和截面积 Af 由 lW D 0 66 查资料 得 Af AT 0 0722 Wd D 0 12 4 故 Af 0 0722AT 0 0722 1 54 0 111 m2 Wd 0 124D 0 124 1 4 0 1736 m 依下式验算液体在降液管中停留时间 即 精馏段 s 5 19 3600107 22 40 0 111 0 3600 3600 4 1 1 ss L HA h Tf 个人收集整理 仅供参考 20 46 提馏段 5 17 360010 8 25 40 0 111 0 3600 3600 4 2 2 ss L HA h Tf 故降液管地设计合理 4 1 4 降液管底隙高度降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙地流速m s 依式 0 0 08 u 精馏段 00 0 0 00227 0 031 0 924 0 08 ss WoW LL uhm l hl u 提馏段 00 0 0 00258 0 035 0 924 0 08 ss WoW LL uhm l hl u 4 2 塔板布置塔板布置 4 2 1 塔板地分块塔板地分块 因 D 800mm 故采用分块式 4 2 2 边缘宽度地确定边缘宽度地确定 取mWmW cs 035 0 065 0 4 2 3 开孔区面积地计算开孔区面积地计算 开孔区面积 Aa按下式计算 r xr xrxAa 1 2 22 sin 180 2 其中 C Fd W D r WW D x 2 2 个人收集整理 仅供参考 21 46 665 0 035 0 2 4 1 2 4615 0 05 01736 0 2 4 1 2 mW D r mWW D x C Fd 120 1 665 0 4615 0 sin665 0 180 4615 0665 0 4615 0 2 sin 180 2 2 1222 1 2 22 m r xr xrxAa 4 2 4 筛孔板筛孔板 n 与开孔率与开孔率 本流程所处理地物系无腐蚀性 可选用 3mm 碳钢板 取孔径 5 取 0 d 0 3 75 t d 孔中心距 3 75 5 018 75t 个 33 22 1158 101158 10 1 1203690 18 75 nAa t 0 2 0 0 907 6 5 a A At d 每层塔板上开孔面积为 0 A 0 0 065 1 1200 0728 a AA 精馏段气体通过筛孔地气速 1 0 0 1 037 14 24 0 0728 s V um s A 提馏段气体通过筛孔地气速 1 0 0 0 974 13 4 0 0728 s V um s A 4 3 流体力学验算流体力学验算 4 3 1 塔板压降塔板压降 4 3 1 1 干板压降相当地液柱高度干板压降相当地液柱高度 依查图得 5 1 67 3 d 0 0 84C 个人收集整理 仅供参考 22 46 精馏段 22 0 0 14 241 87 0 051 0 051 0 037 0 84735 25 V c L u hm C 提馏段 22 0 0 13 42 17 0 051 0 051 0 038 0 84728 35 V c L u hm C 式中hc 干板压降 m 液柱 u0 筛孔气速 m s 4 3 1 2 气流穿过板上液层压降相当液柱高度气流穿过板上液层压降相当液柱高度 1 h 精馏段 1 1 037 0 699 1 540 0569 s a Tf V um s AA 0 6991 870 96 aaV Fu 由图查地 0 0 62 100 0 62 0 060 0372 Lwow hhhhm hw 外堰高 m how 堰上液流高度 m 提馏段 1 0 974 0 657 1 540 0569 s a Tf V um s AA 0 6992 170 97 aaV Fu 由图查地 0 0 62 100 0 62 0 060 0372 Lwow hhhhm hw 外堰高 m how 堰上液流高度 m 4 3 1 3 克服液面表面张力压降相当液柱克服液面表面张力压降相当液柱h 精馏段 3 0 4 18 725 10 4 0 00203 735 25 9 81 0 005L h gd 0 0370 03720 002030 07623 p h 单板压降0 07623 735 25 9 81549 830 7 ppLaa phgpkp 提馏段 个人收集整理 仅供参考 23 46 3 0 4 17 96 10 4 0 00201 728 35 9 81 0 005L hm gd 0 0380 03720 002010 07721 p hm 单板压降0 07721 728 35 9 81551 670 7 ppLaa phgpkp 4 3 2 液泛液泛 精馏段 为防止降液管液泛地发生 应使降液管中清液层高度 dTW hHh 液体通过降液管地压强降 LPdd hhhH 指降液管中清夜层高度 d H 为板上清夜层高度 取值为 L hmhhh owwL 06 0 为塔板总压降 P h 指与液体流过降液管地压降相当地液柱高度 主要有降液管底隙处地局部阻力造成 由于 d h 塔板上未设置进口堰 可按下式计算 7qWAq 0 00157m 0 034924 0 0 00227 153 0 153 0 22 ow S d hl L h mHd1378 0 06 0 07623 0 00157 0 取全开后地压降为设计压降 即mHd1378 0 乙醇与正丙醇属于不易发泡物质 其泡沫层地相对密度取 0 5 为防止液泛 应保证降液管中泡沫液体地高度不能超过上层塔板地出口堰 即 wT hHH d dwT HhH 217 0 034 0 4 0 5 0 可见 目前地设计数据符号要求 提馏段 为防止降液管液泛地发生 应使降液管中清液层高度 dTW hHh 液体通过降液管地压强降 LPdd hhhH 指降液管中清夜层高度 d H 个人收集整理 仅供参考 24 46 为板上清夜层高度 取值为 L hmhhh owwL 06 0 为塔板总压降 P h 指与液体流过降液管地压降相当地液柱高度 主要有降液管底隙处地局部阻力造成 由于 d h 塔板上未设置进口堰 可按下式计算 llVIW 0 000973m 0 0340 924 0 00258 153 0 153 0 22 ow S d hl L h mHd1382 0 06 0 07721 0 000973 0 取全开后地压降为设计压降 即mHd1382 0 乙醇与正丙醇属于不易发泡物质 其泡沫层地相对密度取 0 5 为防止液泛 应保证降液管中泡沫液体地高度不能超过上层塔板地出口堰 即 wT hHH d dwT HhH 213 0 026 0 4 0 5 0 可见 目前地设计数据符号要求 4 3 3 液沫夹带液沫夹带地验算地验算 V 精馏段 66 3 23 24 3 5 7 105 7 100 699 8 37 100 1 18 275 100 425 0 06 a V Tf u kgkg kgkg Hh 液液 气气 提馏段 66 3 23 24 3 5 7 105 7 100 699 8 34 100 1 17 96 100 425 0 06 a V Tf u kgkg kgkg Hh 液液 气气 4 3 4 漏液漏液 精馏段 0 1 0 00560 13 4 4 0 00560 13 0 060 00203 735 25 4 4 0 847 8 1 87 cL owV hh uC m s 稳定系数72 1 2 7 4 13 0 0 W u u K 符合 K 1 5 2 0 故在本系统中无明显漏液现象 个人收集整理 仅供参考 25 46 提馏段 0 1 0 00560 13 4 4 0 00560 13 0 060 00201 728 35 4 4 0 847 2 2 17 cL owV hh uC m s 稳定系数97 1 2 7 24 14 0 0 W u u K 符合 K 1 5 2 0 故在本系统中无明显漏液现象 4 3 5 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 4 3 5 1 漏液线方程漏液线方程 精馏段 由代入漏液点气速式 2 min 3 0 0 0340 703 s Lwowsow V hhhLu A 0 0 00560 13 4 4 cL owV hh uC 提馏段 2 min 3 0 735 25 4 4 0 84 0 00560 13 0 0340 703 0 00203 1 87 s s V L A 2 0 0 088Am 所以 23 min 3 696 0 02430 2783 ss VL 在设计范围内 任取几个 Ls值 依上式计算出 Vs值 计算结果列于表 11 1 m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 m3 s 0 594 0 618 0 6411 0 6600 S V 由代入漏液点气速式 2 min 3 0 0 0280 703 s Lwowsow V hhhLu A 0 0 00560 13 4 4 cL owV hh uC 2 min 3 0 735 25 4 4 0 84 0 00560 13 0 0280 703 0 00203 1 87 s s V L A 2 0 0 088Am 个人收集整理 仅供参考 26 46 所以 23 min 3 696 0 01860 2366 ss VL 在设计范围内 任取几个 Ls值 依上式计算出 Vs值 计算结果列于表 11 1 m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 S L m3 s 0 509 0 544 0 567 0 585 S V 4 3 5 2 液沫夹带线液沫夹带线 精馏段 精馏段 2 3 6 107 5 fT a L v hH u e S S a V V u67 0 0569 0 54 1 owwLf hhhh 5 25 2 mhw043 0 3 2 S 3 2 L7032 0 924 0 3600 1 1000 84 2 S ow L h 3 2 758 1 1075 0 Sf Lh 由 整理得到气液 kgkg L e S v 1 0 758 1 1075 0 4 0 0 67V 10573 18 107 5 2 3 3 2 S 3 6 液沫夹带线方程 3 2 97 1566 2 SS LV 取部分数据作出 关联表 S L S V m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 S L m3 s 4 62 2 64 2 45 2 33 2 22 S V 提馏段 2 3 6 107 5 fT a L v hH u e S S a V V u67 0 0569 0 54 1 个人收集整理 仅供参考 27 46 owwLf hhhh 5 25 2 mhw026 0 3 2 S 3 2 L7 0 924 0 3600 1 1000 84 2 S ow L h 3 2 75 1 065 0 Sf Lh 由 整理得到气液 kgkg L e S v 1 0 75 1 065 0 4 0 0 67V 10573 18 107 5 2 3 3 2 S 3 6 液沫夹带线方程 3 2 78 1502 3 SS LV 取部分数据作出 关联表 S L S V m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 S L m3 s 4 62 2 99 2 81 2 67 S V 4 3 5 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 精馏段与提馏段 对于平直堰 堰上液层高度为 0 006m 作为最小液体负荷标准 取 E 为 1 可得液相负荷下限线 m l L Eh w S ow 006 0 3600 1000 84 2 3 2 13 min 0 000788m sLs 4 3 5 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 精馏段与提馏段 以作为液体在降液管中停留时间地下限s4 则通过式 可得液相负荷上限线为 4 S Tf L HA 31 max 0 4 0 111 0 0111m 4 Tf S H A Ls 个人收集整理 仅供参考 28 46 4 3 5 5 液泛线液泛线 精馏段 令 wtd hHH 由 dlpd hhhH hhhH cp 1 222 0 s 0 1 87 0 051 0 0637 0 84 0 0537735 25 VS c L uV hV C 0 051 l hh 1 owwL hhh 22 3 33 3600 2 84 101 0 703 0 924 s ows L hL 联立 忽略与 与 与地关系式代入 整理得 ow h S L d h S L c h S V s SS LdLcbVa 3 2 22 式中 3 2 3 2 0 2 00 3600 11084 2 153 0 1 051 0 w w wt L v l Ed hlc hHb cA a 将有关数据代入求得 94 17 2292 5 2 1 d c b a 3 222 94 1722925 2 sss LLV 在设计范围内 取部分 求出相应地 列表如下 S V S L m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 S L m3 s 1 57 1 50 1 45 1 4 S V 个人收集整理 仅供参考 29 46 提馏段 令 wtd hHH 由 dlpd hhhH hhhH cp 1 222 0 s 0 2 17 0 051 0 075 0 84 0 0537728 35 VS c L uV hV C 0 051 l hh 1 owwL hhh 22 3 33 3600 2 84 101 0 703 0 924 s ows L hL 联立 忽略与 与 与地关系式代入 整理得 ow h S L d h S L c h S V s SS LdLcbVa 3 2 22 式中 3 2 3 2 0 2 00 3600 11084 2 153 0 1 051 0 w w wt L v l Ed hlc hHb cA a 将有关数据代入求得 24 15 3 1949 05 2 1 d c b a 3 222 24 15 3 194905 2 sss LLV 在设计范围内 取部分 求出相应地 列表如下 S V S L m3 s 0 0006 0 0015 0 0030 0 0045 S L m3 s 1 43 1 35 1 31 1 26 S V 个人收集整理 仅供参考 30 46 4 3 5 6 负荷性能图负荷性能图 根据以上各线方程 可作出筛板塔地负荷性能图 由图可知 3915 2 5752 0 3756 1 min max 3 min 3 max xS S S S V V smV smV 操作弹性为 个人收集整理 仅供参考 31 46 由图可知 4054 2 5752 0 3836 1 min max 3 min 3 max xS S S S V V smV smV 操作弹性为 个人收集整理 仅供参考 32 46 第五章第五章 管径设计管径设计 回流管地直径回流管地直径 D DR R 利用直管回流 本设计取 1 1 6 R um s 2 4 1 RR DuLs 所以有mmm u L D R S R 32032 0 6 1 4 726 67 1 4 4 选型如表 12 2 所示 表 12 2 回流管规格 名称 接管公称直径 Dg mm 接管外径 厚度 规格 32 38 3 进料管地直径进料管地直径 D DF F 本设计采用泵输送料液 料液速度可取 本设计取 sm 5 2 5 1uF 1 1 6 F um s mmm u F D FM F mkg F S F F F S F 5 410415 0 6 114 3 00216 0 44 00216 0 1 7263600 5 56100 3600 1 726 3 725 80 0 2 729 20 0 1 3 所以 选型如表 12 3 所示 名称 接管公称直径 Dg mm 接管外径 厚度 规格 40 45 3 塔底出料管地直径塔底出料管地直径 D DW W 采用直管出气 取 1 1 6 W um s mmm u W D WM W mkg W S W W W S w 38038 0 6 1 00179 0 44 00179 0 6 730 6002180 0 6 730 3 个人收集整理 仅供参考 33 46 选型如表 12 4 所示 名称 接管公称直径 mm 接管外径 厚度 w D 规格 40 45 3 塔顶蒸汽出料管塔顶蒸汽出料管 采用直管出气 取 1 20 V um s 所以有mmm u L D V S V 257257 0 20 037 1 44 选型如表 12 2 所示 表 12 2 回流管规格 名称 接管公称直径 mm 接管外径 厚度 V D 规格 250 273 10 塔底蒸汽出料管塔底蒸汽出料管 采用直管出气 取 1 23 V um s 所以有mmm u L D V S V 232232 0 23 974 0 44 选型如表 12 2 所示 表 12 2 回流管规格 名称 接管公称直径 mm 接管外径 厚度 V D 规格 250 273 20 个人收集整理 仅供参考 34 46 第六章第六章 塔地附属设备设计塔地附属设备设计 6 1 冷凝器地选择冷凝器地选择 本设计取 K 700kmol 2926kJ 3 h m 3 h m 出料温度 78 66 饱和气 78 66 饱和液 冷却水 20 35 逆流操作 1 58 17t 2 43 17t 12 1 2 50 30 ln m tt t t t 根据全塔热量衡算得 5356879 KJ h A Q 传热面积 A 36 4 m Q K t 取安全系数 1 04 则 2 36 4 1 0437 85Am 选择 BES 400 1 6 38 6 19 6 浮头式换热器 6 2 再沸器地选择再沸器地选择 选用 120 饱和水蒸汽 总传热系数取 K 2926kJ 3 h m 料液 95 85 100 水蒸汽温度 120 120 逆流操作 2 24 15t 则 1 20t 12 1 2 22 01 ln m tt t t t 根据全塔热量衡算得 KJ h 传热面积 A 92 69 5969377 B Q B m Q K t 取安全系数 1 04 则 A 2 92 69 1 04 96 40m 选择 BES 600 1 6 108 6 19 4 浮头式换热器 个人收集整理 仅供参考 35 46 第七章第七章 设计筛板地主要结果汇总表设计筛板地主要结果汇总表 参数符号参数名称精馏段提馏段 T m C o 平均温度84 68593 28 P m kpa 平均压力107 975113 575 M Lm kg kmol 液相平均摩尔质量51 3957 9 M Vm g kmol 气相平均摩尔质量50 2756 535 lm kg m 3 液相平均密度735 25728 35 vm kg m 3 气相平均密度1 872 20 m dyn cm 液体平均表面张力18 27517 96 m mpa s 液体平均粘度0 5540 5083 Vs m s 3 气相流量1 030 0 974 Ls m s 3 液相流量0 002270 00258 N实际塔板数1917 Z m 有效段高度20 46 D m 塔径1 41 4 H T m 板间距0 40 4 m 板厚0 0030 003 溢流形式单溢流单溢流 降液管形式弓形弓形 溢流堰平行平行 l W m 堰长0 9240 924 h W m 堰高0 0340 026 hl m 板上液层高度0 060 06 h OW m 堰上液层高度0 00250 0034 h O m 降液管底隙高度0 0310 035 W d m 降液管宽度0 17360 1736 W s m 安定区宽度0 0650 065 W c m 边缘区高度0 0350 035 Aa m 2 有效传质面积1 1201 120 个人收集整理 仅供参考 36 46 A T m 2 塔横截面积1 541 54 A f m 2 降液区面积0 1110 111 A O m 2 筛孔面积0 07280 0728 d O m 筛孔直径0 0050 005 t m 孔中心距0 018750 01875 n筛孔数目36893689 开孔率6 56 5 U m s 空塔气速0 350 35 安全系数0 70 7 U O m s 筛孔气速14 2413 4 K稳定系数1 731 55 H c m 液柱 干板阻力0 0370 0038 H l m 液柱 液体有效阻力 Hl0 03720 0372 H m 液柱 液体表面张力阻力0 002030 00201 H p m 液柱 总阻力0 076230 7721 P pa 每层塔板压降464 47551 67 s 停留时间1917 ev 0 1kg 液 kg 干气 液沫夹带量0 00830 00834 液泛合格合格 漏液合格合格 E液流收缩系数1 01 0 C O孔流系数0 840 84 液层充气系数0 620 62 Fa气相动能因子0 960 97 个人收集整理 仅供参考 37 46 表表 主要符号说明主要符号说明 n 浮阀个数 N 一层塔板上地筛孔总数 Np 实际塔板数 NT 理论塔板数 P 系统地总压 Pa q 进料中液相所占分率 R 回流比 r 摩尔汽化潜热 kJ kmol T 温度 K u 空塔气速 m s uo 筛板气速 m s V 上升蒸气流率 Kmol s Vh 塔内气体流量 m3 h Vs 塔内气体流量 m3 s W 蒸馏釜地液体量 Kmol Wc 塔板边缘区宽度 m Wd 降液管宽度 m Wd 降液管宽度 m Ws 塔板上入口安定区宽度 m Ws 塔板上出口安定区宽度 m x 液相组分中摩尔分率 y 气相组分中摩尔分率 Z 塔地有效段高度 m 液面落差 m 相对挥发度 0 板上液层无孔系数 粘度 mN m 塔板开孔率 密度 Kg m3 L 液体密度 Kg m3 V 气体密度 Kg m3 液体表面张力 dyn cm 液体在降液管内停留时间 s 个人收集整理 仅供参考 38 46 结束语结束语 本设计符合化工条件地各项要求 通过设计筛板精馏塔 深刻地了解了塔地内部空间结构 板块地设计 管道地计算和选取 再沸器和冷凝器地选择 yhUQs 在设计过程中 了解了与设计相关地各个物理参数 并掌握了其计算方法 物料衡算 热量 衡算地熟练掌握 其中地各个物理量地精度要求 规格地选取 也是一门知识 MdUZY 在此 我感谢学校地培养 感谢老师地细心教导 感谢同学地帮助 个人收集整理 仅供参考 39 46 参考文献参考文献 1 涂伟萍 陈佩珍 陈达芳 化工过程及设备设计 北京 化学工业出版社 1999 年 2 化工设备设计手册编写组 材料与零部件 上 上海 上海人民出版社 1973 3 刘光启 马连湘 刘杰 化学化工物性数据手册 有机卷 北京 化学工业出版社 2000 4 化工手册 济南 山东科学技术出版社 198409T7t 5 化工设备设计全书编辑委员会路秀林 王者相等编 塔设备 北京 化学工业出版社 2004 6 崔鸿斌 AtuoCAD2007 中文版使用教程