化工原理课程设计——精馏塔(丙酮-水)

化工原理课程设计 化工原理课程设计 题 目 90000 吨 年丙酮 水连续精馏塔设计 系 院 材料与化学工程 专 业 班 级 学生姓名 学 号 指导教师 职 称 2013 年 12 月 10 日 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 化工原理课程设计 I 设计题目 丙酮 水二元物料板式精馏塔 设计条件 常压 1patm 处理量 90000 吨 年 进料组成 25 丙酮 75 水 质量分率 下同 馏出液组成 0 965 D X 釜液组成 馏出液 99 丙酮 釜液 2 丙酮 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 R 1 5Rmin 加料状态 1 0q 单板压降 0 7 a kp 设计任务 完成该精馏塔的工艺设计 包括物料衡算 热量衡算 筛板塔的设计算 画出带控制点的工艺流程图 塔板负荷性能图 精馏塔工艺条件图 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 化工原理课程设计 II 摘摘 要要 利用混合物中各组分挥发能力的差异 通过液相和气相的回流 使气 液 两相逆向多级接触 在热能驱动和相平衡关系的约束下 使得易挥发组分 轻 组分 不断从液相往气相中转移 而难挥发组分却由气相向液相中迁移 使混 合物得到不断分离 称该过程为精馏 该过程中 传热 传质过程同时进行 属传质过程控制 原料从塔中部适当位置进塔 将塔分为两段 上段为精馏段 不含进料 下段含进料板为提馏段 冷凝器从塔顶提供液相回流 再沸器从塔底提供气相 回流 气 液相回流是精馏重要特点 在精馏段 气相在上升的过程中 气相轻组分不断得到精制 在气相中不断 地增浓 在塔顶获轻组分产品 在提馏段 其液相在下降的过程中 其轻组分不断地提馏出来 使重组分 在液相中不断地被浓缩 在塔底获得重组分的产品 精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别 是在塔两端同时提供纯度较高的液 相和气相回流 为精馏过程提供了传质的必要条件 提供高纯度的回流 使在 相同理论板的条件下 为精馏实现高纯度的分离时 始终能保证一定的传质推 动力 所以 只要理论板足够多 回流足够大时 在塔顶可能得到高纯度的轻 组分产品 而在塔底获得高纯度的重组分产品 通过对精馏塔的运算 主要设备的工艺设计计算 物料衡算 热量衡算 工艺参数 的选定 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算 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 本设计是以丙酮 水物系为设计物系 以筛板塔为精馏设备分离丙酮和 水 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丙酮 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 通过逐板计算得出理论板数 11 块 回流比为 1 3032 算出塔效率为 0 446 实际板数为 25 块 进料位置为第 7 块 在板式塔主要工艺尺寸的设计 计算中得出塔径为 1 2 米 有效塔高 6 6 米 通过浮阀塔的流体力学验算 证 明各指标数据均符合标准 在此次设计中 对塔进行了物料衡算 本次设计过 程正常 操作合适 化工原理课程设计 III 目录目录 第一部分第一部分 设计概述设计概述 1 一 设计题目 1 二 工艺条件 1 三 设计内容 1 四 工艺流程图 1 第二部分第二部分 塔的工艺计算塔的工艺计算 3 一 查阅文献 整理有关物性数据 3 二 全塔物料衡算与操作方程 7 三 全塔效率的估算 7 四 实际塔板数 8 五 精馏塔主题尺寸的计算 10 1 精馏段与提馏段的汽液体积流量10 2 塔径的计算12 3 塔高的计算16 4 塔板结构尺寸的确定16 5 弓形降液管17 6 开孔区面积计算18 7 筛板的筛孔和开孔率18 六 筛板的流体力学验算 2 1 塔板压降2 2 液面落差2 七 塔板负荷性能图 4 1 精馏段塔板负荷性能图4 2 提馏段塔板负荷性能图7 八 精馏塔的主要附属设备 1 塔顶全凝器设计计算11 2 料液泵设计计算 3 管径计算12 九 设计结果一览表 11 十 符号说明 15 十一 附图 1 十二 参考文献 4 十三 设计小结 化工原理课程设计 0 第一部分第一部分 设计概述设计概述 一一 设计题目 设计题目 筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 二二 工艺条件 工艺条件 生产能力 90000 吨 年 料液 年工作日 300 天 原料组成 25 丙酮 75 水 质量分率 下同 产品组成 馏出液 99 丙酮 釜液 2 丙酮 操作压力 塔顶压强为常压 进料温度 泡点 进料状况 泡点 加热方式 直接蒸汽加热 回流比 R Rmin 1 5 三三 设计内容 设计内容 1 确定精馏装置流程 绘出流程示意图 2 工艺参数的确定 基础数据的查取及估算 工艺过程的物料衡算及热量衡算 理论塔板数 塔板效 率 实际塔板数等 3 主要设备的工艺尺寸计算 板间距 塔径 塔高 溢流装置 塔盘布置等 4 流体力学计算 流体力学验算 操作负荷性能图及操作弹性 5 主要附属设备设计计算及选型 塔顶全凝器设计计算 热负荷 载热体用量 选型及流体力学计算 料液泵设计计算 流程计算及选型 四 工艺流程图四 工艺流程图 丙酮 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 化工原理课程设计 1 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 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 丙酮 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 1 精馏装置工艺流程图 化工原理课程设计 2 第二部分第二部分 塔的工艺计算塔的工艺计算 一 查阅文献 整理有关物性数据一 查阅文献 整理有关物性数据 1 水和丙酮的性质 表 1 水和丙酮的粘度 温度5060708090100 水粘度 mpa 0 5920 4690 400 330 3180 248 丙酮粘 度 mpa 0 260 2310 2090 1990 1790 160 表 2 水和丙酮表面张力 温度5060708090100 水表面 张力 67 766 064 362 760 158 4 丙酮表 面张力 19 518 817 716 315 214 3 表 3 水和丙酮密度 温度5060708090100 相对密 度 0 7600 7500 7350 7210 7100 699 水998 1983 2977 8971 8965 3958 4 丙酮758 56737 4718 68700 67685 36669 92 表 4 水和丙酮的物理性质 分子量沸点临界温度 K临界压强 kpa 水18 02100647 4522050 丙酮58 0856 2508 14701 50 表 5 丙酮 水系统 t x y 数据 丙酮摩尔数 沸点 t xy 10000 92 0 01 0 279 84 20 0250 47 75 60 050 63 66 90 10 754 62 40 20 813 61 10 30 832 60 30 40 842 59 80 50 851 59 20 60 863 化工原理课程设计 3 58 80 70 875 58 20 80 897 57 40 90 935 56 90 950 962 56 70 9750 979 56 511 由以上数据可作出 t y x 图如下 由以上数据作出相平衡 y x 线图 化工原理课程设计 4 2 进料液及塔顶 塔底产品的摩尔分数 酮的摩尔质量 58 08 Kg kmol A M 水的摩尔质量 18 02 Kg kmol B M 平均摩尔质量 M 0 0937 58 08 1 0 0937 18 02 21 774 kg kmol F 0937 0 02 18 75 0 08 58 25 0 08 58 25 0 F x 968 0 02 18 01 0 08 58 99 0 08 58 99 0 D x 00629 0 02 18 98 008 58 02 0 08 58 02 0 W x 化工原理课程设计 5 M 0 968 58 08 1 0 968 18 02 56 798 kg kmol D M 0 00629 58 08 1 0 00629 18 02 18 272 kg kmol W 574 08Kmol h 774 21 24 300 90000000 F 最小回流比 由题设可得泡点进料 q 1 则 又附图可得 0 0937 0 749 F x e x e x e y min De ee xy R yx 3342 0 0937 0 749 0 749 0968 0 确定操作回流比 化工原理课程设计 6 5 1min RR 令5013 0 min5 1 RR 二 全塔物料衡算与操作方程二 全塔物料衡算与操作方程 1 全塔物料衡算 WDF FDW FxDxWx D 52 18Kmol hW 521 9Kmol h 2 操作方程 精馏段 0 33Xn 0 64 1 11 D nn xR yx RR 提馏段 因为泡点进料 所以 q 1 代入数据 042 0 66 7 1 16 26 1 nxny hKmolRDL Xw WFL W nX WFL FL Xw WqFL W nX WqFL qFL ny 3 由图可得当 R 0 5013 时 精馏段与平衡线相切 则即使无穷多塔板及组成也不能跨 越切点 切点为 0 854 0 915 则 可解得 0 8688 min min 0 9680 915 10 9680 854 R R min R 设 R 1 5Rmin 1 3032 则精馏段操作线方程 0 57Xn 0 42 1 11 D nn xR yx RR 利用图解法求理论班层数 可得 总理论板层数 块 进料板位置 11 T N 7 F N 三 全塔效率的估算三 全塔效率的估算 用奥康奈尔法 对全塔效率进行估算 O conenell 根据丙酮 水系统 t x y 图可以查得 塔顶第一块板 ctd 0 5 56 0 968 D x 1 0 968y 1 0 95x 化工原理课程设计 7 设丙酮为 A 物质 水为 B 物质 所以第一块板上 0 968 A y 0 95 A x 0 032 B y 0 05 B x 可得 1 59 AA AB D BB yx a yx 加料板 ctf 0 67 2 0 0937 F x 0 75 F y 假设物质同上 0 750 A y 0 0937 A x 0 250 B y 0 9063 B x 可得 29 AA AB F BB yx a yx 塔底 ctw 0 100 0 00629 W x 0 00627 W y 假设物质同上 0 00627 A y 0 00629 A x 0 99373 B y 0 99371 B x 可得 0 997 AA AB W BB yx a yx 所以全塔平均挥发度 3 3 1 59 29 0 9973 58 DF W aa a a 精馏段平均温度 0 1 56 567 2 61 85 22 DF TT TC 查前面物性常数 粘度表 61 85 时 0C 0 53mPa s 水 0 51mPa s 丙酮 所以 0 53 0 2430 52 0 7570 515m ii xPa s 精 查 61 85时 丙酮 水的组成 0C 0 175y 水 0 757x 水 0 825y 丙酮 0 243x 丙酮 所以 0 245 E 0 49 3 58 0 515 0 42 T 精 同理可得 提留段的平均温度 0 BF 2 10067 2 83 6 22 TT TC 查表可得在 83 6时 0C 0 245 E 0 49 3 58 0 336 0 468 T 提 四 实际塔板数四 实际塔板数 实际塔板数 T T P E N N 化工原理课程设计 8 1 精馏段 取整 15 块 考虑安全系数加一块为 15 块 R 6 N 14 3 0 42 2 提馏段 取整 9 块 考虑安全系数加一块 为 9 块 4 N 8 55 0 468 S 提 故进料板为第 16 块 实际总板数为 25 块 全塔总效率 T T P N 1 E 0 42 N 化工原理课程设计 9 五 精馏塔主题尺寸的计算五 精馏塔主题尺寸的计算 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 精馏段的汽液体积流量 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 21 774 56 798 2 39 29kg kmol 液相平均温度 tm tf td 2 67 2 56 5 2 61 85 表 6 精馏段的已知数据 位置进料板塔顶 第一块板 xf 0 09370y1 xD 0 9680 摩尔分数 yf 0 7500 x1 0 9500 MLf 20 22MLf 56 79 摩尔质量 kg kmol Mvf 43 46Mvl 56 08 温度 67 2056 70 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 2 2 1 1 1 Lm 其中 1 0 1580 2 0 8420 所以 lm 852 35 3 kg m 精馏段的液相负荷 L RD 1 3032 52 18 68kmol h Ln LM lm 68 39 29 852 35 3 13 3 mh 由 RT M m nRT PVRTRT V m PM 所以 RT PM 精馏段塔顶压强P101 3KPa 若取单板压降为 0 7 则 化工原理课程设计 10 进料板压强 aDF KPPP825 111157 0 气相平均压强575 106 2 825 111325 101 m P 气相平均摩尔质量 kmolkgMVm 105 50 2 42 4379 56 气相平均密度 3 92 1 1 335314 8 105 50575 106 mkg RT MP m vmm vm 汽相负荷 V R 1 D 1 3032 1 52 18 120 18kmol h hM VM V vm vm n 326 3136 92 1 105 5018 120 精馏段的负荷列于表 7 表 7 精馏段的汽液相负荷 名称汽相液相 平均摩尔质量 kg kmol50 10539 29 平均密度 3 kg m1 92852 35 体积流量 3 mh 3136 263 13 提馏段的汽液体积流量 Qn L Qn L Qn F Qn L 68 574 08 642 08Kmol h Qn V Qn V Qn V R 1 Qn D 120 18Kmol h 整理提馏段的已知数据列于表 8 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 9 表 8 提馏段的已知数据 位置塔釜进料板 Xw 0 00629Xf 0 0937 摩尔分数 Yw 0 00627Yf 0 750 Mlv 20 77MLf 20 22 摩尔质量 kg kmol Mlv 18 272Mvf 43 46 温度 10067 2 表 9 提馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩尔质量 kg kmol19 1230 846 平均密度 3 kg m951 371 809 化工原理课程设计 11 体积流量 3 mh 12 92049 2 塔径的计算塔径的计算 在塔顶的温度下查表面张力表 mmN 19 0 1 mmN 66 595 2 mmN mD 523 20595 66 968 0 1 19968 0 在进料板温度下查表面张力表 17 9mN m 64 74mN m 1 2 mmN F 35 6074 64 0937 0 1 9 170937 0 m 在塔底温度下查表面张力表 14 3mN m 58 4mN m 1 2 mmN W 12 58 4 58 00629 0 1 3 1400629 0 m 精馏段液相平均表面张力 mmN m 4373 40 2 35 60523 20 提馏段液相平均表面张力 mN 59 24m 2 58 1260 35 m 全塔液相平均表面张力 mmN 331 46 3 12 5835 60523 20 在塔顶的温度下查粘度表 smP 24 01 smPa 51 0 2 610 0 51 0 lg 968 01 24 0 lg968 0 lg mD smP mD 245 0 在进料板温度下查粘度表 smP 23 01 smPa 46 0 2 367 0 46 0lg 0937 01 23 0 lg0937 0 lg mf smPmw 431 0 在塔底温度下查粘度表 smP 160 01 smPa 249 0 2 607 0 249 0 lg 00629 01 160 0lg00629 0lg mw 化工原理课程设计 12 smPmw 249 0 精馏段液相平均粘度 smPa m 338 0 2 245 0 431 0 提馏段液相平均粘度 smPa 0 339 2 0 249431 0 m 全塔液相平均粘度 smPa 308 0 3 249 0 431 0 245 0 1 塔径的计算 精馏段的体积流率计算 V VL LM Mlm S LM Mvm s CU sm L L sm V V max 3 2 00087 0 349 8523600 1485 3868 3600 87 0 92 1 3600 105 5018 120 3600 提留段 Vs 0 569M2 s Ls 0 0036M2 s 史密斯关联图 图横坐标 023 0 92 1 349 852 87 0 00087 0 2 1 2 1 V L s s V L 提留段 145 0 809 1 37 951 569 0 0036 0 2 1 2 1 V L s s V L 取板间距 板上液层高度3 0 T HmhL06 0 mhH LT 24 0 06 0 3 0 查附图 smU G CC C L 259 1 92 1 92 1 349 852 05986 0 05986 0 20 4373 40 052 0 20 052 0 max 2 02 0 20 20 表观空塔气速 max 8 06 0 UU 估算塔径 m U V D s 2 1 4 提留段 C20 0 04 Umax 1 138 m s 提留段 D 1 03M At 0 83m2 U 0 69m s Lw 0 6798m How 0 0177m Hw 0 043m Wd 0 141Af 0 063 化工原理课程设计 13 塔截面积 22 1304 1 2 1 4 mAT 实际塔气速 sm A V U T s 77 0 1304 1 87 0 精馏塔的有效高度的计算 精馏段有效高度为 2m4 301 151 T HNZ 精精 提留段有效高度为 2 4m 301 91 T HNZ 提提 在进料板上方开一小孔 其高度为 0 8m 故精馏塔的有效高度为 7 4m 80 提精 ZZZ 3 溢流装置的计算 堰长 w l 可取 0 66D 0 66 1 2 0 792m w l 溢流堰高度 w h 由 选用平直堰 堰上液层高度 w h wL hh 3 2 1000 84 2 w n ow L L Eh 取用 E 1 则mhow0062 0 792 0 00087 0 3600 1 1000 48 2 3 2 取液上清液层高度mhw0538 0 0062 0 06 0 弓形降液管宽度和截面积 d W t A 由 查图 5 7 附图得66 0 Dlw 136 0 0762 0 D W A A d T t 2 086 01304 1 0762 0 1632 0 2 1136 0 mAmW fd 用经验公式 ss L HA h Tf 5 7 29 360000087 0 3 0086 0 3600 3600 提留段 s25 5 Ho 0 032m X 0 304m R 0 48m Aa 0 542m N 2789 个 1 10 Uo 10 39m s 化工原理课程设计 14 故降液管设计合理 降液管底隙高度比低 10mm 则 0 h w h 0 01 0 0538 0 01 0 0438m 0 h w h 故选用凹形受液盘 深度mmhw50 塔板布置 塔板的分块 因为 D 800mm 故塔板采用分块式 查表 5 3 得 塔板分 3 块 边缘区宽度确定 取mWmWW Lss 035 0 070 0 开孔区面积 a A mW D x r xr xrxAa 3668 0 07 0 1632 0 2 2 1 2 arcsin 180 2 2 22 其中 2 2 22 765 0 565 0 3668 0 arcsin 180 565 0 3668 0 565 0 3668 0 2 565 0 035 0 2 2 1 2 mA mW D r a L 筛孔计算及其排列 选用 3mm 碳钢筛孔直径板 取筛孔直径 5mm 0 d 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 3 5mm 0 d 筛孔数目 个3937 2 15 765 0 1158000 1158000 2 tAn a 开孔率 1 10 015 0 005 0 907 0 907 0 2 2 t d 气体通过阀孔的气速为 sm A V U S 26 11765 0 101 0 87 0 0 0 3 塔高的计算塔高的计算 塔的高度可以由下式计算 化工原理课程设计 15 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 23 块 板间距 HT 0 3 由于料液较清洁 无需经常清洗 可取每隔 8 块板设一个人孔 因为板数较少 所以可以忽略人工开孔数 取人孔两板之间的间距 则塔顶空间 HP 1m 塔底空间 HW 1 5m 0 6 T Hm 进料板空间高度 那么 全塔高度 m8 0HF m 1 17Z 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 WC 35mm 破沫区宽度 70 S Wmm 查得 堰长mmLw792 檐长 弓形溢流管宽度mm d 163W 弓形降液管面积 2 09 0 Am f 降液管面积与塔截面积之比 62 7 A T f A 堰长与塔径之比660 0 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 531 00087 0 3 0086 0 A 液体在精馏段降液管内的停留时间 化工原理课程设计 16 符合要求SS L H ST Tf 525 5 0036 0 3 0063 0 A 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 hE071 00 792 0 0 000873600 E 0284 00 3 2 由 66 0 D LW 6 5 792 0 00087 0 3600 L 5 25 2 w s L 查手册知 E 1 则 0 0071 1 0 0071m ow h 0 06 0 0071 0 0529m w h 降液管底部离塔板距离 考虑液封 取比小 15mm 0 h 0 h w h 即 0 0529 0 015 0 0379 0 h 同理 对提馏段 ow hE202 00 6798 0 12 9 E 0284 00 3 2 由 66 0 D LW 化工原理课程设计 17 查手册得 E 1 0 0202 1 0 0202m ow h 0 06 0 0202 0 0398m w h 0 0398 0 01 0 0298m 0 h 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 035m 破沫区宽度 0 07m 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 mWd3668 0 163 0 07 0 5 0 W 2 D s r m565 0 035 0 6 0W 2 D c 所以 22 0 22 a 765 0 565 0 3668 0 arcsin565 0 180 3668 0 565 0 3668 0 2Am 7 筛板的筛孔和开孔率筛板的筛孔和开孔率 因丙酮 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 3937765 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 则 精馏段 s 11 29m 0 7650 1007 0 87 u J0 提留段 x 0 304m R 0 48m Aa 0 542m2 s 提留段 N 2789 个 1 10 化工原理课程设计 18 提馏段 smuoT 39 10 962 0 1007 0 353 0 化工原理课程设计 1 六 筛板的流体力学验算六 筛板的流体力学验算 1 塔板压降塔板压降 干板阻力计算 c h 干板阻力 L V c c u h 2 0 0 015 0 由所选用筛板 查得67 1 3 5 0 d 773 0 0 C 液柱 mhc0245 0 349 852 92 1 773 0 29 11 051 0 2 气体通过液层的阻力的计算 L h 气体通过液层的阻力 1 hhL 2 1 21 0 15 1 92 1 833 0 833 0 086 0 1304 1 87 0 mskgVUF sm AA V U a fT s a 查图得 70 0 042 0 0071 0 0529 0 owwLL hhhh 液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 液柱m gd h L L 00387 0 005 081 935 852 104373 4044 3 0 气体通过每层塔板的高度可计算 p h aaLpp Lcp PPghP hhhh 700 3 588 07037 0 700Pa 设计允许值 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 由于塔径和液流量均不大 所以可忽略液面落 差的影响 精馏段 Hc 0 0175m 液柱 Ua 0 83m s Fo 1 14 Hl 0 042 液柱mh0051 0 hp 0 0645 70paP 3 597 0pa 700pa 设计允许 值 化工原理课程设计 2 液沫夹带 液沫夹带量 采用公式 2 3 6 107 5 fTaV hHUe 由mhh Lf 105 0042 0 5 25 2 所以1 006 0 105 0 3 0 26 11 4373 40 107 5 2 3 6 V e 故设计中液沫夹带量允许范围内 V e 漏液 对于筛板塔 漏液点气速 VLL hhU 13 0 0056 0 4 4 min 0 01 2 34 8520040 0042 0 13 0 0056 0 772 0 4 4 5 89m s 实际空速 smU26 11 0 稳定系数 5 191 1 min 0 0 U U K 故在本实验中无明显漏液 液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液高度应服从式子 d H wTd hHH 取 17645 0 0529 0 3 05 0 5 0 wT hH 而 板上不设进口堰 则有 dlpd hhhH 液柱 mUhd001 0 08 0153 0 153 0 2 2 0 wTdlpd hHhhhH 141 0 001 0 06 0 08 0 可知 本设计不会发生液泛 提留段 Hf 0 105m ev 0 0321 5 1699 0 0398 0 3 0 5 0 hwHt Hd 0 064 0 042 0 001 0 116 0 1764 5 化工原理课程设计 3 七 塔板负荷性能图七 塔板负荷性能图 1 精馏段塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图 1 1 漏液线漏液线 查图知 s d C 0 VLL hhU 13 0 0056 0 4 4 min 0 01 2 34 8520040 0 042 0 13 0 0056 0772 04 4 2 1 3 2 103 588671 3 1036 0 s L 在操作范围内 任取几个值 已上式计算 s L s V s Lsm 3 0 0010 0040 0080 01 s Vsm 3 0 21850 23930 25780 2654 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 S S fT S V V AA V u957 0 086 0 1304 1 3 2 792 0 3600 1 1000 84 2 0529 0 5 22 5hLhf s L 3 2 948 1 13225 0 s L 化工原理课程设计 4 3 2 948 1 16775 0 sfT LhH 1 02 3 553 2 16325 0 957 0 104373 40 107 5 3 23 6 s s v L V e 解得 VS 1 33 15 8LS2 3 s Lsm 3 0 0010 0040 0080 01 s Vsm 3 1 1720 9320 6980 5966 可作出液沫夹带线 2 1 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布 将导致塔板效率下降 对于平直堰 取堰上液层高度 0 00526 作为最小液相负荷标准 ow h E ow h0930 0 3600L E 1000 84 2 3 2 w s L E 1 则 sm s 00066 0 3600 792 0 84 2 10000071 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 1 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以3s 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 0086 0 3 086 0 3 0 5 3 3 min 故sm HA L Tf s 0086 0 3 086 0 3 0 3 3 max 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4 1 5 液泛线液泛线 为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内 须维持的液层高度 d H 化工原理课程设计 5 令 0538 0 3 0 wTd hHH dLpd hhhH VLep hhhh 联立得 L hh 1owwL hhh 整理得 hhhhhH dcowwT 1 1 3 2 2 2 SsS LdLcbVa 322 0 35 852 92 1 773 0 765 0 101 0 51 00 051 0 22 00 L v cA a 08652 0 0529 0 17 05 0 305 0 1 wT hHb 29 118 04541 0 792 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 32 1 792 0 3600 1 1084 2 3 23 Ed 0 0322 0 08652 118 29 1 32 2 Vs 2 s L 3 2 s L 列表计算如下 s Lsm 3 0 0010 0040 0080 01 s Vsm 3 1 511 260 90 648 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 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 35m3 s Vs min 0 6m3 s 化工原理课程设计 6 故操弹性为 Vs max Vs min 2 25 精馏段塔板负荷性能图 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 1 2 1 4 1 6 0 0010 0040 0080 01 Ls M3 S Vs M3 S 漏夜线 液沫夹带线 液泛线 图中红色线为液相负荷上线 蓝色线为液相负荷下线 黑色线为操作线 2 提馏段塔板负荷性能图提馏段塔板负荷性能图 2 1 漏液线漏液线 查图知 s d C 0 VLL hhU 13 0 0056 0 4 4 min 0 2 1 3 2 589 60246 31036 0 s L 在操作范围内 任取几个值 已上式计算 s L s V s L sm 3 0 0030 00350 0040 0045 化工原理课程设计 7 s V sm 3 0 21990 22320 22630 3422 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 2 3 6 107 5 fT a v hH u L e Vs V AA V u S fT S 304 1 063 083 0 hf 2 5hL 2 5 hw how hw 0 0398 0 0202 2 5 0 0398 how 2 84 1000 1 074 3600LS 0 6798 2 3 0 927LS2 3 则 hf 0 0995 2 3175 LS2 3 HT hf 0 3 0 0995 2 3175LS2 3 0 2005 2 3175 LS2 3 1 0 3175 2 2005 0 304 1 1024 59 107 5 2 3 3 23 6 S S v L V e 解得 VS 1 3476 15 5766LS2 3 Ls m3 s 0 0030 00350 0040 0045 Vs m3 s 1 0260 990 95770 9257 可作出液沫夹带线 2 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 sm s 0032 0 3600 6798 0 100284 0 0202 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 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 00383 0 5 3 00638 0 5 5 3 min 化工原理课程设计 8 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线 4 2 5 液泛线液泛线 054 0 37 951 809 1 773 0 542 0 101 0 51 00 051 0 22 00 L v cA a 10224 0 0398 0 17 05 0 305 0 1 wT hHb 317 3 0323 0 6798 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 4668 1 6798 0 3600 7 01 11084 2 3600 1 1084 2 3 2 33 23 w l Ed 0 054 0 102241 317 3 1 4668 2 Vs 2 s L 3 2 s L 列表计算如下 Ls m3 s 0 0030 00350 0040 0045 Vs m3 s 1 1291 0931 05591 034 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 9 提留段塔板负荷性能图 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 1 2 0 0030 00350 0040 0045 Ls M3 S Vs M3 S 漏夜线 液沫夹带线 液泛线 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 下线为液相负荷下线控制 由图查得 Vs max 1 05m3 s Vs min 0 3m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 43 图中红色线为液相负荷上线 蓝色线为液相负荷下线 黑色线为操作线 化工原理课程设计 10 八 精馏塔的主要附属设备八 精馏塔的主要附属设备 1 塔顶全凝器设计计算塔顶全凝器设计计算 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 塔顶温度 tD 56 5O C 进料板温度 tF 67 2O C 塔釜温度 tW 100O C 塔顶 用内插法求温度 tLD 56 757O C tVD 56 837O C 冷凝器的热负荷 1 LDVDCIIDRQ IVD 塔顶上升气体的焓 ILD 塔顶镏出液的焓 水丙VDVDLDVDHxHxII 1 丙VH 丙酮的蒸发潜热 水VH 水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系 38 0 2 1 12 1 1 r r VV T T HH Tr 对比温度 沸点 O C 蒸发潜热 KJ Kg Tc K 丙酮 56 5523508 1 水 1002257648 15 在 tVD 56 837O C 丙酮 Tr 1 0 65 Tr 2 0 649 丙VH 522 4KJ Kg 同理可得 在 tLD 56 757O C 水 Tr 1 0 51 Tr 2 0 576 水VH 2384 6KJ Kg 因为 R 1 3032 D 52 18Koml h MD 56 798Kg Koml D1 D MD 2963 72Kg h 化工原理课程设计 11 QC hKJ 1097 3 6 因为山东地区夏季平均温度为 35O C 所以选用 35O C 的冷却水 升温 10O C 在于是冷凝水用量 qm2 Q 12 ttcpc CPC在温度为平均温度 40O C 下查取为 4 174KJ Kg O C WC hKg 1076 4 4 取冷凝器传热系数 K 2302 2 ChmKJ o A m Q Kt 16 29O C m t 2 1 21 ln tT tT tT tT 因为QC hKJ 1097 3 6 2 87 105mA 公称直径 mm管程数 管数管长 mm换热面积 m2 公称压力 KPa 60014304500112 92 5 2 料液泵设计计算料液泵设计计算 由于是泵加料 取 F 12500kg h F W 2m s 进料管管径 m F dF048 0 098 942 2 14 3 3600 4 设料液至加料孔的高度 z 4 78 取 90 弯头0 6 0C le 35 0 048 1 68 35 eF ld 料液 3 942 098 F kg m 3 0 431 10 Pa s F 化工原理课程设计 12 Re 涡流1000085 209840 3 10 431 0 098 942 2 048 0 0148 0 e316 0 25 0 R P 111 825 101 325 10 5kPa 在料液面与进料孔面之间列伯努利方程 mHf65 0 9 81 2 2 0 6 0 048 6 186 78 0 0148 2g Wf df lel 22 7699m 6 65 0 81 9098 942 10 10 5 81 9 2 2 78 4 2 322 Hf g Wf zHe 则流量为 11 3M3 h He 6 39m 查泵性能图 可得选型如下 泵规格IS65 50 160 流量 12 5M3 h 扬程 8m 转速 1450r min 汽蚀余量 2m 效率 60 轴功率 0 45kW 配带功率 0 75kW 3 管径的计算管径的计算 3 1 1 加料管径加料管径 管路的流量 F 90000 kg h 在进口温度与出口温度范围内 料液的密度变化不大 在 67 2 时 进料密度为 f 951 37kg m3 取管流速 u 2m s 化工原理课程设计 13 f f u F d 3600 4 048 0 098 942 2 14 3 3600 12500 4 圆整后 外径55mm f d3 5mm 3 1 2 塔顶蒸汽管的管径 塔顶蒸汽管的管径 蒸汽用量 Vs 0 87m3 s 取气速 u 20m s 2354 0 20 14 3 87 0 44 u D D 圆整后 外径 D 260mm 9mm 3 1 3 料液排出管径料液排出管径 排液量 W 521 9kmol h 20 77kg kmol 10839 863kg h 取 0 4 m s w u 液相密度951 37 w 3 mKg 1 0 37 951 4 0 14 3 3600 863 10839 4 3600 4 wu w Dw 圆整后 外径107mm w d3 5mm 3 1 4 回流管管径回流管管径 回流管的摩尔流量为 hKmolRDL 6818 52 3032 1 hmlmLmLn 313 3 35 852 29 39 68 取流速0 4 um s m u Ln D0526 0 4 0 14 3 3600 13 3 4 3600 4 圆整后 外径 D 60mm 3mm 化工原理课程设计 14 九九 设计结果一览表 设计结果一览表 计算数据 项目符号单位 精馏段提留段 各段平均温度 m t 61 8583 6 气相 VSm3 s0 870 569 平均流量 液相 LSm3 s0 000860 0036 实际塔板数 N 块 1510 板间距 HTm0 30 3 塔的有效高度 Zm4 22 4 塔径 Dm1 21 03 空塔气速 um s1 2591 138 塔板液流形式单流型单流型 溢流管型式弓形弓形 堰长 lwm0 7920 6798 堰高 hwm0 05380 0432 溢流堰宽度 Wdm0 16320 141 溢 流 装 置 底与受液盘距离 hom0 04380 0298 板上清液层高度 hLm0 060 06 孔径 domm5 05 孔中心距 tmm15 015 开孔率 10 110 1 孔数 n 孔 39372789 开孔面积 0 A m20 7650 542 筛孔气速 uom s11 269 48 稳定系数 1 911 6 塔板压降 hPkPa0 58830 5973 液体在降液管中停留时间 s315 25 降液管内清液层高度 Hdm0 12230 116 雾沫夹带 eV kg 液 kg 气 0 060 032 负荷上限液沫夹带控制 液沫夹带控 制 负荷下限 液相负荷下线 控制 液相负荷下 线控制 液相最大负荷 LS maxm3 s0 00860 00383 液相最小负荷 LS minm3 s0 000660 0032 操作弹性 2 253 43 塔顶全凝器公称直径 mm 600 化工原理课程设计 15 管长 mm 4500 换热面积