化工原理课程设计-精馏塔设计【整理版】.doc

化工原理课程设计 1 原理课程设计任务书原理课程设计任务书 目目 录录 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1 1 目录目录 2 2 一 设计概述一 设计概述 2 2 二 设计方案的确定及流程说明二 设计方案的确定及流程说明 4 4 一 一 塔板设计的要求塔板设计的要求 4 二 装置的确定 二 装置的确定 5 三 流程图 三 流程图 6 四 操作条件 四 操作条件 6 三 塔的工艺计算三 塔的工艺计算 6 6 一 塔的物料衡算 一 塔的物料衡算 6 二 全塔物料衡算 二 全塔物料衡算 7 三 塔板数的确定 三 塔板数的确定 7 四 塔的工艺条件及物性数据计算四 塔的工艺条件及物性数据计算 9 9 五 气液负荷计算五 气液负荷计算 1212 六 塔和塔板主要工艺尺寸计算六 塔和塔板主要工艺尺寸计算 1313 七 筛板流体力学验算七 筛板流体力学验算 1616 八 塔板负荷性能图八 塔板负荷性能图 1818 一一 精馏段精馏段 18 二 提馏段 二 提馏段 21 九 设计结果一览表九 设计结果一览表 2525 十 同组成员数据比较十 同组成员数据比较 2626 十一 设计评述及讨论十一 设计评述及讨论 2727 十二 重要经验关联式十二 重要经验关联式 2828 十三 参考文献十三 参考文献 2828 化工原理课程设计 2 一 设计概述一 设计概述 高径比很大的设备称为塔器 用于蒸馏 精馏 和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸 收塔 塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏 吸收 汽提 萃取 洗涤 回收 再 生 脱水及气体净化和冷却等 常用的有板式塔和填料塔 国外塔器主要是在塔盘和填 料技术上不断改进 我国近 20 年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔 已在石化 炼 油装置中得到了广泛应用 性能处于国际先进水平 其中具有代表性的主要有适宜于处 理高液体通量的 DT 塔盘 适宜于处理高气体通量的旋流塔盘 具有高操作弹性及高效率 的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等 为洛阳和大庆 500 万吨 年的润滑油型炼油 厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达 p8400mm 由国内研制的 p10000mm 大型精馏塔即将投入使用 根据塔内气 液接触构件的结构形式 塔设备 可分为板式塔和填料塔两大类 板式塔大致可分为两类 一类是有降液管的塔板 如泡 罩 浮阀 筛板 导向筛板 新型垂直筛板 舌形 S 型 多降液管塔板等 另一类是无 降液管的塔板 如穿流式筛板 栅板 穿流式波纹板等 工业应用较多的是有降液管的 塔板 如筛板 浮阀 泡罩塔板等 1 板式塔是使用量大 应用范围广的重要气液传质设备 最早的板式塔有泡罩塔和筛 板塔 到 20 世纪 50 年代出现了一些生产能力大和分离效果更好的板式塔 其中浮阀塔 由于具有塔板效率搞 操作稳定等有点尔得到广泛应用 20 世纪 60 年代初 机构简单的 筛板塔克服了自身的某些缺点之后 应用又日益增多起来 2 为了有效实现气液两相之间的物质传递 要求塔板具有一下两个作用 塔板是保持良好的气液接触条件 造成较大的接触面 而且气液接触表面不断更 新 以增加传质速率 保证气液多次逆流接触 防止气液短路夹带与返混 使塔内各处能提供最大的传 质推动力 一 泡罩塔 泡罩塔是应用最早的板式塔 是 Celler 于 1813 年提出的 其主要构件是泡罩 升 气管及降液管 泡罩的种类很多 国内应用较多的是圆形泡罩 泡罩塔的主要优点是 因升气管高出液层 不易发生漏液现象 操作弹性较大 液气比范围大 适用多种介质 操作稳定可靠 塔板不易堵塞 适于处理各种物料 但其结构复杂 造价高 安装维修 不便 且因雾沫夹带现象较严重 限制了起诉的提高 现虽已为其他新型塔板代替 但 鉴于其某些优点 仍有沿用 化工原理课程设计 3 a b 图图 6 6 泡罩塔泡罩塔 二 浮阀塔 浮阀塔广泛用于精馏 吸收和解吸等过程 其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮 动的浮阀 气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触 浮阀可 根据气体流量的大小而上下浮动 自行调节 浮阀有盘式 条式等多种 国内多用盘式浮阀 此型又分为 F 1 型 V 1 型 V 4 型 十字架型 和 A 型 其中 F 1 型浮阀结构较简单 节省材料 制造方便 性能 良好 故在化工及炼油生产中普遍应用 已列入部颁标准 JB 1118 81 其阀孔直径 为 39mm 重阀质量为 33g 轻阀为 25g 一般多采用重阀 因其操作稳定性好 F 1 型 V 4 型 A 型 十字架型 方形浮阀 图图 7 7 浮阀塔板浮阀塔板 三 筛板塔 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔 呈正三角形排列 上升气流经筛孔分散 鼓泡通 过板上液层 形成气液密切接触的泡沫层 或喷射的液滴群 筛板塔是 1932 年提出的 当时主要用于酿造 其优点是结构简单 制造维修方便 造价低 气体压降小 板上液面落差较小 相同条件下生产能力高于浮阀塔 塔板效率 接近浮阀塔 其缺点是稳定操作范围窄 小孔径筛板易堵塞 不适宜处理粘性大的 脏 的和带固体粒子的料液 但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性 对易引起堵塞的 物系可采用大孔径筛板 故近年我国对筛板的应用日益增多 所以在本设计中设计该种 塔型 3 化工原理课程设计 4 垂直筛板 斜台装置 导向孔 林德筛板 图图 8 8 筛板塔板筛板塔板 二 设计方案的确定及流程说明二 设计方案的确定及流程说明 对塔板的要求对塔板的要求 生产能力要大 即单位面积上气体和液体通量大 板效率高 塔板效率高板数就少 对于板数一定的塔 板效率高可以提高产品质 量后者减少回流比 或气液比 减少能耗 降低操作费用 压降小 气体通过单板压降小 能耗低 对于精馏则可以降低釜压力和釜温 这 对于处理高沸点和易发生自聚分解的物系尤其重要 操作范围宽 当塔内操作的气液负荷波动使不至于影响塔的正常操作 结构简单 制造维修方便 造价低廉 装置流程的确定装置流程的确定 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 在此过程中 热能利用率很低 为此 在确定流程 时应考虑余热的利用 注意节能 化工原理课程设计 5 苯 甲苯饱和蒸汽 原料 经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板 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 操作时 连续的从再沸器取出 部分液体气化 产生上升蒸汽 依次通过各层塔板 塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝 并 将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液 其余部分经冷凝器冷凝后送出作 为塔顶产品 塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热 塔底产品经冷却后送入贮槽 流程图流程图 如右图所示 操作条件操作条件 操作压力 精馏操作可在常压 减压 和加压下进行 塔内操作压力的选择不仅 牵涉到分离问题 而且与塔顶和塔底温度 的选取有关 根据所处理的物料性质 本 设计中已制定为塔顶压力为 4kPa 进料热状态 进料状态有 4 种 可用 进料状态参数q值来表示 本设计中已制 定为饱和蒸汽进料 0q 加热方式 蒸馏一般采用间接蒸汽加 热 设置再沸器 但也可采用直接蒸汽加 热 但由于直接蒸汽的加入 对釜内溶液 起一定稀释作用 在进料条件和产品纯度 轻组分收率一定的前提下 釜液浓度相应 降低 故需在提留段增加塔板以达到生产 要求 回流比的选择 对于一定的生产能力 即馏出量D一定时 V的大小取决于回流比 一般取操作回流比为最小回流比的 1 1 2 倍 即 R min 0 2 1 1R 三 塔的工艺计算三 塔的工艺计算 已知参数 苯 甲苯混合液处理量 F 5200kg h 0 41 F x 1 0 10 99 D x 回流比 R 自选 进料热状况 塔顶压强 单板压降0 02 W x 0q kPaP4 塔顶 不大于 由 石油化工基础数据手册 卢焕章等编著 化学工业出版社 kPa7 0 可知 306 309 P 表表 1 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 M沸点 K 临界温度 tC 临界压强 PC atm 化工原理课程设计 6 苯 A 甲苯 B 66 78 C H C H 78 115 92 141 80 100 110 625 288 94 318 57 48 34 44 55 由 石油化工基础数据手册 P457 可知 306 309 P 表表 2 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 C 0 60708090100110120130140 0 A P 391 45 mmHg 550 80 mmHg 757 62 mmHg 1020 9 mmHg 1350 4 mmHg 2 313 atm 2 964 atm 3 746 atm 4 674 atm 0 B P 138 95 mmHg 203 74 mmHg 291 21 mmHg 406 73 mmHg 556 31 mmHg 746 58 mmHg 984 70 mmHg 1278 4 mmHg 1653 7 mmHg 由 石油化工基础数据手册 可知 306 309 P 表表 3 3 液体的表面张力液体的表面张力 温度 8090100110120 苯 mN m 21 2720 0618 8517 6616 49 甲苯 mN m 21 6920 5919 4918 4117 34 由 石油化工基础数据手册 可知 306 309 P 表表 4 4 苯与甲苯的液相密度苯与甲苯的液相密度 温度 6080100120140 苯 kg 3 m836 6815 0792 5768 9744 1 甲苯 kg 3 m829 3810 0790 3770 0748 8 由 石油化工基础数据手册 可知 306 309 P 表表 5 5 液体粘度液体粘度 L 温度 8090100110120 苯 mPa s A 0 3080 2790 2550 2330 215 甲苯 mPa s A 0 3110 2860 2640 2450 228 由 化工工艺设计手册 下册 国家医药管理局上海医药设计院编 化学工业出版 社 表表 6 6 常压吓苯常压吓苯 甲苯溶液的平衡数据甲苯溶液的平衡数据 液相中苯的摩 尔分数 气相中苯的摩 尔分数 温度C 液相中苯的摩 尔分数 气相中苯的摩 尔分数 温度C 0 00 0110 659 278 989 4 8 821 2106 170 085 386 8 20 037 0102 280 391 484 4 化工原理课程设计 7 30 050 098 690 395 782 3 39 761 895 295 097 981 2 48 971 092 1100 0100 080 2 一 塔的物料衡算 一 塔的物料衡算 1 料液及塔顶 塔底产品含苯摩尔分率 99 78 115 0 992 99 78 115 1 92 141 D x 2 0 78 115 0 0235 2 0 78 11498 92 141 W x 2 平均分子量 0 450 78 115 1 0 450 92 14185 829 F MKg Kmol 0 992 78 115 1 0 992 92 14178 227 D MKg Kmol 0 0235 78 115 1 0 0235 92 14191 811 W MKg Kmol 二 全塔物料衡算 二 全塔物料衡算 总物料衡算 1 5200DW 易挥发组分物料衡算 2 0 99 0 02 0 41 5200DW 联立上式 1 2 解得 5200Fkg h 2090 7Dkg h 3109 3Wkg h 则 5200 F60 59 85 829 F F M hKmol 2090 7 D26 72 78 227 D D M hKmol 3109 3 W33 87 91 811 W W M hKmol 三 塔板数的确定 三 塔板数的确定 塔板数塔板数的计算的计算 T N 在本设计中 因苯 甲苯属于理想物系 可用图解法计算理论板数 其计算方法 T N 如下 1 根据苯 甲苯的气液平衡数据作 x y 图及 t x y 图 如上一页所示 通过气 液平衡关系计算 计算结果列于上表 2 通过表在 t x y 图直角坐标系中做出平衡曲线 41 78 115 0 450 41 78 11559 92 141 F x 化工原理课程设计 8 和对角线 并标出 c 点 e 点 a 点 三点 w x w x F x F x D x D x 2 求最小回流比及操作回流比 因饱和蒸汽进料即 所以其 q 线方程 min RR0q 为一水平直线 在 x y 图中对角线上自点 e 作出进料线 q 线 该线与平衡线的交点坐 标为 此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标 依最小回0 450 0 260 qq yx 流比计算式 min 0 9920 450 2 85 0 4500 260 Dq qq xy R yx 取操作回流比 min 1 51 5 2 854 275RR 精馏段操作线方程 14 2750 992 0 8100 188 114 275 14 275 1 D R yxxxx RR 其截距为 0 188 即点 连接点和点可以作出精馏段操作线方程 与 q 0 0 188 bba 线交于点 连接点 点 可作出提馏段操作线方程 ddc 按照常规的图解法作梯级可得 层 不包括再沸器 其中精馏段理13 112 T N 论板数为 7 层 提馏段为 5 层 不包括再沸器 第 8 层为加料板图如上一页所示 2 2 全塔效率全塔效率 T E 依式 根据塔顶 塔底液相组成查 t x y 图 求得塔平均 mT E lg616 0 17 0 温度为 温度下进料液相平均粘度为 109 681 2 95 4 2 1 0 45 0 2661 0 450 2740 2704 mFF xxmPa s 苯氯苯 其中 104 9 下的245 0 255 0 255 0 215 0 100120 100 9 104 苯 351 0 363 0 363 0 313 0 100120 100 9 104 氯苯 则0 170 616lg0 170 616lg0 27040 519952 Tm E 3 3 实际塔板数实际塔板数N 精馏段 提馏段 7 13 614 0 52 N 精 层 5 9 610 0 52 N 提 层 故实际塔板数 层 14 1024N 四 塔的工艺条件及物性数据计算四 塔的工艺条件及物性数据计算 1 1 操作压强操作压强 m P 塔顶压强 取每层板的压降为 0 7kPa 则进料板的压强为 4 101 325105 325 D PkPa 塔底压强为 故精馏段14 0 7 105 325115 125 F PkPa 24 0 7122 125 WD PPkPa 平均操作压强为 化工原理课程设计 9 提馏段平均操作压强为 105 325 115 125 110 225 2 m PkPa 精 115 125 122 125 118 625 2 m PkPa 提 2 2 温度温度 m t 根据操作压强 由下式试差计算操作温度 经试差得到塔顶 BBAA xPxPP 00 进料板温度 塔底 则精馏段的平均温度 0 81 6 D tC 0 102 37 F tC 116 23 W t C 0 提馏段的平均温度 0 81 6 102 37 91 985 2 m tC 精 116 23 102 37 109 3 2 m t 提 C 0 3 3 平均分子量平均分子量 m M 塔顶 1 0 992 D xy 1 0 980 x 0 992 78 115 1 0 992 92 14178 227 VDm MKg Kmol 0 980 78 115 1 0 980 92 14178 396 LDm MKg Kmol 进料板 0 52 F y 0 31 F x 0 52 78 1151 0 5292 14184 847 VFm MKg Kmol 0 31 78 1151 0 3192 14187 793 LFm MKg Kmol 塔底 0 018 w x 0 065 w y 0 065 78 1151 0 06592 14191 229 VWm MKg Kmol 0 018 78 1151 0 01892 14191 889 LWm MKg Kmol 则精馏段平均分子量 78 22784 847 81 537 2 Vm Mkg kmol 精 78 39687 793 83 0951 2 Lm Mkg kmol 精 提精馏段平均分子量 84 84791 229 88 038 2 Vm Mkg kmol 提 87 79383 889 89 841 2 Lm Mkg kmol 提 4 4 平均密度平均密度 m 化工原理课程设计 10 1 液相密度 Lm 根据主要基础数据表 4 由内插法得 塔顶 3 813 224 LA Kg m 塔底 由 3 808 432 LB Kg m 3 773 3863 LA Kg m 3 773 8831 LB Kg m 为质量分率 1 AB LmLALB aa a 塔顶 0 98 78 115 0 9765 0 98 78 1150 02 92 141 A 1 0 97650 0235 B 塔底 0 018 78 115 0 0153 0 018 78 1150 982 92 141 A 1 0 01530 9847 B 故塔顶 即 10 97650 0235 813 224808 432 LmD 3 813 1107 LmD Kg m 塔底 即 10 01530 9847 773 3863773 8831 LmW 3 773 8755 LmW Kg m 进料板 由加料板液相组成0 31 F x 0 31 78 115 0 2758 0 31 78 1151 0 3192 141 A a 1 0 27580 7242 B 故 10 27581 0 2758 801 1982797 8537 LmF 3 798 7733 LmF Kg m 故精馏段平均液相密度 813 1107798 7733 805 942 2 Lm 精 3 mKg 提馏段平均液相密度 3 798 7733773 8755 786 3244kg m 2 Lm 提 2 气相密度 mV 3 110 225 81 537 2 9605 8 31491 985273 15 MV m mv P M Kg m RT 精 精 3 118 625 88 038 3 2844 8 314109 3273 1 MV m mv P M Kg m RT 提 提 化工原理课程设计 11 5 5 液体表面张力液体表面张力 m n i m ixi 1 根据主要基础数据表 3 由内插法得 21 0764 A mN m 顶 21 514 B mN m 顶 18 5680 A mN m 进 19 1701 B mN m 进 16 9311 A mN m 底 17 7434 B mN m 底 0 980 21 07640 02 21 51421 0852 m mN m 顶 0 31 18 56800 69 19 170118 9834 m mN m 进 0 018 16 9311 0 982 17 743417 7288 m mN m 底 则精馏段平均表面张力 21 0852 19 1701 20 1277 2 m mN m 精 提馏段平均表面张力 18 9834 17 7288 18 3561 2 m mN m 提 6 6 液体粘度液体粘度 Lm n i lm ixi 1 根据主要基础数据表 3 由内插法得 0 3034 A mPa s 顶 0 307 B mPa s 顶 0 2498 A mPa s 进 0 2595 B mPa s 进 0 2218 A mPa s 底 0 2344 B mPa s 底 0 98 0 3034 1 0 98 0 3070 3035 L mPa s 顶 0 31 0 2498 1 0 31 0 25950 2565 L mPa s 进 0 018 0 2218 1 0 018 0 23440 2342 L mPa s 底 故精馏段平均液相粘度 0 30350 2565 0 28 2 Lm mpas 精 提馏段平均液相粘度 0 25650 2342 0 2454 2 Lm mPa s 提 五 气液负荷计算五 气液负荷计算 精馏段 1 4 275 1 26 72140 948 VRDKmol h 化工原理课程设计 12 3 140 948 81 537 1 0783 36003600 2 9605 Vm S vm VM Vms 精 精 4 275 26 72114 228 LRDKmol h 3 114 228 83 0951 0 003271 36003600 805 942 Lm Lm LM Lsms 精 精 3 0 003271 360011 7772 h Lmh 提馏段 114 228 LLKmol h 1 140 948 0 1 60 5980 358 VVqFKmol h 3 80 58 88 038 0 5983 36003600 2 9605 Vm S vm VM Vms 提 提 3 114 228 89 0951 0 003625 36003600 786 3244 Lm S Lm L M Lms 提 提 3 0 003625 360013 0510 h Lmh 六 塔和塔板主要工艺尺寸计算六 塔和塔板主要工艺尺寸计算 1 1 塔径塔径D 塔板间距 HT的选定很重要 可参照下表所示经验关系选取 表表 6 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 DT m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 板间距 HT mm 200 300250 350300 450350 600400 600 根据上表 初选板间距 取板上液层高度 故0 45 T Hm 0 05 L hm 精馏段 0 450 050 40 TL Hhm 1 1 2 2 0 003271805 942 0 05005 1 07832 9605 LmS Svm L V 精 精 查 化工原理 天津出版社 下册 图 3 5 史密斯关联图 可得 160 P 20 0 087C 依式 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为时20 1277 mN m 0 20 2 20 20 1277 0 0870 08711 2020 CC max 805 9422 9605 0 087111 4346 2 9605 LV V uCm s 化工原理课程设计 13 可取安全系数为 安全系数 则0 80 60 8 max 0 80 7 1 43461 1477 um s 故 按标准 塔径圆整为 1 2m 则空塔气速 44 1 0783 1 0937 1 1477 S V Dm 22 44 1 0783 0 9534 1 2 S V um s D 提馏段 1 1 2 2 0 003625786 3244 0 094 0 59833 2844 Lm S Svm L V 提 提 查 化工原理 天津出版社 下册 图 3 5 史密斯关联图 可得 依 160 P 20 0 08C 式 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为时18 3561 mN m 0 20 2 20 18 3561 0 080 07864 2020 CC max 786 32443 2844 0 078641 2142 3 2844 LV V uCm s 可取安全系数为 安全系数 则0 80 60 8 max 0 80 8 1 21420 9714 um s 故 按标准 塔径圆整为 1 2m 则空塔气速 4 4 0 5983 0 8856 0 9714 S V Dm 22 44 0 5983 0 5290 1 2 S V um s D 2 2 溢流装置溢流装置 选用单溢流 弓形降液管 平行受液盘及平行溢流堰 不设进口堰 各项计算如下 精馏段 1 溢流堰长 单溢流取 D 取堰长为 0 66D 即 W l W l0 60 8 W l 0 66 1 20 792 W lm 2 出口堰高 W h OWLW hhh 由 查 化工原理 天津出版社 下册 0 660 792 W lDm 3 11 7772 h Lmh 图求的列线图计算可知 164 P39 OW h0 015 OW hm 0 050 0150 045 W hm 化工原理课程设计 14 提馏段 查 化工原理 天津0 660 792 W lDm 3 11 777213 0510 h Lmh 出版社 下册 图求的列线图计算可知 164 P39 OW h0 0165 OW hm 故0 050 01650 0435 W hm 3 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由查 化工原理 图 3 10 弓形降液管的宽度与面积 得 0 66 w lD 164 P 0 138 d WD 0 08 fT AA 故 利用0 1380 138 1 20 1656 d WDm 222 0 080 081 20 09048 44 f ADm 式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 s Tf L HA 符合要求 0 09048 0 45 12 45 0 003271 fT s A H s L 5s 4 降液管底隙高度 取降液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 即 0 0150 0450 0150 03 oW hhm 提馏段 1 溢流堰长 单溢流取 D 取堰长为 0 66D 即 W l W l0 60 8 W l 0 66 1 20 792 W lm 2 出口堰高 W h OWLW hhh 查 化工原理 天津出版社0 660 792 W lDm 3 11 777213 0510 h Lmh 下册 图求的列线图计算可知 164 P39 OW h0 0165 OW hm 故0 050 01650 0435 W hm 3 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由查 化工原理 图 3 10 弓形降液管的宽度与面积 得 0 66 w lD 164 P 0 138 d WD 0 08 fT AA 故 利用0 1380 138 1 20 1656 d WDm 222 0 080 081 20 09048 44 f ADm 化工原理课程设计 15 式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 s Tf L HA 符合要求 0 09048 0 45 11 23 0 003625 fT s A H s L 5s 4 降液管底隙高度 取降液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 即 圆整0 0150 04350 0150 0275 oW hhm 0 03 o hm 3 3 塔板布置塔板布置 精馏段 1 取边缘区宽度 安定区宽度mWC035 0 0 060 s Wm 2 由式 计算开空区面积 其中 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 mW D R C 565 0 035 0 2 2 1 2 所以 1 2 0 16560 060 3744 22 ds D xWWm 22212 0 3744 2 0 3744 0 5650 37440 565 sin0 8206 1800 565 a Am 提馏段 1 取边缘区宽度 安定区宽度0 05 C Wm 0 08 s Wm 2 由式 计算开空区面积 其中 R xR xRxAa 1 2 22 sin 180 2 1 2 0 050 55 22 C D RWm 所以 1 2 0 16560 080 3544 22 ds D xWWm 22212 0 3544 2 0 3544 0 550 35440 55 sin0 7217 1800 55 a Am 因此塔板布置图如下页所示 4 4 筛孔数筛孔数与开孔率与开孔率 n 精馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 取 0 d4mm 4mm 故孔中心距 0 3 0 dt3 0 512 0tmm 化工原理课程设计 16 开孔率 在 5 15 范围内 则每层板上的开孔面 0 2 0 0 907 10 08 a A t A d 积为 气体通过筛孔的气速为 0 A 2 0 0 10085 0 82060 08272 a AAm 0 0 1 0783 13 0355 0 08272 S V um s A 0 2 0 0 08272 6583 0 004 4 A N a 个 由 精馏段塔板设计图 图 a 可知与理论相差 296 个6287 N 个 2 0 62870 0040 0790 4 Am 0 0 1 0783 13 6494 0 0790 S V um s A 提馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 一般碳钢的板厚为 取 0 d4mm 4mm 故孔中心距 0 3 2t d 3 2 412 8tmm 开孔率 在 5 15 范围内 则每层板上的开孔面 0 2 0 0 907 8 857 a A t A d 积为 气体通过筛孔的气速为 0 A 2 0 0 08857 0 72170 06392 a AAm 0 0 0 5983 9 3601 0 06392 S V um s A 0 2 0 0 06392 5087 0 004 4 A N a 个 由 提馏段塔板设计图 图 b 可知与理论数相差 282 个4805 N 个 2 0 48050 0040 06038 4 Am 0 0 0 5983 9 9089 0 06038 S V um s A 5 5 塔的有效高度塔的有效高度Z 精馏段 14 0 456 3Zm 提馏段 10 0 454 5Zm 七 筛板流体力学验算七 筛板流体力学验算 1 1 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 P h hhhh lcp 1 干板压降相当的液柱高度 依 c h 化工原理课程设计 17 查 干筛孔的流量系数 图得 由式 0 4 41d 0 0 82C 2 2 0 0 1113 64942 9605 0 05188 22 9 810 82805 942 V c L hm gC 精 2 2 0 0 119 90893 2844 0 03109 22 9 810 82786 3244 V c L hm gC 精 2 气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 精馏段 1 0783 1 0363 1 131 0 09048 S a Tf V m s AA 1 03632 96051 7831 aaV Fu 由与关联图查得板上液层充气系数 所以 0 a F 0 0 56 0 0 56 0 050 028 lL hhm 提馏段 0 5983 0 5750 1 131 0 09048 S a Tf V m s AA 0 57503 28441 0421 aaV Fu 由与关联图查得板上液层充气系数 所以 o a F 0 0 65 0 65 0 050 0325 loL hhm 3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h 精馏段 3 0 44 20 1277 10 0 002546 805 942 9 81 0 004 L hm gd 故 0 051880 0280 0025460 082426 p hm 则单板压强 0 082426 805 942 9 81615 70 7 PpL PhgPakPa 提馏段 3 0 44 18 3561 10 0 002380 786 3244 9 81 0 004 L hm gd 故 0 031090 03250 0023800 06597 p hm 则单板压强 0 06597 786 3244 9 81508 90 7 PPL PhgPakPa 2 2 雾沫夹带量雾沫夹带量的验算的验算 v e 化工原理课程设计 18 精馏段 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 101 0363 0 01158 0 1 20 1277 100 452 5 0 05 a V Tf ekgkgkgkg Hh 液气液气 提馏段 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 100 575 0 001928 0 1 18 3561 100 452 5 0 05 a v Tf ekgkgkgkg Hh 液气液气 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 3 3 漏液的验算漏液的验算 精馏段 VLLow hhC 13 0 0056 0 4 4 0 805 9424 4 0 820 00560 13 0 050 002546 2 9605 5 8187 m s 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量 0 13 0355 2 24 1 5 5 8187 OW K 漏液 提馏段 VLLow hhC 13 0 0056 0 4 4 0 786 32444 4 0 820 00560 13 0 050 002380 3 2844 5 5039 m s 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过量漏液 0 9 9089 1 8 1 5 5 5039 OW K 4 4 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 由 wTd hHH 计算 而精馏段 dlpd hhhH 22 0 0 003271 0 1530 1530 0029 0 792 0 03 S d W L hm lh 所以 取0 00290 050 0824260 1353 d Hm 5 0 则 故在设计负荷下不会发生液 0 5 0 450 0450 2475 TW Hhm wTd hHH 泛 提馏段 22 0 0 003625 0 1530 1530 003561 0 792 0 03 S d W L hm lh 所以 取 0 050 065970 0035610 1195 d Hm 5 0 化工原理课程设计 19 则 故在设计负荷下不会发生 0 5 0 450 04350 24675 Tw Hhm wTd hHH 液泛 根据以上塔板的各项液体力学验算 可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的 八 塔板负荷性能图八 塔板负荷性能图 一一 精馏段精馏段 1 1 雾沫夹带线 雾沫夹带线 1 1 2 3 6 107 5 fT a v hH e 式中 a 0 9611 1 131 0 09048 SS aS Tf VV uV AA 2 3 3 3600 2 52 52 84 10 S fWOWW W L hhhhE l 近似取 0 1 E0 045 0 792 wW hm lm 故 b 2 3 32 3 3600 2 5 0 0452 84 100 1125 1 9482 0 792 S fS L hL 取雾沫夹带极限值为 已知 并 v e气液 KgKg 1 0 3 20 1277 10 N m 0 45 T Hm 将代入得下式 ba 2 3 6 107 5 fT a v hH e 整理得 3 2 6 32 3 0 96115 7 10 0 1 20 1277 100 450 1125 1 9482 S S V L 2 3 2 1965 12 6791 SS VL 在操作范围内任取 4 个值 依上式算出相应的值列于附表中 S L S V 附表 附表 1 1 3 smLS 3 1 0 10 3 2 0 10 3 3 0 10 3 4 0 10 3 5 0 10 3 6 0 10 化工原理课程设计 20 3 smVS 2 06971 99491 93281 87701 82581 7778 依表中数据在 VS LS图中作出雾沫夹带线 如图 3 a 中线 1 所示 2 2 液泛线 液泛线 2 2 由式 a TWPWOWd Hhhhhh 近似取 0 1 E0 792 W lm 由式 2 2 3 3 33 36003600 2 84 102 84 101 0 0 792 SS OW W LL hE l 故 2 3 0 7793 OWS hL 由式 PCl hhhh 22 0 000 2 2 11 22 9 81 12 9605 0 04461 2 9 81 0 82 0 082805 942 vSv c LL S S uV h gCC A V V 2 32 3 02 0 560 0450 77930 02520 4364 lWOWS hhhLL 前已算出 0 002546hm 故 2 222 3 3 0 044610 02520 43640 0025460 044610 43640 02775 pSSSS hVlVL 22 2 0 0 1530 153271 0183 0 792 0 03 SS dS W LL hL l h 将 及 代入 得 T Hm4 05 0 051 0 mhW 22 32 32 0 5 0 450 0450 044610 027750 43640 0450 7793271 0183 SSSS VLLL 整理得下式 22 32 3 917327 25176075 2813 SSS VLL 在操作范围内取 4 个值 依上式计算值列于附表中 S L 附表 附表 2 2 化工原理课程设计 21 依表中数据作出液泛线 如图 3 a 中线 2 所示 3 3 液相负荷上限线 液相负荷上限线 3 3 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 由下式 3 max 0 45 0 09048 0 01018 4 Tf S HA Lms 液相负荷上限线为 VS LS图中与气相流量无关的垂线 如图 3 a 中线 3 所示 s V 4 4 漏液线 气相负荷下限线 漏液线 气相负荷下限线 4 4 由 代入漏液点气速式 2 3 0 0450 7793 LwowS hhhL 0 min A VS OW 0 4 430 00560 13 OWLLv uChh min2 3 0 805 942 4 4 0 820 00560 130 0450 77930 002546 2 9605 S S V L A 前已算出 代入上式并整理得 2 079 0 mAO 2 3 min 4 7029 0 0089040 1013 SS VL 此即气相负荷下限关系式 在操作范围内任取个值 依上式计算相应的值 n s L S V 列于附表中 附表 附表 3 3 3 smLs 3 1 0 10 3 2 0 10 3 100 3 3 4 0 10 3 5 0 10 3 6 0 10 3 smVs 0 46830 48220 49350 50340 51230 5205 依表中数据作气相负荷下限线 如图 3 a 中线 4 所示 5 5 液相负荷下限线 液相负荷下限线 5 5 取平堰 堰上液层高度为液相负荷下限条件 取则mhow006 0 0 1 E 即 min2 3 3600 2 84 1000 S OW W L hE l 2 3 min 3600 2 84 0 0061 10000 792 S L smLS 3 3 1 0 10 3 2 0 10 3 100 3 3 4 0 10 3 5 0 10 3 6 0 10 smVS 3 3 63873 46043 29583 13342 96862 7988 化工原理课程设计 22 整理上式得 43 min 6 7557 10 s Lms 在 VS LS图 3 a 中作线 5 即为液相负荷下限线 如图 3 a 所示 将以上 5 条线标绘于图 图 中 即为精馏段负荷性能图 5 条线包围区域 SS LV 为精馏段塔板操作区 P 为操作点 OP 为操作线 OP 线与 1 线的交点相应相负荷为 OP 线与气相负荷下限线 4 的交点相应气相负荷为 max S V min s V 精馏段的操作弹性 max min 1 802 3 74 0 482 S S V V 二 提馏段 二 提馏段 1 1 雾沫夹带线 雾沫夹带线 1 1 a 0 9611 1 131 0 09048 SS aS Tf VV uV AA 近似取 0 1 E 0 0435 0 792 wW hm lm 故 b 2 3 32 3 3600 2 5 0 04352 84 100 1088 1 9482 0 792 S fS L hL 取雾沫夹带极限值为 已知 并将 v e气液 KgKg 1 0 3 18 3561 10 N m 0 45 T Hm 代入得下式 ba 2 3 6 107 5 fT a v hH e 3 2 6 32 3 0 96115 7 10 0 1 18 3561 100 450 1088 1 9482 S S V L 整理得 2 3 2 1576 12 3193 SS VL 在操作范围内任取 4 个值 依上式算出相应的值列于附表中 S L S V 附表 附表 4 4 3 smLS 3 1 0 10 3 2 0 10 3 3 0 10 3 4 0 10 3 5 0 10 3 6 0 10 3 smVS 2 03441 96201 90131 84721 79741 7508 依表中数据在 VS LS图中作出雾沫夹带线 如图 3 b 中线 1 所示 化工原理课程设计 23 2 2 液泛线 液泛线 2 2 近似取 0 1 E0 792 W lm 2 2 3 3 33 36003600 2 84 102 84 101 0 792 SS OW W LL hE l 故 2 3 0 7793 owS hL 22 0 000 2 2 11 22 13 2844 0 08684 2 9 81 0 82 0 06038786 3244 vSv c LL S S V h gCgC A V V 2 32 3 0 0 650 04350 77930 028280 5065 lWOWSS hhhLL 前已算出 0 00238hm 故 22 322 3 0 086840 028280 50650 002380 086840 50650 03066 pSSSS hVLVL 且 22 2 0 0 1530 153271 0183 0 792 0 03 SS dS W LL hL l h 将 及以上数据代入 得 mHT4 0 5 0 048 0 mh W hhhh lCp 22 32 32 0 5 0 450 04350 086840 50650 030660 77930 0435271 0183 SSSS VLLL 整理得下式 22 32 1 9961 14 80653120 8924 SSS VLL 在操作范围内取 4 个值 依上式计算值列于附表中 S L s V 附表 附表 5 5 依表中数据在 VS LS图中作出液泛线 如图 3 b 中线 2 所示 3 3 液相负荷上限线 液相负荷上限线 3 3 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 由下式 3 max 0 45 0 09048 0 01018 4 Tf S HA Lms 液相负荷上限线 为 VS LS图中与气相 smLS 3 3 1 0 10 3 2 0 10 3 100 3 3 4 0 10 3 5 0 1