化工原理课程设计苯甲苯的分离.doc

课程设计 化工原理课程设计化工原理课程设计 板式精馏塔的设计 院系 化工学院 班级 高材 11202 老师 石东坡 序号 20 姓名 刘 洋 课程设计 序言序言 化工原理课程设计是综合运用 化工原理 课程和有关先修课程 物 理化学 化工制图 等 所学知识 完成一个单元设备设计为主的一次性实 践教学 是理论联系实际的桥梁 在整个教学中起着培养学生能力的重要作用 通过课程设计 要求更加熟悉工程设计的基本内容 掌握化工单元操作设计的 主要程序及方法 锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力 问题分析 能力 思考问题能力 计算能力等 精馏是分离液体混合物 含可液化的气体混合物 最常用的一种单元操作 在化工 炼油 石油化工等工业中得到广泛应用 精馏过程在能量剂驱动下 有时加质量剂 使气液两相多次直接接触和分离 利用液相混合物中各组分 的挥发度的不同 使易挥发组分由液相向气相转移 难挥发组分由气相向液相 转移 实现原料混合液中各组分的分离 根据生产上的不同要求 精馏操作可 以是连续的或间歇的 按操作压力还可分为常压 加压和减压蒸馏 有些特殊 的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离 本设计的题目是苯 甲苯连续精馏筛板塔的设计 即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易 挥发的甲苯 采用连续操作方式 需设计一板式塔将其分离 课程设计 目录目录 一 板式精馏塔课程设计任务书一 板式精馏塔课程设计任务书 4 一一 设计题目 设计题目 4 二二 设计参数 设计参数 4 三三 设计内容 设计内容 5 二 设计计算二 设计计算 5 1 设计方案的选定及基础数据的搜集 设计方案的选定及基础数据的搜集 5 2 精馏塔的物料衡算 精馏塔的物料衡算 7 3 塔板数的确定 塔板数的确定 8 4 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 9 5 气液负荷计算 气液负荷计算 13 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 一一 塔径的计算塔径的计算 14 7 筛板的流体力学验算 筛板的流体力学验算 18 8 塔板负荷性能图 塔板负荷性能图 21 三 设计结果汇总一览表三 设计结果汇总一览表 28 四 精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 略 四 精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 略 29 五 设计心得体会五 设计心得体会 29 七 参考书目七 参考书目 32 八 附录八 附录 32 1 苯苯 甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图 32 2 苯苯 甲苯精馏控制工艺流程图甲苯精馏控制工艺流程图 32 3 苯苯 甲苯温度组成甲苯温度组成 T X Y 图图 33 课程设计 一 板式精馏塔课程设计任务书一 板式精馏塔课程设计任务书 一一 设计题目 设计题目 苯 甲苯连续精馏筛板塔的设计 二二 设计参数 设计参数 年处理量 25000 吨 料液初温 35 料液组成 45 苯 苯 甲苯常温混合溶液 质量分率 下同 塔顶产品组成苯 98 塔底釜液组成苯 2 年实际生产天数 330 天 精馏塔塔顶压力 4kpa 表压 冷却水进口温度 30 饱和水蒸气压力 间接水蒸气加热 2 2 5 kgfcm 设备型式 筛板精馏塔 厂 址 长江大学 地区 三三 设计内容 设计内容 1 设计方案的确定 根据设计任务书所提供的条件和要求 通过对现有资料的分析对比 选定 适宜的流程方案和设备类型 初步确定工艺流程 对选定的工艺流程 主要设 备的形式进行简要的论述 2 精馏过程的工艺计算 3 塔和塔板主要工艺结构尺寸计算 4 塔内流体力学性能的计算与校核 5 塔板结构简图和塔板性能图的绘制 6 塔的工艺计算结果汇总一览表 7 典型辅助设备选型与计算 略 8 带控制点的生产工艺流程图及精馏塔设计工艺条件图的绘制 9 对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论 10 编制课程设计说明书 11 参考文献 课程设计 二 设计计算二 设计计算 1 1 设计方案的选定及基础数据的搜集 设计方案的选定及基础数据的搜集 本设计任务为分离苯一甲苯混合物 由于对物料没有特殊的要求 可以在常压下操作 对于二元混合物的分离 应采用连续精馏流程 设计中采用泡点进料 将原料液通过预热 器加热至泡点后送人精馏塔内 塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝 冷凝液在泡点下一部分回 流至塔内 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐 该物系属易分离物系 最小回流比较 小 故操作回流比取最小回流比的 2 倍 塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热 塔底产品经 冷却后送至储罐 其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝 热效率比较低 但塔顶冷凝器放出的热量很多 但其能量品位较低 不能直接用于塔釜的热源 在本次设 计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一 充分利用了能 量 塔板的类型为筛板塔精馏 筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔 孔径一般为 3 8mm 筛孔在塔板上作正三角形排列 筛板塔也是传质过程常用的塔设备 它的主要优点有 结构比浮阀塔更简单 易于加工 造价约为泡罩塔的 60 为浮阀塔的 80 左 右 处理能力大 比同塔径的泡罩塔可增加 10 15 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 压降较低 每板压力比泡罩塔约低 30 左右 筛板塔的缺点是 塔板安装的水平度要求较高 否则气液接触不匀 操作弹性较小 约 2 3 小孔筛板容易堵塞 下图是板式塔的简略图 课程设计 表表 1 11 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 1 P289 1 P289 项目分子式分子量 M沸点 临界温度 tC 临界压强 PC kPa 苯 A 甲苯 B C6H6 C7H8 78 11 92 13 80 10 110 63 288 5 318 57 6833 4 4107 7 表表 1 21 2 苯苯 甲苯的饱和蒸汽压甲苯的饱和蒸汽压 2 P73 2 P73 表表 10 1 10 1 t C 0 80 184889296100104108110 6 kP 0 A P a 101 3 114 1 128 4 144 1 161 3 180 0 200 3 222 4 237 7 kP 0 B P a 39 0 44 5 50 8 57 8 65 6 74 2 83 6 94 0 101 3 表表 1 31 3 常温下苯常温下苯 甲苯气液平衡数据 甲苯气液平衡数据 2 2 P73P73 表表 10 210 2 t 80 184889296100104108110 6 x10 8160 6510 5040 3730 2560 1520 0570 课程设计 y10 9190 8250 7170 5940 4550 30 1250 表表 1 41 4 纯组分的表面张力纯组分的表面张力 6 6 附录图附录图 7 7 378 P t 8090100110120 苯 21 22018 817 516 2 mN 3 m 甲苯 21 820 619 618 417 3 上表的数据关联成下式 上表的数据关联成下式 苯 苯 31 24 0 125t 31 24 0 125t A 甲苯 甲苯 30 74 0 112t 30 74 0 112t B 表表 1 51 5 组分的液相密度组分的液相密度 6 6 附录图附录图 8 8 382 P t 8090100110120 苯 817805793782770 kg 3 m甲苯 811801791780768 上表的数据关联成下式 上表的数据关联成下式 苯 苯 910 4 1 17t 910 4 1 17t A 甲苯 甲苯 897 2 1 07t 897 2 1 07t B 2 2 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 1 1 原料液及塔顶 塔底产品中苯的摩尔分率原料液及塔顶 塔底产品中苯的摩尔分率 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 0 45 78 11 0 491 0 45 78 110 55 92 13 F x 0 98 78 11 0 983 0 98 78 11 0 02 92 13 D x 0 02 78 11 0 024 0 02 78 11 0 92 92 13 W x 2 2 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 原料液及塔顶 塔底产品的平均摩尔质量 0 45 78 11 1 0 45 92 1385 82FMkg kmol 0 983 78 11 1 0 983 92 1378 35 D Mkg kmol 课程设计 0 024 78 11 1 0 024 92 1391 80 W Mkg kmol 3 3 物料衡算 物料衡算 原料处理量 0 25000000 3156 57 330 24 Fkg h 总物料衡算 ooo FDW 苯物料衡算0 450 980 02 ooo FDW 联立解得 3156 57 3156 57 85 8236 78 1413 88 1413 88 78 3518 05 1742 69 1742 69 91 8018 73 o o o Fkg hFkmol h Dkg hDkmol h Wkg hWkmol h 式中 F 原料液流量 D 塔顶产品量 W 塔底产品量 3 3 塔板数的确定 塔板数的确定 1 1 理论塔板数 理论塔板数的求取的求取 T N 苯一甲苯属理想物系 可采用图解法求理论板层数 步骤如下 由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据 绘出 x y 图 见下图 求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比 在 x y 图上 因 q 1 查得 0 760 而 e y 0 491 0 983 故有 e x F x D x min 0 9830 818 0 5046 0 8180 491 q q D q xy R yx 取操作回流比为 min 21 0092RR 求理论塔板数 精馏段操作线方程为 1 0 5020 489 11 D nnn xR yxx RR 提馏段操作线为过 0 491 0 735 和 0 024 0 024 两点的直线 图解得 15 1 14 块 不含塔釜 其中 精馏段 7 块 提馏段 8 块 第 8 块 T N 1T N 2T N 为加料板位置 2 2 实际塔板数 实际塔板数 P N 课程设计 全塔效率的计算 在 95 下 查表得各组分黏度 0 242 0 280 A B 12 1 0 491 0 242 1 0 491 0 2800 261 mFF xx 0 170 616lg Tm E 0 170 616lg0 26153 精馏段实际板层数6 0 53 10 3 取11 块 1P N 1P N 精馏段塔高 11 1 12 1 0 44 4 PT ZNHm 提馏段实际板层数9 0 53 17 9 取18 快 2P N 2P N 提馏段塔高 11 1 17 1 0 46 4 PT ZNHm 总塔板数 29 块 进料板在第 13 块板 P N 4 4 精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及相关物性数据的计算 1 1 操作压力计算 操作压力计算 取每层塔板压降 P 0 9 kPa 塔顶操作压力 101 3 4 105 3 kPa D P 塔底操作压力 105 3 0 9 12 116 1 kPa w P 进料板压力 105 3 0 9 29 131 4 kPa F P 精馏段平均压力 P m 105 3 116 1 2 110 7 kPa 提馏段平均压力 116 1 131 4 2 123 8 kPa m P 2 2 操作温度计算 操作温度计算 查温度组成图 t x y 得 塔顶温度 80 5 d t 进料板温度 88 3 F t 课程设计 塔底温度 109 5 w t 精馏段平均温度 80 5 88 3 2 84 4 m t 提馏段平均温度 88 3 109 5 2 98 9 m t 3 3 平均摩尔质量计算 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD y1 0 983 代入相平衡方程得x1 0 960 0 960 78 11 1 0 960 92 1378 67 L Dm Mkg kmol 0 983 78 11 1 0 983 92 1378 35 V Dm Mkg kmol 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法 得 0 735 0 491 查相平衡图 F y F x 0 491 78 11 1 0 491 92 1385 25 L F m Mkg kmol 0 735 78 11 1 0 735 92 1381 82 V Fm Mkg kmol 塔底平均摩尔质量计算 由 xw 0 0235 由相平衡方程 得 yw 0 0513 0 0513 78 11 1 0 0513 92 1391 41 V Wm Mkg kmol 0 0235 78 11 1 0 0235 92 1391 80 L wm Mkg kmol 精馏段平均摩尔质量 78 6785 25 81 96 2 L m Mkg kmolkg kmol 78 3581 82 80 09 2 V m Mkg kmolkg kmol 提馏段平均摩尔质量 课程设计 81 8291 41 86 61 2 V m Mkg kmolkg kmol 91 8085 25 88 53 2 L m Mkg kmolkg kmol 4 4 平均密度计算 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算 精馏段的平均气相密度即 3 110 7 80 09 3 01 8 314 273 1580 5 mv m v m m P M kg m RT 提馏段的平均气相密度 3 123 8 80 09 3 30 8 314 273 1588 3 mv m v m m P M kg m RT 液相平均密度计算 塔顶 3 910 4 1 17 80 5816 2 LD A kg m 3 897 21 0780 5811 1 LD B kgm 3 10 980 02 816 1 816 2811 1 AB LD m LD mLD ALD B kg m 进料板 3 910 4 1 17 88 3807 1 LF A kg m 3 897 21 0788 3802 7 LF B kgm 3 10 600 40 805 3 807 1802 7 AB LF m LF mLD ALD B kg m 塔底 3 910 4 1 17 109 5782 3 LW A kg m 课程设计 3 897 21 07109 5780 0 LW B kgm 3 10 020 98 780 0 782 3780 0 AB LW m LW mLW ALW B kg m 精馏段液相平均密度为 816 1 805 3 810 7 2 L m kg kmol 提馏段液相平均密度为 805 3780 0 792 7 2 L m kg kmol 5 5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算 即 塔顶 由 t 关系计算得 A 21 18mN m B 21 72 mN m 21 18 21 72 21 19 21 18 0 01721 72 0 983 AB LD mD ABAB mN m xx 进料板 由tF 88 3 计算得 A 20 20 m N m B 20 85 m N m 20 20 20 85 20 43 20 20 0 36120 85 0 639 AB LF mF ABAB mN m xx 塔底 由 tD 109 5 计算得 A 17 55 mN m B 18 48 mN m 17 55 18 48 18 46 17 55 0 9765 18 48 0 0235 AB LW mF ABAB mN m xx 精馏段液相平均表面张力为 Lm 21 19 20 43 2 20 81 mN m 提馏段液相平均表面张力为 20 43 18 46 2 19 45 mN m Lm 6 6 液体平均粘度计算液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算 即 Lm xi i 塔顶 查化工原理上册附录中的液体黏度共线图 在 80 5 下有 A 0 273 mPa s B 0 304 mPa s 课程设计 LDm 0 983 0 273 1 0 983 0 304 0 274mPa s 同理 进料板 在 88 3 下 查手册得 A 0 268mPa s B 0 299 mPa s LFm 0 639 0 268 1 0 639 0 299 0 279 mPa s 塔底 在 109 5 下 查手册得 A 0 227 mPa s B 0 265 mPa s Lwm 0 0235 0 227 1 0 0235 0 265 0 264 mPa s 精馏段液相平均粘度为 Lm 0 274 0 279 2 0 277 mPa s 提馏段液相平均粘度为 0 279 0 264 2 0 272 mPa s Lm 5 5 气液负荷计算 气液负荷计算 精馏段 1 1 844 1 34 0896 92 VRDKmol h 3 96 92 79 51 0 716 36003600 2 99 Vm S vm VM Vms 1 844 34 0862 84 LRDKmol h 3 62 84 80 92 0 001742 36003600 810 7 Lm Lm LM Lsms 3 0 001742 36006 272 h Lmh 提馏段 1 96 92 VVqFKmol h 3 96 92 86 04 0 654 36003600 3 54 Vm S vm VM Vms 96 92 19 06115 98 LVWKmol h 3 115 98 86 36 0 003510 36003600 792 7 Lm Lm LM Lsms 3 0 003510 360012 635 h Lmh 6 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 一一 塔径的计算塔径的计算 塔板间距 HT的选定很重要 它与塔高 塔径 物系性质 分离效率 塔的操作弹性 课程设计 以及塔的安装 检修等都有关 可参照下表所示经验关系选取 表表 6 16 1 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 02 0 4 0 板间距 HT mm 200 300300 350350 450450 600500 800 精馏段精馏段 初选板间距 取板上液层高度 0 40 T Hm mhL06 0 故 0 400 060 34 TL Hhm 1 1 2 2 0 00174810 7 0 040 0 7162 99 SLm Svm L V 查 Smith 通用关联图 3 3 P158P158 图图 5 40 5 40 得 C20 0 072 依式 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为时 20 81 mN m 0 20 2 20 20 81 0 0720 0726 2020 CC max 810 72 99 0 07261 193 2 99 LV V uCm s 可取安全系数为 0 7 则 max 0 70 7 1 1930 835 uum s 故 44 0 716 1 045 3 142 0 835 S V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 1m 则操作气速 u 0 753m s 提馏段提馏段 初选板间距 取板上液层高度 0 40 T Hm mhL06 0 故 0 400 060 34 TL Hhm 1 1 2 2 0 00351792 7 0 0803 0 6543 54 SLm Svm L V 查 Smith 通用关联图 5 40 得 C20 0 0678 依式 2 0 20 20 CC 校正物系表面张力为时19 45 mN m 0 20 2 20 19 45 0 06780 0674 2020 CC max 792 73 54 0 06741 006 3 54 LV V uCm s 可取安全系数为 0 7 则 max 0 70 7 1 0060 704 uum s 课程设计 故 44 0 654 1 088 3 142 0 704 S V Dm u 按标准 塔径圆整为 1 1m 则操作气速 0 688m s 将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径一致 为 1 1m 二 二 塔板主要工艺尺寸的计算 塔板主要工艺尺寸的计算 1 溢流装置 因塔径 D 1 1m 可选用单溢流弓形降液管 采用平行受液盘 且不设进口堰 精馏段 溢流堰长 单溢流 取堰长为 0 7D 0 7 1 1 0 77m w L w L 出口堰高 W h OWLW hhh 对平直堰 有 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 由 0 7 W LD 2 5 2 5 6 272 12 055 0 77 hW LLm 查图图 5 305 30 3 P151 3 P151 得 E 1 030 可得 0 006m 2 2 3 3 2 842 846 272 1 0300 0118 100010000 77 h OW W L hEm L 故 取 60mm 0 060 0120 048 w hm L h 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 查 2 2 图图 11 1611 16 得 0 7 w LD 137 P 0 14 d WD 0 09 fT AA 故 0 140 154 d WDm 222 3 14 0 090 091 10 0855 44 f ADm 液体在降液管中停留时间为 0 0701 0 40 16 115 0 00174 fT s A H ss L 满足要求 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 07 0 25 o h0 08 o um s 底 则 0 00174 0 0283 0 77 0 08 s o wo L hm Lu 0 0 020 025hm 不宜小于 满足要求 课程设计 因 Wo hh 故进口处不设堰 满足 提溜段 溢流堰长 取堰长为 0 7D 0 7 1 1 0 77m w L w L 出口堰高 W h OWLW hhh 对平直堰 有 2 3 2 84 1000 h ow w L hE l 由 0 7 W LD 2 5 2 5 12 635 24 286 0 77 hW Llm 查图图 5 30 3 5 30 3 P151 P151 得 E 1 042 可得 0 006m 2 2 3 3 2 842 8412 635 1 0420 0191 100010000 77 h OW W L hEm L 故 取 0 060 0190 041 w hm 0 050 60 0 WL hmhm 则 降液管的宽度与降液管的面积 d W f A 由 查 2 2 图图 11 1611 16 得 0 7 w LD 137 P 0 14 d WD 0 09 fT AA 故 0 140 154 d WDm 222 3 14 0 090 091 10 0855 44 f ADm 液体在降液管中停留时间为 0 0701 0 40 7 995 0 00351 fT s A H ss L 满足要求 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0 07 0 25 o h0 08 o um s 底 则 0 00351 0 0570 0 77 0 08 s o wo L hm Lu 0 0 020 025hm 不宜小于 满足要求 因 0 060 WoW hhm 进 故进口处应设堰 h 2 塔板布置 塔板的分块 因 D 1100mm 查表表 5 6 3 P140 5 6 3 P140 得 塔极分为 3 块 精馏段 取边缘区宽度 50 60mm 安定区宽度 当 D 1 5m 时 0 055 c Wm 0 075 s Wm Ws 70 100mm 开孔区面积 课程设计 2 22122212 0 321 2sin2 0 3210 4950 3210 495 sin0 588 1801800 495 a Rx Ax Rxm R 式中 1 1 0 0550 495 22 C D RWm 1 1 0 1540 0750 321 22 ds D xWW 提馏段 取边缘区宽度 50 60mm 安定区宽度 当 D 1 5m 时 0 055 c Wm 0 075 s Wm Ws 70 100mm 开孔区面积 2 2212 2sin0 588 180 a Rx Ax Rxm R 式中 0 495 2 C D RWm 0 321 2 ds D xWW 3 筛孔数与开孔率 n 精馏段 取筛空的孔径为 正三角形排列 筛板采用碳钢 其板厚为 且取 0 dmm5mm3 故孔中心距 0 2 8t d 2 8 514 0tmm 每层塔板的开孔数个 33 22 1158 101158 10 0 4702777 14 0 a nA t 则 在 5 15 范围内 满足要求 0 2 0 0 907 0 116 a A t A d 每层板上的开孔面积为 2 0 0 116 0 4070 0472 a AAm 气体通过筛孔的气速为 0 0 716 15 17 0 0472 S o V um s A 提馏段 筛孔数与开孔率 取筛空的孔径为 正三角形排列 筛板采用碳钢 其板厚n 0 dmm5 课程设计 为 且取 故孔中心距mm3 0 2 8t d 2 8 514 0tmm 每层塔板的开孔数个 33 22 1158 101158 10 0 4702777 14 0 a nA t 则 在 5 15 范围内 满足要求 0 2 0 0 907 0 116 a A t A d 每层板上的开孔面积为 2 0 0 116 0 4070 0472 a AAm 气体通过筛孔的气速为 0 0 654 13 86 0 0472 S o V um s A 7 7 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 精馏段 精馏段 1 1 塔板压降塔板压降 干板压降 依 查 干筛孔的流量系数 图 3 3 P152P152 图图 5 34 5 34 c h67 13 5 0 d 得 C0 0 78 由式 2 2 0 0 15 172 99 0 0510 0510 0711 0 78810 7 V c L u hm C 气体穿过板上液层压降 e h 0 716 0 919 20 9502 0 0855 S a Tf V um s AA 0 9192 991 59 aaV Fu 由 与关联图 3 P153 3 P153 图图 5 35 5 35 得板上液层充气系数 0 59 依式 a F 0 59 0 060 0354 eL hhm 单板压降P fp h 和 0 0711 0 03540 1065 fce hhhm 则0 1065 810 7 9 818470 9 PfL PhgPakpa 设计允许值 2 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本例的塔径和液流量均不大 故可忽略液面落差的影响 课程设计 3 3 雾沫夹带雾沫夹带 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 100 828 0 0127 20 81 100 402 5 0 060 n v Tf u ekgkg HH 液气 0 1 满足要求 0 716 0 828 0 9500 0855 s n Tf V um s AA 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 4 4 漏液的验算漏液的验算 依式 清液柱 3 0 44 20 81 10 0 0021 810 7 9 81 0 005 L hm gd 由式 0 4 40 00560 13 owLLV uChh 810 7 4 4 0 780 00560 13 0 0600 00216 007 2 99 ow um s 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过 0 17 42 2 901 52 0 6 007 OW u K u 量漏液 5 5 液泛的验算液泛的验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 wTd hHH 依式 dfLd Hhhh 22 0 0 00174 0 153 0 153 0 00098 0 77 0 0283 s d w L hm Lh H 0 1065 0 060 0 00098 0 167 m d 取 则5 0 0 50 400 0480 224 Tw Hhm 故 在设计负荷下不会发生液泛 wTd hHH 通过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 提溜段 提溜段 1 1 塔板压降塔板压降 课程设计 干板压降 依 查 干筛孔的流量系数 图 3 3 P152P152 图图 5 34 5 34 c h67 13 5 0 d 得 C0 0 78 由式 2 2 0 0 13 863 54 0 0510 0510 0719 0 78792 7 V c L u hm C 气体穿过板上液层压降 e h 0 654 0 840 20 9502 0 0855 S a Tf V um s AA 0 8403 541 580 aaV Fu 由 与关联图 3 P153 3 P153 图图 5 35 5 35 得板上液层充气系数 0 58 依式 a F 0 58 0 0600 0348 eL hhm 单板压降P fp h 和 0 07190 03480 1067 fce hhhm 则 0 1067 792 7 9 818300 9 PfL PhgPakpa 设计允许值 2 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本例的塔径和液流量均不大 故可忽略液面落 差的影响 3 3 雾沫夹带雾沫夹带 3 2 3 2 66 3 5 7 105 7 100 7565 0 0101 19 45 100 402 5 0 060 n v Tf u ekgkg HH 液气 0 1 满足要求 0 654 0 7565 0 9500 0855 s n Tf V um s AA 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 4 4 漏液的验算漏液的验算 依式 清液柱 3 0 44 19 45 10 0 002 792 7 9 81 0 005 L hm gd 由式 0 4 40 00560 13 owLLV uChh 课程设计 792 7 4 4 0 780 00560 13 0 0600 0025 483 3 54 ow um s 筛板的稳定性系数 故在设计负荷下不会产生过 0 13 86 2 531 52 0 5 483 OW u K u 量漏液 5 5 液泛的验算液泛的验算 为防止降液管液泛的发生 应使降液管中清液层高度 wTd hHH 依式 dfLd Hhhh 22 0 0 00351 0 153 0 153 0 00098 0 77 0 0570 s d w L hm Lh H 0 1067 0 060 0 00098 0 168 m d 取 则5 0 0 50 400 050 225 Tw Hhm 故 在设计负荷下不会发生液泛 wTd hHH 通过以上塔板的各项液体力学验算 可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸也是适合的 8 8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 精馏段 精馏段 1 1 漏液线漏液线 由 min min 4 4 0 00560 13 osooLLV uVAChh 2 32 32 3 36002 842 84 1 0 7941 100010000 77 hs ows W LL hEL L 2 3 0 0480 7941 LWows hhhL 课程设计 2 3 min 810 7 4 4 0 78 0 00560 130 0480 79410 002 2 99 oS L 则 u 整理得 min minsoo VA u 2 0 0472 o Am 22 3 min0 07000 734 s V sL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 1 表表 8 18 1 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 0 275 0 278 0 292 0 297 0 302 0 311 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1 2 2 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 由 20 81 3 2 6 5 7 10 n v Tf u e HH 1 157 0 9500 0855 ss ns Tf VV uV AA 2 52 5 fLwow Hhhh 2 3 0 0480 7941 wows hhL 故 2 3 0 12 1 9853 fs HL 将已知数据代入 ev 式中 令 ev 0 1 整理得 2 3 1 530 10 844 ss VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 2 表表 8 28 2 课程设计 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 1 448 1 422 1 304 1 257 1 213 1 139 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2 3 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 0 006 1 0 ow hm E 2 3 min min2 3 43 min 36003600 2 842 84 1 0 006 100010000 77 6 57 10 ss ow w s LL hE L Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷下限线 3 3 4 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 3 max 0 40 0855 0 00684 5 Tf S H A Lms 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液相负荷上限线 4 4 5 5 液泛线液泛线 由 Twdfwowd HhHhhhh 2 3 0 7941 ows hL 2 2 2 0 0 2 99 0 0510 0510 1388 0 78 0 0472810 7 Vs cs L uV hV C 2 32 3 0 59 0 0400 7941 0 02360 4685 eLss hhLL 22 3 0 13880 02360 4685 fcess hhhVL 222 0 0 153 0 153 322 21 0 77 0 0283 ss ds w LL hL Lh 联立上式 整理得 222 3 1 102321 49 10 Sss VLL 课程设计 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 3 表表 8 38 3 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 1 015 1 003 0 943 0 913 0 881 0 815 由上表数据即可作出液泛线液泛线 5 5 根据以上各线方程 可作出筛板塔的负荷性能图 如图 8 4 所示 图图 8 48 4 精馏段筛板负荷性能图精馏段筛板负荷性能图 6 6 操作线与操作弹性 操作线与操作弹性 操作气液比 在负荷性能图上 作出操作点 P 连接 0 716 0 00174411 5 ss VL OP 即作出操作线 由图可看出 该筛板的操作上限为液泛控制 下限为漏液控制 由上 图查得 Vs max 0 962m3 s Vs min 0 274 m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 51 课程设计 提馏段 提馏段 1 1 漏液线漏液线 由 min min 4 4 0 00560 13 osooLLV uVAChh 2 32 32 3 36002 842 84 1 0 7941 100010000 7 hs ows W LL hEL L 2 3 0 0400 7941 LWows hhhL 2 3 min 792 7 4 4 0 78 0 00560 130 0400 79410 002 3 54 oS L 则 u 整理得 min minsoo VA u 2 0 0472 o Am 22 3 min0 05170 607 s V sL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 1 2 表表 8 1 28 1 2 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 0 237 0 240 0 254 0 259 0 264 0 271 由上表数据即可作出漏液线漏液线 1 1 2 2 雾沫夹带线雾沫夹带线 以 ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 由 19 45 3 2 6 5 7 10 n v Tf u e HH 1 1567 0 9500 0855 ss ns Tf VV uV AA 2 52 5 fLwow Hhhh 课程设计 2 3 0 0500 7941 wows hhL 故 2 3 0 125 1 9853 fs HL 将已知数据代入 ev 式中 令 ev 0 1 整理得 2 3 1 471 10 621 ss VL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 2 2 表表 8 2 28 2 2 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 1 391 1 365 1 250 1 203 1 160 1 088 由上表数据即可作出雾沫夹带线雾沫夹带线 2 2 3 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 0 006 1 0 ow hm E 2 3 min min2 3 43 min 36003600 2 842 84 1 0 006 100010000 77 6 57 10 ss ow w s LL hE L Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线液相负荷下限线 3 3 4 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 3 max 0 40 0855 0 00684 5 Tf S H A Lms 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线液相负荷上限线 4 4 5 5 液泛线液泛线 由 Twdfwowd HhHhhhh 2 3 0 7941 ows hL 2 2 2 0 0 3 54 0 0510 0510 1680 0 78 0 0472792 7 Vs cs L uV hV C 课程设计 2 32 3 0 58 0 0500 7941 0 0290 4606 eLss hhLL 22 3 0 16800 0290 4606 fcess hhhVL 222 0 0 153 0 153 79 426 0 77 0 0570 ss ds w LL hL Lh 联立上式 整理得 222 3 0 87472 777 47 Sss VLL 在操作范围内 任取几个 Ls 值 依上式计算出 Vs 值 计算结果列于表 8 3 2 表表 8 3 28 3 2 Ls m3 s 0 0006570 0010 0030 0040 0050 00684 Vs m3 s 0 902 0 892 0 843 0 821 0 800 0 761 由上表数据即可作出液泛线液泛线 5 5 根据以上各线方程 可作出筛板塔的负荷性能图 8 4 2 如 图所示 图图 8 4 28 4 2 提馏段筛板负荷性能图提馏段筛板负荷性能图 课程设计 6 6 操作线与操作弹性 操作线与操作弹性 操作气液比 0 654 0 00351186 3 ss VL 在负荷性能图上 作出操作点 P 连接 OP 即作出操作线 由图可看出 该筛板的操作上 限为液泛控制 下限为漏液控制 由上图查得 Vs max 0 815 m3 s Vs min 0 242m3 s 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 37 所设计筛板的主要结果汇总于表 三 三 设计结果汇总一览表设计结果汇总一览表 计算结果 项目符号单位 精馏段提馏段 各段平均压强 PmPmkPakPa110 7110 7123 8123 8 各段平均温度 tmtm 84 484 498 998 9 气相 V VS Sm m3 3 s s0 7160 7160 6540 654 平均流量 液相 L LS Sm m3 3 s s0 007140 007140 003510 00351 实际塔板数 NpNp 块块 11111818 板间距 H HT Tm m0 400 400 400 40 塔的有效高度 Z Zm m4 44 46 46 4 塔径 D Dm m1 11 11 11 1 空塔气速 u um sm s0 7530 7530 6880 688 塔板液流形式单流型单流型单流型单流型 溢流管型式弓形弓形弓形弓形 堰长 LwLwm m0 770 770 770 77 堰高 hwhwm m0 0480 0480 0500 050 溢流堰宽度 W Wd dm m0 1540 1540 1540 154 溢流装置 管底与受液盘 距离 h ho om m0 02830 02830 05700 0570 板上清液层高度 h hL Lm m0 060 060 060 06 孔径 d do ommmm5 05 05 05 0 孔间距 t tmmmm14 014 014 014 0 孔数 n n 个个 2777277727772777 开孔面积 AoAom m2 20 04720 04720 04720 0472 筛孔气速 u uo om sm s15 1715 1713 8613 86 课程设计 塔板压降 hfhfkPakPa0 1060 1060 1080 108 液体在降液管中停留时间 s s16 1116 117 997 99 降液管内清液层高度 H Hd dm m0 1670 1670 1680 168 雾沫夹带 e eV V kgkg 液液 kg kg 气气 0 01270 01270 01010 0101 负荷上限液泛控制液泛控制液泛控制液泛控制 负荷下限漏液控制漏液控制漏液控制漏液控制 气相最大负荷 V VS max S max m m3 3 s s0 9620 9620 8150 815 气相最小负荷 V VS min S min m m3 3 s s 0 2740 2740 2420 242 操作弹性 3 513 513 373 37 四 精馏塔的附属设备与接管尺寸的计四 精馏塔的附属设备与接管尺寸的计 算 略 算 略 五 设计心得体会五 设计心得体会 本次化工原理课程设计历时两周 虽然过程很复杂 但是还是学会了很多东 西 首先从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能 力的重要教学环节 通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识 设计 原则及方法 学会各种手册的使用方法及物理性质 化学性质的查找方法和技 巧 掌握各种结果的校核 能画出工艺流程 塔板结构等图形 在设计过程中 不仅要考虑理论上的可行性 还要考虑生产上的安全性和经济合理性 起初看着这些复杂的东西确实不知道如何下手 虽然有课程设计书作为参考 但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异 在这些差异面