化工原理课程设计(乙醇精馏塔).doc

化工原理课程设计 1 化工原理课程设计化工原理课程设计 设计题目 乙醇精馏塔设计题目 乙醇精馏塔 姓名 唐刚姓名 唐刚 班级 化学与化工学院班级 化学与化工学院 08 级级 3 班班 学号 学号 080703021 化工原理课程设计 2 前言前言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置 又称为蒸馏塔 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 与下降液进行逆流接触 两相接触中 下降液中的易挥发 低沸点 组分不断地向蒸 气中转移 蒸气中的难挥发 高沸点 组分不断地向下降液中转移 蒸气愈接近塔顶 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 达到组分分离的目的 由塔顶上升的蒸气进入冷凝器 冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中 其余的部分则作为馏出液取出 塔底流出的液体 其中的一部分送入再沸器 热蒸发后 蒸气返回塔中 另一部分液体作为釜残液取出 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点 或沸点 的不同 控制塔各节的不同温度 达到分离提纯 的目的 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的 精馏操作在化工 石油化工 轻工等工业生产中中占有重要的地位 为此 掌握气液相平衡关系 熟悉各种塔型的操作特性 对选择 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度 要用连续精馏的方法 因为乙醇和水的挥发度相差不大 精馏 是多数分离过程 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程 因此可使混合液得到几乎完全的分离 化 工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的 塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料 为实现精 馏分离操作 除精馏塔外 还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液 可知 单有精馏塔还不能 完成精馏操作 还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器 有时还要配原料液预热器 回流液泵等附属设备 才 能实现整个操作 本次设计的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 本设计包括设计方案的选取 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 辅助设备的选型 工艺流程图 主要设备的工艺条件图等内容 通过对精馏塔的运算 调试出塔的工艺流程 生产操作条件及物性参数 以保证精馏过程的顺利进行并使 效率尽可能的提高 化工原理课程设计 3 目录目录 第一章第一章 绪论绪论 6 1 1 设计内容 6 1 2 设计方案 6 1 3 设计依据 7 第二章第二章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 8 2 1 精馏塔全塔物料衡算 8 2 2 理论及实际塔板数的确定 8 2 3 常压下乙醇 水气液平衡组成与温度 10 2 3 1 温度和压力 10 2 3 2 平均摩尔计算 11 2 3 3 平均密度 12 2 3 4 混合液体表面张力 13 2 3 5 混合物的黏度 13 2 4 塔径的初步设计 14 2 4 1 汽液相体积流率 14 2 4 2 塔径的计算 14 2 5 溢流装置 15 2 5 1 堰长 w l 16 2 5 2 堰高 w h 16 2 5 3 弓降液管的宽度和横截面积 16 2 5 4 降液管底隙高度 17 2 6 塔板的分布 浮阀数目及排列 17 2 6 1 塔板的分块 17 2 6 2 区宽度的确定 17 2 6 3 区面积计算 17 2 6 4 塔计算及其排列 18 化工原理课程设计 4 第三章第三章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 19 3 1 气体通过浮阀塔板的压力降 单板压降 19 3 2 液泛验算 20 3 3 雾沫夹带验算 20 3 4 操作性能负荷图 21 3 4 1 气相负荷下限图 漏液线 21 3 4 2 过量液沫夹带线 21 3 4 3 液相负荷下限线 21 3 4 4 液相负荷上限线 22 3 4 5 液泛线 22 第四章第四章 附属设备设计附属设备设计 24 4 1 冷凝器的选择 24 4 2 再沸器的选择 24 第五章第五章 精馏塔设备设计精馏塔设备设计 25 5 1 接管 25 5 1 1 进料管 25 5 1 2 釜残液出料管 26 5 1 3 回流管 26 5 1 4 塔顶上升蒸汽管 26 5 1 5 进气管 26 5 2 精馏塔塔体 27 5 2 1 馏塔塔体材料的选择 27 5 2 2 壁厚的计算 27 5 2 3 校核 27 5 3 封头 28 5 3 1 封头的选型 标准的椭圆封头 28 5 3 2 材料 RMn16 28 5 3 3 封头的高 28 化工原理课程设计 5 5 3 4 封头的壁厚 29 5 4 精馏塔的塔板类型选择 29 5 5 塔板结构及与塔体的连接形式 29 5 6 降液管的形式 30 5 7 受液盘的设计 30 5 8 塔节的设计 30 5 9 塔体高度设计 30 5 10 塔体手孔及人孔的设计 31 5 11 除沫器的设计 31 第六章第六章 塔体各开孔补强设计塔体各开孔补强设计 31 6 1 开孔补强设计方法 31 6 2 开孔补强结构设计 32 第七章第七章 支座设计支座设计 32 7 1 精馏塔塔体质量 32 7 2 封头质量 33 7 3 塔内物料质量估算 33 7 4 附件质量 33 7 5 设备总质量 33 化工原理课程设计 6 第一章第一章 绪论绪论 1 1 1 1 设计内容设计内容 1 设计题目 乙醇精馏塔 2 设计任务及条件 1 进料含乙醇 38 2 其余为水 均为质量分数 下同 2 生产乙醇含量不低于 93 1 3 釜残液中乙醇含量不高于 0 01 4 生产能力 50000T Y 乙醇产品 年开工 7200 小时 5 操作条件 a 间接蒸汽加热 b 塔顶压力 1 03atm 绝对压强 c 进料热状态 泡点进料 d 回流比 R 5 e 单板压降 75mm 液注 3 设计内容 1 流程的设计与说明 2 塔板和塔径的计算 3 塔盘结构的设计 a 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图 b 流体力学验算 c 塔板负荷性能图 4 其它 a 加热蒸汽消耗量 b 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 4 设计成果 1 设计说明书一份 2 A4 设计图纸包括 流程图 精馏塔工艺条件图 1 2 1 2 设计方案设计方案 本设计任务为分离乙醇 水混合物 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入精馏塔内 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 其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐 塔釜采用间接蒸汽加热 塔底产品经冷却后送 至储罐 化工原理课程设计 7 图 2 1 流程图 1 3 1 3 设计依据设计依据 课程设计方案选定所涉及的主要内容有 操作压力 进料状况 加热方式及其热能的利用 1 操作压力 精馏常在常压 加压或减压下进行 确定操作压力主要是根据处理物料的性质 技术上的可行性和经 济上的合理性来考虑的 一般来说 常压精馏最为简单经济 若无聊无特殊要求 应尽量在常压下操作 加压操作可提高平衡温度 有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用 或可以使用较便宜的冷却剂 减少冷凝 冷却 费用 在相同的塔径下 适当提操作压力还可以提高塔德处理能力 所以我们采用塔顶压力为 1 03atm 进行 操作 2 进料状况 进料状态有多种 但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中 这样 进料温度不受季 节 气温变化和前道工序波动的影响 塔的操作也比较好控制 此外 泡点进料时 精馏段和提馏的塔径 相同 设计制造比较方便 3 加热方式 精馏塔通常设置再沸器 采用间接蒸汽加热 以提供足够的能量 若待分离的物系为某种轻组 分和水的混合物 往往可采用直接蒸汽加热方式 但在塔顶轻组分回收率一定时 由于蒸汽冷凝水的稀释 作用 使残液轻组分浓度降低 所需塔板数略有增加 4 热能的利用 精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝 因此热效率很低 通常进入再沸器的能量仅有 5 左右被利用 塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的 但其位能较低 不可能直接用来做塔釜的热源 但可用 作低温热源 供别处使用 或可采用热泵技术 提高温度后在用于加热釜液 化工原理课程设计 8 第二章第二章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 2 1 2 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 0 0 2 38 F W 0 0 1 93 D W 0 0 01 0 W WmolgM46 乙醇 molgM18 水 1948 0 18 618 0 46 382 0 46 382 0 F X 8084 0 18 069 0 46 931 0 46 931 0 D X 0000396 0 18 9999 0 46 0001 0 46 0001 0 W X 717 16 187200 069 0 105000 467200 931 0 105000 33 D WDF WDF WXDXFX 由 式可知 hkmolF1804 72 hkmolW4634 55 表 1 物料衡算数据记录 F72 1804 kmol hXF0 1948 D16 717kmol hXD0 8408 W55 4634 kmol hXW0 0000396 2 2 2 2 理论及实际塔板数的确定理论及实际塔板数的确定 1 由相平衡方程式 y 可得 a xa ax 1 1 1 1 yx xy 根据乙醇 水体系的相平衡数据可以查得 Y1 XD 0 8408 X1 0 805 aD 1 2793 YF 0 515 XF 0 1948 aF 4 3891 化工原理课程设计 9 YW 0 00035 XW 0 0000396 aw 8 8411 平均相对挥发度的求取 675 38411 8 2793 13891 4 3 3 WFD aaaa 精馏段的平均相对挥发度的求取 370 2 3891 4 2793 1 1 FDa aa 泡点进料 3419 1 1 1 1 1 min F D F D x xa x x a R 68 10 067 8 1 1 1 lg lg 1 0 2 2 6097 0 6 5 1 min min minmin N x x x x a N N NN R R RR X W W D D 查得 所以理论塔板数为 N 11 块 确定适宜的进料板位置 2 0 2 68 2 1 1 1 lg lg 1 1 1min 1 1 1min N NN x x x x a N F F D D 由上式知 N1 3 84 即第 4 层理论数为进料板 2 根据乙醇 水体系的相平衡衡数据可以查得 塔顶 tD 78 27 8408 0 D x 塔底 0000396 0 W x 9 99 w t 塔顶和塔釜的算术平均温度 085 89 2 9 9927 78 2 WD tt t 查手册得 在 89 085 下 smp smp a a 30 0 40 0 水 乙醇 根据公式得 iiLm x lglg smpa Lm 317 0 10 3 0lg 19480 0 1 4 0lg1948 0 由奥康奈尔关联式 化工原理课程设计 10 477 0 317 0 522 3 49 0 245 0 T E 球的实际塔板数 取 N 2196 20 477 0 1111 T T E N N 2 2 3 3 常压下乙醇常压下乙醇 水气液平衡组成与温度水气液平衡组成与温度 乙醇水溶液的t x y图 70 75 80 85 90 95 100 105 00 10 20 30 40 50 60 70 80 91 x y t 2 3 12 3 1 温度和压力 温度和压力 乙醇 48 231 05 1625 33827 7 0 10 48 231 46 1652 33827 7 lg t A a S p tCt B AkpP 得 水 Pxpxppp tCt B Akpp BBAABA t B a s p 0000 03 227 46 1657 07406 7 0 10 03 227 46 1657 07406 7 lg 代入将 得 进行试差 求的塔顶 进料板 及塔釜的压力和温度 化工原理课程设计 11 1 塔顶 a kPatmP339 10403 1 1 63 8183 0 11 txxA试差得 2 进料板位置 NF 4 精馏段实际板层数 7289 6 477 0 3 精 N 每层塔板压降 aa kPkPOmmH7355 0 075 0 33 10 3 101 75 2 进料板压力 aF kPP4875 1097355 0 7339 104 进料板 14 961948 0 4875 109 FFAaF txxkPP试差得 3 提馏段实际板层数 135786 12 477 0 1 7 提 N 塔釜压力 aW kPP049 119137355 0 4875 109 塔釜 55 104049 1190000396 0 WaWWA tkPPxx试差得 求得精馏段和提馏段的平均压力和温度 精馏段 am m kPP Ct 913 106 2 4875 109339 104 885 88 2 14 9663 81 0 提馏段 345 100 2 55 10414 96 m t am kPP268 114 2 049 1194875 109 2 3 22 3 2 平均摩尔计算 平均摩尔计算 塔顶 24 4118 83 0 1 4683 0 5424 4118 8408 0 1 468408 0 LDm VDm M M 进料板 4544 2318 1948 0 1 461948 0 7 3218 525 0 1 46525 0 LFm VFm M M 塔釜 0011 1818 0000396 0 1 460000396 0 0098 1818 00035 0 1 4600035 0 LWm VWm M M 精馏段平均摩尔质量 化工原理课程设计 12 kmolkg MM M kmolkg MM M LFmLDm Lm VFmVDm Vm 3472 32 2 4544 2324 41 2 1212 37 2 7 325424 41 2 提馏段的平均摩尔质量 kmolkg MM M kmolkg MM M LWmLFm Lm VWmVFm Vm 7278 20 2 0011 184544 23 2 3549 25 2 0098 18 7 32 2 2 3 32 3 3 平均密度 平均密度 1 气相平均密度的计算 RT M Vm 精馏段平均密度计算 3 32 1 885 8815 273 314 8 1212 37913 106 mkg RT MVm m Vm 提馏段平均密度计算 3 933 0 345 10015 273 314 8 3549 25268 114 mkg Vm 2 液相平均密度计算 i i L w 1 塔顶 3 LD 21 752 74 970 069 0 87 739 931 0 11 931 0 18 8408 0 1 468408 0 468408 0 1 74 970 87 739 mkg ww MxMx Mx w kmolkgkmolkg B B A A m BAAA AA A BA 得 进料板 3 33 52 852 06 961 62 0 87 719 38 0 1 382 0 18 1948 0 1 461948 0 461948 0 06 961 87 719 mkg w mkgmkg LFm A BA 得 化工原理课程设计 13 塔釜 3 LW 33 0 955 033 955 9999 0 87 714 0001 0 1 0001 0 180000396 0 1 460000396 0 460000396 0 033 955 87 714 mkg w mkgmkg m A BA 得 精馏段液相平均密度 3 365 802 2 52 85221 752 mkg Lm 提馏段液相平均密度 3 76 903 2 95552 852 mkg Lm 2 3 42 3 4 混合液体表面张力 混合液体表面张力 液体平均表面张力按下式计算 Lmii x 塔顶 查手册得 1 81 63t 0C 17 3 62 285 AB mN mmN m 11 1 0 83 17 3 1 0 83 62 28524 95 LDmAB xxmN m 进料板 0 96 14 F tC 16 59 578 AB mN mmN m 1 0 1948 16 1 0 1948 59 57851 1 LFmFAFB xxmN m 塔釜 查附录 104 55 w t 16 59 578 AB mN mmN m 得 0 0000396 15 1 0 0000396 57 9757 97 LWm mN m 精馏段液体表面平均张力 24 9551 1 38 025 22 LDmLFm Lm mN m 提馏段液体表面平均张力 51 1 57 97 54 535 22 LWmLFm Lm mN m 2 3 52 3 5 混合物的黏度 混合物的黏度 液体平均黏度的计算按下式计算 lglg Lmii x 塔顶 查手册得 1 81 63t 0 41 Aa mp s 0 35 Ba mp s 化工原理课程设计 14 得 lg 0 83lg0 49 1 0 83 lg0 3518 10100 463 ii x LDma mp s 进料板 查附录 104 55 FM t 0 31 Aa mp s 0 25 Ba mp s 得 lg 0 1948lg0 31 1 0 1948 lg0 25 10100 261 ii x LFma mp s 精馏段液体平均黏度 0 4630 261 0 362 2 Lma mp s 提馏段液体平均黏度 0 230 261 0 246 2 Lma mp s 2 4 2 4 塔径的初步设计塔径的初步设计 2 4 12 4 1 汽液相体积流率 汽液相体积流率 精馏段 气相体积流率 1 6 16 717100 302 VRDkmol h 液相体积流率 585 83717 165 RDL 提馏段 气相体积流率 3 155 765455 4634100 302 100 302 25 3549 0 757 36003600 0 933 vm s vm VLW V M Vms 液相体积流率 43 83 585 1 72 1804155 7654 155 7654 20 7278 9 92 10 36003600 903 76 Lm s Lm LLqFkmol h LM Lms 2 4 22 4 2 塔径的计算 塔径的计算 由 C 由下式计算 由 smith 图查取 max Lmvm vm uC 0 2 1 20 20 CC 20 C 取板间距 板上液层高度 则mHT45 0 1 0 05hm mhHT40 0 05 0 45 0 1 化工原理课程设计 15 1 精馏段塔径的确定 图的横坐标为 4 0 50 5 9 36 10802 365 0 029 0 7841 32 SL sV L V 查 smith 图得 0 08 20 C091 0 20 025 38 08 0 2 0 C 247 2 32 1 32 1 325 806 091 0 max u 取安全系数为 0 7 则空塔气数为 57 1 247 2 7 0 u 则精馏塔塔径m u V D797 0 57 1 14 3 784 0 4 14 3 4 2 提馏段塔径的确定 横的坐标为 4 0 5 9 92 10903 76 0 0408 0 7570 933 SL sV L V 查 smith 图得 0 082 20 C 1002 0 20 535 54 082 0 2 0 C 117 3 933 0 933 0 76 903 1002 0 max u 取安全系数为 0 7 则空塔气速为182 2 117 3 7 0 u 则精馏塔塔径mD665 0 182 2 14 3 757 0 4 3 按标准塔径圆整后 mD8 0 塔截面积 2 2 5024 0 4 8 014 3 mAT 精馏段实际空塔气速为 sm A V u T s 561 1 5024 0 784 0 提馏段实际空塔气速为 sm A V u T s 507 1 5024 0 757 0 2 5 2 5 溢流装置溢流装置 化工原理课程设计 16 2 5 12 5 1 堰长 堰长 w l 单溢流 取 0 6 0 8 w lD 0 6 0 90 54 w lm 54 0 8 067 0 2 5 22 5 2 堰高 堰高 w h 因为 选用平直堰 堰上液层高度可用 Francis 计算 即 1wow hhh ow h 23 2 84 1000 h ow w L hE l 1 精馏段 7 43 9 36 1036003 4 h Lmh 2 52 5 3 4 15 9 0 54 h w L l 0 54 0 6 0 9 w l D 查得 则 取板上清夜层1 038E 23 2 843 4 1 0380 01005 10000 54 ow hm 高度 故0 05 l hm 0 050 010050 03995 w hm 2 提馏段 查得 则 43 9 92 1036003 57 h Lms 1 040E 取板上清液层高度 故 23 2 843 57 1 0400 0104 10000 54 ow hm 0 05 l hm 0 05 1 0400 0396 w hm 2 5 32 5 3 弓降液管的宽度和横截面积 弓降液管的宽度和横截面积 因为 查 弓形降液管参数图 得 所以0 6 w l D 67 0 0 055 f T A A 0 115 d W w D 依下式验算液体在降液管中 2 0 055 0 63590 0350 0 115 0 90 1035 fd Am Wm 092 0 8 0115 0 化工原理课程设计 17 停留的时间 3600 3 5 fT h A H s L 精馏段 3600 0 035 0 35 12 975 3 4 ss 提馏段 3600 0 035 0 35 12 355 3 57 ss 故降液管设计合理 2 5 42 5 4 降液管底隙高度 降液管底隙高度 降液管底隙高度依下式计算 取则 0 0 3600 h w L h l u 0 0 07 um s 精馏段 即 0 3 4 0 025 3600 0 54 0 07 hm 0 20hmm 提馏段 即 0 3 57 0 0262 3600 0 54 0 07 hm 0 20hmm 故降液管底隙高度设计合理 2 6 2 6 塔板的分布 浮阀数目及排列塔板的分布 浮阀数目及排列 2 6 12 6 1 塔板的分块塔板的分块 因为 故塔板采用分块式 查表得 塔板分为 3 块 mmD800 表 塔板分块数 塔径 mm800 12001400 16001800 20002200 2400 塔板分块数3456 2 6 22 6 2 区宽度的确定 区宽度的确定 溢流堰前的安定区宽度 边缘区宽度 0 07 S Wm 0 035 c Wm 2 6 32 6 3 区面积计算 区面积计算 开孔区面积按下式计算 其中 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 化工原理课程设计 18 0 4 0 1035 0 07 0 2265m 0 4 0 035 0 365m 0 9 0 10350 070 2765 22 ds D xWWm 0 9 0 0350 415 22 c D rWm 故 2 2212 0 4150 2765 20 27650 4150 2765sin0 422 1800 415 a Am 2 6 42 6 4 塔计算及其排列 塔计算及其排列 采用型重阀 重量为 33 孔径为 39mm 1 Fg A 浮阀数目 浮阀数目按下式计算 气体通过阀孔的速度 取动能因数 2 00 4 s V N d u 0 V F u 则精馏段 个11F 0 11 9 57 1 32 um s 2 4 0 784 68 669 0 0399 57 N 提馏段 个 0 11 11 39 0 933 um s 2 4 0 757 55 6656 0 03911 39 N B 排列 C 由于采用分块式塔板 故采用等边三角形叉排 设相近的阀孔中心距 画出75tmm 阀孔排列图 如下图 通道板上可排阀孔 26 个 弓形板可排阀孔 24 个 所以总阀 孔数目为个 262 2474N C 校核 1 精馏段 气体通过阀空的实际速度 0 2 0 44 0 784 9 38 0 0392 70 S V um s d N 实际动能因素 00 9 381 3210 78 V Fum s 2 提馏段 气体通过阀孔的实际速度 0 2 0 44 0 757 9 06 0 0392 70 s V um s d N 实际动能因素 00 9 060 9338 75 v Fum s 3 开孔率 开孔率在之间 且实 22 0 700 039 00 10013 14 00 44 0 6359 T N d A 00 10 14 00 际动能因素在之间 满足要求 0 F8 11 化工原理课程设计 19 第三章第三章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 3 1 3 1 气体通过浮阀塔板的压力降 单板压降 气体通过浮阀塔板的压力降 单板压降 单板压降 0pcL hhhh 阀片全开前 0 1750 175 0 9 38 19 919 90 0367 802 365 c L u hm 0 175 9 06 19 90 0324 903 76 c hm 阀片全开后 22 0 9 381 32 5 535 540 0394 22 9 81 802 365 v c l u hm g 取两者中较大者 则 2 2 0 9 060 933 5 535 540 0231 22 9 81 903 76 v c L u hm g 取板上液层充气因数 那么 0 0394 0 0324 cc hm hm 0 0 5 00 0 5 0 050 025 LwowL hhhhm 气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算 2 L h hg 但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小 可忽略不计 1 精馏段 0 0 03940 0250 0644 pcl hhhhm 2 提馏段 0 03240 0250 0574 p hm 化工原理课程设计 20 3 2 3 2 液泛验算液泛验算 降液管内泡沫液层高度可按下式计算 dpwowdpLd Hhhhhhhh 浮阀塔德液面落差不大 常可忽略不计 1 精馏段 塔板上不设进口堰时 0 0644 0 05 pL hm hm 22 4 0 9 36 10 0 1530 1530 000735 0 54 0 025 S d w L hm l h 0 06440 050 0007350 115135 d Hm 取0 5 0 45 0 03995 0 245 0 5 0 50 350 039950 194975 Tw Hhm dTw HHh 2 提馏段 0 0574 0 05 pL hm hm 塔板上不设进口堰时 22 4 0 9 92 10 0 1530 1530 000752 0 54 0 0262 s d w L hm l h 0 05740 050 0007520 108152 d Hm 取 0 5 0 5 0 03960 1948 Tw Hhm 245 0 49 0 5 0 dTw HHh 3 3 3 3 雾沫夹带验算雾沫夹带验算 泛点百分率可取下列两式计算 取计算结果中较大的数值 1 36 0 78 VV ssss LVLV FbFT VL ZV FF KC AKC A 2 2 LdbTf ZDWAAA 1 精馏段 54 0 1035 0 26359 0 098 0 1 035 1 28 01036 1 32 1 365 802 32 1 784 0 4 F 1 32 0 784 802 365 1 32 0 65470 7 0 78 0 6359 1 0 098 F 2 提馏段 化工原理课程设计 21 4 0 933 0 7571 36 9 92 100 92 0 1035 903 760 933 0 485 1 0 0920 63592 0 1035 F 0 933 0 757 903 760 933 0 5330 7 0 78 0 6359 1 0 092 F 3 4 3 4 操作性能负荷图操作性能负荷图 3 4 13 4 1 气相负荷下限图 漏液线 气相负荷下限图 漏液线 1 精馏段 223 0 55 0 039700 364 441 32 s V Vd Nms 2 提馏段 223 0 55 0 039700 433 440 933 s V Vd Nms 3 4 23 4 2 过量液沫夹带线 过量液沫夹带线 取0 7F 1 精馏段 1035 0 26359 0 092 0 1 1035 0 28 036 1 32 1 365 802 32 1 7 0 ss LV 得22 980 951 ss VL 2 提馏段 1035 0 26359 0 092 0 1 1035 0 28 036 1 933 0 76 903 933 0 7 0 ss LV 得 29 441 125 ss VL 3 4 33 4 3 液相负荷下限线 液相负荷下限线 1 精馏段 2 2 3 3 360036002 842 84 0 0061 038 100010000 54 SS w LL E l 化工原理课程设计 22 得 3 0 000436 S Lms 2 提馏段 22 33 360036002 842 84 0 0061 04 100010000 54 ss w LL E l 得 3 0 000434 S Lms 3 4 43 4 4 液相负荷上限线 液相负荷上限线 0 035 0 35 0 00245 55 fT S A H Lm s 3 4 53 4 5 液泛线 液泛线 液泛线方程 2 22 3 sss aVbcLdL 1 精馏段 55 22 1 32 1 91 101 91 100 06413 802 365 70 v L a N 0 10 5 0 350 5 1 0 50 039950 13505 Tw bHh 2222 0 0 1530 153 839 51 0 540 025 w c l h 022 33 11 10 6671 0 51 038 0 6671 566 0 54 w dE l 2 22 3 0 064130 13505839 511 566 Sss VLL 2 提馏段 55 22 0 933 1 91 101 91 100 04024 903 76 70 v L a N 0 10 5 0 350 5 1 0 50 03960 1354 Tw bHh 2222 0 0 1530 153 764 37 0 540 0262 w c l h 022 33 11 10 6671 0 51 04 0 6671 569 0 54 w dE l 化工原理课程设计 23 2 22 3 0 040240 1354764 371 569 Sss VLL 操作性能负荷图操作性能负荷图 1 精馏段 由图可知 该塔的操作上 限为过量液沫夹带控制 下限为漏液控制 由图可 读得 3 max 1 451 s Vms 3 min 0 364 s Vms 所以 塔的操作弹性为 max min 1 451 3 9862 0 364 s s V V 2 提馏段 提镏段性能负荷图 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 1 2 1 4 1 6 1 8 00 0010 0020 0030 004 Ls m3 s Vs m3 s 由图可知 该塔德操作上限为雾沫夹带控制 下限为漏液控制 由图可读得 3 max 1 834 s Vms 3 min 0 433 s Vms 精馏段性能负荷图 0 0 2 0 4 0 6 0 8 1 1 2 1 4 1 6 1 8 00 0010 0020 0030 0040 005 Ls m3 s Vs m3 s 液沫夹带线 液泛线 液相下限 漏液线 操作线 液相上限 化工原理课程设计 24 所以 塔德操作弹性为 max min 1 834 4 242 0 433 s s V V 第四章第四章 附属设备设计附属设备设计 4 1 4 1 冷凝器的选择冷凝器的选择 按泡点回流设计 采用 25的水作为冷却剂 逆流操作 水出口温度为 40 塔顶温度 0C0C 81 63下 而 0C 1 11rVD QW rVMr DD hHDR 1 乙醇的气化潜热 863 A rKJ kg 水的气化潜热 2385 B rKJ kg kmolKJhH DD 53 402121823850000396 0 18 2385 8408 0 18408 0 46863 故 又由于 sKJQ05 1120360053 40212717 1615 m t QKA m t 则因为 m t C t t tt 75 48 4063 81 2563 81 ln 4063 81 2563 81 ln 1 2 122 750 KJs m K 所以 2 63 301000 75 48750 05 1120 m tK Q A m 冷却水的消耗量 21 c m c p c Q q Ctt 0 4 17 p c CkJkg C 所以 21 1120 39 3600 4836 22 4 174525 c m c p c Q qkg h Ctt hkg 5 10446 6 254017 4 360005 1120 4 2 4 2 再沸器的选择再沸器的选择 采用饱和水蒸汽间接加热 逆流操作 则 2 2r QW r WW hHV 化工原理课程设计 25 查的塔釜温度 104 55下 0C 乙醇气化潜热 775 A rKJ kg 水气化潜热 2225 B rKJ kg WW hH 2 775 0 0000396 461 0 00003962225 1840049 83 ii rrxkJ kmol hkmolDRVV302 1001 故skjQ86 1115360083 40049302 100 因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的 5 所以所需蒸汽的质量流量为 1115 86 3600 1 0 05 1895 69 2225 m h Q qkg h r 加热蒸汽的冷凝潜热 r kJ kg 第五章第五章 精馏塔设备设计精馏塔设备设计 5 1 5 1 接管接管 5 1 15 1 1 进料管 进料管 进料管的结构类型很多 有直管进料管 弯管进料管 T 型进料管 本设计采用直管进料管 管径计算如下 3 730 A kg m 3 719 87 kg m 3 962 54 B kg m 3 961 06 kg m 故 3 1 858 12 0 382 1 0 382 962 54 730 f kg m 01 852 06 961 382 0 1 87 719 382 0 1 进料体积流量 sm FM V f f sf 3 0005518 0 360001 852 45 2318 72 取适宜的输送速度 故 经圆整选取热轧无缝钢管 2 0 f um s sm6 1 4 4 0 000552 0 0188 3 14 2 sf V dm u m0210 0 6 114 3 0005518 0 4 化工原理课程设计 26 规格 实际管内流速 mm5 325 2 4 0 000552 1 433 3 14 0 022 f um s sm170 2 018 0 14 3 0005518 0 4 2 5 1 25 1 2 釜残液出料管 釜残液出料管 釜残液的体积流量 取适宜的输送速 3 55 4634 18 0011 0 00029 955 3600 w sw w WM Vms 度 则经圆整选取热轧无缝钢管 1 5 f um s sm0 1 44 0 00029 0 0157 3 14 1 5 sw V dm u m0192 0 0 114 3 00029 0 4 规格 实际管内流速 mm5 325 2 4 0 00029 1 14 3 14 0 018 f um s m14 1 018 0 14 3 00029 0 4 2 5 1 35 1 3 回流管 回流管 回流液体积流量 取适宜的回流速度 3 83 585 32 3472 0 00094 802 365 3600 L sL L LM Vms 那么经圆整选取热轧无缝钢管 规格 0 5 l um s sm0 1 44 0 00094 0 0489 3 14 0 5 sl V dm u m0346 0 0 114 3 00094 0 4 实际管内流速 mm338 2 4 0 00029 1 14 3 14 0 018 f um s m83 0 038 0 14 3 00094 0 4 2 5 1 45 1 4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管 塔顶上升蒸汽的体积流量 取适宜的速度 3 100 302 41 5424 0 877 3600 1 32 V SV V VM Vms 那么经圆整选取拉制黄铜管 规格 20 v um s 4 0 877 4 0 23620 SV v V dm u 实际管内流速 260 5mm 2 4 0 877 17 88 0 25 sv um s 5 1 55 1 5 进气管 进气管 采用直管进气 取出口气速为 u 15 m s 则 smV 3 298 0 3600933 0 1860 55 化工原理课程设计 27 经圆整选取 实际管内流速 md159 0 1514 3 298 0 4 mm5 116 smu46 22 013 0 14 3 298 0 4 2 5 2 5 2 精馏塔塔体精馏塔塔体 5 2 15 2 1 馏塔塔体材料的选择 馏塔塔体材料的选择 精馏塔塔体材料 16 n M R 依据 我们的操作压力是 最大的操作温度为 104 55 并且所要分离119 049 ca pkp 的物质是乙醇和水 对材料的腐蚀性不大 在满足条件的材料中的价格相对便宜 16 n M R 所以选择 16 n M R 5 2 25 2 2 壁厚的计算 壁厚的计算 精馏塔的内径 mmDi800 当在 6 16mm 的范围内时 操作压力 设计压16 n M R 170 t a MP 119 049 ca pkp 力为 选取双面焊无损检测的比例为全部 所以1 1130 95390 131 caa ppkpMP 1 计算壁厚 圆整后取 1212 0 131 900 2 1700 131 2 i dt pD CCCC p mm908 1 6 1 131 0 1702 800131 0 取 0 6 1 1 C 2 C 所以 圆整后取 因为选用材料的设备最小0 34720 62 947 d mm 947 1 16 0 6 n mm 16 n M R 的壁厚为 6mm 即 min 6mm 化工原理课程设计 28 5 2 35 2 3 校核 校核 求水压试验时的应力 得屈服极限 所以16 n M R345 sa Mp 0 90 9 1 350310 5 sa Mp MPa 5 310345 为 中较大者 计算比较得 2 Tie T e pD T p1 T pp 1 0 1 25 Tt pP 10 131 0 10 231 Ta ppMp MPa231 0 1 0131 0 1 0 620 63 4 en Cmm mm4 46 1 代入得 0 2319003 4 30 689 2 3 4 Ta Mp MPa112 21 4 42 4 4800231 0 水压试验满足要求 0 9 Ts 5 3 5 3 封头封头 5 3 15 3 1 封头的选型 标准的椭圆封头 封头的选型 标准的椭圆封头 选型依据 从工艺操作 考虑 对封头形状无特殊要求 球冠形封头 平板封头都存在 较大的边缘应力 且采用平板封头厚度较大 故不宜采用 理论上应对各种凸形封头进行 计算 比较后 再确定封头形状 但由定性分析可知 半球形封头受力最好 壁厚最薄 但深度大 制造较难 中 低压小设备不宜采用 碟形封头的深度可通过过渡半径 r 加以 调节 但由于碟形封头母线曲率不连续 存在局部应力 故受力不如椭圆形封头 标准椭 圆形封头制造比较容易 受力状况比碟形封头好 故可采用标准椭圆形封头 5 3 25 3 2 材料 材料 RMn16 5 3 35 3 3 封头的高 封头的高 因为所以 2 2 i i D h 900 225 44 i i D hmm mm200 4 800 其中 精馏塔的内径 i D 化工原理课程设计 29 封头的高 i h 直边高度为 2 25hmm 5 3 45 3 4 封头的壁厚 封头的壁厚 计算壁厚 对于标准椭圆封头 K 1 取封头是由整块钢板冲压而成 所以1 圆整后取 20 5 ii t K pD p mmC908 1 6 1 5 0131 01702 800131 0 6 n mm 强度校核 水压试验强度 根据式式中 0 9 2 Tie Ts e pD 10 131 0 10 231 Ta ppMp MPa231 0 1 0131 0 1 0 620 63 4 en Cmm mm4 46 1 满足条件 且345 sa Mp 0 2319003 4 30 689 2 3 4 Ta Mp MPa112 21 4 42 4 4800231 0 0 9 Ts 620 63 4 en Cmm mm4 46 1 0 9 Ts 0 15 900 0 15 1 35 i Dmm mm2 115 0 800 0 0 所以 满足条件 e 0 15 i D 5 4 5 4 精馏塔的塔板类型选择精馏塔的塔板类型选择 塔板类型 浮阀塔 依据 泡罩塔结构复杂 造价高 气体通过每层塔板的压降大 筛板塔没有升气管和泡罩 筛板塔操作时液体横过塔板 气体则自板上小孔 筛孔 鼓泡进入板上液层 当气速过低 时筛孔会漏液 若气速过高 气体会通过筛孔后排开板上液体径自向上方冲出 造成过量 液沫夹带即严重轴向混合 与之相比浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大 20 40 操作弹性 可达 7 9 板效率比泡罩塔约高 15 制造费用为泡罩塔的 60 80 所以采用浮阀塔 5 5 5 5 塔板结构及与塔体的连接形式塔板结构及与塔体的连接形式 化工原理课程设计 30 塔板设计要求 应满足具有良好的拐度并且方便拆装 塔板形式 自身梁式塔板 塔板结构 矩形板 它是将矩形板沿其长边向下弯曲而成 从而形成梁和塔板的统一整体 自身梁式矩形板仅有一边弯曲成梁 在梁板过渡处有一凹平面 以便与另一塔板实现搭接 安装并与之保持在同一水平面 连接形式 根据人孔位置及检修要求 分块式塔盘板间的连接分为上可拆连接和上下均可 拆连接两种 常用的紧固件式螺栓和椭圆垫片 塔盘板安放于焊在塔壁上的支持圈上 5 6 5 6 降液管的形式降液管的形式 采用弓形降液管 依据 因为弓形降液管具有较大的降液面积 气液分离效果好 降液能力大