化工原理課程設(shè)計(jì).doc

吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 1 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一一 設(shè)計(jì)題目 設(shè)計(jì)題目 乙醇 水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì) 二設(shè)計(jì)條件二設(shè)計(jì)條件 塔頂壓力常壓 處理量 1000kg h 進(jìn)料組成 溜出液組成及釜液組成 0 45 0 92 0 03 加料熱狀況 飽和液體進(jìn)料 q 1 0 塔頂設(shè)全凝器 泡點(diǎn)回流 塔釜飽和蒸汽直接加熱 回流比 R 1 1 2 0 min R 單板壓降0 7kPa 三設(shè)計(jì)內(nèi)容三設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 確定工藝流程 2 精餾塔的物料衡算 3 塔板數(shù)的確定 4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 5 精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算 6 塔板板面布置設(shè)計(jì) 7 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算與負(fù)荷性能圖 8 精餾塔接管尺寸計(jì)算 9 塔頂全凝器工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型 10 進(jìn)料泵的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型 11 帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 塔板板面布置圖 精餾塔設(shè)計(jì)條件圖 12 設(shè)計(jì)說(shuō)明書 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 2 摘摘 要要 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的 精餾是利用液 體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法 精餾操作在化工 石油化工 輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位 為此 掌握氣液相平衡 關(guān)系 熟悉各種塔型的操作特性 對(duì)選擇 設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的 塔設(shè)備是化工 煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一 本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主 要的氣液傳質(zhì)設(shè)備 此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析 選取 計(jì)算 核算 繪圖等 是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程 該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用 精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取 主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 物料衡算 xF 0 2425 xD 0 8181 xW 0 012 F 1000kmol h 實(shí)際塔板數(shù)精餾段 27 塊 提餾段 5 塊 工藝參數(shù)的 選定泡點(diǎn)進(jìn)料 泡點(diǎn)回流 設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算塔高為 14 8m 浮閥數(shù)目為 29 個(gè) 輔助設(shè)備的選型 工藝流程圖 主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容 通過(guò)對(duì)精餾塔的運(yùn)算 可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程 生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的 各種接管 尺寸是合理的 以保證精餾過(guò)程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高 關(guān)鍵詞 乙醇 水 精餾段 提餾段 浮閥塔 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 3 目錄目錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 1 第一章 前言 5 第二章 緒論 6 2 1 設(shè)計(jì)方案 6 2 2 選塔依據(jù) 6 2 3 設(shè)計(jì)思路 7 第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 8 3 1 精餾塔全塔物料衡算 8 3 2 常壓下乙醇 水氣液平衡組成與溫度關(guān)系 8 3 3 理論塔的計(jì)算 16 3 4 塔徑的初步設(shè)計(jì) 18 3 5 溢流裝置 20 3 6 塔板的分布 浮閥數(shù)目及排列 21 第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 24 4 1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降 24 4 2 淹塔 25 4 3 物沫夾帶 25 4 4 塔板負(fù)荷性能圖 26 第五章 塔附件設(shè)計(jì) 31 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 4 5 1 接管 31 5 2 筒體與封頭 32 5 3 除沫器 32 5 4 裙座 33 5 5 人孔 33 第六章 塔總體高度的設(shè)計(jì) 34 6 1 塔的頂部空間高度 34 6 2 塔的底部空間高度 34 6 3 塔總體高度 34 第七章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 35 7 1 冷凝器的選擇 35 7 2 進(jìn)料泵的選擇 36 第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 38 結(jié)束語(yǔ) 39 參考文獻(xiàn) 40 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 5 第一章第一章 前言前言 精餾過(guò)程的基礎(chǔ)是傳質(zhì) 即在能量劑的驅(qū)動(dòng)下 有時(shí)加質(zhì)量劑 使氣 液兩相多次直接 接觸和分離 利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同 使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移 難 揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移 實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離 該過(guò)程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì) 傳 熱的過(guò)程 在本設(shè)計(jì)中我們使用浮閥塔 浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的 它主要的改進(jìn)是 取消了升氣管和泡罩 在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥 浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng) 自行 調(diào)節(jié) 使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值 這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性 塔板效率 壓降 生產(chǎn) 能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越 但在處理粘稠度大的物料方面 又不及泡罩塔可靠 浮閥塔廣泛用于精餾 吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中 塔徑從 200mm 到 6400mm 使用效果均較 好 國(guó)外浮閥塔徑 大者可達(dá) 10m 塔高可達(dá) 80m 板數(shù)有的多達(dá)數(shù)百塊 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用 是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn) 處理能力大 比同塔徑的泡罩塔可增加 20 40 而接近于篩板塔 操作彈性大 一般約為 5 9 比篩板 泡罩 舌形塔板的操作彈性要大得多 塔板效率高 比泡罩塔高 15 左右 壓強(qiáng)小 在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為 400 660N m2 液面梯度小 使用周期長(zhǎng) 粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單 安裝容易 制造費(fèi)為泡罩塔板的 60 80 為篩板塔的 120 130 在本次設(shè)計(jì)中 我們進(jìn)行的是乙醇 水二元物系的精餾分離 我們采用的精餾裝置有精餾 塔 冷凝器等設(shè)備 熱量從塔釜輸入 物料在塔內(nèi)進(jìn)行精餾分離 余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷 卻介質(zhì)帶走 為了減少熱量 能量的損失 我們?cè)谶M(jìn)料前設(shè)置了節(jié)能器 把塔底熱產(chǎn)品先與進(jìn)料 進(jìn)行熱交換 然后再冷卻 最后完成傳熱傳質(zhì) 塔頂冷凝裝置采用全凝器 以便于準(zhǔn)確控制回流比 塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱 提供釜液再沸時(shí)所需熱量 輔助設(shè)備主要進(jìn)行的有泵的選取 各處接管尺寸的計(jì)算并選型 同時(shí)考慮各處費(fèi)用的節(jié) 省等 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 6 第二章第二章 緒論緒論 2 1 2 1 設(shè)計(jì)方案設(shè)計(jì)方案 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇 水混合物 對(duì)于二元混合物的分離 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程 設(shè) 計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料 將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi) 塔頂上升蒸氣采用 全凝器冷凝 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi) 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐 該物系屬易分離物系 最小回流比較小 故操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用 間接蒸汽加熱 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐 圖 2 1 流程圖 2 2 2 2 選塔依據(jù)選塔依據(jù) 篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型 設(shè)計(jì)比較成熟 具體優(yōu)點(diǎn)如下 1 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單 金屬耗量少 造價(jià)低廉 2 氣體壓降小 板上液面落差也較小 3 塔板效率較高 改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力 且不易堵塞塞孔 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 7 2 3 2 3 設(shè)計(jì)思路設(shè)計(jì)思路 1 精餾方式的選定2 操作壓力的選取3 加料狀態(tài)的選擇 4 加熱方式的選擇5 回流比的選擇 6 冷凝方式及介質(zhì)選擇7 塔的選擇 圖 2 2 設(shè)計(jì)思路 1 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾操作方式 2 常壓操作 3 泡點(diǎn)進(jìn)料 4 間接蒸汽加熱 5 選 R 1 1 2 0 Rmin 6 塔頂選用全凝器 7 選用篩板塔 其突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單 造價(jià)低 制造方便 生產(chǎn)能力 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 8 第三章第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)塔板的工藝設(shè)計(jì) 3 1 3 1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算 F 進(jìn)料量 kmol s 原料組成 摩爾分?jǐn)?shù) 下同 F x D 塔頂產(chǎn)品流量 kmol s 塔頂組成 D x W 塔底殘液流量 kmol s 塔底組成 W x 45 46 24 25 45 4655 18 92 46 81 81 92 468 18 3 46 1 20 3 4697 18 1200 0 45 461 0 45 18 F 0 01121koml s 3600 F D W F D F D W xFxDxW x x x DW 原料乙醇組成 塔頂組成 塔底組成 進(jìn)料量 物料衡算式為 聯(lián)立代入求解 0 003204kmol s w 0 008006kmol s 3 2 3 2 常壓下乙醇常壓下乙醇 水氣液平衡組成與溫度關(guān)系水氣液平衡組成與溫度關(guān)系 溫度 液相組成 氣相組成 xy 100 0 0 95 5 1 90 17 00 89 0 7 21 38 91 86 7 9 66 43 75 85 3 12 38 47 04 84 1 16 61 50 89 溫度 液相組成 氣相組成 xy 82 7 23 37 54 45 82 3 26 08 55 80 81 5 32 73 59 26 80 0 39 65 61 22 79 8 50 97 65 64 79 7 51 98 65 99 溫度 液相組成 氣相組成 xy 79 3 57 32 68 41 78 74 67 63 73 85 78 41 74 72 78 15 78 15 89 43 89 43 1 溫度 利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得 tF 82 782 3 23 3726 08 82 7 24 2523 7 Ft tF 82 57 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 9 tD 78 1578 41 89 4374 72 78 41 81 81 74 72 Dt tD 78 28 97 16 tW 90 1 0 5 95100 100 1 200 Wt tW 精餾段平均溫度 80 29 t1 2 FD tt 2 82 57 78 02 提餾段平均溫度 89 87 t2 2 Fw tt 82 5797 16 2 2 密度 已知 混合液密度 依式 a 為質(zhì)量分?jǐn)?shù) 為平均 L 1 B B A Aaa M 相對(duì)分子質(zhì)量 混合汽密度 依式 0 0 22 4 v T pM T 塔頂溫度 78 02 D t 氣相組成 83 79 78 41 78 1578 2878 15 78 1589 4310089 43 D y D y 進(jìn)料溫度 82 57 F t 氣相組成 54 89 82 782 382 782 57 54 4555 8054 45 100 F y F y 塔府溫度 97 16 w t 氣相組成 10 73 10095 510097 16 017 000100 w y w y 精餾段 液相組成 1 x 1 2 DF xxx 1 53 03x 氣相組成 1 y 1 2 DF yyy 1 69 43y 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 10 所以 1 1 46 0 5303 181 0 530332 85 46 0 6943 181 0 694337 44 L V Mkg kmol Mkg kmol 提餾段 液相組成 2 x 2 2 wF xxx 2 12 73x 氣相組成 2 y 2 2 wF yyy 2 32 81y 所以 2 2 46 0 1273 181 0 127321 56 46 0 3281 181 0 328127 19 L V Mkg kmol Mkg kmol 表 3 2 不同溫度下乙醇和水的密度 溫度 3 c kg m 3 w kg m 溫度 3 c kg m 3 w kg m 80735971 895720961 85 85730968 6100716958 4 90724965 3 求得在與下的乙醇和水的密度 單位 3 kg m 3 90859082 57 82 57732 91 724730724 F CF CF tCkg m 3 90859082 57 970 20 965 3968 6965 3 WF WF kg m 3 10 451 0 45 846 82 732 91970 20 F F kg m 3 90859078 28 78 28738 06 724730724 D CD CD tCkg m 3 90859078 28 973 04 965 3968 6965 3 WD WD kg m 3 10 921 0 92 752 60 738 06973 04 D D kg m 3 W 90859097 16 97 16715 41 724730724 WC Cw tCkg m 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 11 3 90859097 16 960 57 965 3968 6965 3 WW WW kg m 3 10 031 0 03 950 80 715 41960 57 W W kg m 所以 3 1 3 2 846 82752 60 799 71 22 950 80846 82 898 81 22 FD L FW L kg m kg m 4611840 91 LDDD Mxxkg kmol 4611824 79 LFFF Mxxkg kmol 4611818 33 LWWW Mxxkg kmol 1 39 8125 00 32 85 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18 4525 00 21 56 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841 46 VDDD Myykg kmol 4611833 37 VFFF Myykg kmol 4611821 00 VWWW Myykg kmol 1 41 4633 37 37 42 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 21 0033 37 27 19 22 VWVF V MM Mkg kmol 33 37 273 15 1 16 22 4273 1578 28 VF 29 78 273 15 1 01 22 4273 1587 50 VD 21 00 273 15 0 69 22 4273 1597 16 VW 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 12 3 1 1 16 1 01 1 09 2 V kg m 3 2 1 160 69 0 92 2 V kg m 2 混合液體表面張力 二元有機(jī)物 水溶液表面張力可用下列各式計(jì)算 1 41 41 4 m swwsoo 注 00 0 0000 ww w wwww x Vx V x Vx Vx Vx V 000 swswwwsss x VVx VV 2 3 2 3 lg0 441 q w oo ww w Vq BQV Tq 2 lg1 sw swso so ABQA 式中下角標(biāo) w o s 分別代表水 有機(jī)物及表面部分 xw xo 指主體部分 的分子數(shù) Vw Vo 主體部分的分子體積 w o 為純水 有機(jī)物的表面張力 對(duì)乙醇q 2 46 62 33 737 97 c cD cD m VmL 46 64 30 716 56 c cW cW m VmL 46 62 76 732 54 c cF cF m VmL 18 18 55 970 23 w wF wF m VmL 18 18 50 972 98 w wD wD m VmL 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 13 18 18 74 957 86 w wW wW m VmL 由不同溫度下乙醇和水的表面張力 溫度 708090100 乙醇表面張力 10 3N m2 1817 1516 215 2 水表面張力 10 3N m2 64 362 660 758 8 求得在下的乙醇和水的表面張力 單位 10 3Nm 1 DFW ttt 乙醇表面張力 908016 2 17 15 16 91 9082 4616 2 cF cF 807017 15 18 17 30 8078 3617 15 cD cD 1009015 2 16 2 15 48 10096 2015 2 cW cW 水表面張力 908060 762 6 62 11 9082 4660 7 wF wF 807062 664 3 62 89 8078 3662 6 wD wD 1009058 860 7 59 42 10096 2058 8 wW wW 塔頂表面張力 2 2 1 1 DwD wD cDDwDDwDDwD xV x VxVx V 2 1 0 8181 18 50 0 8181 62 33 1 0 8181 18 500 8181 62 33 0 00401 2 lglg0 004012 3888 wD cD B 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 14 2 3 2 3 0 4410 7628 cDcD wDwD Vq QV Tq 2 38880 76283 1516ABQ 聯(lián)立方程組 2 lg1 swD swDscD scD A 代入求得 0 974 swDscD 0 026 1 41 4 1 4 0 02661 180 97416 4417 12 DD 原料表面張力 2 2 1 1 FwF wF wFFwFFwFFwF xV x VxVx V 2 1 0 2425 18 55 0 2425 62 761 0 2425 18 550 2425 62 76 0 4432 2 lglg0 44290 3533 wF cF B 2 3 2 3 0 4410 7480 oo ww Vq QV Tq 0 35330 74801 1013ABQ 聯(lián)立方程組 2 lg1 swF swFscF scF A 代入求得 0 755 swFscF 0 245 1 41 4 1 4 0 24562 110 75516 9124 24 FF 塔底表面張力 2 2 1 1 WwW wW wWWwWWwWFwW xV x VxVx V 2 1 0 012 18 74 0 012 64 301 0 012 18 740 012 64 30 23 03 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 15 2 lglg23 031 362 wW cW B 2 3 2 3 0 4410 7026 cWcW wWwW Vq QV Tq 1 3620 70260 6594ABQ 聯(lián)立方程組 2 lg1 swW swWscW scW A 代入求得 0 156 swWscW 0 844 1 41 4 1 4 0 84459 420 15615 4849 52 WW 1 精餾段液相表面張力 20 68 1 2 DF 2 提餾段液相表面張力 36 88 2 2 WF 3 混合物的黏度 80 29 查表得 0 3546mPa s 0 446 mPa s t1 水 醇 89 87 查表得 0 310mPa s 0 397 mPa s t2 水 醇 精餾段黏度 111 10 4031xxmPa s 醇水 提餾段黏度 222 10 3211xxmPa s 醇水 5 相對(duì)揮發(fā)度 由 0 589 0 2425 yFxF 得 F 0 54891 0 5489 0 24251 0 2425 3 80 由 0 8379 0 8181 yDxD D 0 83791 0 8379 0 81811 0 8181 1 15 由 0 0120 0 1073 yWxW 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 16 W 0 10731 0 1073 0 0121 0 012 9 90 1 精餾段相對(duì)揮發(fā)度 1 3 80 1 15 2 48 2 2 提餾段相對(duì)揮發(fā)度 2 3 809 90 6 85 2 3 3 3 3 理論塔的計(jì)算理論塔的計(jì)算 理論板 指離開(kāi)此板的氣液兩相平衡 而且塔板上液相組成均勻 理論板的計(jì)算方法 可采用逐板計(jì)算法 圖解法 在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用 圖解法 根據(jù) 1 01325 105Kpa 下乙醇 水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線 即 x y 曲線圖 1 00 24250 4945 qq qxy 所以 min 0 77880 5151 1 284 0 5151 0 2418 Dq qq xy R yx min 1 51 5 1 2841 926RR 已知 精餾段操作線方程 1 0 6580 279 11 D nn xR yxx RR 餾段操作線方程 1 1 8540 01025 xw nmm WLqF yxx LqFLqFw 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 17 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 20 40 60 81 在圖上作操作線 由點(diǎn) 0 8181 0 8181 起在平衡線與精餾段操作線間 畫階梯 過(guò)精餾段操作線與 q 線交點(diǎn) 直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于 0 0120 為 止 由此得到理論 NT 16 快 包括再沸器 加料板為第 14 塊理論板 板效率與塔板結(jié)構(gòu) 操作條件 物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān) 它 反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度 板效率可用奧康奈爾公式 計(jì)算 0 245 0 49 TL E 其中 塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mPa s L 1 精餾段 已知 1 2 480 4031 L mpa s 0 49 0 49 27 塊 ET 0 245 6 995 0 3302 P精 E N T T 13 0 49 2 提餾段 已知 2 6 850 3211 L mpa s 0 49 0 40 5 塊 T E 0 245 6 85 0 3211 提 E N T T 3 1 0 40 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 18 全塔所需實(shí)際塔板數(shù) 27 5 32 塊 NP P精 提 全塔效率 16 1 32 T T P N E N 46 9 加料板位置在第 16 塊塔板 3 4 3 4 塔徑的初步設(shè)計(jì)塔徑的初步設(shè)計(jì) 1 氣 液相體積流量計(jì)算 根據(jù) x y 圖查圖計(jì)算 或由解析法計(jì)算求得 min 1 284R 取 min 1 51 5 1 2841 926RR 1 精餾段 1 926 0 0032040 00616 11 926 10 0032040 00937 LR Dkmol s VRDkmol s 則質(zhì)量流量 11 11 32 85 0 006160 2024 37 42 0 009370 3506 L V LM Lkg s VM Vkg s 則體積流量 43 1 1 1 3 1 1 1 0 2024 2 53 10 799 71 0 3506 0 322 1 09 S L S V L Lms V Vms 2 提餾段 q 1 0 00616 1 0 011210 01737 LLqFkmol s 10 00937 VVqFkmol s 則質(zhì)量流量 22 22 21 56 0 017370 3745 27 19 0 009370 2548 L V LMLkg s VM Vkg s 則體積流量 43 2 2 2 3 2 2 2 0 3745 4 17 10 898 81 0 2548 0 277 0 92 S L S V L Lms V Vms 2 精餾段 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 19 有 安全系數(shù) 安全系數(shù) 0 6 0 8 uumax V VL cu max 式中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出 c 橫坐標(biāo)數(shù)值為 1 1 2 2 4 1 1 2 53 10 1 0 021 0 322 1 799 71 1 09 S S L V L V 取板間距 則 0 3 T m H 0 05 L m H HT 0 25 L m H 查圖可知 20 0 052 c c 0 20 2 20 1 0 0520 052 20 68 2020 c max 799 71 1 09 0 0521 41 1 09 u 0 6 0 6 uumax 1 41 0 846 1 1 4 0 322 0 70 3 14 0 846 4 S m V D u 圓整 塔截面積 1 0 8m D 22 0 5024 4 TmAD 實(shí)際空塔氣速為 1 u 0 322 0 641 0 5024 m s 3 提餾段 橫坐標(biāo)數(shù)值為 1 1 2 2 4 1 1 4 17 10 1 0 0471 0 277 1 898 81 0 92 S S L V L V 取板間距 則 0 3 T m H 0 05 L m H HT 0 25 L m H 查圖可知 20 0 052 c c 0 20 2 20 1 0 0520 059 36 88 2020 c max 898 81 0 92 0 0591 84 0 92 m s u 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 20 0 6 0 6 uumax 1 84 1 106 m s 2 2 2 0 47270 56 4 S m V D u 圓整 塔截面積 2 0 8m D 22 0 5024 4 TmAD 實(shí)際空塔氣速為 2 u 0 277 0 551 0 5024 m s 3 5 3 5 溢流裝置溢流裝置 1 堰長(zhǎng)lW 取 0 65 0 65 0 8 0 52m lWD 本設(shè)計(jì)采用平直堰 設(shè)出口堰不設(shè)進(jìn)口堰 堰上液高度按下式計(jì)算 hOW 近似取 E 1 hOW 3 2 1000 84 2 l L w h E 1 精餾段 hOW 2 34 2 84 0 0041 1000 3600 2 53 10 0 52 m 堰高 0 05 0 0041 0 0459m hhh OWLw 2 提餾段 hOW 2 34 2 84 0 0082 1000 3600 4 17 10 0 52 m 堰高 0 05 0 0082 0 0418m hhh OWLw 2 弓降液管的寬度和橫截面積 查圖得 0 1360 0745 F T A A D WD 則 2 0 0745 0 5024 0 0375 F m A 0 136 0 8 0 109 D m W 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 21 驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間 精餾段 4 0 0375 0 3 44 47 2 53 10 s 提餾段 4 0 0375 0 3 26 98 4 17 10 s 停留時(shí)間 5s 故降液管可以使用 3 降液管底隙高度 1 精餾段 取降液管底隙流速 則 0 0 1 m s u m 取 4 1 0 0 2 53 10 0 0049 0 52 0 1 S W L h l u 0 0 005hm 2 提餾段 取降液管底隙流速 則 0 0 1 m s u m 取 3 1 0 0 4 17 10 0 008 0 52 0 1 S W L h l u 0 0 008hm 3 6 3 6 塔板的塔板的分布 浮閥數(shù)目及排列分布 浮閥數(shù)目及排列 1 塔板的分塊 2 浮閥數(shù)目及排列 1 精餾段 取閥孔動(dòng)能因子 F0 11 孔速為 01 u 10 54 0 01 V1 F u 11 1 09 m s 每層塔板上的浮閥數(shù)目為 26 個(gè) 1 2 001 V N d u 4 S 2 0 322 0 03910 54 0 785 取邊緣區(qū)寬度 Wc 0 03m 破沫區(qū)寬度 Ws 0 05m 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積 按式計(jì)算 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 22 其中 DS D0 8 W W0 1090 050 241 22 xm c D0 8 RW0 030 37 22 m 所以 0 329 a A 2 22 3 14 0 440 276 20 2410 370 276sin 1800 37 arc 2 m 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排 取同一個(gè)橫排的孔心距 t 0 075m 則排間距 0 169m a t A t N 0 329 26 0 075 因塔徑較大 需采用分塊式塔板 而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分 鼓泡區(qū)面積 因此排間距不宜采用0 169m 而應(yīng)小些 故取 0 150m 以等腰三t 角形叉排方式作圖 排得閥數(shù)目為 29 個(gè) 按 N 29 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 9 30 01 u 2 0 322 3 14 0 03929 4 m s 9 30 9 71 01 F1 09 閥動(dòng)能因子變化不大 仍在 9 13 范圍內(nèi) 塔板開(kāi)孔率 6 9 01 u 100 u 0 641 100 9 30 2 提餾段 取閥孔動(dòng)能因子 11 孔速為 0 F 02 u 11 47 V 0 02 F u 11 0 92 m s 每層塔板上的浮閥數(shù)目為 20 個(gè) s2 2 002 V N d u 4 2 0 277 0 7850 03911 47 取 t 0 075m 則排間距 a t A t N 0 219 20 0 075 m 0 329 同上取t 150mm 則排得閥數(shù)目為 22 個(gè) 按 N 22 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 23 s2 022 2 V0 277 u10 55m s 0 7850 03922 d N 4 02 F10 550 9210 12 閥動(dòng)能因子變化不大 仍在 9 13 范圍內(nèi) 塔板開(kāi)孔率 02 u0 551 100 5 22 u10 55 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 24 第四章第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 4 1 4 1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降 根據(jù) 計(jì)算 pcl hh hh Lp ph g 1 精餾段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c1 73 173 1 u10 02m s 1 09 V 因 故 01 u 0c1 u 2 2 V101 c1 L1 1 0910 54u h5 345 340 041m 2g2 9 8 799 71 2 板上充氣液層阻力 取則 0L 0 5h0 05m l0L hh0 5 0 050 025m 3 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不計(jì) 因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為 pc11 hh h0 041 0 0250 066m 1L1p1 ph g 0 066 799 71 9 8 517 25Pa 2 提餾段 1 干板阻力 1 825 1 825 0c2 73 173 1 u10 99m s 0 92 V 因 故 02 u 0c2 u 2 2 V02 c L 0 92011 47u h5 345 340 037m 2g2 9 8 898 81 2 板上充氣液層阻力 取則 0L 0 5h0 05m 20L hh0 5 0 050 025m L 3 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小 可忽略不計(jì) 因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為 p2 h0 0370 0250 062m 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 25 546 12pa 2L2p2 ph g 0 062 898 81 9 8 p 4 2 4 2 淹塔淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生 要控制降液管高度 dTw HHh 即 dpL h hhdH 1 精餾段 1 單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?0 066m p h 2 液體通過(guò)降液管的壓頭損失 22 4 1 d 0 2 53 10 h0 1530 1530 0014 0 52 0 005 s w L m l h 3 板上液層高度 則 L h0 05m dpL h h h0 0660 00140 050 1174 d Hm 取 已選定0 5 0 30 0459 Tw Hmhm 則 T 0 50 30 04590 1730 Tw Hhm 可見(jiàn) 所以符合防止淹塔的要求 1 1 dTw HHh 2 提餾段 1 單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p2 h0 062m 2 液體通過(guò)降液管的壓頭損失 22 4 d2 0 4 17 10 h0 1530 1530 0015 0 52 0 008 s w L m l h 3 板上液層高度 則 L h0 05m d2pLd h h h0 0620 00150 050 1135Hm 取 已選定 0 5 0 3 0 0418 Tw Hm hm 則 2 0 50 30 04180 1709 Tw Hhm 可見(jiàn) 所以符合防止淹塔的要求 d2 H 2 Tw Hh 4 3 4 3 物沫夾帶物沫夾帶 泛點(diǎn)率 1 36 100 s V V sL LV Fb L Z KC A 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 26 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 L Z20 82 0 3750 582 d DWm 板上液體流經(jīng)面積 2 20 50242 0 03750 427 bTF AAAm 取物性系數(shù)K 1 0 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 0 08 F C 1 精餾段 1 111 11 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 泛點(diǎn)率 4 1 09 0 3221 36 2 53 100 582 799 71 1 09 35 41 1 0 0 08 0 427 對(duì)于大塔 為了避免過(guò)量物沫夾帶 應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò) 65 由以上計(jì) 算知 物沫夾帶能夠滿足 0 11 液 氣 的要求 v e 2 提餾段 取物性系數(shù)K 1 0 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 0 078則 F C 泛點(diǎn)率 1 36 100 V ssL LV Fb VL Z KC A 4 0 277 0 92 1 36 4 17 100 582 898 81 0 92 27 61 1 0 0 078 0 427 由以上計(jì)算知 符合要求 4 4 4 4 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖 1 物沫夾帶線 泛點(diǎn)率 1 36 100 V sSL LV Fb VL Z KC A 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線 按泛點(diǎn)率 65 計(jì)算 1 精餾段 1 09 1 36 0 582 799 71 1 09 1 0 0 08 0 427 SS VL 0 65 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 27 整理得 0 02220 03690 7915 SSSS VLVL 即 0 602 19 89 由上式和物沫夾帶線為直線 則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) Ls 值 可算出 Vs 2 提餾段 0 92 1 36 0 582 898 81 0 92 1 0 0 08 0 427 SS VL 0 65 整理得 0 021650 03200 79152 SSSS VLVL 即 0 677 25 13 在操作范圍內(nèi) 任取若干個(gè) 算出相應(yīng)的值 S L S V 計(jì)算如圖表示 由上述數(shù)據(jù)即可作出物沫夾帶線 精餾段提餾段 3 S Lcms 3 S Vcms 3 S Lcms 3 S Vcms 0 0020 5620 0020 627 0 010 4030 010 426 2 液泛線 根據(jù) pLclL h h hh h h h h Twdd Hh 確定液泛線 由于很小 故忽略式中的h h 22 3 2 0 0 0 36002 84 5 340 1531 21000 vss Tww Lww uLL HhhE gl hl 其中 0 2 0 4 s V u d N 1 精餾段 2 2 3 2 1 11 224 1 23 0 2255 34608 251 50 060 56 2 9 8 0 7852390 039828 97 S SS V LL 整理得 222 3 111 0 33673073 395 00 SsS VLL 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 28 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值 可求出與之對(duì)應(yīng)的值 計(jì)算結(jié)果列于表 4 s L s V 3 S L0 00050 00080 00100 0013 S V0 2860 2460 2130 153 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 2 提餾段 2 22 3 2 22 224 0 8 0 2255 3431 050 0690 84 2 9 8 0 7852590 039932 5 S SS V LL 整理得 222 3 222 0 26721839 003 82 SSS VLL 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值 可求出與之對(duì)應(yīng)的值 計(jì)算結(jié)果列于表 s L s V 4 4 2S L0 00050 00080 00100 0013 2S V0 2370 2200 2070 185 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 3 液相負(fù)荷上限線 液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于 3 5s 液體在降液管中停留的時(shí)間由下式 3 5 FT s A H s L 以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限 則 5s 3 max 0 0375 0 3 0 00225 5 FT s A H Lms 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷上限線 4 漏液線 對(duì)于型重閥 依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn) 則 1 F 0 5F 由知 2 00 4 s Vd Nu 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 29 1 精餾段 23 1 min 3 145 0 039290 166 41 09 S Vms 2 提餾段 23 2min 3 145 0 039220 137 40 92 S Vms 據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的漏液線 5 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn) 做出液相負(fù)荷下0 004 ow hm 限線 該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線 由式 2 3 min 3600 2 84 0 004 1000 s w L E l 取E 1 0 則 3 2 3 min 0 004 1000 0 002 2 84 1 03600 w S l Lms 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線 根據(jù)以上 1 5 數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖 精餾段 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 00050 0010 00150 002 Ls m s V m s 液沫夾帶線 液泛線 漏液線 液相負(fù)荷上限線 液相負(fù)荷下限線 提餾段 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 30 提餾段負(fù)荷性能圖 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 00 00050 0010 00150 002 Ls m s Vs m s 液沫夾帶線 液泛線 漏液線 液相負(fù)荷上限線 液相負(fù)荷下限線 由塔板負(fù)荷性能圖可以看出 1 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) p 設(shè)計(jì)點(diǎn) 處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中 位置 2 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制 操作下限由漏液控制 3 按固定的液氣比 由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限 3 max 0 52 0 55 S Vms 氣相負(fù)荷下限 3 min 0 14 0 17 S Vms 所以 精餾段操作彈性 0 52 0 14 3 71 提留段操作彈性 0 55 0 17 3 24 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 31 第五章第五章 塔塔附件設(shè)計(jì)附件設(shè)計(jì) 5 1 5 1 接管接管 1 進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多 有直管進(jìn)料管 彎管進(jìn)料管 T 型進(jìn)料管 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管 管徑計(jì)算如下 4 1 5 846 82 1000 0 000328 3600 846 82 4 0 000328 16 7 3 14 1 5 S FL S V Dum s u V Dmm 取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 25 3 2 回流管 采用直管回流管 取1 5 R um s 4 0 2024 752 60 15 1 3 14 1 5 R dmm 查表取 25 3 3 塔底出料管 取 直管出料1 5 W um s 4 0 008006 18 33 950 80 11 4 3 14 1 5 W dmm 查表取 25 3 4 塔頂蒸氣出料管 直管出氣 取出口氣速為 u 20 m s 則 44 0 322 143 2 3 14 20 V Dmm u 查表取 219 6 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 32 4 塔底進(jìn)氣管 采用直管進(jìn)氣 取出口氣速為 u 22 m s 則 44 0 277 126 6 3 14 22 V Dmm u 查表取 219 6 5 法蘭 由于常壓操作 所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭 平焊法蘭 由不同的公稱直 徑 選用法蘭 進(jìn)料管接管法蘭 Pg6Dg70HG5010 58 回流管法蘭 Pg6Dg60HG5010 58 塔底出料管法蘭 Pg6Dg80HG5010 58 塔頂蒸氣管法蘭 Pg6Dg500HG5010 58 塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭 Pg6Dg550HG5010 58 5 2 5 2 筒體與封頭筒體與封頭 1 筒體 1 05 6 800 0 22 44 2 1250 0 9 mm 壁厚選 3mm 所用材質(zhì)為 A3 2 封頭 選用封頭800 6 g D JB1154 73 取封頭高度為0 35m 5 3 5 3 除沫器除沫器 當(dāng)空塔氣速較大 塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重 以及工藝過(guò)程中不許出塔氣速夾帶 霧滴的情況下 設(shè)置除沫器 以減少液體夾帶損失 確保氣體純度 保證后續(xù) 設(shè)備的正常操作 常用除沫器有折流板式除沫器 絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器 本設(shè)計(jì)采用絲網(wǎng)除沫器 其具有比表面積大 重量輕 空隙大及使用方便等優(yōu) 點(diǎn) 設(shè)計(jì)氣速選取 0 107 LV V uKK 系數(shù) 799 71 1 09 0 1072 90 1 09 um s 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 33 除沫器直徑 44 0 322 0 38 3 14 2 90 S V Dm u 選取不銹鋼除沫器 類型 標(biāo)準(zhǔn)型 規(guī)格 40 100 材料 不銹鋼絲 1Gr18Ni9Ti 絲網(wǎng)尺寸 圓絲 0 23 5 4 5 4 裙座裙座 塔底采用裙座支撐 裙座的結(jié)構(gòu)性能好 連接處產(chǎn)生的局部阻力小 所以 它是塔設(shè)備的主要支座形式 為了制作方便 一般采用圓筒形 由于裙座內(nèi)徑 800mm 故裙座壁厚取 16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 3 8002 120 2 0 410424 bi Dmm 基礎(chǔ)環(huán)外徑 3 8002 120 2 0 410824 bo Dmm 圓整 裙座高度取 1 5m 6001000 bibo DmmDmm 5 5 5 5 人孔人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道 人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一 層塔板 由于設(shè)置人孔處塔間距離大 且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲 度難于達(dá)到要求 一般每隔 10 20 塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔 本塔中共 54 塊板 需 設(shè)置 4 個(gè)人孔 每個(gè)孔直徑為 450mm 在設(shè)置人孔處 板間距為 600mm 裙座 上應(yīng)開(kāi) 2 個(gè)人孔 直徑為 800mm 人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平 其邊緣需 倒棱和磨圓 人孔法蘭的密封面形及墊片用材 一般與塔的接管法蘭相同 本 設(shè)計(jì)也是如此 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 34 第六章第六章 塔總體高度的設(shè)計(jì)塔總體高度的設(shè)計(jì) 6 1 6 1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離 取除沫器 到第一塊板的距離為 300mm 塔頂部空間高度為 600mm 6 2 6 2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離 釜液 停留時(shí)間取 6min 2 0 581 15 B Hm 6 3 6 3 塔總體高度塔總體高度 1 0 80 3 32 1 611 2 11 2 1 15 1 50 350 614 8m T iB HH N HHHHHH 頂桾封 化工原理課程設(shè)計(jì)吉林化工學(xué)院 35 第七章第七章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 7 1 7 1 冷凝器的選擇冷凝器的選擇 有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 2 500 1500 kcalmhC 本設(shè)計(jì)取 22 700 2926 KkcalmhCJmhC 出料液溫度 78 28 飽和氣 78 28 飽和液 冷卻水溫度 20 35 逆流操作 12 58 2843 28tCtC 12 1 2 58 2843 28 50 41 58 28 lnln 43 28 m tt tC t t 傳熱面積 根據(jù)全塔熱量衡算 塔由前面的計(jì)算過(guò)程及結(jié)果可知 時(shí) 78 28 D tC 1 3 31 p CKJkg k 2 4 193 p CKJkg k 12 13 31 0 81844 1931 0 81813 47 pDpDpD CCxCxKJkg k 12 696 05 1660 33 rKJ kg rKJ kg 12 1696 05 0 8181 1660 331 0 8181871 45 DDD rrxrxKJ kg 12 146 0 8