乙醇-丙醇篩板式精餾塔的設(shè)計與計算課程設(shè)計.doc

吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 化化 工工 原原 理理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計計 題目題目 甲醇甲醇 水二元篩板精餾塔的設(shè)計水二元篩板精餾塔的設(shè)計 教教 學(xué)學(xué) 院院 化工與制藥工程學(xué)院化工與制藥工程學(xué)院 專業(yè)班級專業(yè)班級 制藥工程制藥工程 11021102 班班 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 邰宇嬌邰宇嬌 學(xué)生學(xué)號學(xué)生學(xué)號 1121021911210219 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 曾慶榮曾慶榮 2014年年 6 6 月月 1313 日日 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 I 題目 甲醇 水二元篩板精餾塔的設(shè)計 設(shè)計條件 常壓 P 1atm 絕壓 處理量 70kmol h 進料組成 0 55 餾出液組成 0 965 釜液組成 0 035 以上均為摩爾分率 加料熱狀況 q 0 97 塔頂全凝器 泡點回流 回流比 R 1 1 2 0 Rmin 單板壓降 0 7kPa 設(shè)計任務(wù) 1 完成該精餾塔的工藝設(shè)計 包括物料衡算 熱量衡算 篩板塔的 設(shè)計計算 2 畫出帶控制點的工藝流程圖 2 號圖紙 精餾塔工藝條件圖 2 號圖紙 3 寫出該精餾塔的設(shè)計說明書 包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 II 目錄 目錄 III 摘要 V 第一章緒論 1 1 1 篩板塔的特點 1 1 2 設(shè)計思路 1 第二章精餾塔的工藝設(shè)計 2 2 1 產(chǎn)品濃度的計算 2 2 2 平均相對揮發(fā)度的計算 2 2 3 最小回流比的計算和適宜回流比的確定 3 2 4 物料衡算 4 2 5 精餾段和提餾段操作線方程 5 2 6 逐板法確定理論板數(shù)及進料位置 5 2 7 實際塔板數(shù)及實際加料位置和全塔效率 5 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 III 第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 7 3 1 物性計算 7 3 2 精餾塔主要工藝尺寸的計算 12 3 3 精餾塔的流體力學(xué)驗算 17 3 4 塔板負(fù)荷性能圖 19 3 5 塔的接管 24 第四章熱量衡算 26 4 1 比熱容及汽化熱的計算 26 4 2 熱量衡算 27 結(jié)果匯總表 29 結(jié)束語 32 參考文獻 33 主要符合說明 34 教師評分表 37 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 IV 摘要 在這次課程設(shè)計任務(wù)中 我們應(yīng)用了化工原理精餾知識對甲醇 水二元 篩板精餾塔進行了設(shè)計 使我們對課本知識進行了更深一步的認(rèn)識 并且對 實際操作有了一定的了解 本次設(shè)計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)計針對二元 物系的精餾問題進行分析 選取 計算 核算 繪圖等 是較為完整的精餾 設(shè)計過程 經(jīng)計算 回流比 R 1 01 實際塔板為 18 其中精餾段 7 塊 提 餾段 11 塊 最終計算塔高為 14 69m 篩孔數(shù) 1580 個 精餾段操作彈性 1 81 提餾段操作彈性 2 02 符合要求 關(guān)鍵詞 甲醇 水 實際塔板數(shù) 回流比 操作彈性 精餾段 提餾段 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 第一章緒論 1 1篩板塔的特點 篩板塔板簡稱篩板 結(jié)構(gòu)持點為塔板上開有許多均勻的小孔 根據(jù)孔徑的 大小 分為小孔徑篩板 孔徑為 3 8mm 和大孔徑篩板 孔徑為 10 25mm 兩類 工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主 大孔徑篩板多用于某些特殊場合 如分離粘度大 易結(jié)焦的物系 篩板的優(yōu)點足結(jié)構(gòu)簡單 造價低 板上液面落差小 氣體壓降低 生產(chǎn)能 力較大 氣體分散均勻 傳質(zhì)效率較高 其缺點是篩孔易堵塞 不宜處理易結(jié) 焦 粘度大的物料 應(yīng)予指出 盡管篩板傳質(zhì)效率高 但若設(shè)計和操作不當(dāng) 易產(chǎn)生漏液 使得操作彈性減小 傳質(zhì)效率下降 故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎 近年來 由于設(shè)計和控制水平的不斷提高 可使篩板的操作非常精確 彌補了 上述不足 故應(yīng)用日趨廣泛 在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下 設(shè)計中可大膽選用 1 2設(shè)計流程 全塔物料衡算 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 VI 求理論塔板數(shù) 篩板塔的設(shè)計 流體力學(xué)性能校正 氣液相負(fù)荷計算 畫出負(fù)荷性能圖 塔附屬設(shè)備計算 全塔熱量衡算 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 0 第二章第二章 工藝計算工藝計算 2 1 全塔物料衡算全塔物料衡算 1 原料摩爾分?jǐn)?shù)的計算 原料摩爾分?jǐn)?shù)的計算 設(shè) F D W 分別為進料 溜出液和釜液的摩爾流量 分別為進料 溜出液 F x D x W x 和釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 已知 由物料衡算式 hkmolF 70 55 0 F x975 0 D x035 0 W x1 q 總物料 WDF 易揮發(fā)組分 WDF xWxDxF 聯(lián)立 可計算出餾出液和釜液的摩爾流量分別為 hkmol xx xx FW WD FD 65 31 035 0 975 0 55 0 975 0 100 hkmolWFD 35 3865 3170 2 2 溫度的確定溫度的確定 表 2 1 利用常壓下甲醇 水平衡數(shù)據(jù) 101 325 1 x00 0200 0400 0600 12570 1315 y00 1340 2300 3040 3650 395 t 10096 493 591 289 387 7 x0 28180 29090 33330 35130 46200 52920 5937 y0 7790 8250 8700 9150 9580 9791 000 t 73 171 269 367 566 065 064 5 根據(jù)甲醇 水相平衡數(shù)據(jù)表 用數(shù)值插值法確定塔頂溫度 進料溫度 塔釜溫度 D t F t W t 塔頂溫度 Ct t D D 14 65 41 87 5 97 9 66 41 87100 7 64 9 66 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 1 進料溫度 Ct t F F 25 72 92 5255 7 72 37 5992 52 3 717 72 塔釜溫度 Ct t W W 32 95 000 0 5 3 100 31 5 000 0 9 92100 根據(jù)溫度 飽和蒸氣壓關(guān)系式 安托因方程 t pA 500 239 080 1580 2077 5 lg 0 t pB 17 230 537 1687 11564 5 lg 0 可計算出 A 乙醇 B 丙醇 組分分別在塔頂 進料板 塔釜時的分壓 計算結(jié)果如下 塔頂 CtD 05 79 kpapA0495 1 0 kpapB2519 0 0 進料板 CtF 25 72 kpapA3781 1 0 kpapB3432 0 0 塔釜 CtW 32 95 kpapA0797 3 0 kpapB946 96 0 3 相對揮發(fā)度的計算 相對揮發(fā)度的計算 將該體系視為理想體系 根據(jù)拉烏爾定律 有 0 0 B A BB AA p p xp xp 代入上文計算出的分壓值 可得 17 4 D 02 4 F 61 3 W 所以 全塔平均相對揮發(fā)度為 88 3 3 WFD 精餾段的平均相對揮發(fā)度為 145 4 2 02 417 4 2 1 FD 提餾段的平均相對揮發(fā)度為 86 3 2 02 4 61 3 2 2 FW 4 回流比的確定 回流比的確定 因為采取泡點進料 即 所以 則1 q55 0 Fq xx 8258 0 55 0 188 3 1 55 0 88 3 11 q q q x x y 又最小回流比 5410 0 55 0 8258 0 55 0 975 0 min qq qD xy xx R 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 2 取操作回流比 8115 0 5410 0 5 15 1 min RR 5 摩爾流量的計算 摩爾流量的計算 設(shè) 分別為精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量 和分別為精餾段和提餾段下V VL L 降液體的摩爾流量 則 精餾段下降液體的摩爾流量 hkmolDRL 32 3135 388115 0 精餾段上升蒸汽的摩爾流量 hkmolDRV 4710 6935 3818115 01 提餾段下降液體的摩爾流量 hkmolqFDRqFLL 12 10170135 388115 0 提餾段上升蒸汽的摩爾流量 hkmolFqDRFqVV 47 69701135 3818115 0 111 6 6 平均摩爾質(zhì)量的計算 平均摩爾質(zhì)量的計算 已知 甲醇的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 根據(jù)乙醇 丙kmolkgMA 04 32 kmolkgMB 02 18 醇的相平衡數(shù)據(jù) 用數(shù)值插值法有 塔頂溫度 CtD 14 65 塔頂汽相組成 D y984 0 000 1 14 65 9 66 000 1 914 0 7 64 9 66 D D y y 進料板溫度 CtF 25 72 進料板汽相組成 F y8039 0 71 79 14 65 7 72 83 8171 79 3 71 7 72 F F y y 塔釜溫度 CtW 32 95 塔釜汽相組成 W y187 0 000 0 32 95100 34 28000 0 9 92100 W W y y 精餾段平均液相組成 1 x7625 0 2 975 055 0 2 1 DF xx x 精餾段平均汽相組成 1 y8939 0 2 8039 0 9839 0 2 1 DF yy y 提餾段平均液相組成 2 x2925 0 2 035 0 55 0 2 2 WF xx x 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 3 提餾段平均汽相組成 2 y4954 0 2 1868 0 8039 0 2 2 WF yy y 塔頂液相平均分子量 mLD M kmolkgMxMxM BDADmLD 6895 3100 18975 0100 32975 0 1 塔頂汽相平均分子量 mVD M kmolkgMyMyM BDADmVD 8157 3100 189839 0 100 329839 0 1 進料板液相平均分子量 mLF M kmolkgMxMxM BFAFmLF 731 2500 1855 0 100 3255 01 進料板汽相平均分子量 mVF M kmolkgMyMyM BFAFmVF 291 2900 188039 0 100 328039 01 塔釜液相平均分子量 mLW M kmolkgMxMxM BWAWmLW 511 1800 18035 0100 32035 0 1 塔釜汽相平均分子量 mVW M kmolkgMyMyM BWAWmVW 642 2000 18187 0 100 32187 01 精餾段液相平均分子量 1mL M kmolkgMxMxM BAmL 710 2800 187625 0 100 327625 01 111 精餾段汽相平均分子量 1mV M kmolkgMyMyM BAmV 552 3000 18894 0 100 32894 0 1 111 提餾段液相平均分子量 2mL M kmolkgMxMxM BAmL 121 2200 182925 0 100 322925 0 1 222 提餾段汽相平均分子量 2mV M kmolkgMyMyM BAmV 966 2400 184954 0 100 324954 0 1 222 7 7 原料質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計算 原料質(zhì)量分?jǐn)?shù)的計算 已知 進料板摩爾分?jǐn)?shù) 則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為55 0 F x 685 0 1855 0 13255 0 3255 0 AF 塔頂摩爾分?jǐn)?shù) 則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為953 0 D x 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 4 986 0 18 975 0 1 32975 0 32975 0 AD 塔頂摩爾分?jǐn)?shù) 則其質(zhì)量分?jǐn)?shù)為043 0 W x 0392 0 18035 0 132035 0 32035 0 AW 表 2 2 物料衡算結(jié)果表 8 理論塔板數(shù)的計算 理論塔板數(shù)的計算 采用逐板法計算 該法應(yīng)用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計算各板的汽相與 液相組成 從而求得所需要的理論板數(shù) 精餾段操作線方程 5382 0 4480 0 8115 1 975 0 8115 1 8115 0 11 n1 n D nn xx R x x R R y 提餾段操作線方程 0159 0 4556 1035 0 47 69 35 38 47 69 12 101 1 mWmm xx V W x V L y 全塔相平衡方程 nn n nn n n yy y yy y x 188 3 1 計算過程如下所示 理論塔板數(shù)n值 n y值 n x備注 10 9750 9095塔頂 20 9460 818 項目塔頂 D進料 F塔底 W 溫度C 65 1472 7595 32 液相摩爾分?jǐn)?shù) x0 9750 550 035 液相甲醇質(zhì)量分?jǐn)?shù) 0 98390 80390 1868 相對揮發(fā)度4 174 023 61 摩爾流量 hkmol 31 657038 35 摩爾質(zhì)量 kmolkg 31 6925 7318 51 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 5 30 9040 709 40 8560 605 50 8090 522 60 7440 429 進料板 70 6080 285 80 4000 147 90 1980 059 100 0710 019 則 精餾段所需理論塔板數(shù)為 5161 1 nNT 提餾段所需理論塔板數(shù)為 不包括再沸器 8191 2 mNT 2 2 物性參數(shù)的計算物性參數(shù)的計算 表 2 3 甲醇 水密度 粘度 表面張力在不同溫度下的值 1 溫度 5060708090100 甲醇 760751743734725716 水 988 1983 2977 8971 8965 3958 4 甲醇 0 3500 3060 2770 2510 225 水 0 4790 4140 3620 3210 288 甲醇 18 7617 8216 9115 8214 89 水 66 264 362 660 758 8 1 液體黏度 液體黏度的計算的計算 Lm 應(yīng)用數(shù)值插值法 計算過程如下 精餾段平均溫度 C tt t FD 695 68 2 25 7214 65 2 1 smpa LmA LmA 3117 0 306 0 70 6870 35 0 306 0 6070 1 1 smpa LmB LmB 4191 0 414 0 70 6870 479 0 414 0 6070 1 1 精餾段平均黏度為 smpa Lm 3372 0 2 55 0 975 0 14191 0 2 55 0 975 0 3117 0 1 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 6 提餾段平均溫度 C tt t FW 785 83 2 75 7232 95 2 2 smpa LmA LmA 2671 0 251 0 79 8390 277 0 251 0 8090 2 2 smpa LmB LmB 3465 0 321 0 79 8390 362 0 321 0 8090 2 2 提餾段平均黏度為 smpa Lm 3233 0 2 55 0 035 0 13465 0 2 55 0 035 0 2671 0 2 2 塔效率 塔效率的估算的估算 T E 運用 O connell 法估算塔效率 即 245 0 49 0 mLT E 塔頂 塔釜平均溫度為C tt t WD 54 87 2 03 9605 79 2 根據(jù)溫度 飽和蒸氣壓關(guān)系式計算得 kpapA462 144 0 kpaPB591 69 0 由拉烏爾定律知 076 2 591 69 462 144 0 0 B A p p 運用內(nèi)差法計算該溫度下的液相摩爾分?jǐn)?shù) 397 0 358 0 54 8732 88 461 0 358 0 25 8632 88 x x 同理 計算該溫度下的液體黏度 smpa 444 0 361 0 54 8790 495 0 361 0 8090 1 1 smpa 553 0 444 0 54 87100 619 0 444 0 80100 2 2 該溫度下液體的黏度 smpa 510 0 397 0 1553 0 397 0 444 0 則 全塔效率 451 0 17 4 3372 0 49 0 245 0 T E 實際塔板數(shù) 塊 包括再沸器 2096 19 451 0 10 T T P E N N 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 7 精餾段實際板數(shù) 塊1165 10 459 0 5 1 1 1 T T P E N N 提餾段實際板數(shù) 塊936 9 459 0 5 2 2 2 T T P E N N 進料板位于第 塊板處6 3 操作壓強 操作壓強的計算的計算 m p 塔頂壓強 取每層塔板壓降 則kpapD100 kpap7 0 進料板壓強 1TDF Nppkpap 0 1077 010100 塔釜壓強 1 TDW Npp kpap6 1147 0120100 精餾段平均操作壓強 kpa pp p FD m 5 104 2 0 107100 2 1 提餾段平均操作壓強 kpa pp p FW m 95 107 2 0 1076 114 2 2 4 4 密度 密度的計算的計算 m 1 液相平均密度 mL 應(yīng)用數(shù)值插值法有 塔頂溫度 則CtD 14 65 3 888 746 3 742 14 6570 2 754 3 742 6070 mkg mLDA mLDA 3 424 980 8 977 14 6570 2 983 8 977 6070 mkg mLDB mLDB 3 3781 749 736 749 9396 0 1 431 743 9396 01 mkg mLD mLDB BD mLDA AD mLD 進料板溫度 則CtF 25 72 3 975 740 1 730 41 8680 3 742 1 730 7080 mkg mLFA mLFA 3 45 976 8 971 25 7280 8 977 8 971 7080 mkg mLFB mLFB 3 8894 801 521 741 3883 0 1 480 734 3883 0 1 mkg mLF mLFB BF mLFA AF mLF 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 8 塔釜溫度 則Ctw 25 95 3 212 720 4 717 03 96100 1 730 4 717 90100 mkg mLWA mLWA 3 62 961 1 726 03 96100 5 737 1 726 90100 mkg mLWB mLWB 3 352 942 606 730 0333 0 1 442 722 0333 0 1 mkg mLW mLWB BW mLWA AW mLW 所以 精餾段平均液相密度為 3 1 6382 775 2 889 801387 749 2 mkg mLFmLD mL 提餾段平均液相密度為 3 2 1208 872 2 77 73835 730 2 mkg mLFmLW mL 2 汽相平均密度 mV 根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程 有 精餾段 3 1 11 1 123 1 15 273695 68314 8 553 30 5 104 mkg RT Mp mVm mV 提餾段 3 2 22 2 908 0 15 273785 83314 8 966 2495 107 mkg RT Mp mVm mV 5 5 液體表面張力 液體表面張力的計算的計算 m 運用內(nèi)差法計算 已知 塔頂溫度 有CtD 14 65 mmN mDA mDA 28 18 82 17 14 6570 76 1882 17 6070 mmN mDB mDB 22 65 6 62 14 6570 3 64 6 62 6070 塔頂液體表面張力為 mmNxx mDBDmDADD 45 1922 65975 0 128 18975 0 1 進料板溫度 有CtF 25 72 mmN mFA mFA 61 17 29 16 25 7280 28 1829 16 7080 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 9 mmN mFB mFB 92 63 6 62 25 7280 3 64 6 62 7080 進料板液體表面張力為 mmNxx mFBFmFAFF 45 3892 6355 0 161 1755 0 1 塔釜溫度 有CtW 25 95 mmN mWA mWA 33 15 29 16 25 95100 28 1829 16 90100 mmN mWB mWB 69 59 8 58 25 95100 7 60 8 58 90100 塔釜液體表面張力為 mmNxx mWBWmWAWW 14 5869 59035 0 133 15035 01 則 精餾段平均液體表面張力 mmN FD m 95 28 2 1 提餾段平均液體表面張力 mmN Fw m 59 96 2 2 6 液體比熱容與汽化潛熱的計算液體比熱容與汽化潛熱的計算 表 2 4 甲醇 水汽化熱和比熱容數(shù)據(jù) 甲醇水 汽化熱熱容汽化熱熱容溫度 kgkJ CkgkJ kgkJ CkgkJ 40114983 23 504 178 60112888 34 183 64 42247 6642153 704 187 80107094 294 195 904 204 1001330101 34 212 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 10 運用插值法計算 已知 塔頂溫度 有CtD 14 65 CkmolkJCkgkJC C PDA PDA 84 89 998 2 29 94 14 6580 3 8829 94 6080 CkmolkJCkgkJC C PDB PDB 331 75 1851 4 187 4 14 6570 183 4 187 4 6070 塔頂液體平均比熱容為 45 89975 01331 75975 0 84 891KkmolkJxCxCC DPDBDPDAPD 進料板溫度 有CtF 25 75 KkmolkJKkgkJC C PFA PFA 97 91 093 3 14 3 25 7580 01 3 14 3 7080 CkmolkJCkgkJC C PFB PFB 42 75 129 4 92 2 25 7580 89 2 92 2 7080 進料板液體平均比熱容為 CkmolkJxCxCC FPFBFPFAPF 52 8455 0 142 7555 0 97 911 塔釜溫度 則CtW 25 95 CkmolkJCkgkJC C PWA PWA 69 99 230 3 29 3 03 96100 14 329 3 90100 CkmolkJCkgkJC C PWB PWB 78 75 21 4 96 2 03 96100 92 2 96 2 90100 塔釜液體平均比熱容為 CkmolkJxCxCC WPWBWPWAPW 62 76035 0 178 75035 0 66 991 同理 運用插值法可計算出液體汽化潛熱 計算結(jié)果如下表所示 表 2 5 汽化潛熱計算結(jié)果表 汽化潛熱 kgkJ 溫度 Ct 甲醇 水平均值 65 14 D t1113 0942343 2191143 85 75 25 F t1110 4572264 4191128 64 95 25 W t997 79452229 6411106 73 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 11 7 精餾塔汽 液相負(fù)荷的計算 精餾塔汽 液相負(fù)荷的計算 1 精餾段的汽 液相負(fù)荷 汽相負(fù)荷 sm MV V mV mV s 525 0 123 1 3600 533 3047 60 3600 3 1 1 1 hm MV V mV mV h 74 69 123 1 553 3047 60 3 1 1 1 液相負(fù)荷 sm ML L mL mL s 00032 0 29 7413600 710 2835 38 3600 3 1 1 1 hm ML L mL mL h 152 1 29 741 358 3012 41 3 1 1 1 2 提餾段的汽 液相負(fù)荷 汽相負(fù)荷 sm MV V mV mV s 53 0 908 0 3600 966 2447 69 3600 3 2 2 2 hm MV V mV mV h 47 69 056 2 974 5447 69 3 2 2 2 液相負(fù)荷 sm ML L mL mL s 00615 0 56 7343600 966 2412 101 3600 3 2 2 2 hm ML L mL mL h 00071 0 56 734 966 2412 101 3 2 2 2 2 3 熱量衡算熱量衡算 1 塔頂上升蒸汽的熱量 塔頂上升蒸汽的熱量 V Q hkJnMtCVQ mVDDDPDV 515 4454593364 46126 82605 79534 13980 232 2 2 殘液帶出的熱量 殘液帶出的熱量 W Q hkJtCWQ WPWW 2248 89354803 96441 175945 54 3 回流帶入的熱量 回流帶入的熱量 R Q 采用泡點回流 則餾出口與回流口組成相同 即 Ctt DR 14 65 CkmolJCC PDPR 48 89 hkJtCLQ RPRR 3148 94203914 6548 8912 31 4 4 進料帶入的熱量 進料帶入的熱量 F Q 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 12 hkJtCFQ FPFF 56 204352425 7252 8470 5 5 塔頂餾出液的熱量 塔頂餾出液的熱量 D Q hkJtCDQ DPDD 756 1160866114 6548 8935 38 6 冷凝器消耗的熱量 冷凝器消耗的熱量 C Q hkJQQQQ DRVC 444 2351692756 11608613148 942039515 4454593 7 7 散于周圍的熱量 散于周圍的熱量 I Q 取 BI QQ1 0 8 加熱蒸汽代入的熱量 加熱蒸汽代入的熱量 B Q 全塔范圍內(nèi)列熱量衡算式 有 且 IWVFRB QQQQQQ CRDV QQQQ 即 FCWDB QQQQQ 9 0 56 2043524756 11608612248 893548444 2351692 hkJ 52 2625086 則 hkJQB 77 9489684 表 2 6 熱量衡算計算結(jié)果 項目進料冷凝器塔頂溜出液塔底殘液再沸器 平均比熱容 CkmolkJ 84 52 89 4876 62 熱量 hkJQ 2043524 562351692 4441160861 756893548 222625086 52 2 4 塔和塔板主要工藝尺寸計算塔和塔板主要工藝尺寸計算 1 塔徑的計算 塔徑的計算 以精餾段計算為例 0398 0 703 1 29 741 647 6655 703 12 5 0 5 0 mV mL h h V L X 取板間距 塔板清液層高度 mHT45 0 mhL07 0 mhHY LT 38 0 07 045 0 液體表面張力時的氣體負(fù)荷因子為mmN 20 22 20 185 0 139 0 0162 0 181 0 0648 0 0162 0 YXYXYXC 22 3 0185 0 3 00398 0 139 0 0398 0 0162 0 3 0181 0 0398 0 0648 0 0162 0 0829 0 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 13 氣體負(fù)荷因子 0815 0 20 349 18 0829 0 20 2 02 0 20 m CC 液泛氣速 smCu mV mVmL f 127 2 123 1 123 1 6382 775 0815 0 取泛點率為 0 7 則空塔氣速 smuu f 489 1 127 2 7 07 0 所以 精餾段塔徑 m u V D s 67 0 489 1 525 0 44 同理 計算得提餾段的塔徑為 0 7m 按標(biāo)準(zhǔn)圓整后 精餾段和提餾段塔徑均取 0 7m 2 有效高度的計算有效高度的計算 精餾段 mNHZ PT 6 31945 01 11 提餾段 mNHZ PT 5 411145 0 1 22 在進料口安裝防沖設(shè)施 取進料板板間距 且要求每 3 5 塊板設(shè)計一個人孔 mHF8 0 則全塔 20 塊板應(yīng)設(shè)計 3 個人孔 人孔處板間距mHP6 0 所以 全塔有效高度為 mHHZZZ PF 7 106 038 05 46 32 21 3 溢流裝置計算 溢流裝置計算 1 堰長 塔徑 可選用單溢流弓形降液管 采用凹形受液盤 mD7 0 取 則堰長650 0 D lW mDlW455 0 7 0660 0 650 0 2 溢流堰高度 選用平直堰 堰上液層高度由弗朗西斯公式計算 近似取 則 OW h1 E m L L Eh W h OW 00635 0 056 1 703 12 11084 2 1084 2 3 2 3 3 2 3 mhL07 0 mhhh OWLW 06365 0 00635 0 07 0 同理 計算出提餾段 mhW0609 0 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 14 3 弓形降液管寬度和截面積 d W f A 查圖 3 16 得 660 0 D lW 15 0 D Wd mWd105 0 6 115 0 1299 0 66 0 166 0 66 0 sin 1sin 21 2 1 D l D l D l A A WWW T f 又 222 011 2 6 1 44 mDAT 2 265 0 0106 2 069 0 mAf 液體在降液管內(nèi)的停留時間 s 符合要求5265 37 00353 0 45 0 265 0 s Tf L HA 同理 計算出提餾段 s 符合要求574 16 4 降液管底隙高度和液體流經(jīng)底隙的流速 0 h 0 u 且 012 0 006 0 0 W hhmhW06365 0 取 029 0 023 0 0 hmh024 0 0 則 sm hl L u W s 1381 0 024 0 056 1 00351 0 0 0 同理 提餾段 smu 2446 0 0 4 塔板設(shè)計 塔板設(shè)計 1 塔的分塊 因 故塔板采用分塊式 查表得 塔板分為 4 塊 具體如下表所示 mmmmD8001600 表 2 9 塔的分塊 塔徑mm 1200 8001600 14002000 18002400 2000 塔板分塊數(shù)3456 2 邊緣區(qū)寬度確定 取邊緣區(qū)寬度 入口安定區(qū)寬度 出口安定區(qū)寬度均取mWC04 0 S W S Wm07 0 3 開孔區(qū)面積計算 mWWDx Cd 52 0 04 0 275 0 2 6 12 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 15 mWDr C 75 004 0 2 6 12 r x rxrxAa 1222 sin 180 2 75 0 52 0 sin75 0 180 473 0 75 0 473 0 2 1222 2 3047 0 m 4 篩孔計算及其排列 本設(shè)計取篩孔直徑 按正三角形排列 一般碳鋼厚度mmd5 0 mm3 取 則孔中心距0 3 0 dtmmt 0 150 50 3 塔板上的篩孔總數(shù) 個7329424 1 15 101158101158 2 3 2 3 a A t n 5 開孔率 因為篩孔按三角形排列 則開孔率 08 10 5 15 907 0 907 0 22 0 0 dtA A a 氣體通過篩孔的速度sm A V u s 10 17 424 1 1008 0 525 10 0 0 同理 計算得提餾段smu 26 17 0 5 篩板的流體力學(xué)驗算 篩板的流體力學(xué)驗算 1 干板阻力的計算 C h 6 05 3 01 dX 0820 0261 0011 2 424 11008 0 02 fT AAAX 則 流量系數(shù) 732 0 0782 0 441 0 0682 0 6 00820 0 6 0228 0 082 0 514 0 6 0115 0 670 0 441 0 0682 0 228 0 514 0 115 0 670 0 22 2 221 2 1210 XXXXXXC 開孔率 干板阻力按下式計算 15 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 16 m C u h L V C 000246 0 29 741 703 1 732 0 532 1 051 0 051 0 2 2 0 0 同理 計算出提餾段干板阻力 mhC0387 0 2 氣體通過液層的阻力的計算 l h 按有效流通面積計算氣速 有 a u sm AA V u fT s a 466 1 0265 0 3846 0 525 0 汽相動能因子 553 1123 1 466 1 Vaa uF 充氣系數(shù)為 0 625 0 417 1 0757 0 379 1 355 0 971 0 0757 0 355 0 971 0 2 2 0 aa FF 則 mhh Ll 0313 005 0 6250 0 0 同理 計算出提餾段 smua 480 1 410 1 a F6167 0 0 mhl0427 0 3 液體表面張力的阻力的計算 h 精餾段液體表面張力 m dg h L m 00304 0 005 0 81 9 29 741 10826 1744 3 0 同理 計算出提餾段 mh00803 0 4 塔板壓降的計算 P p 液柱高度 mhhhh lCP 04459 0 00304 0 0413 0 0363 0 氣體通過塔板的壓降 kpapaghP LPP 7 025 33981 9 29 74106956 0 同理 計算出提餾段的液柱高度 mhP0517 0 kpapaPP7 012 444 由以上計算結(jié)果可知 氣體通過塔板的壓降均低于設(shè)計允許值 符合要求 5 液面落差 對于的篩板塔 液面落差很小 可忽略液面落差的影響 本設(shè)計的mmD1600 故液面落差可忽略不計 mmD1600 6 液沫夾帶量 設(shè)計中規(guī)定霧沫夾帶量 本設(shè)計采用亨特 Hunt 的經(jīng)驗式計算氣體液體 kgkgeV 1 0 霧沫夾帶量 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 17 按泡沫層相對密度為 0 4 計算 則塔板上鼓泡層高度 mhhh LLf 175 0 07 0 5 25 24 0 霧沫夾帶量 氣體液體 kgkg hH u e fT a V 0417 0 175 0 45 0 466 1 10349 18 107 5107 5 2 3 3 6 2 3 6 同理 計算出提餾段 均小于 所以 本設(shè)氣體液體 kgkgeV 0129 0 氣體液體 kgkg 1 0 計液沫夾帶量在允許范圍內(nèi) 7 漏液點氣速 OW u 本設(shè)計 所以 漏液點氣速按下式計算mmmmhL3050 OW u VLLOW hhCu 13 00056 04 4 0 sm 49 10123 1 6382 77500304 007 013 00056 0 84 04 4 穩(wěn)定性系數(shù)0 2 5 163 1 49 10 10 17 0 OW u u K 同理 計算得提餾段漏液點氣速 穩(wěn)定性系數(shù) 在設(shè)計smuOW 96 8 0 2 5 193 1 K 允許范圍值內(nèi) 8 液泛 為防止降液管液泛的發(fā)生 應(yīng)使降液管中清液層高度 本設(shè)計塔板上不 WTd hHH 設(shè)置進口堰 液體流過降液管的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤捎孟率接嬎?mu hl L h W s d 000979 0 260 0 153 0 153 0 153 0 22 0 2 0 mhhhH dLPd 11557 0 000979 0 07 0 04459 0 取 則 5 0 mHmhH dWT 12986 01925 0035 0 45 0 5 0 同理 計算得提餾段 均符合設(shè)計mhd12289 0 mHmhH dWT 12986 0 19 0 要求 根據(jù)以上各項流體力學(xué)驗算結(jié)果 可認(rèn)為本設(shè)計精餾塔塔徑及各工藝尺寸是合適的 6 塔板負(fù)荷性能圖 塔板負(fù)荷性能圖 以精餾段為例計算 1 霧沫夾帶線 取極限值 已知式中氣體液體 kgkgeV 1 0 2 3 6 107 5 fT a m V hH u e 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 18 sa Vu797 2 3 2 820 2 15912 0 sf Lh mN m 10349 18 3 mHT35 0 整理 得 3 2 065 7 7287 20 ss LV 同理 整理得提餾段霧沫夾帶線 3 2 296 10087 1 ss LV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個值 依上式計算 將結(jié)果列于表中 smLs 33 106 0 3 100 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 6780 6360 5820 536 smVs 3 2 1 0140 9520 8730 806 根據(jù)上表中數(shù)據(jù) 可繪出霧沫夾帶線 2 液泛線 令 即 式中 WTd hHH dOWWPWT hhhhhH 3 2 562 0 sOW Lh 23 2 0106 0 251 0 02386 0 ssP VLh 取 已知 整理 得5 0 mhW035 0 mHT45 0 23 22 55 1870935 7 639 0 sss LLV 同理 整理得提餾段液泛線 23 22 01 1104319 10903 0 sss LLV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個值 依上式計算 將結(jié)果列于表中 smLs 33 106 0 3 105 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 7610 7070 5640 244 smVs 3 2 0 9090 8630 7690 633 根據(jù)上表中數(shù)據(jù) 可繪出霧沫夾帶線 3 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中停留時間為 則s4 sm AH L fT s 00298 0 4 265 0 45 0 3 min 作出液相負(fù)荷上限線 是一條與氣體流量無關(guān)的垂直線 s V 4 漏液線 已知 代入漏液點氣速式 3 2 562 0 0351 0 sL Lh 0 min A V u s OW VLLOW hhCu 13 0 0056 0 4 4 0 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 19 整理 得 3 2 14664 0 010834 0 982 2 ss LV 同理 整理得提餾段漏液線 3 2 14664 0 00549 0 52 3 ss LV 在操作范圍內(nèi) 任取幾個值 依上式計算 將結(jié)果列于表中 smLs 33 106 0 3 105 1 3 100 3 3 105 4 smVs 3 1 0 3250 3370 3510 363 smVs 3 2 0 2850 3030 3250 342 根據(jù)上表中數(shù)據(jù) 可繪出霧沫夾帶線 5 液相負(fù)荷下限線 取平直堰 堰上液層高度 作為液相負(fù)荷下限線的條件 整理得mhOW005 0 smLs 1037 3 34 min 作出液相負(fù)荷下限線 也是一條與氣體流量無關(guān)的垂直線 s V 6 塔的操作彈性 根據(jù)以上各線方程 可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如圖所示 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 20 在負(fù)荷性能圖上 作出操作點 連接 即作出操作線 由圖可知 在負(fù)荷性能圖上 作出操作點 連接 即作出操作線 由圖可知 smVs 80 0 3 max smVs 34 0 3 min 故操作彈性為 sm V V s s 35 2 34 0 80 0 3 min max 同理可算出提鎦段 sm V V s s 96 2 3 min max 3 63 6 板式塔的結(jié)構(gòu)板式塔的結(jié)構(gòu) 3 6 13 6 1 塔體結(jié)構(gòu)塔體結(jié)構(gòu) 1 1 塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔極與塔頂?shù)拈g距 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉 降 其高度應(yīng)大于板間距 設(shè)計中通常取塔頂間距為 1 5 2 0 HT 若需要安裝除沫器時 要根據(jù)除沫器的安裝要求確定塔頂間 距 2 塔底空間 指塔內(nèi)最下層培板到塔底間距 其值由如下因素決定 塔底儲液空間依儲存液量停留 3 8 min 易結(jié)焦物料可縮短停留 時間 而定 2 再沸器的安裝方式及安裝高度 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 21 塔底液面至最下層塔板之間要留有 1 2m 的間距 3 人孔 對于 D 1000mm 的板式塔 為安裝 檢修的需要 一般每隔 6 8 層塔板設(shè)一人孔 人孔直徑 一般為 450 mm 600mm 其伸出塔體的筒體長為 200 250 mm 人孔中心距操作平臺約 800 1200mm 設(shè)人孔處的板間距應(yīng)等于或大于 600mm 4 塔高 板式塔的塔高如圖所示 可按下式計算 即 H n nF nP 1 HT nFHF nPHP HD HB H1 H2 式中 H 塔高 m n 實際塔板數(shù) nF 進料板數(shù) HF 進料板處板間距 m np 人孔數(shù) HB 塔底空間高度 m HP 設(shè)人孔處的板間距 m HD 塔頂空間高度 m H1 封頭高度 m H2 裙座高度 m 2 塔總體高度計算 塔總體高度計算 塔體總高度利用下式計算 1 塔頂封頭 本設(shè)計采用橢圓型封頭 由公稱直徑 DN 700mm 175mm 40mm 1 h 2 h 內(nèi)表面積 A 0 6191 容積 0 0603 2 m 3 m 則封頭高度240 112 Hhhmm 2 塔頂空間 設(shè)計中取塔頂間距 考慮到要安裝除沫器 所以塔220 450 9HHm a T 頂空間取1 2m D H 3 塔底空間 FPTFFPDB12 H n n n 1 H n H n H H H H H P 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 22 塔底空間高度 HB是指從塔底最下一層塔板到塔底封頭的底邊處的距離 取釜液停留時 間為 5min 取塔底液面至最下一層塔板間距離為 1 5m 則 m A VtL H T B 90 1 5 1 5024 0 0871 0000953 0 5 5 1 60 4 人孔 本塔具有 20 塊塔板 需設(shè)置 3 個人孔 每個人孔直徑為 450mm 在設(shè)置人孔處板間距 600mm P H 5 進料處板間距 考慮在進口處安裝防沖設(shè)施 取進料板處板間距mmHF800 6 裙座 塔底常用裙座支撐 本設(shè)計采用圓筒形裙座 由于裙座內(nèi)徑 800mm 故裙座壁厚取 16mm 取裙座高mH3 2 塔體總高度 21 1 HHHHHnHnHnnnH BDPPFFTPF 3215 0 9 12 16 038 0145 0 13120 15 59m 結(jié)束語結(jié)束語 這次課設(shè)是對化工原理這門課程的一個總結(jié) 通過課程設(shè)計使我初步掌握化工設(shè)計的基 礎(chǔ)知識 設(shè)計原則及方法 學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì) 化學(xué)性質(zhì)