甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计课程设计(完整)

1、武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 化工原理课程设计说明书化工原理课程设计说明书 系系 别：化学与制药工程系别：化学与制药工程系 班班 级：化工级：化工 1101 学学 生：饶俊生：饶俊 学学 号：号：10212810127 邮箱及电话：邮箱及电话指导老师：文艳霞指导老师：文艳霞 完成日期：完成日期：2013 年年 1 月月 24 日日 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 华夏学院化学与制药工程系华夏学院化学与制药工程系 课程设计任务书课程设计任务书 专业专业 化学工程与工艺化学工程与工艺 班级班级 1101 学生姓

2、名学生姓名 饶俊饶俊 发题时间：发题时间： 2013 年年 1 月月 7 日日 一、一、课题名称课题名称 甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计甲醇溶媒连续浮阀精馏塔设计 二、二、课题条件课题条件 设计条件设计条件 在抗生素类药物生产过程中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后产生 废甲醇溶媒，其组成为含甲醇 46%，水 54%（质量分数），另外含有少量的药物 固体微粒。为了使废甲醇溶媒重复利用，拟设计建造一套浮阀精馏塔，对废甲 醇溶媒进行精馏。 2.设计目标设计目标 年处理废甲醇溶媒 3 万吨；甲醇溶媒含水量0.3%（质量分数），塔底废 水中甲醇含量0.5%（质量分数） 3.操作条件操作条件 操作压力 常

3、压 精馏塔顶压强 4kpa（表压） 进料热状况 自选 回流比 自选 单板压降 不大于 0.7kpa 4.设备形式设备形式 浮阀塔 5.建厂地址建厂地址 武汉 6. 指导教师指导教师 文艳霞 高小红 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 7.7.参考文献参考文献 1化工原理课程设计，柴诚敬，王军，张缨 编，天津，天津科学技术出版社， 2011年7月。 2 王国胜 主编.化工原理课程设计（第二版）.大连理工大学出版社：大连. 2008，01 3 梁忠英 主编.化工原理.中国医药科技出版社 2008，06； 4化工工艺设计手册，上、下册，； 5化学工程设计手册；上、下册 6化

4、工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社： 北京.2004，01 7化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社： 北京.2004，01 8化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社： 北京.2004，01 9方利国，董新法 编著.化工制图 auto cad 实战教程与开发m.北京，化学工 业出版社，2005,01 三、三、设计任务设计任务 1文献检索及调研； 2工艺流程设计，工艺流程图.； 3物料衡算、塔设备工艺计算 4塔和塔板工艺尺寸计算、流体力学验算、附属设备的选型和计算； 5设计结果一览表、对本设计的评述； 6绘

5、制带控制点的工艺流程图（2#） 、塔工艺条件图（1#） 。 四、四、设计所需技术参数的获取设计所需技术参数的获取 参考化工工艺设计手册 （上、下） 、 化学工程设计手册 、 化工设备设 计全书-塔设备 、 化工设备设计全书-管道 化工设备设计全书-压力容器 、 化工设备设计全书-换热器 、 化工原理等资料 五、设计说明书内容设计说明书内容 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 封面、设计任务书、目录、正文、成绩评定表 正文：分章编写 1. 前言 2. 设计方案的确定和流程的说明 3. 塔的工艺计算 4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计 4.1. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确

6、定 4.2. 塔板的流体力学验算 4.3. 塔板的负荷性能图 5. 附属设备的选型和计算 6. 设计结果一览表 7. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。 8. 参考文献 9.附录 六、六、进度计划进度计划 1 2012.12.7-8 下达设计任务，课程设计指导课，借阅相关资料； 2 2012.12.9 拟定设计方案，流程设计，进行物料衡算和塔工艺计算； 3 2012.12.1013 塔工艺计算、塔和塔板主要工艺尺寸的计算、附属设备的选 型和计算 4 2012.12.14-16 完成设计说明书、绘制带控制点的工艺流程图 5 2012.12.17-22 绘制塔的工艺条件图 6 2012.12.2

7、3-24 上交课程设计资料 指导教师（签名）：指导教师（签名）： 年年 月月 日日 系主任（签名）：系主任（签名）： 年年 月月 日日 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 前言 甲醇在工业等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求甲 醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，这是比较困难的。 要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥 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

8、直立圆柱形的精馏塔内进行，塔 内装有若干层塔板。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。 浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔 塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个 阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层， 浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有 f1 型， v-

9、4 型及 t 型等，本设计采用 f1 型浮阀。 浮阀塔已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀 有很多种形式，但最常用的是 f1 型和 v-4 型。f1 型浮阀的结构简单，制造方便，节省材 料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（jb168-68）内，f1 型 浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的 系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、塔孔开孔率大生产能力大。2、由于阀片可 随气量变化自由升降，故操作弹性大。3、因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长， 故塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5

10、、塔的造价低。其缺点是处理易结焦， 高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象， 使塔板效率和操作弹性下降。但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常 操作。 本设计采用的是 f1 型重阀。 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 目录 第一章 设计方案及流程的确定.1 1.1 设计方案的确定.1 1.2 流程说明及流程图.1 第二章 塔设备工艺计算.3 2.1 精馏塔工艺计算.3 2.2 主要数据参数的计算.3 2.3 理论板的计算.8 2.4 塔径的初步设计.10 2.5 溢流装置.12 2.6 塔板的结构尺寸、浮阀数目及排

11、列.15 第三章 塔板的流体力学验算.19 3.1 气相通过浮阀塔板的压降.19 3.3 雾沫夹带.20 3.4 塔板负荷性能图.21 第四章 设计结果一览表.25 第五章 塔附件设计.26 5.1 接管.26 5.2 筒体与封头.28 5.3 除沫器.28 5.4 裙座.29 5.5 人孔.29 第六章 塔总体高度的设计.29 6.1 塔的顶部空间.29 6.2 塔的底部空间高度.30 6.3 塔总体高度.30 第七章 附属设备的设计.30 7.1 热量衡算.30 7.2 附属设备的选型.33 第八章 总结.37 参考文献.38 附录.39 一、符号代码说明.39 二、阶梯法求理论塔板数.4

12、1 三、塔板负荷性能图.42 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第一章 设计方案及流程的确定 1.1 设计方案的确定 1.1.1 操作压力的选择 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料 的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分 离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽 真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特 殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力 可以提高塔的处理能力。有时应用

13、加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸 汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 1.1.2 进料热状况的选择 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进 料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔 的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的 塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 1.1.3 加热方式的选择 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。 若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精

14、与水的混合液)， 便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内 只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而， 直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量 相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。此时采用间 接蒸汽加热，设置再沸器是合适的。 1.1.4 回流比的选择 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的 回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比 rmin，根据经验取操 作回流比为最小回流比的 1.22.0

15、倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取 1.4，即 r= 1.5rmin；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。 1.2 流程说明及流程图 甲醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽加热。 将加热再沸器物料的蒸汽再用来预热原料。精馏装置有精馏塔、再沸器，原料预热器、冷 凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将 余热带走。 甲醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精

16、馏塔进料板，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。 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第二章 塔设备工艺计算 2.1 精馏塔工艺计算 2.1.1 精馏塔的全塔物料衡算 f：进料量（kmol/h) ：原料组成 f x d：塔顶产品流量（kmol/h) ：塔顶组成 d x w：塔底残液流量（kmol/h) ：塔底组成 w x 原料中甲醇的组成：=0.3239 f x 02.18/54 . 0 04.32/46 . 0 04.32/46 . 0 塔顶组成 ： = 0.9947

17、d x 18/003 . 0 04.32/997 . 0 04.32/997. 0 塔釜组成 ：=0.00282 w x 02.18/995 . 0 04.32/005 . 0 04.32/005 . 0 进料量 f= 24300 )02.18/54. 004.32/46. 0( 7 103 hkmol /68.184 由总物料衡算： wdf 易挥发组分物料衡算： wdf wxdxfx 解得：d= 59.78kmol/h w=124.9kmol/h 2.2 主要数据参数的计算 2.2.1 甲醇水系统 t-x-y 数据 表 2-1 甲醇-水的气液平衡数据 甲醇摩尔分数甲醇摩尔分数 温度 t/ 液

18、相 x/%气相 y/% 温度 t/ 液相 x/%气相 y/% 1000073.8 46.20 77.56 92.9 5.3128.3472.7 52.92 79.71 90.3 7.6740.0171.3 59.37 81.83 88.9 9.2643.5370.0 68.49 84.92 85.0 13.1554.5568.0 85.62 89.62 81.6 20.8362.7366.9 87.41 91.94 78.0 28.1867.7564.7 100100 76.7 33.3369.18 注：摘自化工工艺设计手册 2.2.2 温度的计算 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计

19、 共 页 第 页 塔顶,塔釜.进料的温度分别为 fwd ttt. 利用表 2-1 数据，由内插法得： =64.79 9 . 66 7 . 64 9 . 66 8741. 01 8741 . 0 9947. 0 d t d t =100 1009 .92 100 031. 5 000282. 0 w t w t =76.94 78 7 . 76 78 2818. 03333. 0 2818 . 0 3239. 0 f t f t 精馏段平均温度：70.865 2 79.6494.76 2 1 df tt t 提馏段平均温度：88.47 2 94.76100 2 2 t fw tt 2.2.3 密

20、度的计算 已知：混合液相密度 b b a a l 1 混合气相密度(x 为质量分数，为平均相对分子质量） 0 0 4 . 22 tp mpt v m 塔顶温度：=64.79 d t 气相组成： =0.9967 d y 94.91100 94.91100 9 . 66 7 . 64 9 . 6679.64 d y d y 进料温度：=76.94 f t 气相组成： =0.6892 f y 75.6718.69 75.67100 78 7 . 76 7894.76 f y f y 塔釜温度：=99.996 f t 气相组成： =0.00016 w y 034.28 0100 100- 9 . 92

21、 100-996.99 w y w y （1）精馏段 液相组成: = 1 x 1 x6593. 0 2 3239. 09947 . 0 2 fd xx 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 气相组成： = 1 y 1 y854295 . 0 2 6892 . 0 9967 . 0 2 fd yy 所以： hkmolm hkmolm v l /84.29)84295 . 0 1 (02.1884295 . 0 04.32 /26.27)6593 . 0 1 (02.186593 . 0 04.32 1 1 （2）提馏段 液相组成： 2 x16336 . 0 2 3239

22、. 0 00282 . 0 2 2 fw xx x 气相组成： 2 y34468 . 0 2 6982 . 0 00016. 0 2 2 fw yy y 所以： hkmolm hkmolm l l /85.22)34468 . 0 1 (02.1834468. 004.32 /31.20)16336 . 0 1 (02.1816336. 004.32 2 2 表 2-2 不同温度下和水的密度 温度/甲醇 a(kg/m3)水 b(kg/m3) 50760988.1 60751983.2 70743977.8 80734971.8 90725965.3 100716956.4 注：摘自化工工艺设计

23、手册 求得在下甲醇和水的密度： wfd ttt. =747.168 751743 751 6070 6079.64 ad ad 3 /mkg =64.79时 =982.83 d t 2 .983- 8 . 977 2 .983 070 6079.64 bd bd 3 /mkg =747.71 83.982 997 . 0 1 168.747 997 . 0 1 d d 3 /mkg 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 76.94时 f t hkmol hkmol hkmol f f bf bf af af /19.848 636.973 54 . 0 754.736

24、46 . 0 1 /636.973 8 . 977 8 . 971 8 . 977 7080 7094.76 /75.736 743734 743 7080 7094.76 99.996时 w t hkmol hkmol hkmol w w bw bw aw aw /783.956 403.958 995 . 0 004.716 005 . 0 1 /403.958 3 . 965 4 . 958 3 . 965 90100 90996.99 /004.716 715716 725 90100 90996.99 所以 3 /487.902 2 783.95619.848 2 3 /95.797

25、 2 71.74719.848 2 2 1 mkg mkg wf l df l kmolkg mm m kmolkg mm m kmolkgxxm kmolkgxxm kmolkgxxm lwlf l lfld l wwlw fflf ddld /311.23 2 06.18561.22 2 /264.27 2 561.22966.31 2 /06.1802.18)00282 . 0 1 (04.3200282 . 0 02.18)1 (04.32 /561.2202.18)3239. 01 (04.323239 . 0 02.18)1 (04.32 /966.3102.189947 . 0

26、-104.329947. 002.18)1 (04.32 2 1 ）（ kmolkg yym kmolkg yym wwvw ddvd /022.18 02.18)00016 . 0 1 (04.3200016 . 0 02.18)1 (04.32 /683.27 02.18)9967 . 0 1 (04.329967 . 0 02.18)1 (04.32 kmolkg mm m kmolkg mm m vwvf v vdvf v /853.22 2 022.18683.27 2 /839.29 2 994.31683.27 2 2 1 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第

27、 页 3 2 3 1 3 3 3 /9353 . 0 2 7296. 0141. 1 2 /17 . 1 2 141 . 1 199 . 1 2 /7296 . 0 )15.273996.99(314 . 8 022.186 .125 /199. 1 )15.27379.64(314 . 8 994.31 3 . 105 /141 . 1 )15.27394.76(314. 8 683.27120 mkg mkg mkg mkg mkg vwvf v vfvd v vw vd vf 2.2.4 混合液体表面张力 对于一般混合溶液的表面张力可由计算 bbaa xx 表 2-3 不同温度下甲醇和水

28、的表面张力 温度 t/5060708090100 甲醇表面张力mmn /19.418.817.616.91614.9 水表面张力mmn /67.766.264.362.660.758.8 注：摘自化工工艺设计手册 当=64.79 d t mmn mmn b b a a /29.65 2 .66 3 . 64 2 . 66 6070 6079.64 /2252.18 8 .18 6 . 17 8 .18 6070 6079.64 mmn /47.1829.65)9947. 01 (2252.189947 . 0 d 当76.94时 f t mmn mmn b b a a /1202.63 3 .

29、 64 6 . 62 3 . 64 7080 7094.76 /1142.17 6 . 17 9 . 16 6 . 17 7080 7094.76 mmn f /22.48)3239 . 0 1 (1202.633239 . 0 1142.17 当=99.996时 w t mmn mmn b b a a /8 .58 7 . 60 8 . 58 7 . 60 90100 90996.99 / 9 . 14 16 9 . 14 16 90100 90996.99 mmn w /68.58 8 . 5800282 . 0 -1 9 . 1400282 . 0 ）（ 则精馏段液相平均表面张力为：mm

30、n fd m /345.33 2 22.4847.18 2 ( 精） 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 提馏段液相平均表面张力为：mmn wf m /45.53 2 22.4868.58 2 )( 提 2.2.5 混合物的粘度 =70.865 查表得： 1 tsmpasmpa ba 393 . 0 312 . 0 =88.47 查表得： 2 tsmpasmpa ba 3226. 0256 . 0 （1）精馏段粘度：)1 ( 111 xx ba smpa 3396 . 0 )6593 . 0 1 (393 . 0 6593 . 0 312 . 0 （2）提馏段粘度：)

31、1 ( 222 xx ba smpa 3117 . 0 )16336 . 0 1 (3226 . 0 16336 . 0 256 . 0 2.2.6 相对挥发度的计算 由=0.3229 =0.6892 f x f y 得63. 4 )3239 . 0 1 ( )6892 . 0 1 ( 3239 . 0 6892 . 0 f 由=0.9947 =0.9966 d x d y 得56. 1 )9947 . 0 1 ( )9966. 01 ( 9947 . 0 9966 . 0 d 由=0.00282 =0.00016 w x w y 得057. 0 )00282 . 0 1 ( )00016 .

32、 0 1 ( 00282 . 0 00016 . 0 w (1)精馏段的平均相对挥发度：095 . 3 2 56 . 1 63 . 4 2 1 fd (2)提馏段的平均相对挥发度：3435 . 2 2 057 . 0 63 . 4 2 2 fw 2.3 理论板的计算 理论板：离开这种板的的气液相组成平衡温度相等；塔板上各处的液相组成均匀一致。 理论板的计算方法：本次采用图解法计算。 根据表 3-1 的数据，绘出平衡曲线。泡点进料，所以 q=1，q 线方程为平行于 y 轴的一条直 线。画出对角线，得到 x-y 曲线图，所得的图形如下： 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页

33、 图 2-1 确定最小回流比 画直线通过（） ，且与平衡曲线相切，此时回流比为最小回流比，由图可知， dd xx ， min r 截距为 0.2775。 故有=0.72 得 fmin min 1r r xx yx d qd 9947. 0 75.27-47.99 58. 2rmin 取 r=1.5rmin=87 . 3 58 . 2 5 . 1 精馏段操作线方程为：204 . 0 795 . 0 187 . 3 9447 . 0 187. 3 87 . 3 11 y xx r x r r d 由于是泡点进料则，q 线方程为：q=13239 . 0 00282. 09947 . 0 fwdfq

34、xxxxx， 又已知精馏段操作线方程，由梯级图解法确定理论板层数。图见附录。 在图上作操作线，由点（0.9947，0.9947）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段 操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.00282 为止，由图此得到的全塔理论 塔板数=14.8（包括再沸器） 。精馏段理论板数为 10 层，提馏段理论板数为 4.8 层（包 t n 括再沸器） ，应从第 11 块板进料。 板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际 塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。 245. 0 )(49 . 0 lt e 式中，塔顶与塔

35、底平均温度下的相对挥发度； 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mpa.s。 l （1）精馏段 块 所以： 已知： 精 21 484 . 0 10 484 . 0 )3396 . 0 095. 3(49 . 0 3396. 0095 . 3 1 1 245 . 0 1 11 t t p t e n n e smpa （1）提馏段 块 所以： 已知： 提 9 439. 0 18 . 4 439 . 0 )3117. 002 . 5 (49 . 0 3117 . 0 025. 5 2 2 245 . 0 2 21 t t p t e n n

36、 e smpa 全塔所需实际板数：块30921 p n 全塔效率：%46 30 8 . 13 2 提p t t n n e 加料板位置在第 22 块塔板 2.4 塔径的初步设计 2.4.1 气液相体积流量计算 （1）精馏段 skmolhkmoldrv skmolhkmoldrl /0809 . 0 /13.29178.5987 . 4 1 /06426 . 0 /35.23178.5987 . 3 已知： 3 1 3 1 11 /17. 1/95.797 /84.29/26.27 mkgmkg kmolkgmkmolkgm vl vl 质量流量： skghkgvmv skghkglml v l

37、 /41 . 2 /3192.868713.29184.29 /75 . 1 /601.630626.2735.231 11 11 体积流量： smhm v v smhm l l v s l s /06 . 2 /059.7425 17. 1 3192.8687 /0022 . 0 /9035 . 7 95.797 601.6306 33 1 1 1 33 1 1 1 （2）提馏段 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 由于本设计采用泡点进料，故 q=1. skmolhkmolfqvv skmolhkmolqfll /08087 . 0 /13.291) 1( /115

38、56. 0/03.41668.18435.231 已知： 3 2 3 2 22 /9353 . 0 /487.902 /85.22/31.20 mkgmkg kmolkgmkmolkgm vl vl 质量流量： hkgmvv hkgmll v l /3205.665285.2213.291 /5693.844931.2003.416 22 22 体积流量： smhm v v smhm l l v s l s /976. 1/82.7112 9353. 0 3205.6652 /0026 . 0 /3625 . 9 487.902 5693.8449 33 2 2 2 33 2 2 2 2.4.

39、2 塔径的计算 （1）精馏段 由，式中可由史密斯关 l vl cuuu maxmax 8 . 06 . 0(，安全系数安全系数）c 联图查出。 2/1 )( v l h v h l 图 2-2 史密斯关联图 横坐标数值：0278 . 0 ) 17 . 1 95.797 ( 059.7425 9035 . 7 )( 2/12/1 1 1 1 1 v l s s v l 取板间距：mhhmhmh ltlt 4 . 005 . 0 45 . 0 ，板上液层高度， 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 查图可知094 . 0 ) 20 345.33 (085 . 0 ) 20

40、(085 . 0 2 . 02 . 01 2020 ccc， m u v d smu smu s 19 . 1 84. 114 . 3 06 . 2 4 14 . 3 4 /84 . 1 75 . 0 453 . 2 75 . 0 /45 . 2 17 . 1 17 . 1 95.797 094 . 0 1 1 1 1 max 则，取安全系数为 按标准，塔径圆整为 1.4m 横截面积：sm a v ua t s t /34 . 1 5386. 1 06. 2 5386 . 1 4 . 1785. 0 12 空塔气速：， （2）提馏段 横坐标数值：041. 0) 9353. 0 487.902

41、( 82.7112 3625. 9 )( 2/12/1 2 2 2 2 v l s s v l 取板间距：mhhmhmh ltlt 4 . 005 . 0 45. 0 ，取板上液层高度， 查图可知：103 . 0 ) 20 45.53 (085 . 0 ) 20 (085 . 0 2 . 02 . 02 2020 ccc， m u v d smuu smu s 024 . 1 4 . 214 . 3 976 . 1 4 14. 3 4 /4 . 22 . 375 . 0 7 . 0 /2 . 3 9353. 0 9353. 0487.902 103 . 0 2 2 2 max2 max 由于提

42、馏段与精馏段塔径相差不大，故提馏段塔径可圆整为。m4 . 1 横截面积：，空塔气速 22 5386. 14 . 1785 . 0 matsmu/28 . 1 2 故塔的塔径为 1.4，塔的横截面积为。m 2 5386 . 1 m 2.5 溢流装置 2.5.1 堰长的计算 w l 取堰长=,即，出口堰高为 w ld7 . 0mlw98 . 0 4 . 17 . 0 w h 本设计采用平直堰，堰上液层高度按下式计算 ow h 3/2 )( 1000 84 . 2 w h ow l l eh 式中 e 值可由液流收缩系数计算图查出。 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图

43、2-3 液流收缩系数计算图 精馏段）（ 1 由于 查图 3-4 液流收缩系数计算图得m l l d l w hw 31. 8 98 . 0 9035 . 7 )(7 . 0 5 . 25 . 2 02 . 1 e mhhh mh owlw ow 038 . 0 012. 005. 0 012 . 0 ) 98 . 0 9035 . 7 (02. 1 1000 84 . 2 3/2 提馏段）（2 由于 查图 2-4 液流收缩系数计算图得m l l d l w hw 85 . 9 98 . 0 3625 . 9 )(7 . 0 5 . 25 . 2 02 . 1 e mhhh mh owlw ow

44、 037 . 0 013 . 0 05 . 0 013. 0) 98 . 0 3625 . 9 (02 . 1 1000 84 . 2 3/2 2.5.2 弓形降液管的宽度 wd和截面积 af 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2-4 弓形降液管的参数 由查图 3-5 弓形降液管的参数图得7 . 0 d lw 09 . 0 148. 0 t f d a a d w 则 2 1385. 05386. 109. 009 . 0 2072 . 0 4 . 1148 . 0 124. 0maamdw tfd 验算降液管内停留时间： 精馏段：ss l ha s tf 53

45、3.28 0022. 0 45. 01385. 0 1 1 提馏段：ss l ha s tf 597.23 0026. 0 45. 01385. 0 2 2 停留时间大于 5s，故降液管可用。 2.5.3 降液管底隙高度 (1)精馏段 取降液管底隙流速，则smu/08 . 0 0 m ul l h w s 028 . 0 08 . 0 98 . 0 0022 . 0 0 1 0 ，故降液管底隙高度设计合理006 . 0 01. 0025 . 0 00 hhh w 且 (2)提馏段 取，则smu/1 . 0 0 m ul l h w s 027. 0 1 . 098. 0 0026 . 0 0

46、2 0 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 ，故降液管底隙高度设计合理006 . 0 01. 0025 . 0 00 hhh w 且 2.6 塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列 2.6.1 塔板的结构尺寸 本设计采用 f1 型重阀，重量为 33 克，孔径为 39mm。 由于塔径大于 800mm，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔 内，采用单溢流型塔板。本设计塔径 d=1400mm，塔板分成四块。 图 2-5 塔板分块示意图 2.6.2 浮阀数目及排列 (1)精馏段 取阀孔动能因子,则孔速11 0 fsm f u v /73.10 25 . 1 12

47、 1 0 01 每层塔板浮阀数目为个170 039 . 0 17.10785 . 0 06. 2 785 . 0 2 01 2 0 1 ud v n s 取边缘区宽度，破沫区宽度mwc05. 0mws07. 0 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 计算塔板上鼓泡区面积，即 r x rxrxaaarcsin 180 14 . 3 2 222 其中： mw d r c 65 . 0 05 . 0 2 4 . 1 2 mww d x sd 4228 . 0 )07 . 0 2072 . 0 ( 2 4 . 1 )( 2 所以： 2222 016. 1 65 . 0 4228

48、. 0 arcsin65. 0 180 14. 3 4228. 065. 04228 . 0 2maa 浮阀塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距mmt75 则排间距：mmm n a t t a 7 .790797 . 0 075 . 0 170 016 . 1 因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积， 因此排间距不宜采用 0.0797m，而应小些，故取=0.0797m，以等腰三角形叉排方式作图，t 排得阀数目为 167 个。 图 2-6 精馏段浮阀数目的确定 按 n=167 个重新核算孔速及阀孔动能因子： 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程

49、设计 共 页 第 页 smu/33.10 167039 . 0 785 . 0 06 . 2 2 01 17.1117 . 1 33.10 01 f 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 的范围内。 以塔横截面积为基准的塔板开孔率 13 . 0 ) 4 . 1 039 . 0 (167)( 785 . 0 220 2 0 01 d d n a nd u u t (2)提馏段 取阀孔动能因子，则孔速11 0 fsm f u v /37.11 9353 . 0 11 2 0 02 每层塔板上浮阀数目 个146 37.11039 . 0 785. 0 976. 1 785 . 0 n 2 02 2 0

50、 2 ud vs 按，估算排间距 mmt75mmt8 .92 075 . 0 146 016 . 1 取，以等腰三角形叉排方式排列，排得阀数为 136 个。mmt80 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 图 2-7 提馏段浮阀数目的确定 按重新核算孔速及阀孔动能因子136n smu/17.12 136039 . 0 785 . 0 976. 1 2 02 8 .119353. 017.12 02 f 106 . 0 4 . 1 039 . 0 136 2 ）（ 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 第三章 塔板的流体力学验算 3.1 气相通过浮

51、阀塔板的压降 根据计算ghphhhh lpplcp ， 1.精馏段 (1)干板阻力 smu v c /64. 9 17 . 1 1 .73 1 . 73 825 . 1 825. 1 1 10 因，故 1001c uum g u h l v c 043 . 0 95.797 17 . 1 8 . 92 33.10 34 . 5 2 34 . 5 2 1 1 01 2 1 (2)板上充气液层阻力 取mhhhh owwll 025 . 0 05 . 0 5 . 0)5 . 05 . 0 010 （，则 (3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为

52、： mhhh lcp 068 . 0 025 . 0 043 . 0 111 设计允许值）(7 . 075.5318 . 995.797068. 0 111 kpapaghp lpp 2.提馏段 (1)干板阻力 smu v c /9 .10 9353 . 0 1 . 73 1 . 73 825 . 1 825 . 1 2 10 由于，故 2002c uum g u h l v c 042. 0 487.902 9353 . 0 8 . 92 17.12 34 . 5 2 34 . 5 2 2 2 02 2 2 (2)板上充气液层阻力 取，则5 . 0 0 mhhhh owwll 025. 00

53、5 . 0 5 . 0)5 . 0 02 （ (3)液体表面张力所造成的阻力 (4)此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： mhhh lcp 067. 0025. 0042. 0 222 设计允许值）(7 . 057.5928 . 9487.902067 . 0 222 kpapaghp lpp 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 3.2 液泛 为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜高度)( wtd hhh mht板间距，mhd将夜管内液面高度， mhw堰高，泡沫层的相对密度 1.精馏段 (1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 mh

54、p068 . 0 1 (2)液体通过降液管的压头损失 m hl l h w s d 00098. 0) 028. 098. 0 0022. 0 (153 . 0 )(153 . 0 22 0 1 1 (3)板上液层阻力 ，则mhl05 . 0 mhhhh pdld 119. 0068. 000098 . 0 05 . 0 111 对于一般物系，由于5 . 0mhmh wt 038 . 0 45 . 0 ， 则mhh wt 224 . 0 )038 . 0 45. 0(5 . 0 1 ）（ 可见，所以符合防止液泛的要求。 11 )( wtd hhh 2.提馏段 (1)单层气体通过塔板的压降相当的

55、液柱高度 mhp067 . 0 2 (2)液体通过降液管的压头损失 m hl l h w s d 0016 . 0 ) 0258. 098 . 0 0026 . 0 (153. 0)(153 . 0 22 0 2 2 (3)板上液层高度 ，则mhl05 . 0 mhhhh pdld 1186. 0067 . 0 0016 . 0 05. 0 222 对于一般物系，由于5 . 0mhmh wt 037 . 0 45 . 0 ， 则mhh wt 2435 . 0 )037 . 0 45 . 0 (5 . 0 2 ）（ 可见，所以符合防止液泛的要求。 22 )( wtd hhh 3.3 雾沫夹带 泛

56、点率=%100 36 . 1 1 11 1 1 bf ls vl v s akc zlv 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 板上液体流经长度：mwdz dl 9856 . 0 2072 . 0 24 . 12 板上液流面积： 22 2616. 11385. 024 . 1785 . 0 2maaa ftb 1.精馏塔 取物性系数,查得0 . 1k106 . 0 f c 泛点率=%100 36 . 1 1 11 1 1 bf ls vl v s akc zlv =%2 .61 106 . 0 12616. 1 9856. 00022 . 0 36 . 1 17 . 1

57、 -95.797 17. 1 06. 2 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算知，雾沫 夹带能够满足的要求。气）液 kgkgev/(11 . 0 2.提馏段 取系数,查得泛点负荷系数0 . 1k104 . 0 f c 泛点率=%100 36 . 1 2 22 2 2 bf ls vl v s ack zlv =%13.51 104 . 0 12616. 1 0026 . 0 9856 . 0 36 . 1 9353. 0-487.902 9353. 0 976. 1 由以上计算可知，符合要求。 3.4 塔板负荷性能图 3.4.1 物沫夹带线 泛点率=%100

58、36 . 1 bf ls vl v s akc zlv 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率 80%计算。 (1)精馏段 0.8= 106 . 0 2616. 11 9856 . 0 36 . 1 17 . 1 95.797 17 . 1 ss lv 整理得： ss lv6 .4132 . 3 武汉理工大学华夏学院化药系 化工原理课程设计 共 页 第 页 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取若干个值，可算出 s l s v (2)提馏段 0.8= 104. 012616. 1 9856 . 0 36. 1 9353. 0-487.902 9353. 0 ss lv 整理得： s

59、s lv6 .4132 . 3 在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值。 s l s v 计算如表所示： 表 3-1 计算结果 精馏段提馏段 ls/(m3/s)vs/(m3/s)ls/(m3/s)vs/(m3/s) 0.00052.7750.00053.299 0.012.4420.012.904 0.0132.3370.0132.779 由表 3-1 作出物沫夹带线 3.4.2 液泛线 根据 hhhhhhhhhh ldlcdlpwt )（ 由此确定液泛线，忽略式中 h 3/2 0 2 0 0 2 0 ) 3600 ( 1000 84 . 2 5 . 1)(153 . 0 2 34. 5 )

60、5 . 1)(153. 0 2 34 . 5 )( w s w w s l v oww w s l v wt l l eh hl l g u hh hl l g u hh （ （ (1)精馏段 )69. 0038. 0(5 . 12 .203 95.7978 . 92167039 . 0 785. 0 17. 1 34 . 5 224. 0 3/22 1 24 2 1 ss s ll v 整理得： 3/2 1 2 1 2 1 5 . 10320320 7 . 16 sss llv (2)提馏段 )69 . 0 037 . 0 (5 . 133.239 487.9028 . 92136039.