优秀毕业设计精品甲醇-水筛板精馏塔设计

1、化工原理设计任务书1、设计题目 ：甲醇 -水筛板精馏塔设计2、设计条件 ：加料量 F=100kmol/h进料组成xF =0.48 0.001 （ 2620）=0.486馏出液组成 xD =0.92 0.001 （ 2620）=0.926釜液组成xW =0.02 0.001 （ 26 20） =0.026塔顶压力 P=100kP单板压降 0.7 kPa3 、 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底直接蒸汽加热，泡点进料，泡点回流。4、主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（ 1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定（ 2）塔板的流体力学校核（ 3）塔板的负荷性能

2、图（ 4）总塔高4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图1.化工原理课程设计目录化工原理设计任务书 1摘要 1前言 2绪论 1第一章 基础数据 21.1 设计基础数据 21.2 设计方案 31.3 设计思路 4第二章 设计计算2.1. 精馏流程的确定： 52.2. 塔的物料衡算： 52.3 理论板数的确定： 62.4 全塔效率 ET 72.5 实际塔板数： 8第三章塔的工艺条件及物性的数据计算 83.1 操作压力的计算 83.2 温度的计算 83.3 塔内各段汽、液两相组分的平均分子量 93.4 提馏段的平均密度 103.5 液体表面张力的计算 113.6 提馏段

3、液相平均黏度 11第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算 1241 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 124.1.1 塔径 D 的计算 124.2 塔板主要工艺尺寸的计算 134.2.1 溢流装置的计算 134.2.2 塔板布置 154.3. 筛板的流体力学验算 164.3.1 塔板压降 16化工原理课程设计4.3.2 液面落差 174.3.3 雾沫夹带量 EV 的验算 174.3.4 漏液的验算 184.3.5 液泛的验算 1844 塔板负荷性能图 19441 漏液线 194.4.2 液沫夹带线 204.4.3 液相负荷下限线 214.4.4 液相负荷上限线 214.4.5 液泛线 224.5 筛板塔的

4、工艺设计计算结果汇总表 23第五章 热量衡算 255.1 进入系统的热量 255.1.1 加热饱和蒸汽带入的热量 255.1.2 进料带入的热量 QF 255. 1.3 回流带入的热量 QR（塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算） 265.2 离开系统的热量 275.2.1 塔顶蒸汽带走的热量QV 275.2.2 残余带走的热量 285.2.3 散于周围的热 QL 285.3 热量衡算 29第六章 塔的附属设备的计算 306.1 塔顶冷凝器 306.1.1 确定设计方案 306.1.2 传热面积计算 306.1.3 核算管程、壳程的流速及雷诺数 336.1.4 校核传热系数： 346.1.5 计算所需传

5、热面积 366.1.6 计算阻力损失： 366.2 主要接管尺寸的选取 37化工原理课程设计6.2.1 进料管的选择 376.2.2 回流管的选择 376.2.3 釜液出口管路的选择 386.2.4 塔顶蒸汽管的选择 386.2.5 加热蒸汽管的选择（塔底进气管） 396.2.6 管线设计结果表 396.3 泵的选型 406.4 塔总体高度的设计 426.4.1 筒体 426.4.2 封头 426.4.3 塔的顶部空间高度 426.4.4 除沫器 436.4.5 裙座 436.4.6 塔底空间 446.4.7 人孔 446.5 塔立体高度 45结 束 语 46感 谢 错误！未定义书签。课 程

6、设 计 总 结 47参考文献 48主要符号说明 49附 录 521. 理论板数求取 522. T- X- Y 图 533. 塔盘结构图 54化工原理课程设计摘要本次化工原理课程设计进行的是甲醇和水二元物系的精馏分离。采用的精馏装 置有筛板精馏塔，塔底饱和蒸汽直接加热，无再沸器等设备。在设计精馏塔过程中， 先计算出理论板数， 精馏段为 5 块理论板， 提馏段为 3 块理论板（包括塔釜） 。塔顶液相组成为 0.926 ，塔底液相组成为 0.026 ，算得精 馏段板效率为 43.1 ，提馏段板效率为 41.9%，求得精馏段实际板数为 12 块，提 馏段实际板数为 8 块（包括塔釜） ，然后计算塔径按

7、标准圆整为 0.8m. 取板间距为 0.35m。再计算并校核塔的流体力学，画出负荷性能图。在设计再沸器过程，我们由热量衡算计算出塔顶冷凝器，选择列管式换热器。 辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，泵 选用.关键词：筛板精馏塔，逐板计算，物料衡算 .化工原理课程设计在化工生产中，蒸馏分离液体混合物的应用是很广泛的，如从发酵的醪液中 提炼饮料酒已有久远的历史又如在石油的炼制中，将原油分为汽油，柴油，润滑 油，等一系列产品 ; 在分离均相液体混合物中， 这种方法是最常用的， 同时这种分 离方法通常也是大规模生产中最经济的 . 塔设备是炼油 ，化工，石油化工等生产 中广泛应用的汽液

8、传质设备，工业上应用较多的是有降液管的塔板，如泡罩，浮 阀，筛板等。泡罩塔是上一世纪初随着工业蒸馏的建立而发展起来的，属于一种 古老的结构， 但结构教复杂， 造价教高。 筛板塔的出现， 仅迟于泡罩塔 20 年左右， 长期被认为操作不易稳定，但如今对其性能的研究不断深入，已能做出较有把握 的设计，使筛板塔成为应用最为广泛的一种类型。本设计采用筛板精馏塔，进行甲醇水二元物系的分离，精馏塔，原料预 热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备 .化工原理课程设计绪论化工原理课程设计是化工原理的一个重要的、综合的实践教学环节 , 是培养 学生综合运用所学知识分析和解决化工实际问题的一个重要过程。在本设计中我们使

9、用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。筛板塔 是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进 了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传 质的不利影响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度 使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实 际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负 荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3 。本次课程设计是一次对我们所学知识的检验，是一次自己运用所学知识，解 决实际问题的能力的一次非常好的机会。培养了我们勤奋思考、努

10、力钻研、艰苦 奋斗、持之以恒等许多优秀的品质，从而为我们毕业后将来参加工作打下了坚实 的基础。为了将来工作得心应手、独挡一面，我们应该认真对待这次课程设计。化工原理课程设计第一章 基础数据1.1 设计基础数据表 1.1.1 水和甲醇物性表(表中数据摘自 资料3 )项目分子式分子量沸 点临界温度临界压强 KPa水BH2O18.01100374.222088.85甲醇 ACH3OH32.0464.7239.438100.00表 1.1.2 常压下水和甲醇的气液平衡数据表 (101.325kPa)温度 t 液相中甲醇的摩尔分率 %气相中甲醇的摩尔分率 %96.40.020.13493.50.040.

11、23091.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.79078.00.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.50.800.91566.00.900.95865.00.950.979水和甲醇各种物性数据见表 1-3 到表 1-6 。 表 1.1.3 水和甲醇液相密度温度 t, 6080100120140 A,kg/m 3761.1737.4712.0684.7654.9 B,kg/m 3983.24971.83970.38943.49

12、26.4表 1-.1.4 水和甲醇液体的表面张力 温度 t, 6080100120140 A,mN/m17.3315.0412.0810.638.5342化工原理课程设计 B,mN/m66.0762.6958.9154.9650.79表 1.1.5 水和甲醇液体的粘度 L温度 t, 6080100120140 LA mPa0.3440.2770.2280.1960.163 LB mPa0.46580.35650.28380.23000.1950表 1.1.6 水和甲醇液体气化热 温度 t, 6080100120140 A,kJ/kg35.6533.9832.1530.1427.91 B,kJ/

13、kg42.41641.52940.59939.60738.5481.2 设计方案甲醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后， 冷凝液部分利用重力泡点回流； 部分 连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（ 150的饱 和蒸汽）直接加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参 见下图（图 1.2.1）：化工原理课程设计图 1.2.11.3 设计思路气液相负荷计算全塔热量衡算化工原理课程设计第二章 设计计算2.1. 精馏流程的确定：甲醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料， 送入精馏塔， 塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回

14、流，其余经塔顶产品冷却器冷却 后，送至储罐 ,塔釜采用直接蒸汽再沸器供热 ,塔底产品冷却后 ,送入贮罐 （附流 程图）2.2. 塔的物料衡算：2.2.1 最小回流比的确定 ：由于精馏为泡点进料， q=1，采用作图法求最小回流比 Rmin ，e（0.486，0.486），自e做垂线 ef即为进料 q线，该线与平衡线交于点 （xq,y q），yq =0.773 ， xq =0.486故最小回流比Rmin 0.533xD yqRminD q，得 DxD WxW FxF SxSyq xqq q V S （R 1）D （q 1）F2.2.2 适宜回流比的确定： 由于该物系为易分离物系，最小回流比小，取操

15、作回流比为最小回流比的两倍， R 2 Rmin ， R 1.072.2.3 物料衡算：总物料衡算： D W F S5化工原理课程设计易挥发组分物料衡算： DxD WxW FxF SxS其中， V S (R 1)D (q 1)FF 100Kmol /h解得：D 48.23Kmol /hW 151.61kmol /hS 99.84 Kmol /h2.2.4 精馏塔的气液相负荷V (R 1)D (1.07 1) 48.23 99.84Kmol /h L L QF 51.61 100 151.61Kmol /hV V (1 q)Fq1V 99.84 Kmol /h2.2.5 操作线方程的确定：操作线方

16、程由精馏段操作线方程与提馏段操作线方程组成精馏段操作线方程WW151.61151.61yn 1S xnxwxn0.026 1.519xn 0.0395Sw99.84 n99.84 nLD yn 1 V xn V xD51.61 xn 48.23 0.926 0.517xn 0.48399.84 99.84提馏段操作线方程2.3 理论板数的确定：q 线，作图，得由图解法求理论板数 又平衡线，精馏段操作线方程，提馏段操作线方程， 总理论板数 NT 8化工原理课程设计进料板位置 NF 52.4 全塔效率 Et0.245由 Oconnell 法得 Et 0.49 L，（资料 1 ） 为塔顶及塔底平均温

17、度两者可用插值下的相对挥发度； L 为塔顶及塔底平均温度下的进料平均粘度。法求出。2.4.1 平均黏度查 t-x-y 图，得进料温度 t F=73.6 , 塔顶温度为 t D=66.5 ，塔釜温度 t W=93.6精馏段平均温度 t1 70.1 C ，提馏段平均温度 t2 85.1 Ct1 70.1。C 时，A 0.33mPa SB 0. 4m4 Pa St2 85.1 C 时，A 0.28mPa SB 0. 3m3Pa S精馏段平均黏度x1 A (1 x1) B0.53mPa S 其中 x1提馏段平均黏度x1 A (1 x1) B0.35mPa S 其中 x1xD xF2xw xF22.4.

18、2 相对挥发度查平衡曲线，得tD 66.5 CyA0.972，yA/ yBxA/ xB0.972 /(1 0.972)0.926 /(1 0.926)2.775tF 73.6 CyA0.773，yA / yB0.773/(1 0.773)xA / xB 0.486 /(1 0.486)3.6tW 96.6 CyA0.11，yA / yB0.11/(1 0.11) 7.15 xA /xB 0.026 /(1 0.026) 7.15化工原理课程设计精馏段平均相对挥发度3.6 2.775 3.188 ( 资料1 )2提馏段平均相对挥发度3.6 7.15 5.3732解得：精馏段平均板效率Et 0.4

19、9( L) 0.245 43.1%提馏段平均板效率 Et 0.49( L) 0.245 41.9%2.5 实际塔板数：由 N实=N 理/Et 可得：精馏段实际板数：2N 5/ 0.431 11.6 12 2 层 v2提馏段实际板数：N 3/ 0.419 7.2 8 层(包括塔釜)第三章塔的工艺条件及物性的数据计算3.1 操作压力的计算由设计任务书可知塔顶压力 Pd 100kPa 取每层板压降为 p 0.7KPa 进料板压强：PF 100 0.7 12 108.4KPa塔底压强：PW 100 0.7 20 114KPa则提馏段的平均压强 :Pm PF PW 111.2KPa23.2 温度的计算

20、由附表可知：化工原理课程设计tW 96.6 C，tF 73.6 C则有：提馏段的平均温度 :tm tF tW 85.1 C23.3 塔内各段汽、液两相组分的平均分子量n由计算表格，由公式 M Xi M i ，则根据公式有：i1塔釜： xn 0.017， yn 0.11MVWm yn M A (1 yn) M B 0.11 32.04 0.89 18.01 18.51kg / KmolM LWm xn M A (1 xn) M B 0.017 32.04 0.983 18.01 18.25kg / Kmol同理可得：进料： yF 0.767 ， xF 0.47MVFmyF MA (1 yF) M

21、B 0.767 32.04 0.233 18.01 27.79kg / KmolM LFm xn M A (1 xn) MB 0.47 32.04 0.53 18.01 24.59kg / Kmol可知提馏段的平均分子量M VmM VWm M VFm218.51 27.89223.2kg / KmolM VmM LWm M LFm218.25 24.59221.42kg / Kmol化工原理课程设计3.4 提馏段的平均密度1、 液相密度 LM由公式： 1/ Lmai / i （ a 为质量分率）得： 塔底 tW 96.6 C ，查手册用曲线拟合得，得A 722kg / m3 ， B 961.4

22、6kg / m3xn M Axn M A (1 xn) M B0.017 32.040.017 32.04 0.983 18.010.0298LWm1aA / A (1 aA)/ B13 952.05kg /m3 0.0298 / 722 0.9702/961.46进料板 tF 73.6 C ，查手册用曲线拟合得，得A 741kg / m3 ， B 975.6kg / m3aAxn M Axn M A(1 xn) M B0.47 32.040.47 32.04 0.53 18.010.612LWm1aA / A (1 aA)/ B2、气相密度：由理想气体状态方程PV nRT ，得13 817.

23、3kg /m30.612 / 722 0.388 / 961.46提馏段液相密度： Lm LWm LWm 952.05 817.3 884.7kg / m3提馏段气相密度：PmM VmRTm111.2 23.28.315 (273.15 85.1)30.866kg /m10化工原理课程设计3.5 液体表面张力的计算n平均表面张力 ： m i ii1则塔釜 tW 96.6 C 查手册由曲线拟合得：A 15.2mN / m ， B 59.32mN / mLWm xnA (1 xn) BLWm0.017 15 .2 0.983 59 .32 58 .17 mN / m进料 tF 73.6 C 查手册

24、，由曲线拟合得：A 16.3mN / m ， B 63.36mN / mLFm 0.47 15.2 0.53 59.32 41 .24 mN /m提馏段液相平均表面张力：LmLFm LWm258.17 41.24249.7mN / m3.6 提馏段液相平均黏度液体平均黏度 lg Lmxi lg i塔釜 tW 96.6 C ，查手册用曲线拟合得，得A 0.3mPa S ， B 0.28mPa Slg LWmxW A (1 xW ) B 0.017 lg 0.3 0.983 lg 0.28LWm 0.28mPa S进料 tF 73.6 C ， A 0.52mPa S ， B 0.41mPa S11

25、化工原理课程设计lg LFm xF A (1 xF ) B 0.47 lg 0.52 0.53 lg 0.41LFm 0.49 mPa S0.28 0.49 提馏段液相平均黏度 Lm LFm LWm 0.28 0.49 0.39mP S22第四章 精馏塔主要工艺尺寸的计算41 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算4.1.1 塔径 D 的计算a、提馏段的气、液相体积的流率为VS 3V60M0VmVs 39690.804 02.836.26 0.754m3/sVmL MVm3600 Lm151.61 21.42 0.00101m3 /s3600 884.7由 umax C L VL 0.2C C20 ( 2

26、0L )0.2 ，式中的 C 由上式计算，其中 C20 的由图查取，图的横坐标为LSL 1/ 2 0.00101 3600 884.7 1/2VSS ( VL)VS( ) 0.04240.754 3600 0.866b、初选板间距 HT 0.35m ,取塔板上清液层高度 hL 0.05mHT hL 0.3m ，查图( 资料 2 )，得 C20 0.061 ，12化工原理课程设计C C20(20L)0.2 0.061 (4290.7)0.2 0.073umaxLVL0.071884.7 0.8660.8662.33m/s取安全系数为 0.70, 则空塔气速为u 0.7 u max 1.632 m

27、 / sd04VS4 0.754u 3.14 1.6320.767m实际空塔气速V S 0.754AT0.50241.5 m / s按标准 , 塔径圆整为 0.8m塔截面积：2 2 2AT/4d020.82 0.5024 m2 ，44.1.2 、精馏塔有效高度的计算精馏段 z (N 1) HT 12 0.35 4.2m ，提馏段 z (N 1) HT 7 0.35 2.45m ， 进料板上设置一人孔，高 0.8m，精馏塔有效高度 Z=7.45m4.2 塔板主要工艺尺寸的计算4.2.1 溢流装置的计算因塔径 d0 0.8m ，可采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：13化工原理课程

28、设计1）、溢流堰长 l取堰长 lw为 0.7d0 ,即: l w w=0.7 0.8=0.56m(2) 、出口堰高 hw由hw hL h0w选 用 平 直 堰 ， 堰 上 液 层 高 度 howhow 2.84 10 3E(Lh/l)2/32/32.84 10 3 1 (3600 0.00101/0.56)0.00989m 取板上清液层高度 hL 50mmhw 0.05 0.00989 0.0401m(3) 、降液管的宽度 Wd 与降液管的面积 Af由 lw / D 0.7查图( 资料2 )得： Af / AT 0.092 Wd / D 0.1522Af 0.092Af 0.092 0.502

29、4 0.0462m2Wd 0.152d0 0.152 0.8 0.1216m计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即1 Af HT / Lh (3600 0.754 0.35) /(0.00101 3600) 19.02s 5s所以降液管设计合理，符合要求。(4) 、降液管底隙高度 ho 取液体通过降液管底隙的流速 u0 为 0.15 m s14化工原理课程设计uoLh3600l whohoLh3600lwuo0.00101 36003600 0.56 0.150.012mhw h0 0.0401 0.012 0.028m 0.006m故降液管设计合理，符合要求。 选用凹形受液盘，深度

30、hw 50mm 。4.2.2 塔板布置1塔板的分块因 d0 800mm，故塔板采用分块式。查表得，塔板共分为3 块。2. 边缘区宽度的确定取 WS WS 0.065m ， WC 0.035m3.计算开孔区面积：Aa 2 x r2 x2/180r 2 sin 1( x)aRd00.8x 0 Wd Ws0.152 0.065 0.2134m22r d0 Wc 0.8/2 0.035 0.365m2cAa 20.2134 0.3652 0.213423.14 0.3652180sin 1(0.2134) 0.312m20.3654 筛孔数 n 计算、排列及 开孔率 本例所处理的物系无腐蚀性，选用3m

31、m碳钢板 ，取筛孔的孔径 d 5mm,15化工原理课程设计筛孔按正三角形排列 , 故: 孔中心距 t 3d 3 5.0 15mm计算塔板上的筛孔数 n, 即1.155A0 1.155 0.312 n 2 0 21602t 2 0.0152d2开孔率 , 即 0.907( )2 10.1%气体通过筛孔的气速 :VS 0.754 u023.92m/ sAa 0.101 0.3124.3. 筛板的流体力学验算4.3.1 塔板压降(一)塔板压降1、干板阻力 hc 计算干板阻力 hc 由u0 2 Vhc 0.051( 0)2( V )c0L由孔径与板厚之比 d/ 5/3 1.67c0 0.772hc 0

32、.051u0 /c0 2 v / l 0.051( 23.92 ) 2 ( 0.866) 0.0471m液柱0.772 884.72、气流通过液层的阻力 h1h1hL16化工原理课程设计VSAT Af0.7540.5024 0.04621.653m / sF0 1.653 0.866 1.53kg1/2 /(s m1/ 2)查图，得 0.56h1hL(hw how) 0.56 (0.0401 0.00989) 0.028m 液柱3、液体表面张力的阻力 h4LL gd4 49.7 10 3884.7 9.81 0.0050.0045m液柱气体通过每层塔板的液柱 hphp hc h1 hhp 0.

33、0471 0.028 0.045 0.0804m 液柱气体通过每层塔板的压降：p hp Lg 0.0804 884.7 9.81 699Pa 0.7kPa (设计允许值)4.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本次设计塔径和液流量均不大，故可忽略液 面落差的影响。4.3.3 雾沫夹带量 eV 的验算液沫夹带量由式5.7 10 6uaH T hf)3.2计算17化工原理课程设计1.65365.7 10 1.653 3.2ev3 ( ) 0.0677 kg/kg0.1kg/kgv 49.7 10 3 0.35 2.5 0.06故在设计中，液沫夹带量 ev 在允许范围内，此负荷下不会发生过量

34、的雾沫夹带。4.3.4 漏液的验算漏液点气速： u0,min4.4CO (0.0056 0.13hL h ) L / Vu0,min 4.4 0.742 (0.0056 0.13 0.05 0.0045) 884.7 9.465m / s 0.866实际孔速 u0 23.92m/ s u0,minu0筛板的稳定性系数Ku023.92 2.53 1.5u0,min 9.465故此次设计中无明显漏液。4.3.5 液泛的验算为防止塔内液泛，降液管内液层高度Hd 应满足H d(HT hw)甲醇水为一般物系，取0.5 则(HT hw ) 0.5(0.35 0.0401) 0.195m而 H d hp h

35、L hd板上不设进口堰， hd 可由下式求出18化工原理课程设计 2 2hd 0.153(u0 ) 0.153 0.15 0.003m 液柱Hd H p h1 hd 0.0804 0.05 0.003 0.133m 液柱 故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体力学验算 , 可认为精馏段、提馏段塔径及 各工艺尺寸是合适的。44 塔板负荷性能图441 漏液线u0,min 4.4CO ( 0 .00560.13 hLh ) L / VVs, minu0,minAa ，hLhw how ，2.84 E(Lh)2/31 0 0 0 lwVs,min 4.4C0Aa .0056 0.13hw

36、2.84 E(Lh)2/3 h L / V1000 lw4.4 0.772 0.101 0.3122.843600Ls 2/3 0.0056 0.13.0401 1 (s)2/3 0.0 0 4 85 8 .47 / 0.8 661000 0.56整理得：VS,min3.420.0063 0.128L2/3S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 4.4.a表 4.4.a 漏液线图19化工原理课程设计L S, m 3/s0.0006 1. 0.0015 3. 0.0030 4 0.0045V S1,m3/s0.2910.3050.3240.3384.4.2 液

37、沫夹带线以 ev 0.1kg 液 /kg 气为限，ev5.7 10 6ua )3.2LHT hfuaVS0.754AT Af0.5024 0.0462 1.653VShf2.5hL 2.5(hw how )hw0.0401how2.84 1 (3600Ls )2/3 0.98L2s/30.561000hf 0.1 2.45L2S/ 3HThf 0.25 2.45L2S/35.7 10 61.653VS49.7 10 3 (0.25 2.45SL2S/3)3.20.1整理得， VS 1.255 12.3L2S/3表 4.4.b 液沫夹带线图20化工原理课程设计LS, m 3/s0.0006 0.

38、0015 0.0030 0 0.0045VS1,m3/s1.168 1.094 1.000 0.9204.4.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m 作为液相负荷下限线条件，ow2.84 E ( 3600 L1000 E ( l ws ) 2 / 30.006取 E=1 ，Ls,min0.006 1000 3 /2 ()2.840.560 . 00048 m3 / s3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限(3)4.4.4 液相负荷上限线以4s 作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式得Af HT 4LS故 LS,maxHT Af 0.35 0.01557

39、 0.001363m3 /s2. 提馏段：取液体在降液管中停留时间为 4 秒LS,maxHT Af 0.35 0.0462 0.00404m3 /s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限(4)21化工原理课程设计4.4.5 液泛线令 H d(HT hw)hphL hd ； hhc h1 h ；h1hL ； hLhwhowHThwhphw how hd忽略 h ，将how 与 LS ，hd 与 LS， hc 与Vs的关系代入上式，整理得aVs2 b cL2S d L2s/3式中0.051 ( V )a2(AaC0)Lb HT ( 1) hw2c 0.153/(l wh0)2d 2.84 10

40、 3E(1)(3 6 0)02/3lw将有关数据代入，得0.051(0.101 0.532 0.772)2( 0.866(884.7) 0.0844b 0.5 0.35 (0.5 0.56 1) 0.0401 0.1320.1532(0.56 .012)233880.0844Vs 0.132 3388L2s 1.536L2s/32 2/3Vs 1.564 40142L2s 18.2L2s/322化工原理课程设计故 0.0844Vs 0.132 3388L2s 1.536L2s/3即 Vs 1.564 40142L2s 18.2L2s/3L S, m 3/s0.0006 1. 0.0015 3.

41、 0.0030 4 0.0045V S1,m3/s1.192 1.111 0.908 0.506将以上 5 条线绘于 VSLS 图中，即为塔板负荷性能图（图见附录）5 条线包围区域为塔板操作区， A 为操作点， OA 为操作线。 OA 线与线（ 5） 的交点相应气相负荷为 VS，max, OA 线与气相负荷下线（ 1）的交点相应气相负荷为 VS，m n。 可知本设计塔板上限由液沫夹带控制，下限有漏液控制。临界点的操作弹性：提馏段 :V S,max/V S,min=1.1/0.33=3.334.5 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表项目符号单位计算数据提馏段各段平均压力PmkPa111.2各段平均温

42、度tmC85.1平均流量气相Vs3 m /s0.754液相LS3 m /s0.00101实际塔板数N块20板间距HTm0.35塔有效高度Zm7.123化工原理课程设计塔径d0m0.8空塔气速um/s1.632溢流形式单溢流型溢流管形式弓形堰高hwm0.0401溢流装置堰上清夜层高度howm0.00989安定区宽度hwm0.0401边缘宽度lw%101m0.56降液管底隙高度h0m0.012板上清夜层高度hLm10.1筛孔直径dmm5孔中心距tmm15开孔数目n个1602开孔面积Aa2 m0.312空塔气速um/s1.5筛孔气速u0m/ s23.92稳定系数K2.53塔板压降PkPa699液体在

43、降液管中停留的时间s16.02降液管内底隙高度Hdm0.01224化工原理课程设计雾沫夹带evkg 液/ kg 气0.0677负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷LS,max3 m /s1.11气相最小负荷LS,min3 m /s0.33操作弹性3.33第五章 热量衡算5.1 进入系统的热量5.1.1 加热饱和蒸汽带入的热量加热蒸汽带入的热量 QBQB GB w （以150 C饱和蒸汽计）5.1.2 进料带入的热量 QF此时有： tF 73.4 oCQF FG CPF tF其中：CpA 2.694KJ （/ Kg K）CpB 4.214KJ （/ Kg K）故：25化工原理课程设计

44、CP，F 2.694 0.486 4.214 0.512 3.475kJ （/ kmol K）MF 0.486 32.04 （1 0.486） 18.01 24.59Kg /kmolQF 24.59 100 3.475 73.4 627204.8kJ /h5. 1.3 回流带入的热量 QR （塔顶按甲醇与水混合蒸汽计算）QR R DG CPR tR 同上，有： tR 65oC 其中：CpA 2.66KJ （/ Kg K）CpB 4.212KJ （/ Kg K）故：CP，F 2.66 0.926 4.212 0.074 2.755kJ （/ kmol K）MF 0.926 32.04 （1 0.

45、926） 18.01 32.16Kg /kmolQF 24.59 100 3.475 73.4 627204.8kJ / h由 QF R DG CP,R tR ，知：QF 1.07 48.23 32.16 2.755 65 297202.2kJ / h26化工原理课程设计5.2 离开系统的热量5.2.1 塔顶蒸汽带走的热量 QV由 QV DG R 1 CP,D tD D其中： tD 66.5oC;CP,D 2.78kJ /(kmol K)A 1179kJ /kg; B 2489kJ /kg; D 1275.9kJ /Kg;DV 1551.1kg / h可知：QV 1551.1 1.07 1 2

46、.78 66.5 1275.9 4690206.7kJ / h27化工原理课程设计5.2.2 残 余 带 走 的 热 量i 0.023 i (diui i )0.8(Cpui )0.4idii i0.6119 0.8 0.4 20.023 11443 0.8 5.98 0.4 0 1000W / m2 C2540.2W / m2 C Rsi 0.00034m2 C /WAs 73.4m2Rs0 0.0001797m2 C/W 45W / m2 C 15%ui 0.5m/s 4 4? 150 2.453 0.014 0.685 / 4.31298.01 958.78 0.2899 0.586V6

47、9663.9 / 995.5 / 3600ns2 123.8 124sd 2u0.785 0.022 0.5di u4L0 6m sd0ns73.43.14 0.025 1247.54mL0d0ns73.43.14 0.025 1247.54mL0 7.54Np02t 1.25dns 2 124 248 0.7p L06 sD 1.05t ns /632.4mmQw WG CPw tw ，已知： tW 96.6oC;CP,W 4.182kJ /(Kg oC)有：QW 18.25 151.61 4.182 96.6 1117768.5kJ / h5.2.3 散于周围的热 QL可取 QL 0.5%

48、QB28化工原理课程设计5.3 热量衡算由假设易知热量恒定，既： QB QF QR QV QW QL ，则有：QB QV QW QL QF QR代入数据，有：1 0.5% QB 4690206.7 1117768.5 627204.8 297202.2 可解得：QB 4908109kJ /h由 t 进 150 C 查表，可知：W 2118.5kJ /Kg （ 140饱和蒸汽）GBQB49081092118.52316.7Kg /h设塔顶为全凝器，用水做冷却剂，水采自松花江，考虑到温度过高，容易产生污垢，不容易清洗，故采用较低温度。设入口温度为t1 20oC,t2 35oC ，则冷却水用量为 L

49、F 1.515m3 /s被冷却的部分热量为 Q;其中 QC QV QRGC CP t2C t169663.9Kg /h4690206.7 297202.24.204 35 2029化工原理课程设计第六章 塔的附属设备的计算6.1 塔顶冷凝器6.1.1 确定设计方案a 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体为甲醇水蒸汽温度为tD 66.5oC ，冷凝至回流温度 tR 65oC ，冷流体为水，进口温度 t1 20oC ，出口温度 t2 35oC ，因 此选用列管式换热器，逆流操作，液膜减少，传热系数增大，节省传热面积，减 少材料费用。b 流动空间确定 冷却水来自松花江，易结垢，而回流蒸汽黏度较小，故使冷却水走管程，甲醇和 水蒸汽走壳程，便于清洗，排出冷却液，选 25 2.5 碳钢管，取 ui 0.5m / s6.1.2 传热面积计算(2) 计算传热热负荷 Q在泡点温度 tR 65oC , 水与甲醇混合物发生相变而转化成气体，再此状态 下混合物的汽化潜热来计算i diui i 0.8 Cpui 0.4i 0.023 i ( i i i )0.8()0.4dii i0.6119 0.8 0.40.023 11443 5.98 ， 0.022540.2W / m2 CGCQC4393004.5 69663.9kg / h冷却水用量