化工原理课程设计----乙醇水浮阀

1、吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计题目题目乙醇乙醇- -水二元物系浮阀式精馏塔的设计水二元物系浮阀式精馏塔的设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 材料化学材料化学 08020802 学生姓名学生姓名 高高 珊珊 学生学号学生学号 0815023008150230 指导教师指导教师 李李 忠忠 玉玉 20102010 年年 0606 月月 1212 日日吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书（一）（一） 设计题目设计题目 乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计（二）设计条件（二）设计条件原料来自

2、原料罐，温度 20，乙醇含量 450%（质量分率） ；原料处理量为 1000kg/h。产品组成：乙醇含量 92%（质量分率） 。釜液组成：乙醇浓度=3.5%（质量分率） 。塔顶设全凝器，泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热回流比 min)0 . 21 . 1 (RR单板压降 0.7kPa（三）设计内容（三）设计内容(1)确定工艺流程。(2)精馏塔的物料衡算。(3)塔板数的确定。(4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。(5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。(6)塔板板面布置设计。(7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。(8)精馏塔接管尺寸计算。(9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。(10)进料泵的工艺设计计

3、算和选型。(11)带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。(12)设计说明书。吉林化工学院化工原理课程设计I目 录摘 要.1绪 论.2第一章 设计思路.31.1 设计流程 .31.2 设计思路 .3第二章 精馏塔的工艺设计.52.1 精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算 .52.2 物料衡算 .52.3 理论板数和进料位置的确定 .6 2.4 平均温度,密度，摩尔质量的计算72.5 液体表面张力92.5 平均粘度计算 .122.6 平均相对挥发度的计算 .132.7 全塔效率 .132.8 实际板数和实际加料位置的确定 .13第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.153.1

4、 塔的有关物性数据计算 .103.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 .143.3 筛板的流体力学验算 .193.4 塔板负荷性能图 .213.5 操作弹性 .24第四章 热量衡算.304.1 液相进料带入系统的热量 .304.2 离开系统的热量 .30第五章 板式塔的结构与附属设备的计算.325.1 塔顶冷凝器的设计计算 .325.2 换热器程核算 .345.3 换热器内流体的流动阻力（压降） .365.4 主要接管尺寸的计算 .375.5 加热蒸汽鼓泡管（蒸汽喷出器） .395.6 泵的计算 .40主要符号说明.42参考文献.45附 录.46吉林化工学院化工原理课程设计II吉林化工学院化工原理课

5、程设计1摘摘 要要精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本设计采用浮阀精馏塔，进行甲醇水二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。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。通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为 32 块，第 23 块板进料，最小塔径为0.8 m，塔的实际高度为 16.6m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段液体在降液管停留时间为 28.27s，

6、降液管底隙高度为 13.4mm，气相最大负荷为 0.518m3/s，气相最小负荷为0.23m3/s，操作弹性为 2.25。提馏段液体在降液管停留时间为 13.83 s，降液管底隙高度为16.3mm，气相最大负荷为 0.596m3/s，气相最小负荷为 0.2m3/s，操作弹性为 2.98。这些值都符合实际要求，故所选的物性参数是合理。根据物料衡算可知: 加热蒸汽带入的热量为，进料带入的热量为62.71 10 kJ h,回流带入的热量为,塔顶蒸汽带出的热量为,残液61.75 10 kJ h62.15 10 kJ h65.12 10 kJ h带出的热量为,散于周围的热量为。由精馏塔的附属设备的计算可

7、58.45 10 kJ h62.17 10 kJ h知：塔顶冷凝器的型号为 BEM-600-1-36.5-2/25-1I，进料泵的型号为:IS 50-32-125。关键词：精馏，精馏塔，精馏段,浮阀。吉林化工学院化工原理课程设计2绪绪 论论精馏过程的基础是传质，即在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设

8、有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从 200mm 到 6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达 10m，塔高可达 80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，

9、比泡罩塔高 15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为 400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的 120130。在本次设计中,我们进行的是乙醇水二元物系的精馏分离，我们采用的精馏装置有精馏塔,冷凝器等设备,热量从塔釜输入,物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,为了减少热量,能量的损失,我们在进料前设置了节能器,把塔底热产品先与进料进行热交换,然后再冷却.最后完成传热传质. 塔顶冷凝装置采用全凝器，以便于准确控制回流比。塔底再

10、沸器采用饱和蒸汽直接加热，提供釜液再沸时所需热量。 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，同时考虑各处费用的节省等。 吉林化工学院化工原理课程设计3第一章第一章 设计设计方案的确定方案的确定1.1 设计思路.1 精馏方式的选定精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。.2 操作压力的选取操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。.3 加料状

11、态的选择加料状态的选择为气液混合物泡点进料.4 加热方式加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。.5 回流比的选择回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为 R=(1.1-2.0)Rmin..6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料

12、，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。.7 浮阀塔的选择浮阀塔的选择在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作浮阀塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用浮阀可解决堵塞问题适当控制漏夜。 浮阀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。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较

13、少。实际操作表明，浮阀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。表 1-1 设计参数统计项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质浮阀塔选取连续精馏常压气液混合蒸汽加热R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自来水浮阀塔吉林化工学院化工原理课程设计41.2 设计流程乙醇水汽液混合先经过原料预热器加热到一定的温度后,自塔的某适当位置连续地送入精馏塔。塔顶设有全凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回入塔顶,称为回流液,另一部分作为塔顶产品(馏出液)连续排出，经冷却器冷却后送至贮槽，在塔内上半部(加料位置以上)上升蒸汽和

14、回流液体之间进行着逆流接触和物质传递,塔釜采用直接蒸汽加热,并连续排除部分液体作为塔底产品流入储罐.饱和蒸汽产品采出塔底物料采出进料图 1-1 精馏设计流程示意图吉林化工学院化工原理课程设计5第二章第二章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计2.1 精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算乙醇：MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol质量分率：xF=50%，xD=92%，xW=0.035%摩尔分率：， 50/ 46.0728.12%50/ 46.0750/18.02fx， 92/ 46.0781.82%92/ 46.078/18.02dx 3.5/ 46.071.4%3.5

15、/ 46.0796.5/18.02wx2.2 物料衡算进料量： F=1000*0.5/ 46.070.5/18.021000/0.010722/3600kg hkmol s物料衡算式：F = D + W*fdwFxD xWx联立代入求解：D = 0.005254kmol/s， W = 0.005468 kmol/s2.3 理论板数和进料位置的确定由常压下乙醇和水的气液平衡数据作出乙醇和水的气液平衡组成图表 2-1 气液平衡数据表（见参考文献【1】 ）温度 t液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.7

16、0.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943过（0.8182，0.8182）点做与平衡线相切与一点，切点为 =0.660,0.729则 最小回流比 = 1.11minR吉林化工学院化工原理课程设计6选最适宜回流比 R=2=2*1

17、.11=2.22minR（1）采用程序一求理论板数，求解结果为 图 21 乙醇水物系的气液平衡图解法求理论板数151413121110987654321abe-d进料线dc0.00000.10000.20000.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.00000.00000.10000.20000.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.0000 xy总理论板层数：=15 块，精馏段 10 块，提馏段 5 块，TN进料板位置： =11 块FN.1 温度温度利用表中的数据插值法可求得利用表中的

18、数据插值法可求得：（1） ，=82.05:82.3 81.526.0832.7328.1226.0882.3ffttft（2 2） ，=78.28=78.28:78.1578.4189.4374.7281.8289.4378.15ddttdt（3 3） ，=96.68=96.68:10095.50 1.901.400100wwttwt（4 4）精馏段平均温度）精馏段平均温度：180.172fdttt（5 5）提馏段平均温度：）提馏段平均温度：287.482wdttt 吉林化工学院化工原理课程设计72.4.2 密度已知：混合液密度：混合气密度：塔顶温度：=78.28 dtC气相组成： ，=83.

19、79%dy78.41 78.1578.2878.1578.1589.4389.43100dydy进料温度：=82.5ft气相组成： ，=66.26%fy82.3 81.582.0581.581.532.7332.73100fyfy塔底温度：=96.68wt气相组成： ，=12.54%wy10095.510096.680 17.000 100wywy（1）精馏段液相组成： ， =54.97%1x1() 2dfxxx1x气相组成： ， =75.025% 1y1() 2dfyyy1y所以=64.07*0.5497+18.02*(1-0.5497)=33.44kg/kmol1ML =46.07*0.7

20、5025+18.02*(1-0.75025)=39.06kg/kmol1MV(2)提馏段液相组成： ， =14.76%2x2() 2wfxxx2x气相组成： ， =39.4%2y90809078.28965.3968.6965.3d2y所以=64.07*0.1476+18.02*(1-0.1476)=22.16 kg/kmol2ML =46.07*0.394 +18.02*(1-0.394)=29.07 kg/kmol2MV.3 平均密度平均密度吉林化工学院化工原理课程设计8由不同温度下乙醇和水的密度求得下的乙醇和水的密度（单位：kg）DWFt , t , t3m表 3-1 不

21、同温度下乙醇和水的密度温度/ /（kg）c3m/(kg)w3m80735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4=82.5 ， =732.95ft85808582.05730735730cfcf ， =966.71285808582.05968.6971.8968.6wfwf , =833.756510.51 0.5732.95966.712ff=78.28 , =738.064dtC90859078.28724730724cdcd , =973.035290859078.28965.3968.6965.3wdwd , =752.6010.

22、921 0.92738.064973.0352dd=96.68 , =724.8016wt90859096.68724730724cwcw , =969.708890859096.68965.3968.6965.3wwww , =958.3710.0351 0.035724.8016969.7088ww所以，793.1812fdl 896.0622fwl.4 平均摩尔质量平均摩尔质量吉林化工学院化工原理课程设计981.82%*46.07+(1-0.8182)*18.02=40.97*46.07(1)*18.02LDddMxx0.2812*46.07+(1-0.2812)*18.

23、02=25.91*46.07(1)*18.02LFffMxx0.014*46.07+(1-0.014)*18.02=18.4127*46.07(1)*18.02LMwwMxx=33.44 =22.161LM2LDLFMM2LM2LWLFMM0.8376*46.07+(1-0.8376)*18.02=41.52*46.07(1)*18.02VDddMyy=0.6626 *46.07+(1-0.6626)*18.02=36.61VFM*46.07(1)*18.02ffyy0.1254 *46.07+(1-0.1254)*18.02=21.54*46.07(1)*18.02VWWWMyy=39.07

24、 =29.0812VDVFVMMM22VWVFVMMM 1.256836.61*273.1522.4*(273.1582.05)VF1.440041.52*273.1522.4*(273.1578.28)VD0.710221.54*273.1522.4*(273.1596.68)Vw 1V2323214(1)*(1)*223*3216.96*62.860.441*62.21*18.64273.1582.05217.30fWFSWFfCFfWFfCFSCFSWFVqCDCDVWDWDTqxVx VxVx V 21.25680.71020.98352V2.52.5 液体表面张力液体表面张力依式 n

25、Lmiii1x吉林化工学院化工原理课程设计10由不同温度下乙醇和水的表面张力，求得，下乙醇和水的表面张力.FtDtWt表表 3-2 不同温度下乙醇和水的表面张力不同温度下乙醇和水的表面张力温度温度/80809090100100110110乙醇表面张力乙醇表面张力/10-2N/m/10-2N/m2 218.2818.2817.2917.2916.2916.2915.2815.28水表面张力水表面张力/10-2N/m/10-2N/m2 264.5764.5760.7160.7158.8458.8456.8856.88水表面张力水表面张力/10-2N/m/10-2N/m2 264.364.362.6

26、62.660.760.758.858.862.42ml 63.56 ml46.07738.064cCDcdmV46.07724.8016cCWcwmV62.86 ml 18.64 ml46.07732.95cCFcfmV18.02966.712wWFwfmV18.52 ml 18.80 ml18.02973.0352wWDwdmV18.02958.37wWWwwmV乙醇表面张力 ： ，=16.96908016.2 17.159082.0516.2cfcf ，=17.30807017.15 188078.2817.15cdcd ，=15.531009015.2 16.210096.6815.2c

27、wcw水表面张力 ： ，=62.21908060.762.69082.0560.7wfwf ，=62.89807062.664.38078.2862.6wdwd ，=59.431009058.860.710096.6858.8wwww塔顶表面张力： 2(1)*(1)*WDdWDdCDdWDdCDCDxVx VxVx V = =0.0040772(1 0.8182)*18.520.8182*62.42(1 0.8182)*18.520.8182*62.42吉林化工学院化工原理课程设计11B=lg【】=lg0.004077=-2.389662WDCDQ Q=0.441*=0.441* 2323*C

28、DCDWDWDqVVTq = =-0.76322323217.30*62.420.441*62.89*18.52273.1578.282A=B+Q=-2.38966-0.7632=-3.1529联立方程组：A=lg（） + =12SWDSCDSWDSCD得： =0.0261 =0.9739SWDSCD=0.0261* +0.9739* ， =17.998114D1462.891417.30D原料表面张力： 2(1)*(1)*fWFWFfCFfWFfCFCFxVx VxVx V =0.309892(1 0.2812)*18.020.2812*62.86(1 0.2812)*18.020.2812

29、*62.86B=B=lglg【】=lg0.30989=-0.39922WFCFQ=0.441*Q=0.441*2323*CFCFWFWFqVVTq =-0.73012323216.96*62.860.441*62.21*18.64273.1582.052A=B+Q=-0.3992-0.7301=-1.1523A=B+Q=-0.3992-0.7301=-1.1523联立方程组：联立方程组：A=lgA=lg（） +=12SWFSCFSWFSCF得 ： =0.2325 =0.7675 SWFSCF=0.2325*+0.7675* , =23.815414F1462.21416.96F吉林化工学院化工

30、原理课程设计12塔底表面张力：2(1)*(1)*WWwWWwCWwWWwCWCWxVx VxVx V =209.98292(1 0.0014)*18.020.0014*63.56(1 0.0014)*18.020.0014*63.56B B=lg()=lg209.9829=2.32222WWCWQ Q=0.441*0.441*2323*CWCWWWWWqVVTq =-0.70722323215.53*63.560.441*59.43*18.80273.1596.682A=B+QA=B+Q=2.322-0.7072=1.615联立方程组：联立方程组：A=lg【A=lg【】 , , + =12SW

31、WSCWSWWSCW得： =0.9768 ，=0.0232SWWSCW=0.9768*+0.0232* , =57.854814W1459.43145.23W 精馏段液相平均表面张力120.9368mN/ m2FD 提馏段液相平均表面张力240.8651mN/ m2FW2.6 平均粘度的计算平均粘度的计算不同温度下混合液的粘度温度 t8090100110乙醇的粘度 mPa/s0.4950.4060.3610.324水的粘度 mPa/s0.3550.31480.28240.2589由插值法得：时， 1t82.798080.1780.mpa s0.4330.495乙醇乙醇，=0491282.798

32、080.1780.3543mpa s0.34390.3550.355水水，=0吉林化工学院化工原理课程设计13时，2t908087.4880.4284mpa s0.4060.495乙醇乙醇， =0908087.4880.0.3249mpa s0.31480.355水水， =0（1）精馏段黏度：= =0.4912*0.5497+0.3543*（1-0.5497）=0.4296 111xx水乙醇（1-）mpa s （2）提馏段黏度：=0.4284*0.1476+0.3249*（1-0.1476）=0.3402222xx水乙醇（1-）mpa s 2.7 平均相对挥发度的计算根据乙醇-水气液平衡组成与

33、温度关系表利用插值法：由 =0.2812 ，=0.6626 得：fxfy5.02f0. 662610. 66260. 281210. 2812 由 =0.8182 ，=0.8379 得：dxdy1.15d0. 837910. 83790. 818210. 8182 由 =0.014 ，=0.1254 得：wxwy10.10w0. 125410. 12540. 01410. 014所以，精馏段的平均相对挥发度 15. 021. 153. 092提段段平均相对挥发度25. 0210. 107. 5622.8 全塔效率（1）精馏段由奥康奈公式 得 0. 245TLE0. 49()0. 245TE0.

34、 49 * (3. 090. 4296)0. 4571（2）提馏段同理，0. 245TE0. 49(7. 560. 3402)0. 38876吉林化工学院化工原理课程设计142.9 实际板数和实际加料位置的确定精馏段板数:N1=TTNE10220.4571块提馏段板数 N2=TTN5110块0. 38876E实际总板数为:N=N1+N2=22+10=32全塔效率: = %=%=46.875 %TETPNN1001510032实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的 30 块板 吉林化工学院化工原理课程设计15第三章第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 塔的有关物性数据

35、计算.1 操作压强操作压强塔顶压强：PD=101.325kpa,取每层塔板压降 P=0.7kpa 则进料板压强：PF=101.325+0.7 8=106.925kPa塔釜压强：PW=106.925+0.7 24=123.725kPa精馏段平均操作压强:1101.325 106.925104.1252mPkPa提馏段平均操作压强:2106.925 123.725115.3252mPkPa表 3-3 塔的工艺条件及物性数据计算结果计 算 数 据项 目符 号单 位精馏段提馏段操作压强PkPa104.125115.325操作温度T80.1787.48气相VmMkg/kmol39.062

36、9.07平均分子量液相LmMkg/kmol33.4422.16气相Vm3kg/m1.34840.9835平均密度液相Lm3kg/m793.18896.06液体表面张力LmmN/m20.936840.8651液体粘度LmmPa s 0.42960.3402吉林化工学院化工原理课程设计163.23.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1 塔体工艺尺寸的计算1精馏段 2.58*0.0052540.01356/LRDkmol s (1)(2.58 1)*0.0052540.01881/VRDkmol s气、液相质量的流率： 11LLML33. 44 * 0. 013560. 4

37、534kg / s 11VVMV39. 070. 018810. 7349kg / s气、液相体积的流率： 11431s1L31S 1VL0. 4534L5. 71610 m / s793. 18V0. 7349V0. 545m / s1. 3484提馏段：（q=1）2LLqF0. 013561 * 0. 01072220. 02428km ol / s2VV0. 01881km ol / s质量流量：22LLML22. 160. 024280. 538km ol / s22VVMV29. 080. 018810. 5470km ol / s体积流量：2222432SL32SVL0. 538L

38、6. 0010 m / s8926. 06V0. 5470V0. 5562m / s0. 98352塔径的初步设计 精馏段初选板间距,取塔板上清液层高度,故 5选1TH =0. 45m1Lh =0. 07m11TLHh =0. 38m114Ls1s1VL5. 71610793. 180. 02544V0. 5451. 3484依式：0. 2L20cc20吉林化工学院化工原理课程设计17查文献1史密斯关联图得：C20=0.050 校正表面张力为时的 C,即1Lm 0. 20. 212040. 8651CC ()0. 076()0. 0876752020m ax793. 181. 3484u0.

39、087675 *1. 4872m/ s1. 3484取安全系数为 0.7，则空塔气速 1m axu0. 7u0. 72. 12461. 4827m/ s1S114V40. 545D0. 6832mu3. 141. 4872按标准塔径调整后为：D1=0.7m,横截面积 222T1AD0. 70. 5495m44体流通截面积 20.91220.9122 0.54950.5012539TAAm则实际空塔气速s1TV0. 545u0. 9918m / sA0. 5495提馏段224Ls2s2VL6. 001089. 6060. 03256V0. 55620. 9835查文献1图得, 20C0. 076

40、0. 20. 222040. 8651CC ()0. 076()0. 087682020 m ax2m axS222896. 060. 9835u0. 087682. 6451m/ s0. 9835u0. 7u0. 72. 64511. 85157m/ s4V40. 5562D0. 6186mu3. 141. 85157圆整,横截面积 体流通截面积2D0. 6m2TA0. 2826m2TA0. 9122A0. 91220. 54950. 5012539m空塔气速 2S2TV0. 5562u1. 9682m/ s0. 2826A吉林化工学院化工原理课程设计183.人孔 人孔是检修人员进出塔的唯一

41、通道，每隔 10-20 块板设一个 人孔。但由于本塔直径较小，则只在进料上方设一个 人孔，取人孔直径为 0.45m，设置人孔处板间距为 0.8m.4.塔的有效高度的计算精馏有效高度：1段1Z22 * 0. 36. 6m3wsll t0. 0006089600. 3283m提馏有效高度：1段2Z(101) * 0. 32. 7m在进料板上方开一入孔，其高度为 0.8m则塔的有效高度： 12ZZZ0. 86. 62. 70. 810. 1m5.塔底设计 取料液在塔釜停留时间为 9min,装料系数为 0.5，且 H:d=2：1 塔底料液量 3wsll t0. 0006089600. 3283m 塔底

42、体积 3wwl0. 3283V0. 6566m0. 50. 5 ，23wVd hd42w332V20. 6566d3. 14 取 d=0.75m，则=2d=1.5mBH6.塔顶空间 通常 应大于板间距为（1.52.0）,取=2.0*0.45 =0.9mDHTHDH7.实际塔高计算因为本塔采用直接蒸汽加热，取裙座为 1.5m，封头 为 0.2m则精馏塔的实际高度H=0.6+0.2+1.5+10.1=12.4mDW0HHHZ3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流堰长wl取 =0.65*D=0.66*0.7=0.455wl2.堰高 hw由文献1 wL0whhh吉林化工学院化工原理课程设计19选用

43、平直堰，堰上液层高度2/ 330wh / lh2. 8410 E L（1） 精馏段：查文献1近似取 E=1,则0wh取上层清液高度 =70mm，故 2/ 342. 845. 71610360010. 007767m10000. 455Lhwh370 100.0077670.0622m（2） 提馏段：2/ 34ow2. 846. 00103600h10. 008022m10000. 455 取上层清液高度 =60mm，故 Lhwh360 100.0080220.051978m3.弓形降液管宽度和截面积dWfA由，查文献1弓形降液管系数图，得0.66wlD124. 0,0722. 0DWAAdTF

44、故 =0.0722=0.0722*0.5495=0.03967FATA2m=0.124D=0.124*0.7=0.0868mdW由 =验算液体在降液管中停留时间，533600hTfLHA精馏段：40.03967*0.38=26.375255.716*10ss提馏段： 故降液管设计合理。40.03967*0.3819.8356.00*10ss4.降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为 0.13(精馏段)和 0.07(提馏段)0um/sm/s由 S0w0Lul hs0w0Lhl u精馏段:o0. 0005716h0. 00966m0. 4550. 13提馏段:mo0. 000600h0. 01

45、010. 4550. 13吉林化工学院化工原理课程设计20wohh0. 006m故降液管底隙高度设计合理选用平受液盘，誉为出口堰高度大于降液管底隙高度，所以取进口堰高度=0.558m。wwhh 3.2.3 塔板布置(1)塔板的分块因 D0.8,则塔板采用整块式m取安全区宽度，边缘区宽度。0.06cWm0.10SSWWm/ 20.7/ 20.060.29/ 2()0.7/ 2(0.08680.10)0.632CdsRDWxDWW2221222120.16322arcsin20.1632 0.290.16320.29 arcsin0.07651801800.29axAx RxRmR 3.2.4 筛

46、孔计算及其排列精馏段:F1 型浮阀的孔径 do=39,正三角形排列,一般碳钢的板厚3,取阀孔动能因子=12mmmm0F取孔中心距：t=100mm Aa0. 0765t0. 0017N t440. 1由于支撑与衔接要占一部分鼓泡区面积，故取 =85mm, t=100mm,作图得 N=44 个，重新算得 t01220001v1Vs0. 545u10. 37m/ sd N* 440. 03944Fu10. 37 *1. 348412. 05塔板开孔率=101u0. 99189. 56%10. 3740u开孔率在 5-15%范围内，符合要求。提馏段: 取动能因子 F=12 取筛孔的孔径 do=5,正三

47、角形排列,一般碳钢的板厚3,取动能因子 F=12，求得孔中mmmm心距 t=100mm, 取 =85mm t=100mm,t，重新算得 020202u12. 0m/ s, F11. 90在913的范围内u1. 9682塔板的开孔率16. 40%12. 0u开孔率在 8-18%范围内，符合要求。吉林化工学院化工原理课程设计213.33.3 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算3.3.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度可根据pclPPLhhhh ,phg1精馏段：干板阻力 1. 8251. 8250c1V122V101010c1c1L173. 173. 1u8. 916m/ s1. 3484u1.

48、 348410. 334uu,h5. 345. 340. 050m2g2793. 189. 8板上充气液层阻力：取 0Ll 10l0. 5, h0. 07, 则hh0. 50. 070. 035m液体表面张力的阻力此阻力很小，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1p1c1l 1P1P1L1hhh0. 0500. 0350. 085mphg0. 085793. 189. 8660. 72Pa1. 0KPa2提馏段干板阻力： 1. 8251. 8250c2V222V202020c2c2L273. 173. 1u10. 5995m/ s0. 9835u0. 983510. 5995u

49、u,h5. 345. 340. 0336m2g2896. 069. 8板上充气液层阻力：取0200.5,0.07,0.5*0.070.035Lllhhhm则液体表面张力的阻力此阻力很小，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21p1c2l 2P2P2L2hhh0. 03360. 0350. 0686mphg0. 0686 * 896. 069. 8602. 40Pa1. 0KPa故在设计负荷下所取每层塔板压降合理。.2 淹塔淹塔为了防止淹塔，要求控制降液管中清夜高度 1TwH d(Hh )1.精馏段吉林化工学院化工原理课程设计22单层气体通过塔板的压降相当的液柱高

50、度 p1h0. 085m液体通过降液管的压头损失 42s1d1w0L5. 71610h0. 153 ()0. 153()0. 002451ml h0. 4550. 010板上液层高度 Ld1p1d1lTwwT 1d1wT 1h0. 07m , Hhhh0. 0850. 0024150. 070. 1574m取 0. 5,已选定 H0. 5495m , h0. 0622m则，(hH）0. 5 * (0. 054950. 06622)0. 3058m可见，H(hH）,符合防止淹塔的要求2. 提馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 ph0. 0686m液体通过降液管的压头损失 42sdw0L61

51、0h0. 153 ()0. 153()0. 000326m1. 30. 010l h板上液层高度Ld2p2d2lh0. 07m , Hhhh0. 0850. 0070. 0003260. 15533m Tw取 0. 5,已选定 H0. 45m , h0. 051978mwT 2则，(hH）0. 5(0. 450. 051978)0. 250989m d1wT 2可见，H(hH）, 符合防止淹塔的要求.3 液沫夹带液沫夹带1.精馏段：泛点率=， V1S 1S 1LL1V1FbV1. 36L Z100%KCALD板上流经长度 ZD2W0. 720. 08680. 5264m板上流经

52、面积 2bTFAA -2A0. 5495-20. 039670. 4702m取物性系数 K=1.0,泛点负荷系数 =0.081FC吉林化工学院化工原理课程设计23泛点率= 41. 34840. 4621. 365. 716100. 5264793. 181. 3484100%60. 12%1. 00. 0810. 4702对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算可知，物沫夹带能满足。Ve0. 11kg (液/ kg气)的要求2.提馏段：取物性系数 K=1.0,泛点负荷系数 = =0.072FC泛点率= =40. 98350. 4721. 366. 0100. 52

53、64896. 060. 9835100%55. 73%1. 00. 0720. 4702由上可知，符合要求。3.4 塔板负荷性能图.1 液沫夹带线液沫夹带线泛点率=，据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛 V1S 1S 1LL1V1FbV1. 36L Z100%KCA点率 80%计算。精馏段 SS1. 3484V1. 36L0. 5264793. 181. 34840. 81. 00. 0810. 4702整理得 0.03047=0.0413+0.7159,即，SVSLS1S1V0. 7378-17. 33L由上式知物沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出.SLSV提

54、馏段S2S20. 9835V1. 36L0. 5264896. 060. 98350. 81. 00. 0720. 4702整理得 ，220.027080.033150.7159SSVL即220.816921.5958SSVL在操作范围内，任取若干个值，算出相应的值SVSL吉林化工学院化工原理课程设计24表 3-4 液沫夹带线的数值.2 液泛线液泛线 TwPLdclld222/ 3vSSTw0wLw0wS00(Hh )hhhhhhhh由此确定液泛线，忽略huL3600L2. 84(Hh )5. 340. 153()(1) hE ()2 gl h1000lV其中，ud N4精馏段

55、：22S 1S2242/ 3S1. 3484VL0. 30585. 340. 153()1. 30. 012 * 793. 18 * 9. 81 * 0. 785 * 34 * 0. 0393600L2. 84(10. 5)0. 0622()10000. 455整理: 222/31110.3234 11074.026.07SssVLL提馏段：同理可得，222/32110.4828 11324.629.24SssVLL表 3-5 液泛线的数值，1sL3m /s1.4-3101.5-3101.6-3102.3-310精馏段，1sV3m /s0.4750.4680.4600.399，2sL3m /s

56、1.4-3101.5-3101.6-3102.3-310提馏段，2sV3m /s0.5870.5800.5720.512依表 3-5 中数据在图中分别作出精馏段和提馏段的漏夜线。ssVL.3 漏液线漏液线对 F1 型重阀，依F =5作出规定气体最小负荷的标准，则V =d N u0S004231 min232 min50.039450.2262/41.348450.039390.2348/40.9835SSVmsVms（）（）精馏段提馏段/（）SL3m/ s./（）SV3m/ s/（）SL3m/ s/（）SV3m/ s0000807239000080799600010720500

57、0107953吉林化工学院化工原理课程设计.4 液相负荷上限线液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为 5 秒,由式 （提馏段和精馏段相同）13,max10.03967 0.54950.0043m /s5TfsH ALZ据此在图中作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线。ssVL.5 液相负荷下限线液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准0.004OWh由 得2/3,min336000.0062.84 10sOWwLhEl 32143,min30.0042.42 10 m /s2.84 103600wslL 据此在图中分别作出精馏段和提馏段

58、与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。ssVL精馏段塔板负荷性能图00.700.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sV/m/s液沫夹带线液泛线漏液线液相负荷上限线液相负荷下限线图 31 精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图00.70.800.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sVs/m/s液沫夹带线液泛线漏液线液相负荷上限线液相负荷下限线图 32 提馏段负荷性能图3.5 操作弹性精馏段：由图 3-1 可知该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏夜控制操作点 A311(,)(

59、0.495 10 ,0.462)ssLV查图 3-1 得：，3,max0.517m /ssV3,min0.23m /ssV则操作弹性为：2,max,min0.5172.250.23ssVV吉林化工学院化工原理课程设计26提馏段：由图 3-1 可知该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏夜控制操作点322(,)(0.608 10 ,0.448)ssB LV查图 3-1 得：，3,max0.596m /ssV3,min0.2m /ssV则操作弹性为：2,max,min0.5962.980.2ssVV吉林化工学院化工原理课程设计27表 3-6 筛板塔的工艺设计计算结果汇总计算数据项目符号单位精馏段提

60、馏段各段平均压强mpkPa104.125115.325各段平均温度mt80.1787.48气相sV3m /s0.5450.5562平均流量液相sL3m /s0.00057160.000600实际塔板数N块2210板间距THm0.450.45塔的有效高度Zm9.454.05塔径Dm0.80.8空塔气速um/s1.48721.8516塔板液流型式-单流型单流型溢流管型式-弓形弓形堰长Wlm0.4550.455堰高Whm0.06220.05198溢流堰宽度dWm0.08680.0868溢流装置管底与受液盘距离0hm0.010.01板上清液层高度Lhm0.070.07孔径0dmm3939孔间距tmm1