《化工原理 精餾塔的設(shè)計(jì)》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《化工原理 精餾塔的設(shè)計(jì)（34頁珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。

1、化工原理 精餾塔的設(shè)計(jì) 目錄 第一章 緒論 2 §11塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 2 §12塔設(shè)備的分類 2 §121板式塔 2 §122泡罩塔 2 §123篩板塔 3 §124浮閥塔 3 §13 塔型選擇 3 §14 操作流程 3 第二章 設(shè)計(jì)任務(wù)書 5 §21設(shè)計(jì)任務(wù) 5 §22任務(wù)要求 5 §23圖紙內(nèi)容 5 第三章 塔的工藝計(jì)算 6 §31 精餾塔全塔物料衡算 6 §32 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算 6 §321乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 6 §322 溫度的計(jì)算 7 §323 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算

2、 8 §324 密度的計(jì)算 9 §325混合液體表面張力 11 §326 混合物的黏度計(jì)算 11 §327相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 12 §33塔板數(shù)的確定 13 §34塔板初步估計(jì) 16 §341計(jì)算塔徑的計(jì)算 16 §342塔板水力學(xué)性能計(jì)算 20 §343計(jì)算結(jié)果 27 §344負(fù)荷性能圖 27 §35塔板的結(jié)構(gòu)尺寸篩孔數(shù)目及排列 31 第四章 塔高度計(jì)算 33 第五章 塔附件設(shè)計(jì) 35 §51儲(chǔ)槽 35 §52接管 35 §53進(jìn)料泵的選取 37 §54進(jìn)料預(yù)熱器計(jì)算 38 §55塔底產(chǎn)品冷卻器計(jì)算 42 第六章 計(jì)算結(jié)果匯總 47 結(jié)束語 48 參考文

3、獻(xiàn) - 49 - 緒論 §11塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 塔設(shè)備是是化工石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的可在塔設(shè)備中完成常見的單元操作有精餾吸收解吸和萃取等此外工業(yè)氣體的冷卻與回收氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕減濕等 在化工石油化工煉油廠中塔設(shè)備的性能對(duì)于整個(gè)裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影響塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視 §12塔設(shè)備的分類 塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)以滿足各方面的特殊需要為研究和比較的方便人們從不同的角度對(duì)塔設(shè)備進(jìn)行分類按操作壓力

4、分為加壓塔常壓塔和減壓塔按單元操作分為精餾塔吸收塔解吸塔萃取塔反應(yīng)塔和干燥塔按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動(dòng)過程中形成相界面的塔長期以來人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔填料塔兩大類 §121板式塔 板式塔是分級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備種類繁多根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀主要的塔型是浮閥塔篩板塔和泡罩塔 §122泡罩塔 泡罩塔是歷史悠久的板式塔長期以來在蒸餾吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位泡罩塔具有一下優(yōu)點(diǎn) 1操作彈性大 2無泄漏 3液氣比范圍大 4不易堵塞能適應(yīng)多種介質(zhì) 泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜造價(jià)高安裝維修方便以及氣相壓力降較大 §123篩板塔

5、 篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔20世紀(jì)50年代起對(duì)篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究形成了較完善的設(shè)計(jì)方法與泡罩塔相比具有以下的優(yōu)點(diǎn) 1生產(chǎn)能力大提高20％－40％ 2塔板效率高提高10％－15％ 3壓力降低降低30％－50％而且結(jié)構(gòu)簡單塔盤造價(jià)減少40％左右安裝維修都比較容易[1] §124浮閥塔 20世紀(jì)50年代起浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)以完成加壓常壓減壓下的蒸餾脫吸等傳質(zhì)過程 浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用是由于它具有以下優(yōu)點(diǎn) 1處理能力大 2操作彈性大 3塔板效率高 4壓力降小 其缺點(diǎn)是閥孔易磨損閥片易脫落 浮閥的形式有很多目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型F1型

6、浮閥的結(jié)構(gòu)簡單制造方便節(jié)省材料性能良好F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種V-4型浮閥其特點(diǎn)是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型以減小氣體通過塔板的壓強(qiáng)降閥片除腿部相應(yīng)加長外其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異V-4型閥適用于減壓系統(tǒng) §13 塔型選擇 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)產(chǎn)品流量為15 th由于產(chǎn)品粘度較小流量較大為減少造價(jià)降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響提高生產(chǎn)效率選用篩板塔 §14 操作流程 乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后用泵送入精餾塔塔頂上升蒸氣采用全冷凝后部分回流其余作為塔頂產(chǎn)品冷卻后送至貯槽塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽 精餾裝置有精餾塔原料預(yù)熱器再沸器冷凝器釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器

7、等設(shè)備熱量自塔釜輸入物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走 乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后逐板溢流最后流入塔底在每層板上回流液體與上升蒸汽互相接觸進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程 流程示意圖如下圖 圖 精餾裝置流程示意圖 設(shè)計(jì)任務(wù)書 §21設(shè)計(jì)任務(wù) 1 操作類別乙醇-水常壓蒸餾 2 塔設(shè)備類型篩板塔 3 工藝條件 原料及組成乙醇摩爾分率 04泡點(diǎn)進(jìn)料 處理量15th 操作條件常壓 產(chǎn)品質(zhì)量要求塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾分率≥087塔底乙醇摩爾分率≤001 §22任務(wù)要求

8、 1目錄 2緒論簡述選取設(shè)計(jì)方案依據(jù)主要設(shè)備的特征與比較 3過程的物料衡算 4塔設(shè)備的工藝計(jì)算與結(jié)構(gòu)計(jì)算 5輔助設(shè)備的選型塔底產(chǎn)品槽塔底產(chǎn)品冷卻器進(jìn)料預(yù)熱器主管道進(jìn)料泵 6結(jié)束語 7參考文獻(xiàn) §23圖紙內(nèi)容 1操作裝置的工藝流程圖3圖紙 2主要裝備的結(jié)構(gòu)裝配圖2圖紙 第三章 塔的工藝計(jì)算 §31 精餾塔全塔物料衡算 F進(jìn)料量kmolh 原料組成摩爾分?jǐn)?shù)下同 D塔頂產(chǎn)品流量kmolh 塔頂組成 W塔底殘液流量kmolh 塔底組成 xF 04 xD 087 xW 001 查手冊(cè)知 乙醇摩爾質(zhì)量 MA 46

9、07kgkmol 水摩爾質(zhì)量 MB 1802kgkmol 原料平均摩爾質(zhì)量 04MA06MB 2924kgkmol 進(jìn)料量 F 15000292 5130kmolh 物料橫算式 F D＋W FxF DxDWxW 求解得 D 23264kmolh W 28036 kmolh §32 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算 §321乙醇水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù) 表3-1乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù) 沸點(diǎn)t℃ 乙醇摩爾數(shù) 沸點(diǎn)t℃ 乙醇摩爾數(shù) 液相 氣相 液相 氣相 999 0004 0053 82 273 5644 998 004 051 813 3324 5878 997 005

10、077 806 4209 6222 995 012 157 801 4892 6470 992 023 290 7985 5268 6628 990 031 3725 795 6102 7029 9875 039 451 792 6564 7271 9765 079 876 7895 6892 7469 958 161 1634 7875 7236 7693 913 416 2992 786 7599 7926 879 741 3916 784 7982 8183 852 1264 4749 7827 8387 8491 8375 1741 5167 782 8597 86

11、40 823 2575 5574 7815 8941 8941 §322 溫度的計(jì)算 利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得 8067℃ 7819℃ 9337℃ 精餾段平均溫度 7943℃ 提餾段平均溫度 8702℃ 塔頂 進(jìn)料板 塔釜 精餾段 提餾段 7819℃ 8067℃ 9337℃ 7943℃ 8702℃ §323 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂溫度 7819℃ 氣相組成 088 進(jìn)料溫度 8067℃ 塔釜溫度 9337℃ 同理可得 進(jìn)料板氣相組成 061 塔釜?dú)庀嘟M成 024 塔頂平均摩爾質(zhì)量 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量 塔釜平均

12、摩爾質(zhì)量 精餾段 0635 氣相組成 0745 所以 3569 kgkmol 3876 kgkmol 5提餾段 液相組成 0205 氣相組成 0425 所以 2377 kgmol 2994 kgmol §324 密度的計(jì)算 已知混合液密度 依式 a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)為平均相對(duì)分子質(zhì)量 混合汽密度 依式 表3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 80 9718 9718 85 9686 9686 90 9653 9653 95 720 96185 100 716 9584 根據(jù)表中數(shù)據(jù)用內(nèi)插法求得在下的乙醇和水的密度 8

13、067℃ 7819℃ 9337℃ 1液相密度 根據(jù)溫度由內(nèi)插法可算得 乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù) 密度 所以 2氣相密度 §325混合液體表面張力 求取混合液體表面張力 表3-3不同溫度下乙醇和水的表面張力 溫度℃70 80 90 100 乙醇表面張力10-Nm2 18 1715 162 152 水表面張力10-Nm2 643 626 607 588 8067℃ 7819℃ 9337℃ 用內(nèi)插法求得在下的乙醇和水的表面張力單位10-3Nm-1 混合液體表面張力 精餾段液相表面張力 提餾段液相表面張力＝＝ §326 混合物的黏度計(jì)算 按

14、式進(jìn)行計(jì)算 塔頂液相平均黏度 由TD 7819℃查手冊(cè)知 0364 mPas 044 mPas 進(jìn)料板液相平均黏度 由TF 8067℃查手冊(cè)知 0325 mPas 0425 mPas 塔釜液相平均黏度 由TW 9337℃查手冊(cè)知 0305 mPas 034 mPas 精餾段黏度 提餾段黏度 §327相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 由 061 04 得 235 由 088 087 110 由 024 001 3126 1精餾段相對(duì)揮發(fā)度 2提餾段相對(duì)揮發(fā)度 §33塔板數(shù)的確定 根據(jù)作圖法求出最小塔板

15、數(shù)和最小回流比 根據(jù)101325×105Kpa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線即xy曲線圖并繪出最小回流比圖 圖3-1確定最小回流比的計(jì)算 所以 圖3-2確定最小塔板數(shù) 由點(diǎn)087088起在平衡線與y x線間畫階梯直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于024為止由此得 2由捷算法來確定操作回流比 R nRmin 取一系列n值N R1 最小時(shí)R值即為操作回流比 表3-4 Rmin n R X Y N N R1 2625 11 2888 0068 0587 30137 117158 2625 12 3150 0127 0518 25646 106430

16、2625 13 3413 0178 0468 23141 102109 2625 14 3675 0225 0428 21481 100423 2625 15 3938 0266 0396 20281 100135 2625 151 3964 0270 0393 20178 100159 2625 152 3990 0274 0390 20078 100191 2625 153 4016 0277 0388 19981 100230 2625 154 4043 0281 0385 19886 100276 由表3-4中數(shù)據(jù)可知 R 15Rmin 394 3精餾塔汽液相負(fù)荷

17、 L RD 394×23264 9166kmolh V R1 D 494×23264 114924kmolh L LF 9166513 14296kmolh V V 114924kmolh 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 圖3-3圖解法求理論板數(shù) 在圖上作操作線由點(diǎn)087088起在平衡線與精餾段操作線間畫階梯過精餾段操作線與q線交點(diǎn)直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于024為止由此得到理論NT 2287塊加料板為第21塊理論板精餾段2008塊提餾段259塊 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)過程進(jìn)行的程度板效率可用奧康奈爾公式 計(jì)算

18、 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mPas 1精餾段 已知1607 049 0545 368塊 37塊 2提餾段 已知857 0376 76塊 8塊 全塔所需實(shí)際塔板數(shù) 378 45塊 全塔效率 加料板位置在第38塊塔板 §34塔板初步估計(jì) §341計(jì)算塔徑的計(jì)算 §3411氣液相體積流量計(jì)算塔徑的計(jì)算 精餾段 提餾段 §3412精餾塔塔徑的計(jì)算 預(yù)計(jì)所設(shè)計(jì)的塔為大型暫定采用雙流型塔板板距800mm 1精餾段塔徑的計(jì)算 精餾段操作參數(shù)如下 表3-5 操作壓力 蒸汽密度 操作溫

19、度 7943℃ 液體流率 液體密度 蒸汽流率 液體表面張力 估計(jì)塔徑 FP 根據(jù)上述算出的參數(shù)及板距800mm 液泛速度 取液泛分率等于085得出塔的有效截面積為 取 塔徑為 2提餾段塔徑的計(jì)算 提餾段操作參數(shù)如下 表3-6 操作壓力 蒸汽密度 操作溫度 8702℃ 液體流率 液體密度 蒸汽流率 液體表面張力 估計(jì)塔徑 FP 根據(jù)上述算出的參數(shù)及板距800mm 液泛速度 取液泛分率等于085得出塔的有效截面積為 取 塔徑為

20、 精餾段塔徑大于提餾段塔徑取D 213m 此塔徑較大板上液體流率亦較大故采用雙流型塔板為宜根據(jù)表11-1仍可取012故上述計(jì)算結(jié)果仍可用塔徑為213m時(shí)板距800mm亦合用 將塔徑圓整為 得出塔截面積 參考表11-1中所列的推薦數(shù)字估計(jì)塔板規(guī)格為 降液管總截面積 塔凈截面積 塔板工作面積 孔總面積 孔徑 板厚 堰高 §342塔板水力學(xué)性能計(jì)算 修正氣速數(shù)值及液泛分率數(shù)值 精餾段 提餾段 計(jì)算液沫夾帶分率 精餾段 根據(jù)FP 0031及液泛分率079在圖中讀出 提餾段 根據(jù)FP 0037及液泛分率061在圖中讀出 圖3-

21、4篩板塔液沫夾帶分率的關(guān)聯(lián)圖 塔板壓降 1 干板壓降 已知在圖 圖3-5 篩板孔流系數(shù)圖 中讀出 所以 2 氣體通過泡沫層的壓降 已經(jīng)規(guī)定堰高 采用雙流型這里的應(yīng)為兩個(gè)降液管的截面積故應(yīng)改按計(jì)從圖 圖3-6 弓形降液管道截面的尺寸參數(shù)比例圖 中查得 表11-1中推薦 于是得出 按兩側(cè)均設(shè)降液管來計(jì)算液體流率應(yīng)取為總量的12故得 由圖3-6查得 圖3-6 故堰液頭 精餾段 提餾段 由圖 圖3-7 篩板上的充氣系數(shù) 查得充氣系數(shù) 3 總壓降 精餾段

22、 提餾段 4液面落差 篩板塔液面落差一般很小本設(shè)計(jì)塔徑雖大但采用了雙流型塔板因而液面落差可以忽略不必計(jì)算 5漏液點(diǎn) 克服表面張力的壓降 精餾段 提餾段 漏液點(diǎn)下的干板壓降 壓降與氣速平方成正比即 故得篩孔處操作氣速之比為 6降液管通過能力核算 1 降液管內(nèi)液面高 取降液管下沿與塔板板面距離為40mm則液體從降液管流出時(shí)所經(jīng)過的縫隙流通截面積等于此距離乘以 液體通過降液管的壓頭損失 降液管內(nèi)的液面高 以泡沫液計(jì)液面高應(yīng)為取泡沫液的相對(duì)密度 精餾段 提餾段 2 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 精餾段 3s 提餾段

23、 3s 故降液管可用 §343計(jì)算結(jié)果 主要規(guī)格 板型 雙流型 溢流堰在兩側(cè)長 139 塔徑 22 溢流堰在中央長 213 板距 800 孔總面積 038 降液管截面積 046 孔徑 5 降液管下沿與塔板距離 40 板厚 22 溢流堰高 50 水力學(xué)性能 精餾段 液泛分率 079 操作氣速漏液點(diǎn)氣速 28 液沫夾帶分率 007 降液管內(nèi)泡沫液面高板距 046 堰液頭 18 降液管內(nèi)液體停留時(shí)間 748 提餾段 液泛分率 061 操作氣速漏液點(diǎn)氣速 25 液沫夾帶分率 004 降液管內(nèi)泡沫液面高板距 040 堰液頭 18 降液管內(nèi)液體停留時(shí)

24、間 648 §344負(fù)荷性能圖 漏液線 漏液點(diǎn)的干板壓降為 堰液頭 故有 干板壓降 令可得到 精餾段 化簡得漏液線方程 提餾段 化簡得漏液線方程 2液體流率下限線 規(guī)定時(shí)流體流率達(dá)到下限 得 液體流率上限線 以液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為3s規(guī)定液體流率上限精餾段 提餾段 液泛線當(dāng)降液管內(nèi)的泡沫液面高等于板距與堰高之和便達(dá)到液泛即 亦即 降液壓頭損失 又塔板壓降 精餾段 056 化簡后得 提餾段 056 化簡后得 5霧沫夾帶上限線

25、 可容許的霧沫夾帶最大量為01kgkg并將已知的量和關(guān)系式代入 得 精餾段 化簡得 提餾段 化簡得 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)L值算出相應(yīng)的G值 L G 漏液線 液泛線 霧沫夾帶上限線 精餾段 提餾段 精餾段 提餾段 精餾段 提餾段 00000 28844 32558 183200 224435 143000 164000 00012 30141 34942 180655 221317 139759 160296 00050 32093 36831 176271 215947 134608 154409 0

26、0080 33208 38283 173277 212278 131520 150880 00110 34159 39516 170309 208642 128805 147777 00140 35004 40608 167256 204903 126329 144947 00170 35771 41598 164056 200982 124025 142314 00200 36480 42510 160664 196827 121854 139833 00230 37142 43360 157045 19

27、2392 119789 137473 00259 37744 44158 153299 187803 117876 135287 00299 38525 44912 147677 180916 115352 132402 由上述數(shù)據(jù)即可作出負(fù)荷性能圖 圖3-8 精餾段負(fù)荷性能圖 圖3-9 精餾段負(fù)荷性能圖 精餾段操作條件為在圖中做出操作線該線分別與漏液線和霧沫夾帶上限線相交由相交兩點(diǎn)的縱坐標(biāo)值可知最小負(fù)荷最大負(fù)荷于是得 操作彈性 提餾段操作條件為在圖中做出操作線該線分別與漏液線和霧沫夾帶上限線相交由相交兩點(diǎn)的縱坐標(biāo)值可知最小負(fù)荷最大負(fù)荷于

28、是得 操作彈性 §35塔板的結(jié)構(gòu)尺寸篩孔數(shù)目及排列 安定區(qū)邊緣區(qū)安排 取溢流堰前安定區(qū) Ws 80mm 入口堰后安定區(qū) Ws 80mm 邊緣區(qū)寬度 Wc 50mm 鼓泡區(qū)篩孔的分布 孔徑 開孔率 篩孔按正三角形排列取 則 Ap可用下式計(jì)算 其中 所以 孔數(shù) 3塔板結(jié)構(gòu) 本設(shè)計(jì)塔徑D 22m故塔板采用分塊式根據(jù)下表分為六塊以便通過入孔裝拆塔板 塔徑mm 800-1200 1400-1600 1800-2000 2200-2400 塔板分塊數(shù) 3 4 5 6  塔高度計(jì)算 塔高

29、 式中--塔頂空間高度m --塔板間距m --開有人孔的塔板間距m --進(jìn)料段空間高度m --塔底空間高度m n實(shí)際塔板數(shù) S人孔數(shù)目 1塔頂空間高度HD 塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降考慮除沫裝置所占的空間此段應(yīng)遠(yuǎn)高于板間距取 2塔底空間高度HB 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔到塔底下封頭切線的距離釜液停留時(shí)間取 3人孔 取人孔直徑d 08m伸出塔體的筒體長200mm人孔中心距操作平臺(tái)1000mm 板間距HR 1m人孔數(shù)目

30、4封頭高度 采用橢圓型封頭公稱直徑DN 22m查手冊(cè)得 曲面高度h1 650mm直邊高度h2 40mm所以 封頭高度H1 h1 h2 065004 069 5進(jìn)料板處板間距HF 考慮在進(jìn)口處安裝防沖設(shè)施取HF 1m 6裙坐高度 本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙坐裙坐壁厚16mm 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑Db1 2200216 -05103 1668mm圓整為 1700mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑Db0 2200216 05103 2668mm圓整為 2700mm 考慮再沸器取裙座高H2 5m 塔總高 45-1-4-1081412170695 456塔附件設(shè)計(jì) §51儲(chǔ)槽 與塔的

31、距離為30m容積 §52接管 進(jìn)料管 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管管徑計(jì)算如下 取u 1ms 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取Φ89×35 校核設(shè)計(jì)流速 經(jīng)校核設(shè)備適用 2回流管 采用直管回流管回流體積流率 取u 15ms 查表取Φ121×40 校核設(shè)計(jì)流速 經(jīng)校核設(shè)備適用 3塔底出料管 取u 05ms 直管出料 體積流量 查表取Φ68×3 校核設(shè)計(jì)流速 經(jīng)校核設(shè)備適用 4塔頂蒸氣出料管 直管出氣體積流量 取出口氣速為u 30 ms則 查表取Φ700×15 校核設(shè)計(jì)流速 經(jīng)校核設(shè)備適用 5塔底

32、進(jìn)氣管 采用直管進(jìn)氣體積流量 取出口氣速為u 35 ms則 查表取Φ630×13 校核設(shè)計(jì)流速 經(jīng)校核設(shè)備適用 管徑計(jì)算結(jié)果mm 進(jìn)料管 回流管 塔底出料管 塔頂蒸汽出料管 塔底進(jìn)氣管 規(guī)格 Φ89×35 Φ121×40 Φ68×3 Φ700×15 Φ630×13 §53進(jìn)料泵的選取 泵的流量Q F 1868m3h 流速u 095ms黏度物料密度管徑d 89-235 81mm 泵的揚(yáng)程 進(jìn)料孔高度 靜壓頭差 動(dòng)壓頭差 直管阻力 管件閥門局部阻力 ①進(jìn)料孔高度 ②靜壓頭 0 ③動(dòng)壓頭 ④ ⑤2個(gè)90o彎頭2個(gè)閥門 所以

33、揚(yáng)程 根據(jù)揚(yáng)程Q 1868m3h查《化工原理》附錄十七選取泵IS 65-50-125 轉(zhuǎn)速n 2900rmin流量Q 25 m3h揚(yáng)程H 20mη 69％ §54進(jìn)料預(yù)熱器計(jì)算 設(shè)計(jì)流程要求泡點(diǎn)進(jìn)料進(jìn)料濃度下的泡點(diǎn)溫度為8067℃而原 料溫度為20℃用柴油加熱取柴油進(jìn)口溫度為175℃密度比熱容熱導(dǎo)率為黏度 計(jì)算熱流量及平均溫差 進(jìn)料流量 進(jìn)料液平均溫度 根據(jù)溫度查相關(guān)表得 下 P水 4174kJ kgK P乙醇＝2692kJ kgK 進(jìn)料液比熱 進(jìn)料液熱導(dǎo)率 換熱器所需熱流量 由熱量衡算式 得 計(jì)算逆流平均溫度差 取

34、總傳熱系數(shù)K 350 取安全系數(shù)11則實(shí)際傳熱面積為A 3905 初步選定換熱器的型號(hào) 由于兩流體間的溫差較大所以選用浮頭式列管換熱器柴油溫度高為減少熱損失柴油走殼程料液走管程 柴油為低黏油管內(nèi)流速范圍為08-18ms取設(shè)所需單程管數(shù)為n從管內(nèi)體積流量 解得n 17根又由傳熱面積 可以求得單程管長 若選用6m長的管4管程則一臺(tái)換熱器的總管數(shù)為查《化工原理》附錄十九得浮頭式換熱器的主要參數(shù)見下表 項(xiàng)目 數(shù)據(jù) 項(xiàng)目 數(shù)據(jù) 殼徑DN 500mm 管尺寸 管程數(shù)N 4 管長l 6m 管數(shù)n 116 管排列方式 正方形翻轉(zhuǎn)45o 中心排管數(shù) 9 管心距

35、 32mm 管徑流通面積 00091m2 傳熱面積 537m2 對(duì)表中查得的數(shù)據(jù)做核算 ①每程的管數(shù) ②傳熱面積0025546m2比查得的537稍大應(yīng)以查得的1621m2為準(zhǔn) ③中心管排數(shù)查得的9太小按下式計(jì)算取整 13 3阻力損失的計(jì)算 ①管程 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 取鋼管絕對(duì)粗糙度得相對(duì)粗糙度 則 管內(nèi)阻力損失 回彎阻力損失 管程總損失 ②殼程取折流擋板間距 截面積 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù)

36、 0378 折流擋板數(shù) 管束損失 缺口損失 殼程損失 核算下來管程和殼程的阻力損失都不超過30kPa適用 傳熱計(jì)算 管程給熱系數(shù) 殼程給熱系數(shù)按式計(jì)算 已算出 而 現(xiàn)料液被加熱取105 故 傳熱系數(shù)按管外面積計(jì)算略去管壁熱阻 所需的傳熱面積 與換熱器所列出的面積537m2比較有50％的裕度從阻力損失和傳熱面積的核算看所選換熱器適用 §55塔底產(chǎn)品冷卻器計(jì)算 釜?dú)堃旱臏囟葹?337℃其主要成分是水?dāng)M定將釜液降至35℃排出 取水進(jìn)口溫度為20℃水的出口溫度為40℃釜底殘液 溫

37、度為783℃降至35℃按釜液冷卻前后的平均溫度℃查算比熱 P水 4179kJ kgK P乙醇＝2712kJ kgK 1計(jì)算熱流量及平均溫差 所用水量 kgh 計(jì)算逆流平均溫度差 取總傳熱系數(shù)K 1000 取安全系數(shù)11則實(shí)際傳熱面積為A 1275 初步選定換熱器的型號(hào) 選用浮頭式列管換熱器釜液溫度高為利于降溫釜液走殼程冷卻水走管程 對(duì)于水管內(nèi)流速范圍為1-35ms取設(shè)所需單程管數(shù)為n從管內(nèi)體積流量 解得n 14根又由傳熱面積 可以求得單程管長 若選用3m長的管4管程則一臺(tái)換熱器的總管數(shù)為查《化工原理》附錄十九得浮頭式換熱器的主要參數(shù)

38、見下表 項(xiàng)目 數(shù)據(jù) 項(xiàng)目 數(shù)據(jù) 殼徑DN 400mm 管尺寸 管程數(shù)N 4 管長l 3m 管數(shù)n 68 管排列方式 正方形翻轉(zhuǎn)45o 中心排管數(shù) 6 管心距 32mm 管徑流通面積 00053m2 傳熱面積 156m2 對(duì)表中查得的數(shù)據(jù)做核算 ①每程的管數(shù) ②傳熱面積0025164m2比查得的156稍大應(yīng)以查得的156m2為準(zhǔn) ③中心管排數(shù)查得的6太小按下式計(jì)算取整 10 3阻力損失的計(jì)算 ①管程 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 取鋼管絕對(duì)粗糙度得相對(duì)粗糙度 則 管內(nèi)阻力損失 回彎阻力損失 管

39、程總損失 ②殼程取折流擋板間距 截面積 流速 雷諾數(shù) 摩擦系數(shù) 046 折流擋板數(shù) 管束損失 缺口損失 殼程損失 核算下來管程和殼程的阻力損失都不超過30kPa適用 傳熱計(jì)算 管程給熱系數(shù) 殼程給熱系數(shù)按式計(jì)算 已算出 而 現(xiàn)釜液被冷卻取105 故 傳熱系數(shù)按管外面積計(jì)算略去管壁熱阻 所需的傳熱面積 與換熱器所列出的面積156m2比較有9％的裕度從阻力損失和傳熱面積的核算看所選

40、換熱器適用計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng)目 單位 計(jì)算數(shù)據(jù) 精餾段 提留段 各段平均溫度 ℃ 7943 8702 平均流量 氣相 m3s 9165 937 液相 m3s 0012 0012 實(shí)際塔板數(shù) 塊 37 8 板間距 m 08 08 塔的有效高度 m 456 塔徑 m 22 22 空塔氣速 ms 1749 1754 塔板液流形式 雙流型 雙流型 溢 流 裝 置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 m 139 139 堰高 m 005 005 溢流堰寬度 m 024 024 管底與受液盤距離 m 004 004 孔徑 mm 50 50 孔中心距 m

41、m 150 150 孔數(shù) 孔 9676 9676 開孔面積 m2 038 038 篩孔氣速 ms 274 281 塔板壓降 m清液柱 0125 0099 液體在降液管中停留時(shí)間 s 748 648 降液管內(nèi)清液層高度 m 039 034 操作彈性 403 309 結(jié)束語 精餾塔的設(shè)計(jì)在化工行業(yè)應(yīng)用較廣這次通過兩個(gè)周的課程設(shè)計(jì)我意識(shí)到這項(xiàng)任務(wù)的艱難在這個(gè)課程設(shè)計(jì)過程當(dāng)中我們綜合地運(yùn)用了我們所學(xué)習(xí)過的流體力學(xué)傳熱傳質(zhì)分離等方面的化工基礎(chǔ)知識(shí)設(shè)計(jì)了一款可應(yīng)用于設(shè)計(jì)生產(chǎn)當(dāng)中的乙醇水連續(xù)精餾篩板塔在設(shè)計(jì)過程中計(jì)算尤其復(fù)雜每一步的計(jì)算都關(guān)乎到后面的一連串結(jié)果所以我在這個(gè)過程中感覺

42、阻力很大比如說由于沒有正確理解某個(gè)公式的使用范圍而盲目套用結(jié)果導(dǎo)致要從頭又開始計(jì)算這個(gè)過程花費(fèi)的時(shí)間較多還有就是許多經(jīng)驗(yàn)公式的使用由于我們知識(shí)面的有限所以許多公式的出處我們不是很了解在涉及的化工原理分離化工熱力學(xué)等課程中我們充分意識(shí)到我們這大學(xué)三年所學(xué)知識(shí)的重要性它讓我們可以將我們?cè)跁旧纤鶎W(xué)到的理論知識(shí)用于到生產(chǎn)實(shí)際之中再到后來管道以及其他設(shè)備的選型讓我們將化工原理上學(xué)到的相關(guān)知識(shí)一化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)聯(lián)系起來對(duì)我們的設(shè)計(jì)工作有很大幫助人孔的設(shè)計(jì)使我們明白課本知識(shí)與生產(chǎn)實(shí)際的差異也就是我們必須考慮到我們所設(shè)計(jì)的方案在實(shí)際中的可行性 本次設(shè)計(jì)出了計(jì)算之外的另一大難題就是作圖在此過程中充分運(yùn)用of

43、fice以及Auto CAD的操作技巧如用exle求最小回流比塔板數(shù)畫負(fù)荷性能圖用word編寫設(shè)計(jì)說明書用Auto CAD畫工藝流程圖以及裝配圖通過邊作圖邊摸索我們進(jìn)一步熟悉了office軟件的運(yùn)用鞏固了CAD繪圖的基礎(chǔ)技巧這對(duì)我們以后大四的畢業(yè)設(shè)計(jì)以及畢業(yè)后的工作必定有很大的幫助參考文獻(xiàn) [1]陳英男劉玉蘭常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)[M]上海華東理工大學(xué)出版社20054 [2]劉雪暖湯景凝化工原理課程設(shè)計(jì)[M]山東石油大學(xué)出版社20015 [3]陳敏恒化工原理 [M]北京化學(xué)工業(yè)出版社20065 [4]中國石化集團(tuán)上海工程有限公司化工設(shè)計(jì)計(jì)算手冊(cè)第三版上冊(cè)[M] 北京化學(xué)工業(yè)出版社20037 [5]路秀林王者相塔設(shè)備[M]北京化學(xué)工業(yè)出版社20041 [6]丁浩化工工藝設(shè)計(jì)[M]上海科學(xué)技術(shù)出版社 [7]湖南大學(xué)化工系無機(jī)化工教研室化工手冊(cè)上冊(cè) [8]王存文孫緯化工原理與數(shù)據(jù)處理 [M]北京化學(xué)工業(yè)出版社20085 [9]劉光啟化學(xué)化工物性手冊(cè)有機(jī)卷