化工原理课程设计精馏塔(4)

依据前面可知，每年塔顶冷凝器用水量Q1=4.17*105吨/年，

釜液冷却一年用水量Q2=0.95*3600*7200=2.46万吨/年 单价为16元/吨， 故15年循环水费用I1=（Q1+Q2）*15*16=1.06*108元

同理得其他回流比R2和R3的10年循环水费用I1分别为：6.16*107元和6.84*107 5.2.2 柴油热载体用量费用 8.46吨*7200*15*160=1.46*108

5.2.3设备费用和操作费用的总费用p

依以上可知P=1409160+140916+1.06*108+1.46*108=2.54*108元

同理得出其他回流比R2和R3的P如下：2.87*108元和2.98*108元 结论：选R1是最经济的。 5.3回流比的选择

依据成本计算可知，R1的成本最小，且依Vs~Ls图可知，操作点也是比较合理的位置，故这次回流比选R1进行设计

六、F1型浮阀塔板设计 取R=1.62

1

6.1溢流装置

选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 6.1.1.堰长lw:取堰长lw=0.66D=0.66m 6.1.2.出口堰高hw:

Lh'22.84hw=hL-how ,how?E()3 ，近似取E=1，Lh=Ls*3600=0.0026*3600=8.5m3/s

1000lw故how=0.015m 则 hw=hL-how =0.07-0.015=0.065m

6.1.3弓形降液管宽度Wd和面积Af：

由lw/D=0.66/1=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，Af/AT=0.0721，Wd/D=0.124

2

故Af=0.0721*1.13=0.0815m ,Wd=0.124*1.2=0.14m 验算液体在降液管中的停留时间：

??3600Af*HT/Lh?3600*0.0566*0.45/(3600*0.0022)?15s ??5s 故降液管尺寸可用。

6.1.4降液管底隙高度ho

Ls' 可取降液管底隙处液体流速取uo'=0.13m/s h0?lwu0 则 ho=0.0026/(0.79*0.13) =0.0253m

hw?ho合理

同理可得出其他回流比的各项计算，总结果如下表：

表3-17 溢流装置参数表

R 堰上液层高度 h0/m R1 0.014 0．79 堰长lw/m 出口堰高hw/m 0.056 降液管宽度Wd/m 0.149 降液管的面积Af/m2 0.0815 停留时间θ/S 15.01 底隙高度ho/m 0.023 6.2塔板布置及浮阀数目与排列

选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm

16

取阀孔动能因子F0=10 ，孔速u0?F0/?V?10/4.1?4.94m/s

2每一层塔板上的浮阀数N：N?Vs/(?/4*d0u0)?0.82/(3.14/4*0.0392*4.94)?138

取边缘区域宽度Wc=0.06m Ws=0.10m

?2x??塔板上的鼓泡面积Aa?2?xR2?x2?Rarcsin?

180R??R=D/2-Wc==0.6-0.06=0.54m x=D/2-(Wd+Ws)=0.5-(0.124+0.10)=0.351m 把数据代入得Aa=0.4516

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m 则估算排间距t'?Aa/(N*t)?0.7/(138*0.075)?67.6mm 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版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69.2mm，而应小于此值。 故取t’=65mm=0.065m ，

按t=75mm，t’=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数120个.

按N=76重新核算孔速及阀孔动能因数。

u0?Vs/(?/4?0.0392N)?0.82/(3.14?4?0.0392?76)?5.85m/s

F0?u0?4.1?5.85*4.1?11.84阀孔动能因数F0变化不大，

仍在9~12范围内。 塔板开孔率=u/u0=0.66/5.71=11.58%

同理，得出其他回流比总结果如下表：

表3-18 塔板参数表 2u0/(m/X/m 初算Aa/m R/m 初算R s) t'/mm 浮阀数N 4.94 138 0.70 0.54 0.35 67.6 R1 最后t'/mm 65 最后确定N 120 最后u0/m/s 5.85 F0 开孔率/% 11.58 11.84 6.3塔板流体力学验算

6.3.1气相通过浮阀塔板的压强降：Hp?hC?hI?h? A.干板阻力:

u0c?1.82573.1/?V?1.82573.1/4.1?4.85m/s 因为uo>uoc

2hC?5.34*?Vu0/(2*?L*g)?5.34*4.1*5.852/(2*802.15*9.81)?0.042m液柱 B.板上充气液层阻力:

由液相为碳氢化合物，可取充气系数ξ0=0.5 hI=ξ0hL =0.5*0.07=0.035m液柱 C.液体表面张力所造成的阻力h?：此阻力很小，可以忽略不计。

因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高为hp=0.042+0.035=0.075m液柱.

单板压降△hp??L?g?0.075*810.26*9.81?605.66Pa＜700Pa 故设计合理。 6.3.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd≤φ(HT+hw) 其中 Hd=hp+hL+hd

17

A.依前面可知，hp=0.069 m液柱

B.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故

hd?0.153(Ls/lwho)2?0.153?(0.0022?0.66?0.026)2?0.00251m，

C.板上液层高度，前已选定hL=0.07m 则Hd=0.079+0.07+0.00251=0.1515m 取φ=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.055m， 则φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.2525m 可见 Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求. 6.3.3雾沫夹带

Vs'泛点率??vm精?1.36L'sZL?Lm精??vm精KCFAb?10000-----a式

板上液体流经长度ZL=D-2Wd=1-2*0.124=0.752m 板上液体面积Ab=AT-2Af=0.785-2*0.0566=0.6718m2

苯和甲苯按正常系统取物性系数K=1.0，由泛点负荷系数图查得CF=0.128 泛点率=(0.518?泛点率=

4.01?1.36?0.0022?0.752)/(1?0.128?0.6718)?100%?45.3%-b试

802.15?4.010.518??V4.01?(0.78KCFAT)?100%?0.512??(0.78?1?0.128?0.785)?46.8%?L??V802.15?4.01依俩式算出泛点率均在80％以下，

故知雾沫夹带量能满足ev＜0.1 kg液/kg气的要求

表3-19 泛点率有关数据表

ZL/m R R1 0.752 Ab/m 0.6718 2a式泛点率/% 45.3 B式泛点率/% 46.8 6.4塔板的负荷性能图 以R1为例.

6.4.1雾沫夹带线

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Vs依据泛点率?'?vm精?1.36L'sZL?Lm精??vm精KCFAb?10000,

按泛点率=80%，代人数据化简整理得：

Vs=-14.43Ls+0.97,作出雾沫夹带线(1)如附图中Vs—Ls图所示。 6.4.2液泛线

依前可知hp=hc+hI+hσ Hd=hp+hL+hd Hd＜φ(HT+hw)

得：φ(HT+hw)= hp?hL?hd?hc?hI?h??hL?hd由此式确定液泛线，忽略hσ项。

?Vu2?L2.843600Ls2/3??0.153(s)2?(1??0)?hw?E()? 即：?(HT?hw)?5.34??Lglwh01000lw??V因HT,hw、ho、lw、?V、?L、?0及?均为定值，且，把有关数据代人整u0?2s?d0/4N0VS理得液泛线： 0.16522/3?519.59L2?1.32L?0.17?0 SS任意取四点坐标如下：

（0.001，0.973）,(0.005,0.847),(0.010,0.587),和（0.012，0.397） 在Vs-Ls图中作出液泛线（2）， 6.4.3液体负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s，液体在降液管内停留时间.

3600AfHT??=3—5S ，则(Ls)max?AfHT/5?0.0566?0.45/5?0.0051m3/s 'Lh液相负荷上限线（3）在VS—LS图中为与气相流量 无关的垂线。 6.4.4漏夜线

对于F1型重阀，依据F0?u0?V?5 计算，则 u0?5/?V

2Nu0 又知VSmin??/4d0?25则VSmin?d0N??3.14?4?0.0392?76?5?4.01?0.227m3/s

4?V作气相负荷下限线（4）

6.4.5 液相负荷下限线

取堰上液层上高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，即

2.84L'h2how?E()3=0.006m

1000lw从而计算出下限值，取E=1.02

则，LSmin?(0.006?1000)3/2?lW?(0.006?1000)3/2?0.66?0.00056m3/s

2.84?136002.84?13600依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。

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七．设计结果一览表

计算结果 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 项目 平均温度 平均压力 平均流量 气相 液相 符号 tm Pm Vs Ls Np Z D H u Lw hw hL how Ws Wc Aa d n u0 F0 t t′ ΔP 单位 R1(最好) ℃ kpa m/s m/s 块 m m m m/s m m m m m m m m 个 m/s m m kpa s m m/s m/s m/s 333233精馏段 R2 91.34 155.5 0.691 0.0031 26 12.3 1.20 0.45 单流型 0.612 弓形 0.792 0.053 0.07 0.017 0.10 0.06 0.7071 0.039 118 4.90 9.80 12.49 0.075 0.065 0.535 11.83 0.030 42.9/43.4 0.0013 0.00068 0.352 3.72 R3 91.34 155.5 0.769 0.0034 25 11.85 1.20 0.45 单流型 0.681 弓形 0.792 0.052 0.07 0.018 0.10 0.06 0.7071 0.039 118 5.46 10.92 12.47 0.075 0.065 0.598 10.79 0.033 47.4/48.3 0.0073 0.00068 0.352 3.73 91.34 155.5 0.518 0.0026 34 15.9 1.00 0.45 单流型 0.660 弓形 0.66 0.055 0.07 0.015 0.10 0.06 0.4516 0.039 76 5.71 11.43 11.56 0.075 0.065 0.622 11.58 0.026 45.3/46.8 0.0051 0.00056 0.227 3.71 实际塔板数 塔的有效高度 塔径 板间距 塔板溢流形式 空塔气速 溢流管形式 溢流堰长度 13 溢流装置 溢流堰高度 14 板上液层高度 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 30 31 32 33 34 堰上液层高度 安定区宽度 开孔区到塔壁距离 鼓泡面积 阀孔直径 浮阀数个 阀孔气速 阀孔动能因数 开孔率% 孔心距 排间距 塔板压降 液体在降液管内的停留时间 底隙高度 泛点率，% 液相负荷上限 液相负荷下限 气相负荷下限 操作弹性 ? ho Ls max Ls min Vs min 20

八、装置停开工操作原则

九、个人总结及对本设计的评述

通过查资料与多次的修改，这次化工原理课程设计，虽然只是对精馏段进

行设计计算，但是也可以说是成功的。经过这次的课程设计，让我更加深入了解到塔的种类及它们的优缺点，特别是浮阀塔和筛板塔的各自优点，从这次课程设计实践中，我更深入理解了精馏塔个个阶段的不同因素，让我对化工原理精馏塔这一章深入的了解，知道了最小回流比和它们对理论塔板数的影响等等。更重要是让我进一步感受到一些道理，万事开始难，很多事情开端给人感觉很复杂，但当你开始做后，思路就慢慢清晰啦；也有些事情，它们让我们感觉到看起来很容易，但是具体做起来，就会有一大堆疑问滔滔而出啦，实践才知道问题之所在。 此次设计的心得有以下几点：对于设计而言

数据必须自己查，并且尽可能保证数据的同一来源。 对各公式的单位必须清楚，否则必然导致严重错误。 对设计来说，耐心和细心同样重要，缺一不可。

如果有条件，尽量给别人看一下，自己的错误自己不易发现。

出现问题要认真找出症结所在，再根据理论调节各参数的取值范围以达到要求。

十、参考文献

（1）匡国柱，史启才主编 《化工单元过程及设备课程教材》，化学工业出版社，

（2）夏清、陈常贵主编《化工原理》上、下册，天津大学出版社，2005.1

（3）贾绍义、柴成敬主编的《化工原理课程设计》，天津大学出版社，2002.8 （4）李功样、陈兰英、崔英德《常用化工单元设备设计》，华南理工大学出版社， （5）陈均志、李磊编著《化工原理实验及课程设计》，化学工业出版社，2008.7 （6）北京石油设计院编《石油化工工艺计算图表》，烃加工出版社，1985.12

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