丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)說(shuō)明書 吳熠.doc

華南理工大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書 課程設(shè)計(jì)報(bào)告書丙酮-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì) 學(xué) 院 化學(xué)與化工學(xué)院 專 業(yè) 化學(xué)工程與工藝 學(xué)生姓名 吳熠 學(xué)生學(xué)號(hào) 201230361316 指導(dǎo)教師 江燕斌 課程編號(hào) 137137 課程學(xué)分 3 起始日期 2014.12.30 34教師評(píng)語(yǔ)教師簽名：日期：成績(jī)?cè)u(píng)定備注目 錄目 錄III第1部分 設(shè)計(jì)任務(wù)書51.1設(shè)計(jì)題目：丙酮-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)51.2設(shè)計(jì)條件51.3設(shè)計(jì)任務(wù)5第2部分 設(shè)計(jì)方案及工藝流程圖62.1設(shè)計(jì)方案62.2工藝流程圖6第3部分 設(shè)計(jì)計(jì)算與論證73.1精餾塔的工藝計(jì)算73.1.1全塔物料衡算73.1.2實(shí)際回流比83.1.3理論塔板數(shù)確定83.1.4實(shí)際塔板數(shù)確定93.1.5塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算103.1.6塔的塔體工藝尺寸計(jì)算133.2塔板工藝尺寸的計(jì)算163.2.1溢流裝置計(jì)算163.2.2塔板布置及浮閥排列173.3塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算213.3.1阻力計(jì)算213.3.2液泛校核213.3.3霧沫夾帶223.3.4霧沫夾帶驗(yàn)算233.4塔板負(fù)荷性能圖243.4.1精餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程243.4.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程253.5接管尺寸的確定273.5.1液流管273.5.2蒸氣接管273.6附屬設(shè)備283.6.1冷凝器283.6.2原料預(yù)熱器283.6.3塔釜?dú)堃豪淠?93.6.4冷卻器293.7塔的總體結(jié)構(gòu)303.7.1人孔及手孔303.7.2封頭303.7.3裙座303.7.4塔高303.7.5壁厚31第4部分 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總32第5部分 小結(jié)與體會(huì)34第6部分 參考資料34第1部分 設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1設(shè)計(jì)題目：丙酮-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)1.2設(shè)計(jì)條件在常壓操作的連續(xù)精餾浮閥塔內(nèi)分離丙酮-水混合物。生產(chǎn)能力和產(chǎn)品的質(zhì)量要求如下：任務(wù)要求(工藝參數(shù))：1.塔頂產(chǎn)品(丙酮)：3.0 t/hr, xD=0.98(質(zhì)量分率)2.塔頂丙酮回收率：=0.99(質(zhì)量分率)3.原料中丙酮含量： 質(zhì)量分率=(4.5+1*33)%=37.5% 4.原料處理量：根據(jù)1、2、3返算進(jìn)料F、xF、W、 xW5.精餾方式：直接蒸汽加熱操作條件：常壓精餾進(jìn)料熱狀態(tài)q=1回流比 R=3Rmin加熱蒸汽 直接加熱蒸汽的絕對(duì)壓強(qiáng) 1.5atm冷卻水進(jìn)口溫度25、出口溫度45，熱損失以5%計(jì)單板壓降 0.7kPa1.3設(shè)計(jì)任務(wù)1.確定雙組份系統(tǒng)精餾過(guò)程的流程，輔助設(shè)備，測(cè)量?jī)x表等，并繪出工藝流程示意圖，表明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)觀測(cè)或控制所必需的儀表和裝置。2.計(jì)算冷凝器和再沸器熱負(fù)荷。塔的工藝設(shè)計(jì)：熱量和物料衡算，確定操作回流比，選定板型，確定塔徑，塔板數(shù)、塔高及進(jìn)料位置3.塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：選擇塔板的結(jié)構(gòu)型式、確定塔的結(jié)構(gòu)尺寸；進(jìn)行塔板流體力學(xué)性能校核（包括塔板壓降，液泛校核及霧沫夾帶量校核等）。4.作出塔的負(fù)荷性能圖，計(jì)算塔的操作彈性。5.塔的附屬設(shè)備選型, 計(jì)算全套裝置所用的蒸汽量和冷卻水用量，和塔頂冷凝器、塔底蒸餾釜的換熱面積，原料預(yù)熱器的換熱面積與泵的選型，各接管尺寸的確定。第2部分 設(shè)計(jì)方案及工藝流程圖2.1設(shè)計(jì)方案本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離丙酮-水二元混合物。對(duì)于該非理想二元混合物的分離，應(yīng)使用連續(xù)精餾。含丙酮37.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的原料由進(jìn)料泵輸送至高位槽。通過(guò)進(jìn)料調(diào)節(jié)閥調(diào)節(jié)進(jìn)料流量，經(jīng)與釜液進(jìn)行熱交換溫度升至泡點(diǎn)后進(jìn)入精餾塔進(jìn)料板。塔頂上升蒸汽使用冷凝器，冷凝液在泡點(diǎn)一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系（標(biāo)況下，丙酮的沸點(diǎn)56.2C），塔釜為直接蒸汽加熱，釜液出料后與進(jìn)料換熱，充分利用余熱。2.2工藝流程圖第3部分 設(shè)計(jì)計(jì)算與論證3.1精餾塔的工藝計(jì)算3.1.1全塔物料衡算3.1.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)丙酮（）的摩爾質(zhì)量：水（）的摩爾質(zhì)量：MB=18.015kg/kmol則各部分的摩爾分?jǐn)?shù)為：3.1.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量3.1.1.3塔頂產(chǎn)品物質(zhì)的量D=WD/MD （3.7） 3.1.1.4物料衡算總物料衡算（直接蒸汽加熱）：F = W + D （3.8）輕組分（丙酮）衡算：回收率計(jì)算：=DxD/FxF (3.10) 求解得到：F=325.8745kmol/h D=53.9504kmol/h W=271.9241kmol/h xD=0.9383 xW=0.0018805 xF=0.15693.1.2實(shí)際回流比3.1.2.1最小回流比及實(shí)際回流比確定根據(jù)101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡組成關(guān)系繪出丙酮-水t-x-y和x-y圖，泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1，q線為過(guò)xF=0.1569的豎直線。本平衡具有下凹部分，在相平衡圖上過(guò)（xD，xD）點(diǎn)作平衡線的切線，得切點(diǎn)(xq，yq)=（0.7836，0.8875）據(jù)Rmin=xD-yqyq-xq 得 Rmin=0.4887初步取實(shí)際操作回流比為理論回流比的3倍：R=Rmin3=1.46613.1.2.2操作線精餾段操作線方程： yn+1=RR+1X+1R+1xd=0.5945 Xn +0.3805提餾段操作線方程： yn+1=wsxn-wsxw=3.0438Xn-0.0038183.1.2.3汽、液相熱負(fù)荷計(jì)算（1）精餾段：L1=RD=79.0967kmol/h V1=R+1D=133.0471kmol/h（2）提餾段： 據(jù)F + S= D + W ，得V2=S=V1=133.0471kmol/hL2=W=404.9712kmol/h xW=0.00125453.1.3理論塔板數(shù)確定在平衡曲線即x-y曲線圖上做操作線，在平衡線與操作線間畫階梯，過(guò)精餾段操作線與q線焦點(diǎn)，直到階梯與平衡線交點(diǎn)小于0.0012545為止，由此，得到理論板8塊（塔釜算一塊板），進(jìn)料板為第5塊理論板。 如下CAD作圖：3.1.4實(shí)際塔板數(shù)確定板效率與塔板結(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)，它反應(yīng)了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算：ET=0.49()-0.245注：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mPa*s據(jù)液相組成在3.1圖中查得溫度，再計(jì)算出精餾段與提餾段的均溫查得液相組成。具體過(guò)程如下：液相組成xA氣相組成yA溫度/0C相對(duì)揮發(fā)度進(jìn)料0.15690.775764.9818.5832塔頂0.93830.957856.611.4925塔底0.0012550.0349798.9228.8380精餾段0.45170.828160.805.8476提餾段0.03170.535381.9535.1864精餾段均溫：t1=(64.98+56.61)/2=60.795 0C提餾段均溫：t2=(64.98+98.92)/2=81.95 0C相對(duì)揮發(fā)度：=yA/xAyB/xB 其中，xB=1-xA ，yB=1-yA全塔平均揮發(fā)度：m=3DFW=9.2825在數(shù)據(jù)手冊(cè)中查得對(duì)應(yīng)溫度下的黏度：精餾段：丙酮：A1=0.2292mPa*s，水：B1=0.4638mPa*s；提餾段：丙酮：A2=0.1951mPa*s，水：B2=0.3478mPa*s液相黏度：精餾段：l1=xAA1+1-xAB1=0.3578mPa*s提餾段：l2=xAA2+1-xAB2=0.3430mPa*s塔板效率：精餾段：ET1=0.49()-0.245=0.4089提餾段：ET2=0.49()-0.245=0.2662實(shí)際塔板數(shù)：精餾段：NP1=NT1ET1=10提餾段：NP2=NT2ET2=15精餾段實(shí)際塔板數(shù)為NP1=10塊。提餾段實(shí)際塔板數(shù)為NP2=15塊。全塔所需要的實(shí)際塔板數(shù)：NP=NP1+NP2=25塊，進(jìn)料板位于第11塊。全塔效率： ET=NTNP=0.32 3.1.5塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.5.1操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力；PD=101.325kpa每層塔板壓降：；進(jìn)料板的壓力： PF=PD+0.710=108.325kpa 塔底操作壓力：PW=PD+0.725=118.825kpa精餾段平均壓力：PM1=PD+PF2=104.825kpa 提餾段平均壓力： PM2=PW+PF2=113.575kpa3.1.5.2操作溫度計(jì)算塔頂溫度：td=56.61； 進(jìn)料板溫度：tf=64.98；塔釜溫度：tw=98.92精餾段平均溫度：tm1=td+tf2=60.80 提餾段平均溫度：tm2=tf+tw2=81.95 3.1.5.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量：Mldm=55.6080kg/kmol Mvdm=56.3893kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：Mlfm=24.3012kg/kmol Mvfm=49.0934kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量：Mlwm=18.0653kg/kmol Mvwm=19.4161kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：MLM1=Mldm+Mlfm2=39.9546kg/kmolMVM1=MVdm+MVfm2=52.7414kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：MLM2=Mlwm+Mlfm2=21.1833kg/kmolMVM2=MVwm+MVfm2=34.2548kg/kmol3.1.5.4平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程，即VM1=PM1MVM1RTM1=2.6212kg/mVM2=PM2MVM2RTM2=1.7026kg/m液相平均密度計(jì)算：注：為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)塔頂平均密度計(jì)算：由td=56.61，查手冊(cè)得，D=0.98ldm=1a+(1-)pb=748.654kg/m進(jìn)料板平均密度計(jì)算：由tF=64.98，查手冊(cè)得，F(xiàn)=0.375lfm=1a+(1-)b=875.289kg/m塔底平均密度計(jì)算：由tW=98.92，查手冊(cè)得， W=0.001254558.080.001254558.08+(1-0.0012545)18.015=0.004033 LWm=1WA+(1-W)/B=957.013kg/m3精餾段平均密度： lm1=ldm+lfm2=811.972kg/m提餾段平均密度：lm2=lwm+lfm2=916.151kg/m3.1.5.5液體平均表面張力計(jì)算對(duì)于二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下試計(jì)算：lm=xii（1）塔頂表面張力：由tD=56.61，查表得：A1=19.03mN/m； B1=66.57mN/m 求得：ldm=21.9632mN/m（2）進(jìn)料板表面張力：由tF=64.98，查表得：A2=18.29mN/m B2=65.21mN/m求得：lfm=57.8483mN/m（3）塔釜表面張力：由tW=98.92 查表得：A3=14.4mN/m B3=58.6mN/m 求得：lwm=58.5445mN/m（4) 精餾段平均表面張力：lm1=39.9058mN/m（5）提餾段平均表面張力：lm2=58.1964mN/m3.1.5.6平均黏度計(jì)算液體平均黏度計(jì)算：塔頂平均黏度：由td=56.61，查手冊(cè)，得到：A1=0.241mPa*s B1=0.52mPa*s 求得：ldm=0.2527mPa*s進(jìn)料板平均黏度：由tf=64.65，查手冊(cè)，得到：A2=0.22mPa*s B2=0.435mPa*s求得：lFm=0.3909mPa*s塔底平均黏度：由tw=98.85，查手冊(cè)，得到：，A3=0.17mPa*s B3=0.27mPa*s求得：lWm=0.2698mPa*s 精餾段液體平均黏度：lm1=ldm+lFm2=0.3218mPa*s提餾段液體平均黏度：lm2=lwm+lFm2=0.3304mPa*s氣體平均黏度計(jì)算：lgVm=yilgi塔頂平均黏度：由td=56.61，查手冊(cè)，得到：A1=0.0784mPa*s B1=0.1007mPa*s 求得：Vdm=0.07923mPa*s進(jìn)料板平均黏度：由tf=64.65，查手冊(cè)，得到：A2=0.07874mPa*s B2=0.1058mPa*s求得：VFm=0.08413mPa*s塔底平均黏度：由tw=98.85，查手冊(cè)，得到：，A3=0.0907mPa*s B3=0.1172mPa*s求得：VWm=0.1162mPa*s 精餾段液體平均黏度：Vm1=Vdm+VFm2=0.08168mPa*s提餾段液體平均黏度：Vm2=Vwm+VFm2=0.1002mPa*s3.1.6塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.1.6.1塔徑計(jì)算（1）精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：Vs=VMVM3600VM=0.7436m3/sLs=LMLM3600LM=0.001081m3/s查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為：LS1vs1lm1vm1=0.02559 取板間距，板上液層高度hL=0.06m則： HT-hL=0.34m查圖得：C=C20lm200.2=0.08611umax=CL-VV=1.5131m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u=0.7umax=1.0592m/sD=(4Vu)=0.9454按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為：D=1.0m 截塔面積為：AT=4D2=0.7854m2實(shí)際空塔氣速：u=VSAT=0.9468m/s （2）提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：Vs2=SMVM23600VM2=0.7436m/sLs2=LMLM23600LM2=0.002601m3/s查史密斯關(guān)聯(lián)圖，橫坐標(biāo)為： LS2vs2lm2vm2=0.08114取板間距，板上液層高度hL=0.06m則： HT-hL=0.34m查圖得：C20=0.072C=C20lm2200.2=0.08915umax=CL-VV=2.0661m/s取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為：u=0.6umax=1.2396m/sD=(4Vu)=0.8739按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： D=1.0m截塔面積為：AT=4D2=0.7854m2實(shí)際空塔氣速： ：u=VSAT=0.9468m/s3.1.6.2精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度 Z1=NP1-1HT=3.6m提餾段有效高度 Z2=NP2-1HT=5.6m在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.8m，故精餾塔有效高度: z=z1+z2+0.8=10m3.2塔板工藝尺寸的計(jì)算 3.2.1溢流裝置計(jì)算3.2.1.1 精餾段因塔徑D=1.0m，可選用單溢流弓形降液管，凹型受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口。各項(xiàng)計(jì)算如下： 堰長(zhǎng)取lw=1.00.60=0.6m 弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.60查弓形降液管參數(shù)圖得：AfAT=0.0520；WdD=0.1000 故 Af=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：=AfHT/LS1=15.11225s故降液管設(shè)計(jì)合理。 堰上層液高度 由，選用平直堰，堰上液層高度：（E=1）how=2.841000E(lh1lw)23=9.8773mm因?yàn)?mmhOW60mm，故可采用平直堰。 溢流堰高度hw取板上清液層高度hl=60mm，故hw=hl-how=50.12mm因?yàn)?.05-hOWhW25mm。故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理3.2.1.2提餾段堰長(zhǎng)取lw=1.00.60=0.6m 弓形降液管寬度和截面積由lwD=0.60查弓形降液管參數(shù)圖得：AfAT=0.0520；WdD=0.1000 故 Af=AT0.0520=0.04084m2Wd=0.1D=0.10m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：=AfHT/LS1=6.28075s故降液管設(shè)計(jì)合理。堰上層液高度 由，選用平直堰，堰上液層高度：（E=1）how=2.841000E(lh1lw)23=17.74mm因?yàn)?mmhOW60mm，故可采用平直堰。溢流堰高度hw取板上清液層高度hl=60mm，故hw=hl-how=42.26mm因?yàn)?.05-hOWhW25mm。故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理3.2.2塔板布置及浮閥排列3.2.2.1精餾段（1）閥孔數(shù)選用F1型浮閥（重閥），當(dāng)板上浮閥剛剛?cè)_時(shí)，閥孔動(dòng)能因子FO=(912)kg12s-1m-12取F0=10，由閥孔直徑d=0.039m，F(xiàn)0=u0V，得u0=F0V=102.6212=6.1766m/sN=VS4d02u0=100.7792101個(gè)（2）塔板布置塔板分塊因?yàn)樗紻=1000mm900mm，故采用分塊式。邊緣區(qū)寬度確定 取兩邊安定區(qū)寬度Ws=Ws=0.075m，降液管寬度Wd=0.1，無(wú)效區(qū)Wc=0.055鼓泡區(qū)面積單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因?yàn)榉謮K式塔板，故t=APNt開孔區(qū)面積AP計(jì)算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=D2-wc=0.445m所以, AP=0.5219m2 （3）浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.06890m用CAD作圖得浮閥排列得實(shí)際篩孔數(shù)N=87個(gè)驗(yàn)算閥孔動(dòng)能因數(shù)及塔板開孔率：u0=VS4d02N=7.1549m/s，F(xiàn)0=u0V=11.5838kg12s-1m-12，符合FO=(912)kg12s-1m-12塔板開孔率=N(doD)2100%=13.23%在10%14%之間，設(shè)計(jì)結(jié)果合理。3.2.2.2提餾段（1）閥孔數(shù)取F0=10，由閥孔直徑d=0.039m，F(xiàn)0=u0V，得u0=F0V=101.7026=7.6638m/sN=VS4d02u0=81.222582個(gè)（2）塔板布置塔板分塊因?yàn)樗紻=1000mm900mm，故采用分塊式。邊緣區(qū)寬度確定 取兩邊安定區(qū)寬度Ws=Ws=0.075m，降液管寬度Wd=0.1，無(wú)效區(qū)Wc=0.055鼓泡區(qū)面積單溢流塔板，選用等腰三角形叉排，因?yàn)榉謮K式塔板，故t=APNt開孔區(qū)面積AP計(jì)算：AP=2(xR2-x2+1800R2arcsinxR)x=D2-Wd+Ws=0.325mR=D2-wc=0.445m所以, AP=0.5219m2 （3）浮閥孔排列取t=75mm，得t=0.08486m用CAD作圖得浮閥排列得實(shí)際篩孔數(shù)N=71個(gè)驗(yàn)算閥孔動(dòng)能因數(shù)及塔板開孔率：u0=VS4d02N=8.7672m/s，F(xiàn)0=u0V=11.4398kg12s-1m-12，符合FO=(912)kg12s-1m-12塔板開孔率=N(doD)2100%=10.80%在10%14%之間，設(shè)計(jì)結(jié)果合理。3.3塔板的流體力學(xué)性能的驗(yàn)算3.3.1阻力計(jì)算氣相通過(guò)浮閥塔板的壓強(qiáng)降hp=hc+hl+h3.3.1.1精餾段（1）干板阻力計(jì)算 uoc=1.82573.1v=6.1945m/s因?yàn)閡0u0c，所以閥全開前，hc=5.37vu022Lg=0.04079m（2）板上充氣液層阻力計(jì)算因?yàn)橐合酁樗猿錃庀禂?shù)0=0.5， hl=0hL=0.03m（3）液體表面張力阻力計(jì)算液體表面張力所造成的阻力一般很小，完全可以忽略。因此，與氣體流經(jīng)浮閥塔板的壓力降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋篽p=hc+hl=0.07079m（4）單板壓強(qiáng)降p=hplg=563.8739pau0c，所以閥全開前，hc=5.37vu022Lg=0.03615m（2）板上充氣液層阻力計(jì)算 hl=0hL=0.03m（3）與氣體流經(jīng)浮閥塔板的壓力降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p=hc+hl=0.06615m（4）單板壓強(qiáng)降p=hplg=594.5192pa700pa（設(shè)計(jì)允許）3.3.2液泛校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，需要控制降液管中清液層高度：且有Hd=hp+hl+h3.3.2.1精餾段液體通過(guò)塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐舾叨萮p=0.07079m，hL=0.06mhd=0.153Lslwho2=0.0001977m所以降液管液面高度Hd=0.07079+0.06+0.0001977=0.1310m取得到：HT+hw=0.50.4+0.05012=0.2256m 故HdHT+hw，符合設(shè)計(jì)要求3.3.2.2提餾段液體通過(guò)塔板的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐舾叨萮p=0.06615m，hL=0.06mhd=0.153Lslwho2=0.0001610m所以降液管液面高度Hd=0.06615+0.06+0.0001610=0.1278m取得到：HT+hw=0.50.4+0.04226=0.2211m 故HdHT+hw，符合設(shè)計(jì)要求3.3.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%因?yàn)楸?水為正常系統(tǒng)，故K=1.0因?yàn)閱我缌?，故ZL=D-2Wd=0.8m；Aa=AT-2AfCF可查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖得3.3.3.1精餾段計(jì)算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查圖得CF=0.1145故泛點(diǎn)率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=51.15%70%符合要求，可保證霧沫夾帶量達(dá)到標(biāo)準(zhǔn)的指標(biāo)。3.3.3.2提餾段計(jì)算得ZL=0.8m，Aa=0.7037m2，查圖得CF=0.1050故泛點(diǎn)率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK100%=47.25%70%符合要求，可保證霧沫夾帶量達(dá)到標(biāo)準(zhǔn)的指標(biāo)。3.3.4霧沫夾帶驗(yàn)算3.3.4.1精餾段已知m=0.0399058N/m，HT=0.400m，hf=0.0602.5=0.150m，u=1.0592m/s得ev=0.014500.1，故液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。3.3.4.2提餾段已知m=0.0581964N/m，HT=0.400m，hf=0.0602.5=0.150m，u=1.2396m/s得ev=0.016450.1，故液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。3.4塔板負(fù)荷性能圖 3.4.1精餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程3.4.1.1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK=0.8即VS2.6212811.972-2.6212+1.360.8LS0.114510.7037=0.8得0.06446=0.0569VS+1.088LS，可知霧沫夾帶線是直線。3.4.1.2液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管提留時(shí)間的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.1.3液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件2.841000E(（LS）min3600LW)23=0.006取E=1，則（LS）min=0.0005118m3/s3.4.1.4漏液線對(duì)于F1型重閥，依F0=0V=5計(jì)算，以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則Vsmin=4d2NF0v=0.3394m3/s此即為與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線3.4.1.5液泛線HT+hw=hp+hl+hd=5.34vu02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N由上式確定液泛線0.1499 =0.07315VS2+218.3323LS2+0.003992（LS）23以上數(shù)據(jù)做出塔板負(fù)荷性能圖由圖表得，氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負(fù)荷線控制，Vmax=1.1001m3/sVmin =0.3394m3/s操作彈性=VmaxVmin =3.2413 3.4.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算過(guò)程3.4.2.1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=VSVL-V+1.36LSZLAaCFK=0.8即VS1.7026916.151-1.7026+1.360.8LS0.105010.7037=0.8得0.05911=0.04315VS+1.088LS，可知霧沫夾帶線是直線， 3.4.2.2液相負(fù)荷上限線以=5s作為液體在降液管提留時(shí)間的下限 =AfHTLS解得LSmax=0.003267m3/s3.4.2.3液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度 how=0.006m作為液相負(fù)荷下限條件2.841000E(（LS）min3600LW)23=0.006 取E=1，則（LS）min=0.0005118m3/s3.4.2.4漏液線對(duì)于F1型重閥，依F0=0V=5計(jì)算，以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則Vsmin=4d2NF0v=0.3387m3/s此即為與液體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線3.4.2.5液泛線HT+hw=hp+hl+hd=5.34vu02l2g+0.153(lslwh0)2+(1+0)hw+2.841000Elslw23其中u0=VS4d02N由上式確定液泛線0.15774 =0.06509VS2+323.2461LS2+0.003992（LS）23以上數(shù)據(jù)做出塔板負(fù)荷性能圖由圖表得，氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶線控制，下限由液相最低負(fù)荷線控制，Vmax=1.32m3/sVmin =0.3387m3/s操作彈性=VmaxVmin =3.8973 3.5接管尺寸的確定 3.5.1液流管3.5.1.1進(jìn)料管F=7919.2kg/h=325.8745kmol/h= 2.1998 kg/s，=875.289kg/m3進(jìn)料由高位槽輸入塔中，適宜流速為0.40.8m/s。采用直管進(jìn)料管，取進(jìn)料流速u=0.6m/s,則進(jìn)料管內(nèi)徑為：d=4Fu=0.07303m查標(biāo)準(zhǔn)系列取80mm3.5mm，校核：D=80-23.5， u=4FD2=0.6005m/s，流速相近，設(shè)備適用。3.5.1.2回流管L=LSM3600=1.2218kg/s，=748.654kg/m3采用直管回流管，取進(jìn)料流速u=0.5m/s,則進(jìn)料管內(nèi)徑為：d=4Lu=0.06447m查標(biāo)準(zhǔn)系列取73mm3.5mm，校核：D=73-23.5， u=4LD2=0.4770m/s，流速相近，設(shè)備適用。3.5.1.3塔釜出料管W=WM3600=2.0322kg/s，=957.013kg/m3采用直管出料管，取進(jìn)料流速u=0.8m/s,則進(jìn)料管內(nèi)徑為：d=4Wu=0.05813m查標(biāo)準(zhǔn)系列取65mm3.5mm，校核：D=65-23.5， u=4WD2=0.8037m/s，流速相近，設(shè)備適用。 3.5.2蒸氣接管3.5.2.1塔頂蒸氣管采用直管，取氣速u=18m/s，則d=4VSu=0.2293m，查表取240mm6mm，校核：D=240-26， u=4VSD2=18.2129m/s，流速相近，設(shè)備適用。3.5.2.2塔釜蒸氣管采用直管，取氣速u=21m/s，V=VOM3600=0.4215m3/s則d=4Vu=0.1599m，查表取170mm6mm，校核：D=170-26， u=4VD2=21.4978m/s，流速相近，設(shè)備適用。3.6附屬設(shè)備 3.6.1冷凝器取水進(jìn)口溫度為25，水的出口溫度為45。塔頂出口氣體的溫度為56.61，據(jù)熱量衡算：QC=R+1D(IVD-ILD)其中IVD上升蒸氣焓，ILD塔頂餾出液焓IVD-ILD=xDHV丙+1-xDHV水HV水，HV丙水和丙酮的蒸發(fā)潛熱查表得：沸點(diǎn)/0C蒸發(fā)潛熱TC/K丙酮56.5523508.1水1002260.4647.3HV2=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38有：Tr2=T2TC=273.15+56.61508.1=0.6490，Tr1=T1TC=273.15+56.5508.1=0.6488得：HV丙=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38=523(1-0.6491-0.6488)0.38=522.8868kJ/kg有：Tr2=T2TC=273.15+56.61647.3=0.5094，Tr1=T1TC=273.15+100647.3=0.5765得：HV水=HV1(1-Tr21-Tr1)0.38=2260.4(1-0.50941-0.5765)0.38=2390.3278kJ/kg IVD-ILD=xDHV丙+1-xDHV水=0.9383*522.8868+（1-0.9383）2390.3278=638.1079kJ/kg QC=R+1D(IVD-ILD)=133.0471*638.1079*55.608=4.721106kJ/h由于是低黏度有機(jī)物和水的混合液，取總傳熱系數(shù)K=2000kJ/m2h,則傳熱面積：A=QCktm=118.2023m2 3.6.2原料預(yù)熱器原料預(yù)熱溫度：20C64.98C（泡點(diǎn)溫度）采用130C過(guò)熱飽和蒸汽加熱平均溫度：t=20+64.982=42.49 平均溫度下查表得CP1=3.58kJ/(kg)，CP2=4.174kJ/(kg)則： CP=xFCP1+1-xFCP2=4.081kJ/(kg)取總傳熱系數(shù)：解得換熱面積A=18.1321m23.6.3塔釜?dú)堃豪淠鞲簻囟葹?8.92，冷卻至60排放。W=404.9712kmol/h，MLW=18.0653g/molWM=WMLW=2.0322kg/s同理有FM=325.874524.30123600=2.1998kg/s查得進(jìn)料液CP1=2.49kJ/(kg)，釜液CP2=4.1996kJ/(kg)Q=2.1998*2.49*(t-25)=2.0322*4.1996*(98.92-60)得t=85.64tm=98.92-85.64-(60-25)ln98.92-85.6460-25=22.4128取K=4000kJ/m2hA=QKtm=3.705m23.6.4冷卻器產(chǎn)品冷凝后溫度為56.61，經(jīng)冷卻器冷卻至40，冷卻介質(zhì)為25的水，出口溫度為45。查得CP丙=2.415kJ/(kg)，CP水=4.18kJ/(kg)D=3000kg/h=0.8334kg/sQ=CP丙Dt1=W水CP水t22.4150.833456.61-40=W水4.1820得W水=0.3999kg/s，Q=33.4303kJ/s取K=1500kJ/m2htm=56.61-45-(40-25)ln56.61-4540-25=13.2327Q=KAtmA=QKtm=1.6842m23.7塔的總體結(jié)構(gòu) 3.7.1人孔及手孔因?yàn)樗鍞?shù)25塊，所以本設(shè)計(jì)塔中設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)直徑為500mm，設(shè)置人孔處板間距為500mm，裙座上設(shè)置1個(gè)人孔，直徑500mm。手孔大小為0.15m，手孔處不加高。每個(gè)塔節(jié)開一個(gè)手孔，實(shí)際板為25 塊，共需5 個(gè)塔節(jié)，則手孔數(shù)目S5。3.7.2封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱直徑dg=1000mm，查得曲面高度h1=250mm，直邊高度，內(nèi)表面積F=0.945，容積V=0.112，選用封頭Dg100063.7.3裙座塔底采用裙座支撐，塔徑為1.0m，裙座高取3m，查裙座尺寸得，裙座圈厚度為6mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度為23.3mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：D1=900+223.3-300=646.6mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑： D2=900+223.3+300=1246.6mm圓整后取基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑為700mm，基礎(chǔ)環(huán)外徑為1300mm。地腳螺栓公稱直徑M42。3.7.4塔高3.7.4.1塔頂高度 塔頂空間為最上層塔板與塔頂間的距離，為了利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取(1.5-2)HT+0.25，取1.5HT+0.25=0.85m。3.7.4.2塔底高度由于塔底空間具有中間儲(chǔ)槽的作用，塔釜料液最好在塔底有1015min 的儲(chǔ)量。這里取t12min720s。有：V=VSt=0.7436720957.013=0.5594m3H釜=4VD2=0.7123m塔底空間為塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距，取0.7+1=1.7m。3.7.4.3板間距HT=0.4m3.7.4.4進(jìn)料板出加高0.25m3.7.4.5上下兩封頭高度H1=2*（h1+h2）=0.55m3.7.4.6塔高板式塔的塔高按下式計(jì)算：式中：塔高；實(shí)際塔板數(shù)；進(jìn)料板數(shù)；進(jìn)料板處板間距；人孔數(shù)；設(shè)人孔處板間距；塔底空間高度；塔頂空間高度；封頭高度；裙座高度；H=25-1-3-10.4+0.25+30.5+0.85+3+1.7+0.55=15.85m 3.7.5壁厚壁厚選6mm，所用材質(zhì)為。第4部分 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表4.