乙醇水連續(xù)精餾浮閥塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 一一 設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目： 乙醇水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì) 二二 任務(wù)要求任務(wù)要求 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板浮閥精餾塔以分乙醇和水 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 F100kmol/h 進(jìn)料組成 xF273 餾出液組成 xD0.831 釜液組成 xw0.012 塔頂壓力 p100kpa 單板壓降 0.7 kPa 2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 三三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明 2、工藝計(jì)算 3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) （1）塔徑及 提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負(fù)荷性能圖 （4）

2、總塔高 4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 目 錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 .I 摘摘 要要 . 第一章第一章 前言前言 .1 1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用.1 1.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求.1 1.3 常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型.1 1.4 本設(shè)計(jì)所選塔的特性.1 第二章 流程的確定和說明.3 2.1 設(shè)計(jì)思路.3 2.2 設(shè)計(jì)流程 .3 第三章精餾塔的工藝計(jì)算.4 3.1 物料衡算 .4 3.1.1 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 .4 3.1.2 物料衡算 .4 3.2 回流比的確定 .5 3.2.1 平均相對揮發(fā)度的計(jì)算 .5 3.2

3、.2 最小回流比的確定 .6 3.3 板數(shù)的確定 .6 3.3.1 精餾塔的氣液相負(fù)荷 .6 3.3.2 精餾段與提餾段操作線方程 .6 3.3.3 逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置 .6 3.3.4 全塔效率 .8 3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 .8 3.4.1 操作溫度的計(jì)算 .8 3.4.2 操作壓強(qiáng) .9 3.4.3 塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量 .10 3.4.4 精餾塔各組分的密度 .12 3.4.5 液體表面張力的計(jì)算 .15 3.4.6 液體平均粘度的計(jì)算 .15 3.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算 .16 3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .16 3.5.1 塔徑的計(jì)算 .

4、16 3.5.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 .18 3.5.3 溢流裝置計(jì)算 .19 3.5.4 塔板布置 .20 3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .21 3.6.1 塔板壓降 .21 3.6.2 液沫夾帶 .22 3.6.3 漏液 .23 3.6.4 液泛 .23 3.7 塔板負(fù)荷性能圖 .23 3.7.1 過量液沫夾帶線關(guān)系式 .24 3.7.2 液相下限線關(guān)系式 .23 3.7.3 嚴(yán)重漏夜線關(guān)系式 .24 3.7.4 液相上限線關(guān)系式 .24 3.7.5 降液管液泛線關(guān)系式 .24 3.8 主要接管尺寸的選取 .25 3.8.1 進(jìn)料管 .25 3.8.2 釜液出口管 .25 3.8.3 塔頂

5、蒸汽管 .26 3.8.4 回流管 .26 3.8.5 塔底蒸汽管 .26 第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表.27 4.1 浮閥塔計(jì)算結(jié)果匯總 .27 結(jié)束語結(jié)束語 .29 參考文獻(xiàn) .30 主要符號說明主要符號說明 .31 附附 錄錄 .34 一、物性表.35 二、負(fù)荷性能圖.36 三、帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 .37 四、塔的設(shè)備結(jié)構(gòu)圖.38 摘 要 本設(shè)計(jì)是以乙醇水物系為設(shè)計(jì)物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離乙醇和水。浮閥塔 是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)針對二元物系乙醇水的精餾問題進(jìn)行 分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。 通過逐板計(jì)算得出理論板數(shù)為 16 塊，回流比為 3

6、.531,算出塔效率為 0.518，實(shí)際板 數(shù)為 32 塊，進(jìn)料位置為第 11 塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為 1 米，有效塔高 13.6 米，浮閥數(shù)（提餾段每塊 76） 。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明 各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。本次設(shè)計(jì)過程正常，操作合適。 關(guān)鍵詞：乙醇、水、二元精餾、浮閥連續(xù)精餾精餾塔、提餾段 第 1 章 前言 1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用 實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進(jìn)行的。 對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點(diǎn)低的 B 物質(zhì)，而殘液 是沸點(diǎn)高的 A 物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾

7、塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔 頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。 1.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求 精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精 餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要 求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流 動。 二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時， 易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定

8、波動時，兩相均能維持正常的流動，而且 不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 1.4 常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型 常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有 很多優(yōu)點(diǎn)，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前 新型塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，浮閥 塔多用不銹鋼板或合金 。實(shí)際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下，使其操作板效 率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計(jì)良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到滿意 的程度。 浮閥塔

9、塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)。所以 在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率 大，生產(chǎn)能力大等。 乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛，對 于提純物質(zhì)有非常重要的意義。所以有必要做好本次設(shè)計(jì) 1.4本設(shè)計(jì)所選塔的特性 浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力 比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許 的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升

10、氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾 帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差 比泡罩塔小。 5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板 塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上） ，所以一般采用不銹鋼作成， 致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料， 高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù) 據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適 第二章流

11、程的確定和說明 2.1 設(shè)計(jì)思路 首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入 原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。 因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物 就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物 上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到 塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入乙醇的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回 到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻 器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器

12、中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混 合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和 水的分離。 2.1 設(shè)計(jì)流程 乙醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物 q=1 送入精餾塔，塔頂上 升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐, 塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐(附流程圖)。 第三章 精餾塔的工藝計(jì)算 3.1 物料衡算 3.1.1 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 乙醇的摩爾質(zhì)量 46.07/ A Mkg kmol 水的摩爾質(zhì)量 18.02/ B Mkg kmol 原料加料量 F100kmol/h 進(jìn)料

13、組成 xF0.275 餾出液組成 xD0.843 釜液組成 xw0.013 塔頂壓力 p100kpa 單板壓降 0.7 kPa 1 0.273 46.0710.27318.0225.70/ FFF MxMxM kg kmol 乙醇 水 （） 0.831 46.071 0.83118.0241.60/ D Mkg kmol 0.012 46.071 0.01218.0218.36/ W Mkg kmol 3.1.2 物料衡算 精餾塔二元系物料 0.2730.012 0.319 0.831 0.012 FW DW xxD Fxx FDW FDW FxDxWx 100 100 0.2730.8310

14、.0121 DW DW 解得：D=31.6 W=68.4/kmol h/kmol h 精餾段：L=RD=2.3631.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08kmol/h 提餾段： =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV 3.2 回流比的確定 3.2.1 平均相對揮發(fā)度的計(jì)算 查1由相平衡方程 得 1 (1) x y x (1) (1) y x x y 由常壓下乙醇-水溶液的平衡數(shù)據(jù) x0.180.20.250.30.350.4 y0.510.5250.5510.5750.5

15、950.61 x0.450.550.50.60.650.7 y0.6350.6780.6780.6970.7250.755 由道爾頓分壓定律 及 iy pp AAA i BBB Px Px 得 1 1 AB AB i ABAB yyyy xxxx 將上表數(shù)據(jù)代入 得： 序號 12345 3.68153.15692.72542.35012.1263 序號 678910 1.91551.72281.54081.41961.3207 i i 則 10 12310 3.04 則 平衡線方程： 3.043.04 1113.04 112.04 xxx y xxx 3.2.2 最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的

16、確定 xF0.275 xD0.843xw0.012 =3.04 因?yàn)?q=1 所以 Xe= xF0.275 由相平衡方程= 0.536 1 (1) x y x 最小回流比 min 1.18 De ee xy R yx 操作回流比取最小回流比的 1.6 倍 =1.6=2.36R min R 3.3 板數(shù)的確定 3.3.1 精餾塔的氣液相負(fù)荷 精餾段：L=RD=2.3631.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08 kmol/h 提餾段： =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV

17、3.3.2 精餾段與提餾段操作線方程 精餾段操作線方程： 10.7020.251nnDn LD yxxx VV 提餾段操作線方程： 1 1.6450.008 DF nnDn DxFxL yxxx VV 3.3.3 逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置 對于甲醇水屬物系，可采用逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)。根據(jù)求得的相對揮發(fā)度可知 相平衡方程為 1 (1) n n n x y x (1)2.08 1.08 nn n nn yy x yy 因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，q=1， 0.275 qF xx 第一塊板上升的蒸汽組成 1 0.843 D y X 第一塊板下降的液體組成由式（c ）求取 1 0.6385 x 由第二塊板上

18、升的氣相組成用（a）式求取: 2 0.6992 y 由第二塊板下降的液體組成 如此反復(fù)計(jì)算： , 3 0.5552 y 3 0.2911 x , 4 0.4553 y 4 0.2157 x Fx 因第 5 塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程（b）: 計(jì)算 1 1.6450.008 DF nnDn DxFxL yxxx VV 如此反復(fù)計(jì)算： , 5 0.3468 y 5 0.1487 x , 6 0.2366 y 6 0.0925 x , 7 0.1442 y 7 0.0525 x , 8 0.0784 y 8 0.0272 x , =0.013 9 0.0368 y 9 0.0124 x wx

19、 根據(jù)以上求解結(jié)果得： 總理論板數(shù)為 9 （包括再沸器） 進(jìn)料板位置為 4 精餾段理論板數(shù) 3 提餾段理論板數(shù) 6 3.3.4 全塔效率 由進(jìn)料組成 0.275 F x 經(jīng)查表 得 泡點(diǎn)溫度 78.24 dT 99.32 wT 在此溫度下 查文獻(xiàn) 得 ： 0.55583. Aa mp s0.28767. Ba mp s 則進(jìn)料液再該溫度下的平均粘度為： 0.555830.28767 /20.42175 則板效率 E 由計(jì)算 0.245 0.49Ea =0.401E 則 實(shí)際塔板數(shù)： 9 N22 0.401 精 餾 段: 1 3 N7.487 0.401 提 餾 段: 2 6 14.9615 0

20、.401 N 3.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3.4.1 操作溫度的計(jì)算 1.)塔頂溫度計(jì)算 查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為 0.70 和 0.80 時,其沸點(diǎn)分別為 78.778.4塔頂 溫度為,則由內(nèi)插法: D T , 0.7078.7 0.800.7078.478.7 DD xT 78.24 D T 2.)進(jìn)料板溫度 查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為 0.20 和 0.30 時,其沸點(diǎn)分別為 83.2和 81.7 設(shè)塔頂溫度為,則由內(nèi)插法: F T , 0.2083.2 0.300.2083.281.7 FF xT 82.13 F T 3.)塔釜的溫度 0.843 D

21、 x 0.275 F x 查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為 0.00 和 0.05 時,其沸點(diǎn)分別為 100和 90.6設(shè) 塔頂溫度為,則由內(nèi)插法: W T , 0.00100 0.050.0090.6 100 WW xT 96.92 W T 則 精餾段的平均溫度: 2 78.2482.13 80.19 2 m T 提餾段的平均溫度: 1 96.9282.13 89.53 2 m T 3.4.2 操作壓強(qiáng) 塔頂壓強(qiáng)：PD=100 kpa 取每層塔板壓降:P=0.7 kpa 則 進(jìn)料板壓力: 1000.7 7104.9 F Pkpa 塔釜 壓力: 100 0.7 7 104.9 W Pkpa

22、則 精餾段的平均操作壓強(qiáng): 1 100 104.9 102.5 2 m Pkpa 提餾段的平均操作壓強(qiáng): 2 110.5 104.9 107.7 2 m P 3.4.3 塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量 乙醇的摩爾質(zhì)量 46.07/ A Mkg kmol 水的摩爾質(zhì)量 18.02/ B Mkg kmol 0.013 W x 1 i ii i Mx M 由公式 得 1.)對于塔頂 , 1 0.843x 1 0.843y 對于氣相平均分子量: 11 1 0.843 46.071 0.84318.02 41.74/ VDAB My MyM kg kmol 對于液相平均分子量: 11 1 LDAB Mx

23、MxM 0.6385 46.071 0.638518.02 35.88/kg kmol 2.)對于進(jìn)料板 , 6 0.2157x 6 0.4553y 對于氣相平均分子量; 55 1 VFAB My MyM 0.2157 46.071 0.215718.02 24.04/kg kmol 對于液相平均分子量: 55 1 LFAB Mx MxM 0.4553 46.071 0.455318.02 30.75/kg kmol 3.)對于塔釜 16 0.0124x 16 0.0368y 對于氣相平均分子量: 1616 1 VWAB My MyM 0.0368 46.071 0.036818.02 19.

24、03/kg kmol 對于液相平均分子量: 1616 1 LWAB Mx MxM 0.0124 46.071 0.012418.02 18.35/kg kmol 則 精餾段的平均分子量; 氣 相: 1 2 VFVD VM MM M 41.7430.75 2 36.25/kg kmol 液 相 : 1 2 LFLD LM MM M 35.8824.04 2 29.96/kg kmol 提餾段的平均分子量; 氣 相: 2 2 VDVW VM MM M 19.0330.75 2 24.89/kg kmol 液 相 : 2 2 LDLW LM MM M 18.3524.04 2 21.20/kg km

25、ol 3.4.4 精餾塔各組分的密度 1.）氣相平均密度 由 計(jì)算： PM RT 精餾段的氣相平均密度： 11 1 1 mVm Vm m p M RT 3 102.5 36.25 1.27/ 8.31480.19273.15 kg m 提餾段的氣相平均密度： 22 2 2 mVm Vm m pM RT 3 107.7 24.89 0.89/ 8.31489.53273.15 kg m 2.）液相的平均密度 由 計(jì)算 1 1 i ii n （1.）對于塔頂 0 78.24 D TC 查文獻(xiàn) ， 3 741.83/ A kg m 3 972.9/ B kg m 質(zhì)量分率 0.843 46.07 0

26、.9321 0.843 46.071 0.84318.02 A 10.0679 BA 則 1 AB DAB AB ALB D 1 L D 3 1 775.2/ 0.93210.0679 763.6972.9 mkg （2.）對于進(jìn)料板 82.13 F TC 查文獻(xiàn) ， 3 739.6/ A kg m 3 970.50/ B kg m 質(zhì)量分率 0.2157 46.07 0.4127 0.2157 46.071 0.215718.02 A 10.5102 BA 則 1 AB FAB AB ALB 1 F L F 3 1 862.1/ 0.41270.5873 739.6970.5 mkg （3.

27、）對于塔釜 0 96.92 W TC 16 0.009195x 查文獻(xiàn) ， 3 721.2/ A kg m 3 955.1/ B kg m 質(zhì)量分率 0.0124 46.07 0.0311 0.0124 46.071 0.012418.02 A 10.9689 BA 則 1 AB WAB AB ALB 1 w L w 3 1 945.6/ 0.03110.9689 721.2955.1 mkg 則 精餾段的液相平均密度： 3 1 769.2862.1 815.6/ 22 DF Lm kg m 提餾段的液相平均密度： 3 2 945.6862.1 903.8/ 22 FW Lm kg m 3.4

28、.5 液體表面張力的計(jì)算 由 計(jì)算 1 i ii n x （1.）對于塔頂 0 78.24 D TC 1 0.702x 查文獻(xiàn) ， 18.45/ A mN m62.98/ B mN m 則 0.843 18.751 0.843663.42 25.44/ LD mN m （2.）對于進(jìn)料板 52.75/ LF mN m （3.）對于塔釜 0 96.92 W TC 查文獻(xiàn) ， 16.60/ A mN m59.49/ B mN m 則 0.0124 16.601 0.012459.4958.96/ LW mN m 則精餾段的液體平均表面張力： 1 25.4452.75 39.10/ 22 DF Lm

29、 mN m 提餾段的液體平均表面張力： 2 58.9652.75 55.85/ 22 FW Lm mN m 3.4.6 液體平均粘度的計(jì)算 由 計(jì)算 1 i ii n x （1.）對于塔頂 0 78.24 D TC 1 0.702x 查文獻(xiàn) ， 0.504. Aa mp s0.3644. Ba mp s 則 0.479. LDa mp s （2.）對于進(jìn)料板 0 82.13 F TC 查文獻(xiàn) ， 0.481. Aa mp s0.349. Ba mp s 則 0.374. LFa mp s （3.）對于塔釜 0 96.92 W TC 查文獻(xiàn) ， 0.382. Aa mp s0.295. Ba m

30、p s 則 0.296. LWa mp s 則精餾段的液體平均粘度： 1 0.4790.374 0.427. 22 LFLD Lma mp s 提餾段的液體平均粘度： 2 0.2960.374 0.335. 22 LFLW Lma mp s 3.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算： 3 1 1 106.08 36.25 0.841/ 36003600 1.27 Vm s Vm VM Vms 3 1 1 74.51 31.05 0.0008/ 36003600 815.6 Lm s Lm VM Lms 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算： 3 2 2 106.8 24.89 0.824/ 36003600

31、 0.89 Vm s Vm VM Vms 3 2966.4/ h Vms 3 2 2 174.51 21.20 0.0011/ 36003600 903.8 Lm s Lm VM Lms 3 3.96/ h Lmh 3.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 3.5.1 塔徑的計(jì)算 精餾段液氣流動參數(shù) 1 1 2 2 2 2 0.0008 3600 815.6 0.0241 0.841 36001.27 sLm LV sVm L F V 取板間距，板上清液高度，0.40 T Hm0.06 c hm 0.400.060.34 Tc Hhm 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 20 0.073 f c 又 液體的表面張

32、力 20/mN m 0.2 20 20 f f c c 0.20.2 20 39.1 0.0730.083 2020 ff cc max 815.6 1.27 0.0832.084/ 1.27 VL L ucm s 取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速： max 0.80.7 2.0841.459/uum s 則 44 0.841 0.857 3.14 1.459 s V Dm u 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：1.0Dm 塔截面積： T A 22 0.785 4 T ADm 實(shí)際空塔氣速 u： 0.841 1.071/ 0.785 s T V um s A 提餾段液氣流動參數(shù) 1 1 2 2 2 2 0.

33、0011 903.8 0.0425 0.8240.89 sLm LV sVm L F V 取板間距，板上清液高度，0.40 T Hm0.06 c hm 0.400.060.34 Tc Hhm 則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 20 0.073 f c 又 液體的表面張力 20/mN m 0.2 20 20 f f c c 0.20.2 20 55.85 0.0730.0884 2020 ff cc max 903.80.89 0.08842.816/ 0.89 VL L ucm s 取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速： max 0.80.7 2.8161.971/uum s 則 44 0.824 0.73

34、 3.14 1.971 s V Dm u 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：1.0Dm 塔截面積： T A 22 0.785 4 T ADm 實(shí)際空塔氣速 u： 0.824 1.05/ 0.785 s T V um s A 3.5.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 板式塔的塔高按下式計(jì)算 初選板間距 HT=0.4m 則 7 10.415 10.40.8 8.8m 3.5.3 溢流裝置計(jì)算 因?yàn)?D=1 米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 1.）堰長 w l 取 0.660.66 1.00.66 w lDm 2.）溢流堰高度 w h 由 wlow hhh 選用平直堰，堰上液層高度 how由下式計(jì)算 2 3

35、2.84 1000 h ow w L hE l 近似取 E=1，則 2 3 2.840.0011 3600 10.009 10000.7 ow hm 取板上清液高度0.06 c hm 故 0.060.0090.051 w hm 3.）弓形降液管寬度和截面積 d W f A 由0.66 w l D 查 弓形降液管的參數(shù) 得, 0.0722 f T A A 0.124 d W D 故 2 0.07220.0722 0.7850.0567 ff AAm 0.1240.124 1.00.124 d WDm 依式 3600 3600 0.0567 0.40 20.62 5 0.0011 3600 fT

36、h A H s L 故 降液管設(shè)計(jì)合理 4.）降液管底隙高度 0 h 0 3600 h o W L h l u 取 0 0.08/um s 則 0 0.0011 3600 0.0208 3600 0.66 0.08 h 0.0540.02080.03320.006 wo m hh 故 降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤，深度 0.05 w hm 3.5.4 塔板布置 1.）邊緣寬度的確定 取 ， 0.065 ss WWm0.035 c Wm 2.）開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按下式計(jì)算 a A 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 其中： 1.0 0.1240.0650.3

37、11 22 ds D xWWm 1.0 0.0350.465 22 c D rWm 故 2 221 0.4650.311 20.402 0.4650.311sin 1800.465 a A 2 0.596m 3.）浮閥個數(shù)及其排布 乙醇-水對設(shè)備無腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮3mm 閥，并取塔板上液體進(jìn)出口安定區(qū)寬度和均為 60mm 邊緣區(qū)寬度為為 50mm， 取 浮bs bs bc 閥直徑 0 0.039dmm 選取 F1 型浮閥，重型，其閥孔直徑 d0=0.039m 初取孔動能因子故閥孔氣 0 010 v Fu 速 u0=10.62m/s 故閥孔個數(shù)： 2 2 0

38、0 0.824 63 0.785 0.03911 4 vs n du 設(shè)計(jì)條件下閥孔氣速： m/s 0 2 2 0 0.824 11 0.785 0.03963 4 vs u dn 動能因子： 00 11 0.8910 v Fu 塔板上浮閥開孔率： 2 2 0 63 0.785 0.039 4 0.09 0.785 T nd A 氣體通過篩孔的氣速： 0 u 0 0 0.824 13.31/ 0.09 0.693 s V um s A 3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 3.6.1 塔板壓降 1.）干板阻力的計(jì)算 c h 由；干板阻力可計(jì)算如下：臨界孔速 0fl hhhh 0 h 故 按浮閥未全開計(jì)算

39、： 0 h 液柱； 0.175 0.175 0 0 11 19.919.90.0337 897.53 L U hm 塔板上液層阻力：液柱；0.5()0.5(0.051 0.009)0.03 lwow hhhm 表面張力產(chǎn)生阻力：液柱； 3 0 44 58.96 10 0.00076 0.039 815.6 9.81 L hm dg 故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m 液柱。 0fl hhhh 2.）氣體通過液層的阻力計(jì)算 l h 氣體通過液層的阻力由 計(jì)算 l h lL hh 0.824 1.131/ 0.7850.0567 s a Tf V um s AA 1.51

40、1.510.8240.739 oS FV 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 得0.5 則 液柱0.50.051 0.0090.03 lLwow hhhh 液體表面張力的阻力計(jì)算h 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力， 由 計(jì)算h 4 L Lo h gd 即 m 液柱 3 44 55.85 10 0.0050 903.8 9.81 0.005 L Lo h gd 則氣體通過每層板的壓降：P （設(shè)計(jì)允許值） pL Phg0.06446 857.97 9.81542.540.7 aa pkp 3.6.2 液沫夾帶 液沫夾帶由 計(jì)算 3.2 6 5.7 10 a V LTf u e Hh 2.52.5 0.060.15 fL

41、hhm 3.2 6 5.7 10 a V LTf u e Hh 3.2 6 5.7 101.131 39.100.400.06 kg 液/kg 氣 kg 液/kg 氣0.0170.1 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi). V e 3.6.3 漏液 對篩板塔，漏液點(diǎn)氣速 ,mino u 由 計(jì)算 ,min0 4.40.00560.13 oLLV uchh 即 ,min0 4.40.00560.13 oLLV uchh 4.4 0.80.00560.13 0.060.0050 815.6 1.27 8.18/m s 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù) 0 ,min 13.31 1.63 1.5 8.18 o u

42、 K u 故 在設(shè)計(jì)中無明顯的漏液 3.6.4 液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： dTw HHh 取 ， 則0.5 m 液柱0.50.400.0540.227 Tw Hh 而 dpLd Hhhh 板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 計(jì)算 d h 2 0.153 do hu 2 0.153 do hu 液柱 2 0.1530.0850.00113m pLd d hhh H 液柱 0.04930.060.001130.1317 d Hm dTw HHh 故 在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象 3.7 塔板負(fù)荷性能圖 3.7.1 過量液沫夾帶線關(guān)系式 在式中，令，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入得： 1 1.36

43、 v ssL Lv Fb VL z F Kc A 1 0.8F 1.6531 hh VL Lh0.20.3 Vh1.030.72 3.7.2 液相下限線關(guān)系式 由，令 E=1，取，并將代入，可得： 2 3 3 0 2.84 10(/) whw hE LL 0.006 ow hm w L 3 0.0006/ h Lms 3.7.3 嚴(yán)重漏夜線關(guān)系式 令則： 0 5F 223 0 55 (/ 4)0.785 0.039760.4878/ 0.8869 s v Vd nms 或 3 0.48/ h Vms 3.7.4 液相上限線關(guān)系式 在中，令，并將和代入得 dT s A H L 5s d A T

44、H 3 0.0044/ h Lms 3.7.5 降液管液泛線關(guān)系式 由降液管液泛校核條件式將（令其中 E=1） ，hf（略去其中） ，和 hd 計(jì) dTw HHh ow hh 算代入，可得： ()0.6 (0.40.045) dTw HHH ； dpLd Hhhh pcl hhhh lL hh lwow hhh 得：(1)(1) Twwcd Hhhhhh 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得： 2 22 3 9.386521128 sss VLL Ls0.0010.003 Vs2.952.8 以 Lh 為橫坐標(biāo)，Vh 為縱坐標(biāo)，可得塔板負(fù)荷性能圖為： 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A，與原點(diǎn)連接，即為操作線 OA。

45、由圖可知，篩板的操作 上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 ， 3 ,max 1.57m /s S V 3 ,min 0.4878m /s S V 故彈性操作為 ,max ,min 1.57 3.22 0.4878 S S V V 3.8 主要接管尺寸的選取 3.8.1 進(jìn)料管 進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T 型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管， 管徑計(jì)算如下： 取 uF=1.6m/s，而 4 S F V D u 3 857.97/kg m 7 3 1.853 10 0.00083/ 3600 300 24 857.97 s Vms 4 0.00083 0.026 3.14

46、 1.6 Dm 3.8.2 釜液出口管 已知釜液流率為 釜液密度： 68.43/wkmol h 3 945.6/kg m 則： 3 68.43 21.2/945.61.53/Vwmh 取管內(nèi)流速為：1.6/ w um s 44 1.53 0.02 36003600 1.6 w w w V dm u 3.8.3 塔頂蒸汽管 體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/ D Vkmol h 3 1.27/kg m 則： 3 106.08 36.25/1.273027.9/ D Vmh 取20/ D um s 44 3027.9 0.2315 3600 3.14 20 D D D V dm u 3.8.4

47、 回流管 采用直管回流管，取 uR=1.6m/s。 0.841 4 775.2 0.03 3.14 1.6 R dm 3.8.5 塔底蒸汽管 體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/ D Vkmol h 3 0.89/kg m 則： 3 106.08 19.03/0.892268.2/ D Vmh 取20/ D um s 44 2268.2 0.2 3600 3.14 20 D D D V dm u 第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表 4.1 浮閥塔計(jì)算結(jié)果匯總 項(xiàng) 目符 號單 位計(jì)算數(shù)據(jù) 精餾段提餾段 氣相 V M kg/kmol36.2524.89 平均分子量 液相 L M

48、 kg/kmol29.9621.20 各段平均壓強(qiáng) m P kPa 102.5 107.7 各段平均溫度 m t 80.19 89.53 氣相 Vm -3 kg m 1.270.89 平均密度 液相 Lm -3 kg m 815.6903.8 各段平均表面張力 Lm -1 mN m39.1055.85 各段平均粘度 Lm mPa 0.4270.335 氣相 s V m3/s0.8410.824 平均流量 液相 s L m3/s0.00080.0011 實(shí)際塔板數(shù) N塊 715 板間距 T H m0.40.4 塔有效高度 Zm3.68.4 塔徑 Dm10.1 空塔氣速 u m/s 1.071 1

49、.05 塔板液流形式 單流型單流型 計(jì)算數(shù)據(jù) 項(xiàng) 目符 號單 位 提餾段 溢流裝置 溢流管形式 弓形 堰長 W l m0. 66 堰高 W h m0.054 溢流堰寬度 d W m0.124 管底與受液盤距離 0 h m0.0337 板上清夜層高度 1 h m0.03 浮閥數(shù) n個 63 開孔面積 a A m20.596 閥孔流速 0 u m/s11 塔板壓降 P h kPa446 液體在降液管中停留的時間 s20.62 降液管內(nèi)清液層高度 d H m0.1317 霧沫夾帶 V ekg 液/kg 氣 0.017 負(fù)荷上限 液沫夾帶控制 負(fù)荷下限 漏液控制 液相最大負(fù)荷 ,max Ls m3/s

50、0.044 液相最小負(fù)荷 ,min Ls m3/s0.0006 彈性操作 ,max,minss VV 3.22 結(jié)束語結(jié)束語 課程設(shè)計(jì)是對以往學(xué)過的知識加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精 餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛 煉了我的邏輯思維能力。 設(shè)計(jì)過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加 以歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)和同學(xué)的幫助，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知 識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這 對將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無疑將起到重要的作用.

51、這次化工原理的課程設(shè)計(jì)，從最開始的草稿，到后來的電子稿，我經(jīng)過了一遍又一遍的 修改，每次修改都伴隨著我很大的努力，當(dāng)然也伴隨著我很大的進(jìn)步，更使我明白理論離實(shí) 踐的距離真的很遠(yuǎn)。最開始是由于自己的粗心大意導(dǎo)致了理論板的卻定出現(xiàn)了錯誤，從而是 的后面出現(xiàn)了一系列的錯誤，好在及時發(fā)現(xiàn)，從新進(jìn)行了計(jì)算。雖然浪費(fèi)了時間但是也讓我 知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設(shè)計(jì)中我也收獲到了 很多，學(xué)會了一些 word 中自己以前不會的的東西，學(xué)了以前從未接觸的 Auto CAD 繪圖軟件， 同時也讓我深深地感受到了同學(xué)們之間的友誼，感謝同學(xué)們對我的幫助和鼓勵，使我能夠順 利的完成我

52、的課程設(shè)計(jì)，同時也感謝幾位同學(xué)在 CAD 繪圖過程中對我的指導(dǎo)。在此，衷心的 謝謝你們對我的幫助。設(shè)計(jì)中一定有很多疏漏和錯誤之處，懇請老師批評指正，并感謝學(xué)校 給予我這次機(jī)會！ 參考文獻(xiàn)： （1）賈紹義，柴誠敬，化工單元過程及設(shè)備設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)，天津，天津大學(xué)出版社，2002 年， 3871，101133。 （2）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（上冊） ，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版 社，1999 年，310313。 （3）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（下冊） ，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版 社，1999 年，49103。 （4）陳常貴，柴誠敬，姚玉英，化工原理（下冊） ，天津，天津大學(xué)出版社，2002 年，3 8，90111。 （5）唐倫成，化工原理課程設(shè)計(jì)簡明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005 年，35 66。 （6）圖偉萍，陳佩珍，程達(dá)芳，化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì)，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2003 年。 (7) 劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（無機(jī)卷） ，北京，化學(xué)工業(yè)出版社， 2002 年，127。 （8）劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊（有機(jī)卷） ，北京，化學(xué)工業(yè)出版社， 2002 年，