化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水體系精餾設(shè)備

1、 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)任務(wù)及要求：(1) 原料：乙醇水溶液，年產(chǎn)量10000噸； 乙醇含量：40%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))；(2) 設(shè)計(jì)要求：塔頂產(chǎn)品的乙醇含量不低于93%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))； 塔底殘液的乙醇含量不高于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù))；（3）廠址位于蘭州地區(qū)；（4）設(shè)備工作日為300天/年，24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行；（5）蘭州當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?6.75 kpa。 目 錄設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 1 說(shuō)明書(shū)目錄 2 一、概述 5 1.1設(shè)計(jì)原理 5 1.2設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 6 二、設(shè)計(jì)計(jì)算 7 （一）、設(shè)計(jì)方案的確定 7 1、塔型選擇 7 2、操作條件的確定 7 2.1操作壓力 7 2.2加料狀態(tài) 8 2.3加熱方式 8 （二）、工藝計(jì)算 8

2、 3、有關(guān)的工藝計(jì)算 9 3.1最小回流比及操作回流比的確定 9 3.2塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算 10 3.3全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量 10 3.4熱能利用 11 3.5理論塔板層數(shù)的確定 11 3.6全塔效率的估算 12 3.7實(shí)際塔板數(shù)n p 13 （三）、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 13 1、操作壓力 13 2、操作溫度 13 3、精餾段的平均密度 14 （1）氣相平均密度 14 （2）液相平均密度 14 （四）、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 14 4.1精餾段與提餾段的體積流量 15 4.1.1精餾段 15 4.1.2提餾段 16 4.2塔徑的計(jì)算 17 4.3塔高

3、的計(jì)算 19 (五)、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 20 5.1塔板尺寸 20 5.2弓形降液管 21 5.2.1 堰高 21 5.2.2 降液管底隙高度h0 21 5.2.3 進(jìn)口堰高和受液盤(pán) 21 5.3浮閥數(shù)目及排列 21 5.3.1 浮閥數(shù)目 22 5.3.2 排列 22 5.3.3 校核 22 （六）、塔板流體力學(xué)計(jì)算 23 6.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降) hp 23 6.1.1干板阻力hc 23 6.1.2板上充氣液層阻力h1 23 6.1.3由表面張力引起的阻力h 23 6.2漏液驗(yàn)算 24 6.3液泛驗(yàn)算 24 6.4霧沫夾帶驗(yàn)算 24 （七）、操作性能負(fù)荷圖 25 7

4、.1霧沫夾帶上限線 25 7.2液泛線 25 7.3液體負(fù)荷上限線 25 7.4漏液線 26 7.5液相負(fù)荷下限線 26 7.6操作性能負(fù)荷圖及設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表 26 (八). 各接管尺寸的確定 28 8.1 進(jìn)料管 28 8.2 釜?dú)堃撼隽瞎?28 8.3 回流液管 29 8.4塔頂上升蒸汽管及水蒸氣進(jìn)口管 29 三 .設(shè)計(jì)評(píng)述及設(shè)計(jì)收獲 30 四. 參考文獻(xiàn) 30一、概述酒精的學(xué)名是乙醇，易燃，燃燒時(shí)無(wú)煙無(wú)味，安全衛(wèi)生。乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。長(zhǎng)期以來(lái)，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通

5、的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。同時(shí)，設(shè)計(jì)方案的經(jīng)濟(jì)性、合理性、可行性、先進(jìn)性也非常重要，力爭(zhēng)達(dá)到化工設(shè)備的最優(yōu)化。 1.1 設(shè)計(jì)原理 塔釜加熱，液體沸騰，在塔內(nèi)產(chǎn)生上升蒸汽，上升蒸汽與沸騰液體有著不同的組成，這種不同組成來(lái)自輕重組分間有不同的揮發(fā)度，由此塔頂冷凝，只需要部分回流即可達(dá)到塔頂輕組分增濃和塔底重組份提濃的目的。部分凝液作為回流，形成塔內(nèi)下降液流的濃度字塔頂而下逐步下降，至塔底濃度合格后，連續(xù)或間歇地自塔釜排出部分釜液作為重組份較濃的塔底合格。 在塔中部適當(dāng)位置加入待分離料液，加料液中輕組分濃度與

6、塔截面下降液流濃度最接近，該處即為加料的適當(dāng)位置。因此，加料液中輕組分濃度愈高，加料位置也愈高，加料位置將塔分成上下二個(gè)塔段，下段為精餾段，下段為提流段。 在精餾段中上升蒸汽與回流之間進(jìn)行物質(zhì)傳遞，使上升蒸汽中輕組分不斷增濃，只塔頂達(dá)到要求濃度。在提流段中，下降液流與上升蒸汽間的物質(zhì)傳遞使下降液體中的輕組分轉(zhuǎn)入氣相，重組份則轉(zhuǎn)入液相，下降液流重組份濃度不斷增濃，至塔底達(dá)到要求濃度。 1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)及要求 (1) 原料：乙醇水溶液，年產(chǎn)量10000噸 乙醇含量：40%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) (2) 設(shè)計(jì)要求：塔頂產(chǎn)品的乙醇含量不低于93%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) 塔底殘液的乙醇含量不高于0.5%(質(zhì)量分?jǐn)?shù)) （3）

7、廠址位于蘭州地區(qū)。 （4）設(shè)備工作日為300天/年，24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。 （5）蘭州當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?6.75 kpa.表1 乙醇水溶液體系的平衡數(shù)據(jù)液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))液相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))汽相中乙醇的含量(摩爾分?jǐn)?shù))0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8

8、550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.02、 設(shè)計(jì)計(jì)算（一）設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇和水的混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用常壓下的連續(xù)精餾裝置。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬不易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 1. 塔型選擇 根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，

9、每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為1389kg/h,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(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。2、 操作條件的確定 2.1 操作壓力 由于乙醇水體系對(duì)溫度的依賴(lài)性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓。精餾塔的塔頂壓力 4kpa加熱蒸汽壓力 101.325kpa塔底壓力 2.2 進(jìn)料狀態(tài) 雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采

10、取飽和液體進(jìn)料，即泡點(diǎn)進(jìn)料。 2.3 加熱方式 精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這時(shí)只需在塔底安裝一個(gè)鼓泡管，于是可省去一個(gè)再沸器，并且可以利用壓力較底的蒸汽進(jìn)行加熱，無(wú)論是設(shè)備費(fèi)用還是操作費(fèi)用都可以降低。(二)、工藝計(jì)算 由于精餾過(guò)程的計(jì)算均以摩爾分?jǐn)?shù)為準(zhǔn)，需先把設(shè)計(jì)要求中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)轉(zhuǎn)化為摩爾分?jǐn)?shù)。乙醇的摩爾質(zhì)量ma=46kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量mb=18kg/kmol則：原料液的摩爾組成：xf=0.2069 同理可求得：xd=0.8387 xw=0.00

11、50原料液的平均摩爾質(zhì)量:mf=23.78kg/kmol 同理可求得：md=41.48kg/kmol mw=18.14kg/kmol45下，原料液中由此可查得原料液，塔頂和塔底混合物的沸點(diǎn)，以上計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表2。表2 原料液、餾出液與釜?dú)堃旱牧髁颗c溫度名稱(chēng)原料液餾出液釜?dú)堃?0930.5(摩爾分?jǐn)?shù))0.20690.83870.0050摩爾質(zhì)量23.2741.4818.14沸點(diǎn)溫度/83.178.399.33、有關(guān)的工藝計(jì)算3.1 最小回流比rmin及操作回流比的確定 乙醇-水體系為非理想體系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落在平衡線上之前，操作線已于平衡線相切。(見(jiàn)附圖1)為此恒

12、濃區(qū)出現(xiàn)在點(diǎn)g附近。此時(shí)rmin可由點(diǎn)（xd,yd）向平衡線做切線的斜率求得。 由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，xq=xf=0.2069,過(guò)點(diǎn)（0.2069,0.2069）作直線x=0.2069交平衡線于點(diǎn)d，由點(diǎn)d可讀得yq=0.526，因此 rmin(1)=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.8387-0.526)/(0.526-0.2069)=0.978又過(guò)點(diǎn)a(0.8387，0.8387)作平衡線的切線，切點(diǎn)為，讀得其坐標(biāo)為xq=0.718,yq=0.778，因此：rmin(2)=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.8387-0.778)/(0.778-0.718)=0.978所以，rmin(1)

13、=rmin(2)=0.978可取操作回流比r=1.56(r/rmin=1.6)。3.2 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算以年工作日為300天，每天開(kāi)車(chē)24小時(shí)計(jì)，進(jìn)料量為：f=10000103/3002423.7858.4kmol/h由全塔的物料衡算方程可寫(xiě)出：總物料衡算 ： (蒸汽) 易揮發(fā)組分衡算： (泡點(diǎn)) 聯(lián)立上述三式解得d=13.93kmol/ w=80.12kmol/hv0=35.65kmol/h3.3 全凝器冷凝介質(zhì)的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：可以查得，所以qc=( 1.56+1 ) 13.9341.48( 1266-253.9 )1.497106 kj/ h取水為冷凝介

14、質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為25和35則平均溫度下的比熱，于是冷凝水用量可求：wc=qc / cpc ( t2- t1 )=1.497106 / 4.174( 35-25 )=35864.9 kg / h3.4 熱能利用以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：其中tfm=(83.1+45) / 2=64在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm=64的情況下可以查得比熱，所以，qf=(10000103/30024)4.275( 83.1-45 )=226218.8kj/h釜?dú)堃悍懦龅臒崃咳魧⒏獨(dú)堃簻囟冉抵聊敲雌骄鶞囟萾wm=99.3+55/2=77.2其比熱為，因此，qw=80.124

15、.191( 99.3-55 )=14875.2 kj / h可知，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)。3.5 理論塔板層數(shù)的確定精餾段操作線方程：yn+1= (r / r+1) xn + xd / (r+1)= 0.6xn+0.33提餾段操作線方程：yn+1=(w / v0) xm-( w / v0) xw=2.25xm-0.0112線方程：x=0.2069 在相圖中分別畫(huà)出上述直線，利用圖解法（見(jiàn)附圖2）可以求出：nt=18塊(含塔釜)其中，精餾段14塊，提餾段4塊。3.6 全塔效率的估算 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算用奧康奈爾法()對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：由相平衡方程式可得根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可

16、以查得：y1=xd=0.8387 x1=0.834(塔頂?shù)谝粔K板)yf=0.526 xf=0.207(加料板)xw=0.005 yw=0.058(塔釜)因此可以求得:1=1.03，f=4.25，w=12.25全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：m=(1fw)1/3=（1.034.2512.25）1/3=3.77全塔的平均溫度：tm=(td+tf+tw)/3=(83.1+78.3+99.3)/3=86.9黏度的計(jì)算在溫度下查得：h2o=0.3276mpa,ch3ch2oh=0.38mpa因?yàn)樗裕琹f =0.20690.38+(1-0.2069)0.3276=0.338mpas全塔液體的平均粘度：lm=(lf

17、+ld+lw)/3=(0.338+0.38+0.3276)/3=0.3485mpas全塔總效率的估算。根據(jù)et=0.49(l)-0.245，求得et=0.458全塔效率et=0.49(l)-0.245=0.49（3.770.3485）-0.245=45.83.7 實(shí)際塔板數(shù)np=nt/et=19/0.458=42塊(含塔釜)其中，精餾段的實(shí)際塔板層數(shù)為：14/0.458=31塊 提鎦段的實(shí)際塔板層數(shù)為：5/0.458=11塊 實(shí)際總塔板層數(shù)為：np=n精+n提=42（三）、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 3.1操作壓力塔頂操作壓力 pd=p當(dāng)?shù)?p表=700mmhg0.13333kpa+

18、4kpa=97.326kpa 每層塔板壓降 p=0.7kpa 進(jìn)料板壓降 pf=97.326+0.742=126.726kpa 精餾段平均壓降 pm=(97.326+126.726)/2=112.026kpa 3.2 操作溫度依據(jù)操作壓力，操作溫度的計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 td=78.3進(jìn)料板溫度 tf=99.3精餾段平均溫度 tm=(83.1+99.3)/2=91.23.3精餾段的平均密度 （1）、氣相平均密度 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 vm=pmmvm/rtm=112.02631.24/8.314(91.2+273.15)=1.156(kg/m3) （2）、液體平均密度 液體平均密度依下

19、式計(jì)算，即 1/m=i/i 塔頂液相平均密度。由td=83.1，查手冊(cè)的水=970.995kg/m3，乙醇=737.2/m3.ldm=1/(0.93/737.2+0.07/970.95)=748.005(kg/m3) 進(jìn)料板液相平均密度。由tf=101.7,查手冊(cè)的水=957.14kg/m3,乙醇=719.9kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù) a=0.20746/(0.20746+0.79318)=0.4lfm=1/(0.4/719.9+0.6/957.142)=845.67(kg/m3) 精餾段液相平均密度lm=(748.005+845.67)/2=796.84(kg/m3)（四）、精餾塔的塔

20、體工藝尺寸計(jì)算4.1 精餾段與提餾段的體積流量4.1.1 精餾段 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見(jiàn)下頁(yè))，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)量：m=(mf+m1)/2=(23.78+38.7) /2=31.24kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(83.1+78.3)/2=80.7 表3 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)質(zhì)量分?jǐn)?shù)xf=0.40y1= xd=0.93yf=0.614x1=0.94摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.22y1=xd=0.8387yf=0.526x1=0.87摩爾質(zhì)量/mlf=23.78mvf=41.48溫度/83.178.3在平均溫度下查得液相平均密度為：其中

21、，平均質(zhì)量分?jǐn)?shù)xlm=(0.4+0.94)/2=0.67所以lm =839.74kg/m3精餾段的液相負(fù)荷l=rd=21.73kmol/h ln=lm/lm=21.7336.97/837.94=0.96m3/h同理可計(jì)算出精餾段的汽相負(fù)荷。精餾段的負(fù)荷列于表4。表4 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)汽相液相平均摩爾質(zhì)量/31.2436.97平均密度/1.156839.74體積流量/587.24(0.16312)0.96 (0.000267)4.1.2 提餾段整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表5，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表6。表5 提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板質(zhì)量分?jǐn)?shù)xf=0.4

22、0yf =0.614摩爾分?jǐn)?shù)xw=0.005xf=0.2069yw=0.058yf=0.526摩爾質(zhì)量/mlw=18.14 mlf=23.78溫度/99.383.3表6 提餾段的汽液相負(fù)荷名稱(chēng)液相汽相平均摩爾質(zhì)量/20.9625.6平均密度/794.80.947體積流量/0.573(0.0001592)964(0.268)4.2 塔徑的計(jì)算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟取Ｓ幸陨系挠?jì)算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：vs=(vsj+vst)/2=(0.868+0.16312)/2=0.52m3/s汽塔的平均液相流量：ls=(lsj+lst)/2=(0.

23、0001592+0.000267)/2=0.0002131m3/s汽塔的汽相平均密度： v=(vj+vt)/2=(0.947+1.156)/2=1.05kg/m3汽塔的液相平均密度：l=(lj+lt)/2=(794.8+839.74) /2=817.3kg/m3 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。取塔板間距ht=0.45m，板上液層高度h1=50mm=0.05m，那么分離空間： ht-h1=0.45-0.05=0.4m功能參數(shù)：(ls/vs)/(l/v)1/2=(0.0002131/0.22)/(817.3/1.05)1/2=0.027 從史密斯關(guān)聯(lián)

24、圖查得：c20=0.083，由于，需先求平均表面張力：全塔平均溫度(td+tf+tw)/3=(83.1+78.3+99.3)/3=86.9，在此溫度下，乙醇的平均摩爾分?jǐn)?shù)為（xd+xf+xw）/3=(0.2069+0.8387+0.005)/3=0.35，并且乙醇的臨界溫度為243，水的臨界溫度為374.2，所以，液體的臨界溫度：tc=xitic=0.35(273+243)+(1-0.35)(273+374.2)=601k 設(shè)計(jì)要求條件下乙醇水溶液的表面張力=2210-3n/m平均塔溫下乙醇水溶液的表面張力可以由下面的式子計(jì)算： ，2=601-（273+86.9）601-（273+25）22=

25、17.5n/m 所以： =0.083(17.5/20)0.2=0.081umax=c(l-v/v)1/2=0.081(817.3-1.05)/1.051/2=2.26m/su=0.72.26m/s=1.58m/s =(40.52)/(1.58)=0.48m根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為d=480mm。塔截面積為at=d2/4=0.18(m2)實(shí)際空塔氣流為u=vs/at=0.52/0.18=2.9m/s此時(shí)，精餾段的上升蒸汽速度為： uj=4vsj/d2=40.268/0.22=8.5m/s提餾段的上升蒸汽速度為： ut=4vst/d2=40.16312/0.22=5.2m/s4.3 塔高的計(jì)算塔的高

26、度可以由下式計(jì)算： z=hd+(n2s)ht+shp+hf+hw已知實(shí)際塔板數(shù)為n=42塊，板間距ht=0.45m,由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： s=42/8-1=4個(gè)取人孔兩板之間的間距hp=0.6m，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：z=1.2+(4224) 0.45+40.6+0.5+2.5=22.8m精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度的計(jì)算 z精=（n精4）ht=（314）0.45=12.15m提餾段有效高度的計(jì)算 z提 =（n提4）ht=（114）0.45=3.15m可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： s=42

27、/8-1=4個(gè)其高度均為0.8m.故精餾塔的有效高度為：z= z精z提0.85=12.153.154=19.3m(五)、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.1塔板尺寸由于塔徑等于480mm，所以采用單溢流型弓形分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度ws=60mm，取lw=0.6d=0.60.48 = 0.288 m = 288 mm lw/d=0.12/0.48 =0.25 查的wd/d=0.1 af/at=0.05弓形溢流管寬度wd=0.10.48 =0.048m=48mm弓形降液管面積af=0.050.18=0.009m2 r=d/2wc=0.240.04=0.20m x=d/2wdws=0.24

28、0.020.06=0.18m驗(yàn)算： 液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 j=afht/lsj=0.0090.45/0.000267=26.9s4s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 =afht/lst=0.0090.45/0.0001592=4.52s4s5.2 弓形降液管5.2.1 堰高采用平直堰，堰高取，則 5.2.2 降液管底隙高度h0 若取精餾段取，提餾段取為，那么液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速為精餾段： u0=lsj/lwh0=0.000267/0.120.15=0.0148m/s提餾段： u0=lst/lwh0=0.001592/0.120.15=0.088m/su0的一般經(jīng)驗(yàn)數(shù)值為5.2.3

29、 進(jìn)口堰高和受液盤(pán)本設(shè)計(jì)不設(shè)置進(jìn)口堰高和受液盤(pán)5.3 浮閥數(shù)目及排列采用f1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm。5.3.1 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目n=4vs/d02u0氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度取動(dòng)能因數(shù)，那么u0=11/(1.05)1/2=10.7m/s，因此n=4vs/d02u0=40.82/(0.039)210.7=78個(gè)5.3.2 排列由于采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一橫排的閥孔中心距，那么相鄰兩排間的閥孔中心距為： a=2x(r2x2)+/180。r2sin-1x/r=0.42m2t計(jì)=0.42/780.075=71.8mm取t=71.8mm時(shí)畫(huà)出的閥孔數(shù)目只有60個(gè)，不能滿足要

30、求，取t=60mm畫(huà)出閥孔的排布圖如圖1所示，其中t=75mm,t=60mm圖中，通道板上可排閥孔37個(gè)，弓形板可排閥孔20個(gè)，所以總閥孔數(shù)目為n=37+202=77個(gè)5.3.3 校核氣體通過(guò)閥孔時(shí)的實(shí)際速度：u0 =4vs/d02n=9.36m/s實(shí)際動(dòng)能因數(shù)：f0=9.36(1.05)1/2=9.1 (在912之間)開(kāi)孔率： 閥孔面積/塔截面積100=d02n/4at 100=12.24開(kāi)孔率在10%14之間，滿足要求。（六）、塔板流體力學(xué)計(jì)算 6.1 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降(單板壓降)6.1.1 干板阻力浮閥由部分全開(kāi)轉(zhuǎn)為全部全開(kāi)時(shí)的臨界速度為：u0

31、c=（73.1/v）1/1.825=(73.1/v) 1 /1.825=10.23m/s因?yàn)閡0u0c，所以hc=5.34v u02 /2lg=5.341.0510.72/2817.39.81=0.04m6.1.2 板上充氣液層阻力取板上液層充氣程度因數(shù)，那么：6.1.3 由表面張力引起的阻力由表面張力導(dǎo)致的阻力一般來(lái)說(shuō)都比較小，所以一般情況下可以忽略，所以：hp=0.04+0.03=0.07m=0.07817.39.81=561.2pa6.2 漏液驗(yàn)算動(dòng)能因數(shù)，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為：其中u0min=f/(v)1/2=5/(1.05)1/2=4.88m/s 所以vsmin=(0.0392784

32、.88)/4=0.454m3/s0.52m3/s可見(jiàn)不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。6.3 液泛驗(yàn)算溢流管內(nèi)的清液層高度其中，hp=0.07m,hl=0.06m所以，hd=0.07+0.06+0.003=0.133m為防止液泛，通常，取校正系數(shù)，則有：可見(jiàn)，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。6.4 霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)率=查得物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)zl=d-2wd=0.48-20.048=0.384mab=at-2af=0.18-20.009=0.162m2所以，泛點(diǎn)率=0.79=7980可見(jiàn)，霧沫夾帶在允許的范圍之內(nèi)（七）、操作性能負(fù)荷圖 7.1 霧沫夾帶上限線取泛點(diǎn)率為80%代入泛點(diǎn)率計(jì)算式，有：整理可得霧沫夾帶上限方程為：

33、 vs=2.103-31.22ls 7.2 液泛線液泛線方程為其中，a=(1.91105v)/l=0.04 b=ht+(-1-0)=0.50.45+（0.5-1-0.5）0.05=0.175c=0.153/(lw2h02)=0.153/(0.28820.0152)=8198.3d=(1+0)e(0.667)/(lw)2/3=（1+0.5）1.020.667(lw) 2/3=0.45代入上式化簡(jiǎn)后可得：vs2=4.375-204957ls2-11.25ls2/37.3 液體負(fù)荷上限線取，那么lsmax=afht/5=0.0090.45/5=0.00405m3/37.4 漏液線取動(dòng)能因數(shù)，以限定氣

34、體的最小負(fù)荷： vsmin=d02n/(v)1/2=0.363m3/s7.5 液相負(fù)荷下限線取代入的計(jì)算式：2.84/10001.02(lsmin/lw)2/3=0.006整理可得：7.6 操作性能負(fù)荷圖由以上各線的方程式，可畫(huà)出圖塔的操作性能負(fù)荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷，可知操作點(diǎn)p(0.0002131，0.52)在正常的操作范圍內(nèi)。連接op作出操作線，由圖可知，該塔的霧沫夾帶及液相負(fù)荷下限，即由漏液所控制。由圖可讀得： (vs)max=2.222m3/s，(vs)min=0.686m3/s所以，塔的操作彈性為2.222/0.686=3.24有關(guān)該浮閥塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表7 表

35、7 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值與說(shuō)明備注塔徑0.48板間距0.45塔板型式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速2.9溢流堰長(zhǎng)度0.288溢流堰高度0.05板上液層高度0.01降液管底隙高度0.025浮閥數(shù)個(gè)78等腰三角形叉排閥孔氣速10.7閥孔動(dòng)能因數(shù)5臨界閥孔氣速10.23孔心距0.075同一橫排的孔心距排間距0.060相臨二橫排的中心線距離單板壓降561.2液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間26.9精餾段4.52提餾段降液管內(nèi)的清液高度0.133泛點(diǎn)率，%79氣相負(fù)荷上限2.222霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限0.686漏夜控制開(kāi)孔率，%12.24操作彈性3.24(八). 各接管尺寸的確定8.1 進(jìn)料管

36、進(jìn)料體積流量vsf=fmf/f=58.423.78/817.3=1.7m3/h=0.000472m3/s取適宜的輸送速度，故dif=(4vsf/)1/2=(40.000472/2)1/2=0.0173m經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：32 2.5mm 實(shí)際管內(nèi)流速：uf=40.000472/0.0392=0.4m/s8.2 釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量： vsw=wmw/w=(80.1218.14)/929.4=1.6m3/h=0.000444m3/s取適宜的輸送速度，則 d計(jì)=(40.000444/1.5)1/2=0.02m經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：

37、32 2.5mm 實(shí)際管內(nèi)流速：uw=40.000444/0.0392=0.4m/s8.3 回流液管 回流液體積流量 vsl=lmf/l=(21.7341.48)/794.8=1.134m3/h=0.00032m3/s利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么 d計(jì)=（40.00032/0.5)1/2=0.03m經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：32 2.5mm實(shí)際管內(nèi)流速：uw=40.00032/0.0392=0.3m/s8.4 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：vsv=(1.56+1) 21.7341.48/0.947=2436.6m3/h=0.68m3/s取適宜速

38、度，那么uv=20m/sd計(jì)=（40.68/20)1/2=0.208m經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：219 6mm實(shí)際管內(nèi)流速：usv=40.68/0.2072=20.2m/s水蒸汽進(jìn)口管：通入塔的水蒸氣體積流量：vs0=(161.518)/0.953 =2769.8m3/h=0.7694m3/s取適宜速度uv=25m/s，那么d計(jì)=（40.7694/25)1/2=0.198m經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-64)，規(guī)格：203 5mm實(shí)際管內(nèi)流速：u0=40.832/0.1932=28.44m/s三、設(shè)計(jì)評(píng)述及設(shè)計(jì)收獲設(shè)計(jì)是一項(xiàng)創(chuàng)造勞動(dòng)，是設(shè)計(jì)者對(duì)許多構(gòu)思加以綜合、應(yīng)用基礎(chǔ)知識(shí)和專(zhuān)業(yè)知識(shí)去實(shí)現(xiàn)目標(biāo)的一個(gè)過(guò)程。通過(guò)本次設(shè)計(jì)，我懂得了好的設(shè)計(jì)應(yīng)該有正確的思路，從國(guó)情出發(fā)、從實(shí)際出發(fā)，采用先進(jìn)的科學(xué)技術(shù)，有效利用資源，做到技術(shù)上先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上合理的優(yōu)化設(shè)計(jì)狀態(tài)。本次設(shè)計(jì)我受益匪淺，提高了我的