甲醇溶媒連續(xù)浮閥精餾塔設(shè)計課程設(shè)計(完整)

1、 化工原理課程設(shè)計說明書化工原理課程設(shè)計說明書 系系 別：化學(xué)與制藥工程系別：化學(xué)與制藥工程系 班班 級：化工級：化工 1101 學(xué)學(xué) 生：饒俊生：饒俊 學(xué)學(xué) 號：號：10212810127 郵箱及電話：郵箱及電話指導(dǎo)老師：文艷霞指導(dǎo)老師：文艷霞 完成日期：完成日期：2013 年年 1 月月 24 日日 華夏學(xué)院化學(xué)與制藥工程系華夏學(xué)院化學(xué)與制藥工程系 課程設(shè)計任務(wù)書課程設(shè)計任務(wù)書 專業(yè)專業(yè) 化學(xué)工程與工藝化學(xué)工程與工藝 班級班級 1101 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 饒俊饒俊 發(fā)題時間：發(fā)題時間： 2013 年年 1 月月 7 日日 一、一、課題名稱課題名稱 甲醇溶媒連續(xù)浮閥

2、精餾塔設(shè)計甲醇溶媒連續(xù)浮閥精餾塔設(shè)計 二、二、課題條件課題條件 設(shè)計條件設(shè)計條件 在抗生素類藥物生產(chǎn)過程中，需要用甲醇溶媒洗滌晶體，洗滌過濾后產(chǎn)生 廢甲醇溶媒，其組成為含甲醇 46%，水 54%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），另外含有少量的藥物 固體微粒。為了使廢甲醇溶媒重復(fù)利用，擬設(shè)計建造一套浮閥精餾塔，對廢甲 醇溶媒進行精餾。 2.設(shè)計目標(biāo)設(shè)計目標(biāo) 年處理廢甲醇溶媒 3 萬噸；甲醇溶媒含水量0.3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），塔底廢 水中甲醇含量0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 3.操作條件操作條件 操作壓力 常壓 精餾塔頂壓強 4kpa（表壓） 進料熱狀況 自選 回流比 自選 單板壓降 不大于 0.7kpa 4.設(shè)備形式設(shè)備形式

3、浮閥塔 5.建廠地址建廠地址 武漢 6. 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 文艷霞 高小紅 7.7.參考文獻參考文獻 1化工原理課程設(shè)計，柴誠敬，王軍，張纓 編，天津，天津科學(xué)技術(shù)出版社， 2011年7月。 2 王國勝 主編.化工原理課程設(shè)計（第二版）.大連理工大學(xué)出版社：大連. 2008，01 3 梁忠英 主編.化工原理.中國醫(yī)藥科技出版社 2008，06； 4化工工藝設(shè)計手冊，上、下冊，； 5化學(xué)工程設(shè)計手冊；上、下冊 6化工設(shè)備設(shè)計全書編輯委員會.化工設(shè)備設(shè)計全書-塔設(shè)備；化學(xué)工業(yè)出版社： 北京.2004，01 7化工設(shè)備設(shè)計全書編輯委員會.化工設(shè)備設(shè)計全書-換熱器；化學(xué)工業(yè)出版社： 北京.2004，0

4、1 8化工設(shè)備設(shè)計全書編輯委員會.化工設(shè)備設(shè)計全書-管道；化學(xué)工業(yè)出版社： 北京.2004，01 9方利國，董新法 編著.化工制圖 auto cad 實戰(zhàn)教程與開發(fā)m.北京，化學(xué)工 業(yè)出版社，2005,01 三、三、設(shè)計任務(wù)設(shè)計任務(wù) 1文獻檢索及調(diào)研； 2工藝流程設(shè)計，工藝流程圖.； 3物料衡算、塔設(shè)備工藝計算 4塔和塔板工藝尺寸計算、流體力學(xué)驗算、附屬設(shè)備的選型和計算； 5設(shè)計結(jié)果一覽表、對本設(shè)計的評述； 6繪制帶控制點的工藝流程圖（2#） 、塔工藝條件圖（1#） 。 四、四、設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)的獲取設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)的獲取 參考化工工藝設(shè)計手冊 （上、下） 、 化學(xué)工程設(shè)計手冊 、 化工設(shè)備設(shè)

5、 計全書-塔設(shè)備 、 化工設(shè)備設(shè)計全書-管道 化工設(shè)備設(shè)計全書-壓力容器 、 化工設(shè)備設(shè)計全書-換熱器 、 化工原理等資料 五、設(shè)計說明書內(nèi)容設(shè)計說明書內(nèi)容 封面、設(shè)計任務(wù)書、目錄、正文、成績評定表 正文：分章編寫 1. 前言 2. 設(shè)計方案的確定和流程的說明 3. 塔的工藝計算 4. 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計 4.1. 塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 4.2. 塔板的流體力學(xué)驗算 4.3. 塔板的負(fù)荷性能圖 5. 附屬設(shè)備的選型和計算 6. 設(shè)計結(jié)果一覽表 7. 對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論。 8. 參考文獻 9.附錄 六、六、進度計劃進度計劃 1 2012.12.7-8 下達(dá)設(shè)計任

6、務(wù)，課程設(shè)計指導(dǎo)課，借閱相關(guān)資料； 2 2012.12.9 擬定設(shè)計方案，流程設(shè)計，進行物料衡算和塔工藝計算； 3 2012.12.1013 塔工藝計算、塔和塔板主要工藝尺寸的計算、附屬設(shè)備的選 型和計算 4 2012.12.14-16 完成設(shè)計說明書、繪制帶控制點的工藝流程圖 5 2012.12.17-22 繪制塔的工藝條件圖 6 2012.12.23-24 上交課程設(shè)計資料 指導(dǎo)教師（簽名）：指導(dǎo)教師（簽名）： 年年 月月 日日 系主任（簽名）：系主任（簽名）： 年年 月月 日日 前言 甲醇在工業(yè)等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求甲 醇有不同的純度，有時要求純度

7、很高，這是比較困難的。 要想把低純度的甲醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為甲醇和水的揮 發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此 可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓柱形的精餾塔內(nèi)進行，塔 內(nèi)裝有若干層塔板。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和 從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂 冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。 浮閥塔與 20 世紀(jì) 50 年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔 塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的

8、，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個 閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層， 浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有 f1 型， v-4 型及 t 型等，本設(shè)計采用 f1 型浮閥。 浮閥塔已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥 有很多種形式，但最常用的是 f1 型和 v-4 型。f1 型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材 料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb168-68）內(nèi)，f1 型 浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大

9、且要求壓強降很低的 系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、塔孔開孔率大生產(chǎn)能力大。2、由于閥片可 隨氣量變化自由升降，故操作彈性大。3、因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長， 故塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。其缺點是處理易結(jié)焦， 高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現(xiàn)象， 使塔板效率和操作彈性下降。但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常 操作。 本設(shè)計采用的是 f1 型重閥。 目錄 第一章 設(shè)計方案及流程的確定.1 1.1 設(shè)計方案的確定.1 1.2 流程說明及流程圖.1 第二章 塔設(shè)備工藝計算.3 2.1

10、精餾塔工藝計算.3 2.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算.3 2.3 理論板的計算.8 2.4 塔徑的初步設(shè)計.10 2.5 溢流裝置.12 2.6 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列.15 第三章 塔板的流體力學(xué)驗算.19 3.1 氣相通過浮閥塔板的壓降.19 3.3 霧沫夾帶.20 3.4 塔板負(fù)荷性能圖.21 第四章 設(shè)計結(jié)果一覽表.25 第五章 塔附件設(shè)計.26 5.1 接管.26 5.2 筒體與封頭.28 5.3 除沫器.28 5.4 裙座.29 5.5 人孔.29 第六章 塔總體高度的設(shè)計.29 6.1 塔的頂部空間.29 6.2 塔的底部空間高度.30 6.3 塔總體高度.30 第七章 附屬設(shè)

11、備的設(shè)計.30 7.1 熱量衡算.30 7.2 附屬設(shè)備的選型.33 第八章 總結(jié).37 參考文獻.38 附錄.39 一、符號代碼說明.39 二、階梯法求理論塔板數(shù).41 三、塔板負(fù)荷性能圖.42 第一章 設(shè)計方案及流程的確定 1.1 設(shè)計方案的確定 1.1.1 操作壓力的選擇 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料 的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分 離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽 真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。當(dāng)物性無特 殊要

12、求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫?可以提高塔的處理能力。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸 汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。 1.1.2 進料熱狀況的選擇 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進 料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔 的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的 塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。 1.1.3 加熱方式的選擇 蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱

13、，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。 若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)， 便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi) 只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設(shè)備費用。然而， 直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量 相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。此時采用間 接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器是合適的。 1.1.4 回流比的選擇 適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最低時的 回流比為最適宜的回

14、流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比 rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操 作回流比為最小回流比的 1.22.0 倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計任務(wù)，本方案取 1.4，即 r= 1.5rmin；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。 1.2 流程說明及流程圖 甲醇-水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進入回 流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽加熱。 將加熱再沸器物料的蒸汽再用來預(yù)熱原料。精餾裝置有精餾塔、再沸器，原料預(yù)熱器、冷 凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔低蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將 余熱帶走。 甲

15、醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自 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，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。 第二章 塔設(shè)備工藝計算 2.1 精餾塔工藝計算 2.1.1 精餾塔的全塔物料衡算 f：進料量（kmol/h) ：原料組成 f x d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h) ：塔頂組成 d x w：塔底殘液流量（kmol/h) ：塔底組成 w x 原料中甲醇的組成：=0.3239 f x 02.18/54 . 0 04.32/46. 0 04.32/46. 0 塔頂組成 ： = 0.9947 d x 18/003

16、. 0 04.32/997. 0 04.32/997 . 0 塔釜組成 ：=0.00282 w x 02.18/995. 004.32/005 . 0 04.32/005 . 0 進料量 f= 24300 )02.18/54. 004.32/46. 0( 7 103 hkmol /68.184 由總物料衡算： wdf 易揮發(fā)組分物料衡算： wdf wxdxfx 解得：d= 59.78kmol/h w=124.9kmol/h 2.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算 2.2.1 甲醇水系統(tǒng) t-x-y 數(shù)據(jù) 表 2-1 甲醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù) 甲醇摩爾分?jǐn)?shù)甲醇摩爾分?jǐn)?shù) 溫度 t/ 液相 x/%氣相 y/% 溫

17、度 t/ 液相 x/%氣相 y/% 1000073.8 46.20 77.56 92.9 5.3128.3472.7 52.92 79.71 90.3 7.6740.0171.3 59.37 81.83 88.9 9.2643.5370.0 68.49 84.92 85.0 13.1554.5568.0 85.62 89.62 81.6 20.8362.7366.9 87.41 91.94 78.0 28.1867.7564.7 100100 76.7 33.3369.18 注：摘自化工工藝設(shè)計手冊 2.2.2 溫度的計算 塔頂,塔釜.進料的溫度分別為 fwd ttt. 利用表 2-1 數(shù)據(jù)，

18、由內(nèi)插法得： =64.79 9 . 66 7 . 64 9 . 66 8741. 01 8741 . 0 9947. 0 d t d t =100 100 9 . 92 100 031 . 5 000282 . 0 w t w t =76.94 78 7 . 76 78 2818. 03333. 0 2818 . 0 3239. 0 f t f t 精餾段平均溫度：70.865 2 79.6494.76 2 1 df tt t 提餾段平均溫度：88.47 2 94.76100 2 2 t fw tt 2.2.3 密度的計算 已知：混合液相密度 b b a a l 1 混合氣相密度(x 為質(zhì)量分

19、數(shù)，為平均相對分子質(zhì)量） 0 0 4 .22 tp mpt v m 塔頂溫度：=64.79 d t 氣相組成： =0.9967 d y 94.91100 94.91100 9 . 66 7 . 64 9 . 6679.64 d y d y 進料溫度：=76.94 f t 氣相組成： =0.6892 f y 75.6718.69 75.67100 78 7 . 76 7894.76 f y f y 塔釜溫度：=99.996 f t 氣相組成： =0.00016 w y 034.28 0100 100- 9 . 92 100-996.99 w y w y （1）精餾段 液相組成: = 1 x 1

20、x6593. 0 2 3239. 09947 . 0 2 fd xx 氣相組成： = 1 y 1 y854295 . 0 2 6892 . 0 9967 . 0 2 fd yy 所以： hkmolm hkmolm v l /84.29)84295 . 0 1 (02.1884295 . 0 04.32 /26.27)6593 . 0 1 (02.186593 . 0 04.32 1 1 （2）提餾段 液相組成： 2 x16336 . 0 2 3239. 000282 . 0 2 2 fw xx x 氣相組成： 2 y34468. 0 2 6982. 000016 . 0 2 2 fw yy y

21、 所以： hkmolm hkmolm l l /85.22)34468 . 0 1 (02.1834468. 004.32 /31.20)16336 . 0 1 (02.1816336. 004.32 2 2 表 2-2 不同溫度下和水的密度 溫度/甲醇 a(kg/m3)水 b(kg/m3) 50760988.1 60751983.2 70743977.8 80734971.8 90725965.3 100716956.4 注：摘自化工工藝設(shè)計手冊 求得在下甲醇和水的密度： wfd ttt. =747.168 751743 751 6070 6079.64 ad ad 3 /mkg =64.7

22、9時 =982.83 d t 2 . 983-8 .977 2 . 983 070 6079.64 bd bd 3 /mkg =747.71 83.982 997 . 0 1 168.747 997 . 0 1 d d 3 /mkg 76.94時 f t hkmol hkmol hkmol f f bf bf af af /19.848 636.973 54. 0 754.736 46 . 0 1 /636.973 8 . 977 8 . 971 8 . 977 7080 7094.76 /75.736 743734 743 7080 7094.76 99.996時 w t hkmol hkm

23、ol hkmol w w bw bw aw aw /783.956 403.958 995. 0 004.716 005 . 0 1 /403.958 3 .965 4 . 958 3 . 965 90100 90996.99 /004.716 715716 725 90100 90996.99 所以 3 /487.902 2 783.95619.848 2 3 /95.797 2 71.74719.848 2 2 1 mkg mkg wf l df l kmolkg mm m kmolkg mm m kmolkgxxm kmolkgxxm kmolkgxxm lwlf l lfld l ww

24、lw fflf ddld /311.23 2 06.18561.22 2 /264.27 2 561.22966.31 2 /06.1802.18)00282 . 0 1 (04.3200282 . 0 02.18)1 (04.32 /561.2202.18)3239. 01 (04.323239 . 0 02.18)1 (04.32 /966.3102.189947 . 0 -104.329947. 002.18)1 (04.32 2 1 ）（ kmolkg yym kmolkg yym wwvw ddvd /022.18 02.18)00016 . 0 1 (04.3200016 . 0

25、02.18)1 (04.32 /683.27 02.18)9967 . 0 1 (04.329967 . 0 02.18)1 (04.32 kmolkg mm m kmolkg mm m vwvf v vdvf v /853.22 2 022.18683.27 2 /839.29 2 994.31683.27 2 2 1 3 2 3 1 3 3 3 /9353 . 0 2 7296. 0141. 1 2 /17 . 1 2 141 . 1 199 . 1 2 /7296 . 0 )15.273996.99(314 . 8 022.186 .125 /199. 1 )15.27379.64(31

26、4 . 8 994.31 3 . 105 /141 . 1 )15.27394.76(314. 8 683.27120 mkg mkg mkg mkg mkg vwvf v vfvd v vw vd vf 2.2.4 混合液體表面張力 對于一般混合溶液的表面張力可由計算 bbaa xx 表 2-3 不同溫度下甲醇和水的表面張力 溫度 t/5060708090100 甲醇表面張力mmn /19.418.817.616.91614.9 水表面張力mmn /67.766.264.362.660.758.8 注：摘自化工工藝設(shè)計手冊 當(dāng)=64.79 d t mmn mmn b b a a /29.65

27、 2 .66 3 . 64 2 . 66 6070 6079.64 /2252.18 8 .18 6 . 17 8 .18 6070 6079.64 mmn /47.1829.65)9947. 01 (2252.189947 . 0 d 當(dāng)76.94時 f t mmn mmn b b a a /1202.63 3 . 64 6 . 62 3 . 64 7080 7094.76 /1142.17 6 . 17 9 . 16 6 . 17 7080 7094.76 mmn f /22.48)3239 . 0 1 (1202.633239 . 0 1142.17 當(dāng)=99.996時 w t mmn

28、mmn b b a a / 8 . 58 7 . 60 8 . 58 7 . 60 90100 90996.99 /9 .14 16 9 . 14 16 90100 90996.99 mmn w /68.58 8 . 5800282 . 0 -1 9 . 1400282 . 0 ）（ 則精餾段液相平均表面張力為：mmn fd m /345.33 2 22.4847.18 2 ( 精） 提餾段液相平均表面張力為：mmn wf m /45.53 2 22.4868.58 2 )( 提 2.2.5 混合物的粘度 =70.865 查表得： 1 tsmpasmpa ba 393. 0312 . 0 =8

29、8.47 查表得： 2 tsmpasmpa ba 3226. 0256 . 0 （1）精餾段粘度：)1 ( 111 xx ba smpa 3396 . 0 )6593 . 0 1 (393 . 0 6593 . 0 312 . 0 （2）提餾段粘度：)1 ( 222 xx ba smpa 3117 . 0 )16336 . 0 1 (3226 . 0 16336 . 0 256 . 0 2.2.6 相對揮發(fā)度的計算 由=0.3229 =0.6892 f x f y 得63. 4 )3239 . 0 1 ( )6892 . 0 1 ( 3239 . 0 6892 . 0 f 由=0.9947 =

30、0.9966 d x d y 得56. 1 )9947 . 0 1 ( )9966. 01 ( 9947 . 0 9966 . 0 d 由=0.00282 =0.00016 w x w y 得057. 0 )00282. 01 ( )00016. 01 ( 00282. 0 00016. 0 w (1)精餾段的平均相對揮發(fā)度：095 . 3 2 56 . 1 63 . 4 2 1 fd (2)提餾段的平均相對揮發(fā)度：3435 . 2 2 057 . 0 63 . 4 2 2 fw 2.3 理論板的計算 理論板：離開這種板的的氣液相組成平衡溫度相等；塔板上各處的液相組成均勻一致。 理論板的計算方

31、法：本次采用圖解法計算。 根據(jù)表 3-1 的數(shù)據(jù)，繪出平衡曲線。泡點進料，所以 q=1，q 線方程為平行于 y 軸的一條直 線。畫出對角線，得到 x-y 曲線圖，所得的圖形如下： 圖 2-1 確定最小回流比 畫直線通過（） ，且與平衡曲線相切，此時回流比為最小回流比，由圖可知， dd xx ， min r 截距為 0.2775。 故有=0.72 得 fmin min 1r r xx yx d qd 9947 . 0 75.27-47.99 58 . 2 rmin 取 r=1.5rmin=87 . 3 58 . 2 5 . 1 精餾段操作線方程為：204 . 0 795 . 0 187 . 3

32、9447 . 0 187. 3 87 . 3 11 y xx r x r r d 由于是泡點進料則，q 線方程為：q=13239 . 0 00282. 09947 . 0 fwdfq xxxxx， 又已知精餾段操作線方程，由梯級圖解法確定理論板層數(shù)。圖見附錄。 在圖上作操作線，由點（0.9947，0.9947）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，直到階梯與平衡線的交點小于 0.00282 為止，由圖此得到的全塔理論 塔板數(shù)=14.8（包括再沸器） 。精餾段理論板數(shù)為 10 層，提餾段理論板數(shù)為 4.8 層（包 t n 括再沸器） ，應(yīng)從第 11 塊板進料。 板效率

33、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)，它反映了實際 塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：計算。 245 . 0 )(49 . 0 lt e 式中，塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度； 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mpa.s。 l （1）精餾段 塊 所以： 已知： 精 21 484 . 0 10 484 . 0 )3396 . 0 095. 3(49 . 0 3396. 0095 . 3 1 1 245 . 0 1 11 t t p t e n n e smpa （1）提餾段 塊 所以： 已知： 提 9 439. 0 18 . 4 439 . 0 )3117.

34、002 . 5 (49 . 0 3117 . 0 025. 5 2 2 245 . 0 2 21 t t p t e n n e smpa 全塔所需實際板數(shù)：塊30921 p n 全塔效率：%46 30 8 . 13 2 提p t t n n e 加料板位置在第 22 塊塔板 2.4 塔徑的初步設(shè)計 2.4.1 氣液相體積流量計算 （1）精餾段 skmolhkmoldrv skmolhkmoldrl /0809 . 0 /13.29178.5987 . 4 1 /06426 . 0 /35.23178.5987 . 3 已知： 3 1 3 1 11 /17. 1/95.797 /84.29/2

35、6.27 mkgmkg kmolkgmkmolkgm vl vl 質(zhì)量流量： skghkgvmv skghkglml v l /41 . 2 /3192.868713.29184.29 /75 . 1 /601.630626.2735.231 11 11 體積流量： smhm v v smhm l l v s l s /06 . 2 /059.7425 17. 1 3192.8687 /0022 . 0 /9035 . 7 95.797 601.6306 33 1 1 1 33 1 1 1 （2）提餾段 由于本設(shè)計采用泡點進料，故 q=1. skmolhkmolfqvv skmolhkmolq

36、fll /08087 . 0 /13.291) 1( /11556. 0/03.41668.18435.231 已知： 3 2 3 2 22 /9353 . 0 /487.902 /85.22/31.20 mkgmkg kmolkgmkmolkgm vl vl 質(zhì)量流量： hkgmvv hkgmll v l /3205.665285.2213.291 /5693.844931.2003.416 22 22 體積流量： smhm v v smhm l l v s l s /976. 1/82.7112 9353. 0 3205.6652 /0026 . 0 /3625 . 9 487.902 5

37、693.8449 33 2 2 2 33 2 2 2 2.4.2 塔徑的計算 （1）精餾段 由，式中可由史密斯關(guān) l vl cuuu maxmax 8 . 06 . 0(，安全系數(shù)安全系數(shù)）c 聯(lián)圖查出。 2/1 )( v l h v h l 圖 2-2 史密斯關(guān)聯(lián)圖 橫坐標(biāo)數(shù)值：0278 . 0 ) 17 . 1 95.797 ( 059.7425 9035 . 7 )( 2/12/1 1 1 1 1 v l s s v l 取板間距：mhhmhmh ltlt 4 . 005 . 0 45 . 0 ，板上液層高度， 查圖可知094 . 0 ) 20 345.33 (085 . 0 ) 20

38、(085 . 0 2 . 02 . 01 2020 ccc， m u v d smu smu s 19 . 1 84. 114 . 3 06 . 2 4 14 . 3 4 /84 . 1 75 . 0 453 . 2 75 . 0 /45 . 2 17 . 1 17 . 1 95.797 094 . 0 1 1 1 1 max 則，取安全系數(shù)為 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為 1.4m 橫截面積：sm a v ua t s t /34 . 1 5386. 1 06. 2 5386 . 1 4 . 1785. 0 12 空塔氣速：， （2）提餾段 橫坐標(biāo)數(shù)值：041. 0) 9353. 0 487.902

39、( 82.7112 3625. 9 )( 2/12/1 2 2 2 2 v l s s v l 取板間距：mhhmhmh ltlt 4 . 005 . 0 45. 0 ，取板上液層高度， 查圖可知：103 . 0 ) 20 45.53 (085 . 0 ) 20 (085 . 0 2 . 02 . 02 2020 ccc， m u v d smuu smu s 024 . 1 4 . 214 . 3 976 . 1 4 14. 3 4 /4 . 22 . 375 . 0 7 . 0 /2 . 3 9353. 0 9353. 0487.902 103 . 0 2 2 2 max2 max 由于提

40、餾段與精餾段塔徑相差不大，故提餾段塔徑可圓整為。m4 . 1 橫截面積：，空塔氣速 22 5386. 14 . 1785 . 0 matsmu/28 . 1 2 故塔的塔徑為 1.4，塔的橫截面積為。m 2 5386 . 1 m 2.5 溢流裝置 2.5.1 堰長的計算 w l 取堰長=,即，出口堰高為 w ld7 . 0mlw98. 04 . 17 . 0 w h 本設(shè)計采用平直堰，堰上液層高度按下式計算 ow h 3/2 )( 1000 84. 2 w h ow l l eh 式中 e 值可由液流收縮系數(shù)計算圖查出。 圖 2-3 液流收縮系數(shù)計算圖 精餾段）（ 1 由于 查圖 3-4 液流

41、收縮系數(shù)計算圖得m l l d l w hw 31. 8 98 . 0 9035 . 7 )(7 . 0 5 . 25 . 2 02. 1e mhhh mh owlw ow 038 . 0 012. 005. 0 012 . 0 ) 98 . 0 9035 . 7 (02. 1 1000 84 . 2 3/2 提餾段）（2 由于 查圖 2-4 液流收縮系數(shù)計算圖得m l l d l w hw 85 . 9 98 . 0 3625 . 9 )(7 . 0 5 . 25 . 2 02. 1e mhhh mh owlw ow 037 . 0 013 . 0 05 . 0 013. 0) 98 . 0

42、 3625 . 9 (02 . 1 1000 84 . 2 3/2 2.5.2 弓形降液管的寬度 wd和截面積 af 圖 2-4 弓形降液管的參數(shù) 由查圖 3-5 弓形降液管的參數(shù)圖得7 . 0 d lw 09 . 0 148. 0 t f d a a d w 則 2 1385. 05386. 109. 009 . 0 2072 . 0 4 . 1148 . 0 124. 0maamdw tfd 驗算降液管內(nèi)停留時間： 精餾段：ss l ha s tf 533.28 0022. 0 45. 01385. 0 1 1 提餾段：ss l ha s tf 597.23 0026. 0 45. 013

43、85. 0 2 2 停留時間大于 5s，故降液管可用。 2.5.3 降液管底隙高度 (1)精餾段 取降液管底隙流速，則smu/08 . 0 0 m ul l h w s 028 . 0 08 . 0 98 . 0 0022 . 0 0 1 0 ，故降液管底隙高度設(shè)計合理006 . 0 01. 0025 . 0 00 hhh w 且 (2)提餾段 取，則smu/1 . 0 0 m ul l h w s 027 . 0 1 . 098. 0 0026 . 0 0 2 0 ，故降液管底隙高度設(shè)計合理006 . 0 01. 0025 . 0 00 hhh w 且 2.6 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列

44、 2.6.1 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸 本設(shè)計采用 f1 型重閥，重量為 33 克，孔徑為 39mm。 由于塔徑大于 800mm，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔 內(nèi)，采用單溢流型塔板。本設(shè)計塔徑 d=1400mm，塔板分成四塊。 圖 2-5 塔板分塊示意圖 2.6.2 浮閥數(shù)目及排列 (1)精餾段 取閥孔動能因子,則孔速11 0 fsm f u v /73.10 25 . 1 12 1 0 01 每層塔板浮閥數(shù)目為個170 039 . 0 17.10785 . 0 06. 2 785 . 0 2 01 2 0 1 ud v n s 取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度mwc05 . 0

45、mws07 . 0 計算塔板上鼓泡區(qū)面積，即 r x rxrxaaarcsin 180 14 . 3 2 222 其中： mw d r c 65 . 0 05 . 0 2 4 . 1 2 mww d x sd 4228 . 0 )07 . 0 2072 . 0 ( 2 4 . 1 )( 2 所以： 2222 016. 1 65 . 0 4228. 0 arcsin65. 0 180 14. 3 4228. 065. 04228 . 0 2maa 浮閥塔排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距mmt75 則排間距：mmm n a t t a 7 .790797 . 0 075 . 0 17

46、0 016 . 1 因塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積， 因此排間距不宜采用 0.0797m，而應(yīng)小些，故取=0.0797m，以等腰三角形叉排方式作圖，t 排得閥數(shù)目為 167 個。 圖 2-6 精餾段浮閥數(shù)目的確定 按 n=167 個重新核算孔速及閥孔動能因子： smu/33.10 167039 . 0 785 . 0 06 . 2 2 01 17.1117 . 1 33.10 01 f 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 的范圍內(nèi)。 以塔橫截面積為基準(zhǔn)的塔板開孔率 13. 0) 4 . 1 039 . 0 (167)( 785 . 0 220 2 0

47、 01 d d n a nd u u t (2)提餾段 取閥孔動能因子，則孔速11 0 fsm f u v /37.11 9353 . 0 11 2 0 02 每層塔板上浮閥數(shù)目 個146 37.11039 . 0 785. 0 976. 1 785 . 0 n 2 02 2 0 2 ud vs 按，估算排間距 mmt75mmt8 .92 075 . 0 146 016 . 1 取，以等腰三角形叉排方式排列，排得閥數(shù)為 136 個。mmt80 圖 2-7 提餾段浮閥數(shù)目的確定 按重新核算孔速及閥孔動能因子136n smu/17.12 136039 . 0 785 . 0 976. 1 2 02

48、 8 .119353 . 0 17.12 02 f 106 . 0 4 . 1 039. 0 136 2 ）（ 第三章 塔板的流體力學(xué)驗算 3.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 根據(jù)計算ghphhhh lpplcp ， 1.精餾段 (1)干板阻力 smu v c /64. 9 17 . 1 1 .73 1 . 73 825 . 1 825. 1 1 10 因，故 1001c uum g u h l v c 043 . 0 95.797 17 . 1 8 . 92 33.10 34 . 5 2 34 . 5 2 1 1 01 2 1 (2)板上充氣液層阻力 取mhhhh owwll 025 . 0 0

49、5 . 0 5 . 0)5 . 05 . 0 010 （，則 (3)液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?mhhh lcp 068 . 0 025 . 0 043 . 0 111 設(shè)計允許值）(7 . 075.5318 . 995.797068. 0 111 kpapaghp lpp 2.提餾段 (1)干板阻力 smu v c /9 .10 9353 . 0 1 . 73 1 . 73 825 . 1 825 . 1 2 10 由于，故 2002c uum g u h l v c 042. 0 487.902 9353 . 0 8 . 9

50、2 17.12 34 . 5 2 34 . 5 2 2 2 02 2 2 (2)板上充氣液層阻力 取，則5 . 0 0 mhhhh owwll 025. 005 . 0 5 . 0)5 . 0 02 （ (3)液體表面張力所造成的阻力 (4)此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為： mhhh lcp 067. 0025. 0042. 0 222 設(shè)計允許值）(7 . 057.5928 . 9487.902067 . 0 222 kpapaghp lpp 3.2 液泛 為了防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中清夜高度)( wtd hhh mht板間距，mhd將夜管內(nèi)液面高

51、度， mhw堰高，泡沫層的相對密度 1.精餾段 (1)單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhp068 . 0 1 (2)液體通過降液管的壓頭損失 m hl l h w s d 00098. 0) 028. 098. 0 0022. 0 (153 . 0 )(153 . 0 22 0 1 1 (3)板上液層阻力 ，則mhl05. 0mhhhh pdld 119 . 0 068. 000098. 005. 0 111 對于一般物系，由于5 . 0mhmh wt 038 . 0 45. 0， 則mhh wt 224 . 0 )038 . 0 45. 0(5 . 0 1 ）（ 可見，所以符合防止液

52、泛的要求。 11 )( wtd hhh 2.提餾段 (1)單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhp067 . 0 2 (2)液體通過降液管的壓頭損失 m hl l h w s d 0016 . 0 ) 0258. 098 . 0 0026 . 0 (153. 0)(153 . 0 22 0 2 2 (3)板上液層高度 ，則mhl05. 0mhhhh pdld 1186 . 0 067 . 0 0016 . 0 05 . 0 222 對于一般物系，由于5 . 0mhmh wt 037 . 0 45. 0， 則mhh wt 2435 . 0 )037 . 0 45 . 0 (5 . 0 2 ）

53、（ 可見，所以符合防止液泛的要求。 22 )( wtd hhh 3.3 霧沫夾帶 泛點率=%100 36 . 1 1 11 1 1 bf ls vl v s akc zlv 板上液體流經(jīng)長度：mwdz dl 9856 . 0 2072 . 0 24 . 12 板上液流面積： 22 2616. 11385. 024 . 1785 . 0 2maaa ftb 1.精餾塔 取物性系數(shù),查得0 . 1k106 . 0 f c 泛點率=%100 36 . 1 1 11 1 1 bf ls vl v s akc zlv =%2 .61 106 . 0 12616. 1 9856. 00022 . 0 36

54、 . 1 17 . 1 -95.797 17. 1 06. 2 對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%，由以上計算知，霧沫 夾帶能夠滿足的要求。氣）液 kgkgev/(11 . 0 2.提餾段 取系數(shù),查得泛點負(fù)荷系數(shù)0 . 1k104. 0 f c 泛點率=%100 36 . 1 2 22 2 2 bf ls vl v s ack zlv =%13.51 104 . 0 12616. 1 0026 . 0 9856 . 0 36 . 1 9353. 0-487.902 9353. 0 976. 1 由以上計算可知，符合要求。 3.4 塔板負(fù)荷性能圖 3.4.1 物沫夾帶線

55、 泛點率=%100 36 . 1 bf ls vl v s akc zlv 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線。按泛點率 80%計算。 (1)精餾段 0.8= 106 . 0 2616. 11 9856 . 0 36 . 1 17 . 1 95.797 17 . 1 ss lv 整理得： ss lv 6 . 4132 . 3 由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取若干個值，可算出 s l s v (2)提餾段 0.8= 104. 012616. 1 9856 . 0 36. 1 9353. 0-487.902 9353. 0 ss lv 整理得： ss lv 6 . 4132 . 3 在

56、操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應(yīng)的值。 s l s v 計算如表所示： 表 3-1 計算結(jié)果 精餾段提餾段 ls/(m3/s)vs/(m3/s)ls/(m3/s)vs/(m3/s) 0.00052.7750.00053.299 0.012.4420.012.904 0.0132.3370.0132.779 由表 3-1 作出物沫夾帶線 3.4.2 液泛線 根據(jù) hhhhhhhhhh ldlcdlpwt )（ 由此確定液泛線，忽略式中 h 3/2 0 2 0 0 2 0 ) 3600 ( 1000 84 . 2 5 . 1)(153 . 0 2 34. 5 )5 . 1)(153. 0 2 3

57、4 . 5 )( w s w w s l v oww w s l v wt l l eh hl l g u hh hl l g u hh （ （ (1)精餾段 )69. 0038. 0(5 . 12 .203 95.7978 . 92167039 . 0 785. 0 17. 1 34 . 5 224. 0 3/22 1 24 2 1 ss s ll v 整理得： 3/2 1 2 1 2 1 5 . 10320320 7 . 16 sss llv (2)提餾段 )69 . 0 037 . 0 (5 . 133.239 487.9028 . 92136039. 0785 . 0 9353 . 0

58、 34 . 5 2435 . 0 3/22 1 24 2 2 ss s ll v 整理得： 3/2 2 2 22 66.9658.2235056.17 sss llv 在操作范圍內(nèi)，任取若干個 ls值，算出相應(yīng)的 vs值 計算如表所示： 表 3-2 計算結(jié)果 精餾段提餾段 ls1/(m3/s)vs1/(m3/s)ls2/(m3/s)vs2/(m3/s) 0.000813.9730.00813.973 0.0043.710.0043.843 0.0083.3560.0083.502 0.0132.7470.0132.905 由表 3-2 作出液泛線 3.4.3 液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證

59、降液管中停留時間不低于s53 液體降液管內(nèi)停留時間 s l ha s tf 53 以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則s5 sm l ha l s tf s /0125. 0 5 45. 01385,.0 )( 3 max 3.4.4 漏液線 對于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 1 f5 0 f 0 2 0 785 . 0 nudvs (1)精餾段 smvs/922. 0 17 . 1 5 167039 . 0 785 . 0 32 1 (2)提餾段 smvs/84 . 0 9353. 0 5 136039 . 0 785 . 0 32 2 3.4.5 液相負(fù)荷下限線 取堰上液層最

60、小高度作為液相負(fù)荷下限線，作出液相負(fù)荷下限線，該線為與mhow006 . 0 氣相流量無關(guān)的豎直線。則006 . 0 )(3600 1000 84 . 2 3/2 min w s l l e 取，則02 . 1 esmls/00081 . 0 ( 3 min ） 根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖，見附錄三。 由精餾段塔板負(fù)荷性能圖可以看出： 1.在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點 p（設(shè)計點）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。 2.塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 3.按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下smvs/70 . 2 3 max ）（ 限。smvs/