化工原理課程設(shè)計(jì) (乙醇水篩板塔)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目乙醇-水篩板精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名學(xué)號(hào)班級(jí)指導(dǎo)教師 設(shè)計(jì)時(shí)間2015年5月1日6月22日完成時(shí)間2015年6月23日于徐州目錄一、總論41.1概述41.2文獻(xiàn)綜述41.2.1板式塔類型41.2.2篩板塔41.3設(shè)計(jì)任務(wù)書51.3.1設(shè)計(jì)題目51.3.2設(shè)計(jì)條件51.3.3設(shè)計(jì)任務(wù)5二、設(shè)計(jì)思路5三、工藝計(jì)算63.1 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算63.2繪制t-x-y圖及x-y圖73.3 全塔物料衡算83.3.1進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)83.3.2 平均摩爾質(zhì)量93.3.3全塔物料衡算：9進(jìn)料量：93.4最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定93.4.1最小回流比93.4.2 確

2、定最適操作回流比R103.5 圖解法求理論板數(shù)及加料板位置113.5.1精餾段和提餾段操作線方程的確定113.5.2 理論板數(shù)及加料板位置123.6 實(shí)際板數(shù)及加料板位置確定13四、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)134.1氣液體積流量134.1.1 精餾段的氣液體積流量134.1.2 提餾段的氣液體積流量154.2 塔徑計(jì)算164.2.1 塔徑初步估算164.2.2校核HT與D的范圍184.3 塔高的計(jì)算184.4 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)194.4.1塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定194.4.2 弓形降液管204.4.3 塔盤布置214.4.4開孔面積計(jì)算214.4.5篩板的篩孔和開孔率224.5塔板流體力學(xué)校核224.5.1 塔板

3、阻力224.5.2液面落差244.5.3 液沫夾帶量校核254.5.4嚴(yán)重漏液校核254.5.6降液管溢流液泛校核254.6 塔板性能負(fù)荷圖264.6.1漏液線274.6.2 液沫夾帶線274.6.3液相負(fù)荷下限線274.6.4液相負(fù)荷上限線284.6.5液泛線28五、換熱器295.1 換熱器的初步選型295.1.1塔頂冷凝器295.1.2塔底再沸器295.2 塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)29六、精餾塔工藝條件316.1塔體總高316.2 精餾塔配管尺寸的計(jì)算326.2.1塔頂汽相管徑dp326.2.2回流液管徑dR326.2.3 加料管徑dF336.2.4釜液排出管徑dw336.2.5再沸器返塔蒸汽管徑

4、dv336.3精餾塔工藝尺寸34七、塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)結(jié)果35八、符號(hào)說明35九、結(jié)束語36一、總論1.1概述化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物。其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作。在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑）。使氣、液兩相多次直接接觸和分離。利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同。使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移。難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移。實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔

5、。篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性。而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏液。篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一。五十年代之后通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)。近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備。為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響?？蓪⑺宓囊后w進(jìn)入?yún)^(qū)制成突起的斜臺(tái)狀這樣可以降低進(jìn)口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成。使用碳鋼的比率較少。它的主要優(yōu)點(diǎn)是：結(jié)構(gòu)簡單。易于加工。造價(jià)為泡罩塔的60左右。為浮閥塔的80%左右；在相同條件下。生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率較高。比泡罩塔高15%左右。但稍低于

6、浮閥塔；氣體壓力降較小。每板降比泡罩塔約低30%左右。缺點(diǎn)是：小孔篩板易堵塞。不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性較?。s23）。蒸餾是分離均相混合物的單元操作。精餾是最常用的蒸餾方式。是組成化工生產(chǎn)過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設(shè)備之一。進(jìn)行此次課程設(shè)計(jì)的目的是為了培養(yǎng)綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí),來解決實(shí)際化工問題的能力,做到能獨(dú)立進(jìn)行化工設(shè)計(jì)初步訓(xùn)練。為以后從事設(shè)計(jì)工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。1.2文獻(xiàn)綜述1.2.1板式塔類型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊(cè)中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級(jí)

7、接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，先以篩板精餾塔為主體進(jìn)行設(shè)計(jì)。1.2.2篩板塔 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1）、結(jié)構(gòu)比浮閥塔

8、更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。（2）、處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。（3）、塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）、壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：（1）、塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（2）、操作彈性較小(約23)。（3）、小孔篩板容易堵塞1.3設(shè)計(jì)任務(wù)書1.3.1設(shè)計(jì)題目乙醇-水篩板精餾塔設(shè)計(jì)1.3.2設(shè)計(jì)條件常壓p=1atm（絕壓）。原料來自粗餾塔，露點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料組成23%乙醇（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）塔頂濃度為含乙醇92.41%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）的乙醇，產(chǎn)量為30噸/天；塔釜采用飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要

9、求不大于0.3%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比R=1.12.0Rmin；公用工程：循環(huán)冷卻水：進(jìn)口溫度32，出口溫度38；導(dǎo)熱油：進(jìn)口溫度260，出口溫度250廠址：徐州地區(qū)1.3.3設(shè)計(jì)任務(wù)1、完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算和選型；2、畫出帶控制點(diǎn)工藝流程圖、xy相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；3、寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。二、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(shí)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)，

10、混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)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(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)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。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

11、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(chǔ)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)。圖1 流程示意圖三、工藝計(jì)算3.1 平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由相平衡方程 （1-1） 得： （1-2）查閱相關(guān)資料，常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)如下表表1 常溫常壓下乙醇-水的平衡數(shù)據(jù)x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.6570.6780.6900.7250.755由道爾頓分壓定律 （1-3）得 （1-4）將上表數(shù)

12、據(jù)代入得：序號(hào)123453.68153.15692.72542.35012.1263序號(hào)6789101.91551.72281.54081.41961.3207則 3.2繪制t-x-y圖及x-y圖表2乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.

13、750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根據(jù)上面表中的數(shù)據(jù)繪制乙醇-水的t-x-y相圖，如下：圖2 乙醇-水相圖3.3 全塔物料衡算查閱相關(guān)文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性參數(shù)表3 乙醇-水物性參數(shù)項(xiàng)目數(shù)值年處理

14、原料能力F=3000t/a質(zhì)量分?jǐn)?shù)F=0.23D=0.9241W=0.003分子量M乙醇=46.07kg/kmolM水=18.01kg/kmol3.3.1進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)F：進(jìn)料量（kmol/h） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)。下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h） ：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/h） ：塔底組成根據(jù)公式 ： （1-5）原料液乙醇的摩爾組成 =塔頂產(chǎn)品乙醇的摩爾組成 = 塔底殘夜乙醇的摩爾組成 =3.3.2 平均摩爾質(zhì)量根據(jù)公式可得： （1-6）原料液的平均摩爾質(zhì)量：餾出液的平均摩爾質(zhì)量：塔釜?dú)堃旱钠骄柫浚?.3.3全塔物料衡算：進(jìn)料量：F=30噸/天=全塔

15、物料衡算式：F=D+W FxF= DxD+WxW 解之得：D=6.404 kmol/h ，W=44.692 kmol/h表3物料衡算表項(xiàng) 目數(shù) 值進(jìn)料流量F，kmol/h51.096塔頂產(chǎn)品流量D，kmol/h6.404塔釜?dú)堃毫髁縒，kmol/h44.692進(jìn)料組成，xF(摩爾分?jǐn)?shù)）0.1046塔頂產(chǎn)品組成，xD(摩爾分?jǐn)?shù)）0.8264塔釜?dú)堃航M成，xW(摩爾分?jǐn)?shù)）0.3.4最小回流比的計(jì)算和適宜回流比的確定3.4.1最小回流比平衡線方程 因?yàn)?所以 相平衡方程： 泡點(diǎn)進(jìn)料 ： 最小回流比 ： 3.4.2 確定最適操作回流比R由Fenske方程計(jì)算最小理論板數(shù)Nmin圖3 吉利蘭關(guān)聯(lián)圖為了避

16、免吉利蘭圖反復(fù)轉(zhuǎn)載以及查圖誤差，可由下面公式計(jì)算N的值X=R-RminR+1 (1-7)Y=N-NminN+1 (1-8)Y=1-exp(1+54.4X)(X-1)(11+117.2X)X (1-9)Y=0.75-0.75X0.5668 (1-10)表4 RNT關(guān)系計(jì)算結(jié)果RXYNT3.6270.0000.75028.8804.3520.1360.50814.1955.0780.2390.41711.8135.8030.3200.35710.6166.5290.3850.3139.8757.2540.4390.2799.366圖4 NT-R關(guān)系圖由圖可知最適回流比R=5.0783.5 圖解法求

17、理論板數(shù)及加料板位置3.5.1精餾段和提餾段操作線方程的確定精餾段： 精餾段操作線方程： (1-11)提餾段： 提餾段操作線方程： (1-12)3.5.2 理論板數(shù)及加料板位置精餾段：由平衡線方程的：與聯(lián)立已知y1=xD=0.8264 x1= y2=依次類推，可得：x1=0.6103y1=0.8264x2=0.3726y2=0.6436x3=0.2088y3=0.4452x4=0.1279y4=0.3084x5=0.0945y5=0.2408x6=0.0817y6=0.2129 X5=0.0945 xq=0.1046提餾段由平衡線方程的：與聯(lián)立 =0.2016依次類推： x6=0.0767 y

18、6=0.2016 x7=0.0604 y7=0.1634 x8=0.0462 y8=0.1283 x9=0.0344 y9=0.0978 x10=0.0251 y10=0.0726 x11=0.0179 y11=0.0526 x12=0.0125 y12=0.0372 x13=0.0086 y13=0.0256 x14=0.0057 y14=0.0170 x15=0.0036 y15=0.0108 x16=0.0021 y16=0.0064 x17=0.0010 y17=0.0032 x17=0.00102.4塔板間距HT/m0.2-0.30.3-0.350.35-0.450.45-0.60.

19、5-0.80.6說明：工業(yè)塔中，板間距范圍200900 mm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?。由以上的?jì)算結(jié)果可以得到塔的平均蒸汽流量：塔的平均液相流量：塔的液相平均密度: 塔的氣相平均密度: 由塔徑公式 （1-15） 可知：由于示意的空塔氣速，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速。即 （1-16）取塔板間距，板上液高度那么分離空間高度：氣液動(dòng)能參數(shù)： 圖5 史密斯關(guān)聯(lián)圖表面張力：,因?yàn)?需先求平均表面張力表12 水和乙醇的表面張力溫度2030405060708090100110水的表面張力mN72.77169.367.76664.362.76058.456.8

20、乙醇的表面張力22.321.220.419.818.81817.116.215.214.4根據(jù)上圖使用內(nèi)插法得：塔頂： 塔頂平均表面張力：進(jìn)料板 進(jìn)料板的平均表面張力：塔底 塔底的平均表面張力： 精餾段液體平均表面張力：提餾段液體平均表面張力：全塔液相平均表面張力：取空塔速率為最大允許速率的0.7倍，則空塔速率為：則塔徑為： 根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為： 此時(shí)，精餾塔的上升蒸汽速度為：提餾段的上升蒸汽速度為：安全系數(shù)： 和均在0.6-0.8之間，符合要求。4.2.2校核HT與D的范圍由此重新計(jì)算： A T =0.785D2 =0.785 m2 A f = 0.088AT =0.0691 m2 A n=

21、 AT - Af =0.7159 m2 u = VS /An =1.584 m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率： u /u f =0.716 4.3 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算: 一直實(shí)際塔板數(shù)N=32塊，板間距，由于料液較輕的話，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔數(shù)目S為： 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度： ，那么全塔高度： 4.4 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)4.4.1塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分。圖6 溢流裝置圖（10x20cm）取無效邊緣區(qū)寬度,泡沫區(qū)寬度查得堰長： 弓形溢流管寬度: 弓形降液管面積: 降液管面積與塔截面積之比：堰長與塔徑

22、之比 降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于5S,液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間：符合要求液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間：符合要求4.4.2 弓形降液管采用平直堰，堰高板上液層深度一般不宜超過6070堰上液流高度堰上液流高度可根據(jù)如下公式計(jì)算：E液體的收縮系數(shù) 液相的體積流量 堰長精餾段：由 查手冊(cè)知 則 降液管底部離塔板距離,考慮液封取比小即 同理，提餾段: 由 查手冊(cè) E=1.038 4.4.3 塔盤布置1. 受液區(qū)和降液區(qū)一般兩區(qū)面積相等。2. 入口安定區(qū)和出口安定區(qū)。一般取安定區(qū)寬度WS =（50-100）mm，一般取邊緣區(qū)寬度WC =（30-50）mm WCW

23、DWSlWrx圖7 塔盤布置圖4.4.4開孔面積計(jì)算已知，近取無效邊緣區(qū)寬度，泡沫區(qū)寬度閥孔總面積可由下式得： （1-17）所以4.4.5篩板的篩孔和開孔率因乙醇-水組分無腐蝕性，可選用的碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角排列：d0t圖8篩孔的排列方式孔中心距篩孔數(shù)目：個(gè)開孔率： (在5-15%范圍內(nèi))氣體通過篩孔的氣速為： （1-18）則精餾段： 提餾段： 4.5塔板流體力學(xué)校核4.5.1 塔板阻力塔板阻力hf包括 以下幾部分: （a）干板阻力 hd 氣體通過板上孔的阻力（無液體時(shí)）； （b）液層阻力 hl 氣體通過液層阻力； （c）克服液體表面張力阻力 h孔口處表面張力氣體通過塔板的壓力降（單

24、板壓降） （1-19）-氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?氣體通過篩板的干板壓降-氣體通過板上液層的阻力-克服液體表面張力的阻力4.5.1.1干板阻力干板壓降，由此公式計(jì)算： （1-20）根據(jù) 查干篩孔的流量系數(shù)圖C0圖9 塔板孔流系數(shù)圖得 精餾段：液柱提餾段：液柱4.5.1.2板上充氣液層阻力板上液層阻力用此的公式計(jì)算： （1-21）-板上清液層高度-反應(yīng)板上液層充氣程度的因數(shù)（充氣因數(shù)）降液管橫截面積，塔橫截面積精餾段：動(dòng)能因子： 查充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖可得則提餾段：動(dòng)能因子：查充氣系數(shù)與的關(guān)聯(lián)圖可得 則 4.5.1.3由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力計(jì)算公式 ： （1-22）精餾段

25、：提餾段：綜上，故精餾段 液柱壓降 提餾段 液柱壓降 說明：（1）若塔板阻力過大，可增加開孔率或 降低堰高。（2）對(duì)于常壓和加壓塔，塔板阻力一般沒有什么特別要求。（3）對(duì)于減壓塔，塔板阻力有一定的要求。4.5.2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響。4.5.3 液沫夾帶量校核板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，叫做液沫夾帶。為保證板式塔能維持正常的操作效果，通常塔板上液沫夾帶量，可按下式計(jì)算： （1-23）精餾段：提餾段：故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。4.5.4嚴(yán)重漏液校核漏液驗(yàn)算，根據(jù)公式： （1-24）穩(wěn)定系數(shù)

26、： -篩孔氣速-漏液點(diǎn)氣速精餾段：實(shí)際孔速：穩(wěn)定系數(shù)為提餾段：實(shí)際孔速：穩(wěn)定系數(shù)：故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。4.5.6降液管溢流液泛校核為阻止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從的關(guān)系： （乙醇-水不易分離的體系）精餾段： 又因?yàn)?板上不設(shè)進(jìn)口堰： 提餾段： 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。4.6 塔板性能負(fù)荷圖在確定了塔板的工藝尺寸，又按前述各款進(jìn)行了流體力學(xué)驗(yàn)算之后，便可確認(rèn)所設(shè)計(jì)的塔板能在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下正常操作。此時(shí)，有必要進(jìn)一步揭示該塔板的操作性能，即求出維持該塔板正常操作所允許的氣、液負(fù)荷波動(dòng)范圍。這個(gè)范圍通常以塔板負(fù)荷性能圖的形式表示。圖10 塔板負(fù)荷性能圖4.6.1漏液線據(jù)此可以

27、做出與流體流量無關(guān)的4.6.2 液沫夾帶線以則解得 計(jì)算所得：Ls(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs(m3/s)0.00940.00880.00830.0078據(jù)此可作出液沫夾帶線24.6.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上清液層高度作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由 得 則：據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限34.6.4液相負(fù)荷上限線 以 作為液體在降液管管中停留時(shí)間的下限 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線44.6.5液泛線令聯(lián)立的： （1-25）整理得： (1-26)列表計(jì)算如下Ls(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs(m3/s)1.061.

28、010.9450.88由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能曲線圖11 精餾段篩板塔的負(fù)荷性能曲線五、換熱器5.1 換熱器的初步選型5.1.1塔頂冷凝器熱負(fù)荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63105 kcal/h。 取冷卻水的進(jìn)口溫度為32，出口溫度為38，則換熱平均溫 差Dtm =87.3，取換熱系數(shù)K = 350 w/m2，則所需換熱面積： S = 4.631051034.18 / (360035087.3) = 17.7 m2選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg20（單程）5.1.2塔底再沸器熱負(fù)荷QB =

29、 (R+1)DMBrB = 2.08106 kJ/h。取導(dǎo)熱油進(jìn)口溫度為260，出口溫度為250， 則換熱平均溫差Dtm =57.5，取換熱系數(shù)K = 500 w /m2；則所需換熱面積：S = 2.08106103 /(360050057.5) = 20.0 m2 選擇型號(hào)：標(biāo)準(zhǔn)系列JB1145-73 Fg20（單程）5.2 塔頂冷凝器的設(shè)計(jì)公用工程：循環(huán)冷卻水：進(jìn)口溫度32，出口溫度38；導(dǎo)熱油：進(jìn)口溫度260，出口溫度250表13不同流體的K值推薦高溫流體低溫流體K值推薦/kcal/m2h 有機(jī)蒸汽水350-650高沸點(diǎn)碳?xì)浠衔镎羝?50-850有機(jī)蒸汽與水蒸汽混合物水400-750

30、油汽蒸汽水350-450水蒸氣水1500-2500甲醇蒸汽水450-550選擇水蒸氣-水循環(huán)系統(tǒng)，選擇換熱器，具體參數(shù)見下表表14 換熱器參數(shù)外殼直徑D/mm500公稱壓力P/Mpa1.6公稱面積A/m257管程數(shù)Np2管子排列方式正方形管子尺寸/mm252.5管長l/m3管數(shù)NT/根248管心距t/mm32圖12 換熱器工藝尺寸圖表15 塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目數(shù)值備注換熱器類型固定管板式換熱器面積57m2管程流體冷卻水殼程流體塔頂汽相管程流速2.5m/s殼程流速12.5m/s外殼直徑500mm管程數(shù)雙程管子長度3.0m管子尺寸252.5正方形排列折流板型式弓形折流板折流板間距200

31、mm殼程壓降3.7kpa管程壓降5.3kpa六、精餾塔工藝條件6.1塔體總高塔頂空間HD塔頂空間HD的作用是供安裝塔板和開人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，一般取11.5m塔底空間HB塔底空間HB具有中間貯槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有1015分鐘的儲(chǔ)量，以保證塔釜料液不致迅速排完，一般取2.02.5m人孔一般每隔68層塔板設(shè)一人孔（供安裝、檢修用），人孔處板間距650mm，人孔直徑一般為450550mm，其伸出塔體的筒體長為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm塔高H=(n-np-2)HT+HF+nPHp+HD+HBn實(shí)際塔板數(shù) HF進(jìn)料板處板間距，mnP人孔數(shù)Hp人

32、孔處的板間距，取0.8mHD塔頂空間，m（不包括頭蓋部分）HB塔底空間，m（不包括底蓋部分）HT板間距，m進(jìn)料板處間距HF取1000mm塔底空間高度HB取2500mm塔頂空間高度HD取1000mm圖13 塔高示意圖6.2 精餾塔配管尺寸的計(jì)算6.2.1塔頂汽相管徑dp塔頂汽相出口流速uv與塔的操作壓力有關(guān)，常壓可取1220m/s，減壓可取2030m/s。選擇常壓20m/sdp=4VSuv=41183.3.1420=0.1447m=144.7mm根據(jù)國標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，塔頂汽相管徑dp=150mm，塔頂汽相管型號(hào)選擇DN1506.2.2回流液管徑dR回流量前已算出，自回流的流速范圍為0.20.

33、5m/s；若用泵輸送回流液，流速uR可取11.5 m/s。采用自回流，流速取0.5m/sdR=4LSuR=41.3.140.5=0.0337m=33.7mm根據(jù)國標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，回流液管徑dR =40mm，回流液管型號(hào)選擇DN406.2.3 加料管徑dF料液由泵送時(shí)流速uF可取1.5 2.0m/s。料液選擇由泵輸送，流速uF取2.0m/sLF=FMFF=51.09626.25=1.584m3/hdF=4LFuF=41.3.142.0=0.0167m=16.7mm根據(jù)國標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，加料管徑dF =20mm，加料管型號(hào)選擇DN206.2.4釜液排出管徑dw塔釜液出塔的流速uw可取0.5

34、 1.0m/s。本設(shè)計(jì)采用流速uw為1.0m/sLs=2.5R+1DMB+WMB3600L=2.55.078+16.40446.07+49.69246.073600735.110=0.00386m/sdW=4LsuW=40.141.0=0.0701m=70.1mm根據(jù)國標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，釜液排出管徑dw =80mm，釜液排出管型號(hào)選擇DN806.2.5再沸器返塔蒸汽管徑dv常壓與加壓塔流速uv可取10m/s，減壓塔可取15m/s 。此工藝采用常壓，流速uv可取10m/sdV=4VSuV=41183.3.1410=0.1023m=102.3mm根據(jù)國標(biāo)管徑規(guī)格向上圓整，再沸器返塔蒸汽管徑dv=125mm，再沸器返塔