乙醇丙醇連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、目錄化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書.1摘 要.2第 1 章 緒論.31.2 設(shè)計(jì)流程.31.2 設(shè)計(jì)思路.4第 2 章 塔板的工藝設(shè)計(jì).52.1 精餾塔全塔物料衡算.52.2 常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系.52.2.1 溫度的確定.52.2.2 密度的計(jì)算.62.2.3 混合液體表面張力的計(jì)算.72.2.4 混合液混合物的粘度計(jì)算.82.2.5 相對(duì)揮發(fā)度.92.3 理論塔板的計(jì)算.92.3.1 理論塔板數(shù)的確定.92.3.2 實(shí)際塔板數(shù). 精餾段. 提餾段.112.4 塔徑的初步設(shè)計(jì).122.4.1 氣液相體積流量計(jì)算. 精餾段.1

2、 提餾段.122.4.2 操作壓力計(jì)算.122.4.3 塔徑的計(jì)算與選擇. 精餾段. 提餾段.132.5 溢流裝置.142.5.1 溢流堰長(zhǎng).142.5.2 弓形降液管的寬度與降液管的面積.14dwfa2.5.3 降液管底隙高度.152.6 塔板布置.152.6.2 塔板的分布.152.6.2 浮閥數(shù)目與排列. 精餾段. 提餾段.16第 3 章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算.183.1 汽相通過浮閥塔板的壓降.183.1.1 精餾段. 干板阻力. 板上充氣液層阻力.183.1.1.

3、3 液體表面張力所造成的阻力.183.1.2 提餾段. 干板阻力. 板上充氣液層阻力.183.1.2. 2 液體表面張力所造成的阻力.183.2 淹塔.183.3 霧沫夾帶.193.4 塔板負(fù)荷性能圖.203.4.1 霧沫夾帶線.203.4.2 液泛線.213.4.3 液相負(fù)荷上限線.223.4.4 漏液線.223.4.5 液相負(fù)荷下限線.223.4.6 操作彈性.23第 4 章 塔總高度計(jì)算.244.1 塔頂封頭.244.2 塔頂空間.244.3 塔底空間.244.4 人孔.244.5 進(jìn)料板處板間距.244.6 裙座.24第 5 章 塔的接管.255.1

4、 進(jìn)料管.255.2 回流管.255.3 塔底出料管.255.4 塔頂蒸汽出料管.255.5 塔底蒸汽進(jìn)氣管.265.6 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總.27結(jié)語.28參考文獻(xiàn).29主要符號(hào)說明.30附錄.32化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目：乙醇-丙醇連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)二、任務(wù)要求：設(shè)計(jì)一連續(xù)浮閥精餾塔以分離乙醇丙醇具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 f100kmol/h進(jìn)料組成 xf0.318餾出液組成 xd0.938釜液組成 xw0.038塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kpa2 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

5、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）塔徑及精餾和提餾段塔板結(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）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摘摘 要要在本次任務(wù)中，根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)的要求設(shè)計(jì)的是乙醇-丙醇二元浮閥精餾塔，除了要計(jì)算其工藝流程（物料衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)計(jì)算）以外，并對(duì)精餾塔的主要工藝流程進(jìn)行比較詳細(xì)的設(shè)計(jì)，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖。本次設(shè)計(jì)選取回流比 min=4.276，應(yīng)用逐板法計(jì)算理論版數(shù)，求得理論塔板 ntrmin=1. 5r為 15 塊（包括塔釜再沸器） ，第 8 塊為進(jìn)料板。

6、由奧康奈爾公式得到全塔效率為 46.67%，et實(shí)際塔板數(shù)為 30 塊，第 16 塊為進(jìn)料板,建立塔的框架。以此為基礎(chǔ)，展開物料物理性質(zhì)和塔工藝尺寸的計(jì)算：塔徑，板間距；選用單溢流弓形降12md =1.4m精餾段d =1. 2 ，提餾段0. 45m液管；并用流體力學(xué)對(duì)浮閥精餾塔進(jìn)行驗(yàn)算，氣體通過浮閥塔板壓降，淹塔，物沫夾帶，塔板負(fù)荷性能圖（物末夾帶線、液泛線、液相負(fù)荷上限漏液線、液相負(fù)荷下限）確定了各項(xiàng)指標(biāo)均在安全操作范圍之內(nèi)。塔頂采用全凝器，進(jìn)料液用釜液預(yù)熱。 關(guān)鍵詞：乙醇關(guān)鍵詞：乙醇- -丙醇；浮閥精餾塔；物料衡算；逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)；丙醇；浮閥精餾塔；物料衡算；逐板法計(jì)算理論塔板數(shù)；第

7、第 1 1 章章 緒論緒論精餾在化工生產(chǎn)中是最基本的單元操作之一，精餾操作的主體設(shè)備即塔設(shè)備，氣液傳質(zhì)設(shè)備的種類繁多，但基本上可以分為兩大類：逐級(jí)接觸式和微分式，板式塔是逐級(jí)接觸式的代表，填料塔是微分接觸式的代表。板式塔的塔板類型種類很多，有泡罩塔板、浮閥塔板、篩孔塔板、舌型塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板、多降液管塔板、林德篩板、無溢流塔板等。本設(shè)計(jì)要求設(shè)計(jì)浮閥塔精餾塔，所以下面介紹一下浮閥塔。浮閥塔是二十世紀(jì)五十年代初開發(fā)的一種新塔型，其特點(diǎn)是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個(gè)篩孔處安置一個(gè)可上下移動(dòng)的閥片。當(dāng)篩孔氣速高時(shí)，閥片被頂起、上升，孔速低時(shí)，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動(dòng)調(diào)節(jié)，從而使

8、進(jìn)入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下側(cè)水平方向進(jìn)入液層，既減少液沫夾帶量，又延長(zhǎng)氣液接觸時(shí)間，從而收到很好的傳質(zhì)效果。浮閥有三條帶鉤的腿，將浮閥放進(jìn)篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時(shí)氣速過大將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳” 。當(dāng)篩孔氣速降低，浮閥降至塔板時(shí)，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 2.5mm 左右的間隙；在浮閥再次升起時(shí)，浮閥不會(huì)被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大 20%40%，操作彈性可達(dá) 79，板效率比泡罩塔約高 15%，制造費(fèi)用為泡罩塔的 60%80%，為篩板塔的 120%130%。浮閥一般都用不銹鋼制成，國(guó)內(nèi)常用的浮閥有三種，即 v-

9、4 型、t 型與 f1 型。v-4 型的特點(diǎn)是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過閥孔時(shí)因流道形狀漸變可減小阻力。t 型閥則借助固定于塔板的支架限制閥片移動(dòng)范圍。三類浮閥中，f1 型浮閥最簡(jiǎn)單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國(guó)已有部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111868） 。f1 型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度 2mm的鋼板沖成，閥質(zhì)量約 33 克，輕閥用厚度 1.5mm 的鋼板沖成，質(zhì)量約 25 克。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場(chǎng)合，如真空精餾時(shí)才使用輕閥1.11.1 設(shè)計(jì)流程設(shè)計(jì)流程乙醇丙醇合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料送入精餾塔，塔頂上升蒸汽

10、采用全凝汽冷凝，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,送入貯罐飽和水蒸汽飽和水蒸汽 全凝器 回流回流 出料出料乙醇和丙醇溶液乙醇和丙醇溶液 塔釜出料塔釜出料 圖 1-1 精流流程示圖1.2 設(shè)計(jì)思路設(shè)計(jì)思路理論塔板數(shù)求理論塔板數(shù)汽液相負(fù)荷計(jì)算浮閥塔塔板設(shè)計(jì)流體力學(xué)計(jì)算畫出負(fù)荷性能圖畫出工藝流程圖全塔物料衡算第第 2 2 章章 塔板的工藝設(shè)計(jì)塔板的工藝設(shè)計(jì)2.12.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算摩爾分?jǐn)?shù)質(zhì)量分?jǐn)?shù)=molx/46x/46xx（）（）+（1- )/ 6026.33%92.06%2.94%fdwxxx物料衡算式為：f=d+

11、w 易揮發(fā)組分物料衡算：fxf=dxd+w xw fdwfxfdxdwxw100100 0.3180.9380.038dwdw解得：d=31.111 kmol/h=0.00864kmol/s w=68.889 kmol/h=0.0191kmol/s2.22.2 常壓下乙醇常壓下乙醇- -丙醇?xì)庖浩胶饨M成（摩爾）與溫度的關(guān)系丙醇?xì)庖浩胶饨M成（摩爾）與溫度的關(guān)系表 2-1 常壓下乙醇丙醇的汽液平衡數(shù)據(jù)序號(hào)液相組成氣相組成沸點(diǎn)/序號(hào)液相組成氣相組成沸點(diǎn)/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31

12、892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.6502.2.1 溫度溫度的確定的確定利用表 2-1 中數(shù)據(jù)由插值法可求得、。ftdtwt進(jìn)料溫度： =89.206 oc91.6091.6088.320.2100.3580.3180.210ft ft塔頂溫度： =79.258 oc78.3880.5978.380.844 10.938 1dt dt塔底溫度： =96.162oc97.1697.1693.8500.1260.0380w

13、twt精餾段平均溫度 189.20679.258t84.23222fdtt提餾段平均溫度 289.20696.162t92.68422fwtt.2 密度密度的計(jì)算的計(jì)算利用式（ 為質(zhì)量分率） 、（平均相對(duì)分子量）計(jì)算混合物液體密bbaalp1v. m22.4oot ptpm度和混合氣體密度。 塔頂溫度：=79.258 ocdt氣相組成: =96.58%dy78.3880.5979.25878.381 0.9141dydy進(jìn)料溫度: oc ft =89.206汽相組成: =49.30%:fy91.6088.3291.6089.2060.3390.5500.339fy:fy塔底溫度

14、：=96.162 ocwt汽相組成: =7.24% wy97.1693.8597.1696.16200.2400wywy精餾段平均液相組成：=0.62810.9380.31822dfxxx精餾段平均汽相組成：=0.72910.96580.493022dfyyy精餾段液相平均分子量： 146 0.62860 (1 0.628)51.208kg/kmollm 精餾段汽相平均分子量： 146 0.72960 (1 0.729)50.07/vmkg kmol 提餾段平均液相組成：=0.17820.0380.31822wfxxx提餾段平均汽相組成：10.49300.07240.282722wfyyy提餾

15、段液相平均分子量：246 0.17860 (1 0.178)57.508kg/kmollm 提餾段液相平均分子量：246 0.282760 (1 0.2827)56.024/vmkg kmol 利用表 2-2 中數(shù)據(jù)，由插值法不同溫度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和ftdtwt水的密度（）3mkg表 2-2 不同溫度下乙醇和丙醇的密度溫度 t、708090100乙醇：am3754.2742.3730.1717.4丙醇：bm3759.6748.7737.5726.1=89.206oc （進(jìn)料乙醇的密ft90809089.206730.1 742.3730.1f乙f731.068乙3kg m度）

16、 （進(jìn)料中丙醇的密度）90809089.206737.5748.7737.5f丙f738.389丙3kg m = （料液的密度）f10.26331 0.2633731.068738.389f736.4473kg m =79.258 oc （餾出液中乙醇的密dt80708979.258742.3754.2742.3d乙d743.183乙3kg m度） （餾出液中丙醇的密度）80708079.258748.7759.6748.7d丙d749.509丙3mkg = （餾出液的密度）d10.92061 0.9206743.183749.509d743.6813kg m=96.162 oc （殘液中乙醇

17、的密wt1009010096.162717.4730.1717.4w乙w722.274乙3kg m度） （殘液中丙醇的密度）1009010096.162726.1 737.5726.1w丙w730.475丙3kg m = （殘液的密度）w10.02941 0.0294722.274730.475730.231w3kg m所以 精餾段的平均氣相密度：=740.064 1736.447743.68122fdl3kg m提餾段的平均氣相密度：=733.339 2730.231 736.44722wfl3kg m =46.868 46(1) 600.938 46(1 0.938) 60ldddmxx/

18、kg kmol=55.548 46(1) 600.318 46(1 0.318) 60lfffmxx/kg kmol=59.468 46(1) 600.038 46(1 0.038) 60lwwwmxx/kg kmol則： =51.208 1lm46.86855.548=22ldlfmmkg kmol=57.508 2lm59.46855.548=22lwlfmmkg kmol 46(1) 600.9658 46(1 0.9658) 6046.479vdddmyykg kmol 46(1) 600.493 46(1 0.493) 6053.098vfffmyy/kg kmol 46(1) 60

19、0.0724 46(1 0.0724) 6058.986vwwwmyy/kg kmol 149.9432vdvwvmmmkg kmol256.0422vfvwvmmmkg kmol kg/m3273.151.78722.4 (273.1589.206)vf kg/m3273.151.60822.4 (273.1579.258)vd kg/m3273.151.94822.4 (273.1596.162)vw kg/m311.787 1.6081.69722vfvdv kg/m321.787 1.9481.86722vfvwv.3 混合液體表面張力的計(jì)算混合液體表面張力的計(jì)算由表

20、2-3 不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力，利用插值法求的表面張力表 2-3 不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力數(shù)據(jù)表溫度6080100乙醇（）mnm20.2518.2816.29丙醇（）mnm21.2719.4017.50 , ，79.258dt806018.2820.258079.25818.28d乙18.353d乙mnm 806019.4021.278079.25819.40d丙19.469d丙mnm=89.206， ， ft1008016.29 18.2810089.20616.29乙f17.364f乙mnm ， 1008017.50 19.4010089.20617.50丙f18.525f丙

21、mnm96.162， ， ，wt1008016.29 18.2810096.16216.29w乙16.672乙wmnm ， 1008017.50 1904010096.16217.50w丙17.865丙wmnm(1)18.353 0.938 19.469 (1 0.938)18.422lddddxx乙丙dmnm (1)17.364 0.318 18.525 (1 0.318)18.156lfffffxx乙丙 mnm(1)16.672 0.038 17.865 (1 0.038)17.820lwwwwwxx乙丙mnm精餾段液相平均表面張力： 18.422 18.15618.28922ldlfl精

22、mnm提餾段液相平均表面張力： 17.820 18.15617.98822lwlfl提mnm2.2.4 混合液混合物的粘度計(jì)混合液混合物的粘度計(jì)算算2-4 乙醇和丙醇的粘度數(shù)據(jù)表溫度6080100乙醇（mpa*s）0.6010.4950.361丙醇0.8990.6190.444（mpa*s）根據(jù) 2-4 表，用插值法求得混合物的黏度 ， ， 184.232t 1008084.232800.361 0.4950.495乙0.467乙amp s ， 1008084.232800.444-0.6190.619丙0.582丙amp s , ， 292.684t 1008092.684800.361-0

23、.4950.495乙0.410乙amp s ， 1008092.684800.4440.6190.619丙0.508丙amp s精餾段粘度： 11110.628 0.4671 0.6280.5820.510 xx乙丙（）（）amp s提餾段粘度： 2221)0.178 0.4101 0.1780.5080.490 xx乙丙（）amp s .5 相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度由 ， 得0.318fx 0.493fy 0.4931 0.4932.0850.3181 0.318f由 ， 得0.938dx 0.966dy 0.9661 0.9661.8670.9381 0.938d由 ， 得0.

24、038wx0.072wy0.0721 0.0721.9640.0381 0.038w精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：11.8672.0851.97622df提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：21.9642.0852.02422wf2.32.3 理論理論塔板塔板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算.1 理論塔板數(shù)確定理論塔板數(shù)確定理論塔板數(shù)的計(jì)算方法:可用逐板計(jì)算法、圖解法。本設(shè)計(jì)采用圖解法。最小回流比： （1）dpminppxyr=yxq=1 飽和進(jìn)料。q 線方程為： （2）pfx =x =0.318精餾段相平衡方程： （3）1111.976xy =1 0.976x提餾段相平衡方程： （4）22

25、22.024xy =1 1.024x式（2） （3）聯(lián)立得：ppx =0.318y =0.479，代入（1）式得：min0.9380.479r=2.8510.4790.318操作回流比?。簃inr=1.5r=1.5 2.851=4.276精餾段操作線：xrdy=x +nn+1r+1r+1得： （5）y=0. 810 x +0. 178nn+1提餾段操作線方程： mmlwy=x -xw+1vv得： （6）mmy=1. 420 x - 0. 0159+1理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程（3）與精餾段操作線方程（5）計(jì)算如下yx 相平衡=0. 938=0. 88411xy =0. 811=0. 8

26、9422yx =0. 835=0. 71933xy =0. 616=0. 76044yx =0. 677=0. 51555xy =0. 426=0. 59566yx =0. 357=0. 52377xy =0. 307=0. 46788此時(shí)。第九塊板上升汽相組成由提餾段方程計(jì)算。xx0.318f=0. 3078以下交替使用提餾段操作線方程（6）與相平衡方程（4）計(jì)算如下 98y1.420 x0.01590.420 90.420 x0.2632.024 1.024 0.420 xy =0. 263=0. 358910yx =0. 291=0. 2161110 xy =0. 169=0. 2241

27、112yx =0. 161=0. 1241312xy =0. 086=0. 107131415xy0.063=0. 10714 15x0.032wx =0.038 由此得到：全塔理論板數(shù)塊（包括再沸器） 。加料板為第 8 塊理論板。tn =15精餾段理論板數(shù) t1n =7塊提餾段理論板數(shù) nt2=8-1=7 塊.2 實(shí)際塔板數(shù)確定實(shí)際塔板數(shù)確定 全塔板效率的求取利用奧康奈爾公式0.2450.49()tle其中：塔頂與塔底平均相對(duì)揮發(fā)度；塔頂與塔底平均液相粘度 。lamp s 精餾段精餾段已知： ， mpa*s11.97610.510l所以：0.245

28、10.49 (1.976 0.510)0.489te 塊117150.489tptnne精 提餾段提餾段已知： ， mpa*s22.02420.490l所以：0.2450.49 (2.024 0.490)0.491te 塊227150.491tptnne提全塔所需實(shí)際塔板數(shù)15 1530 pppnnn精提塊全塔效率：100%= 100%=46.67%ttpnen 15 130加料板位置在第 16 塊塔板上。2.42.4 塔徑的初步設(shè)計(jì)塔徑的初步設(shè)計(jì).1 汽液相體積流量的計(jì)算汽液相體積流量的計(jì)算 精餾段精餾段： kmol/s4.276 31.11=0

29、.0373600lrd kmol/s1(1)0.0463600vrd（4. 276）31. 11則質(zhì)量流量： kg/s1151.208 0.0371.895llm l kg/s1149.943 0.0462.297vvm v 體積流量： /s31111.8952.560 10740.064slll 3m /s1112.2971.3541.697svvv3m 提餾段提餾段： 飽和液體進(jìn)料 q=1 kmol/s1000.037=0.0653600llqfrdqf kmol/s(1)0.046vvqfv則質(zhì)量流量： kg/s2257.508 0.0653.738llml kg/s225

30、6.042 0.0462.578vvm v 體積流量： /s32223.7385.097 10733.339slll 3m /s2222.5781.3811.867svvv3m 2.4.2 操作壓力計(jì)算操作壓力計(jì)算 塔頂壓強(qiáng)：pd=100kpa,取每層塔板壓降：p=0.7 kpa 則進(jìn)料板壓強(qiáng)：pf=100+0.7*14=117.425 kpa塔釜壓強(qiáng)：pw=101.325+0.7*27=120.225 kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)：pm1=（101.325+117.425）/2=109.325 kpa提餾段平均操作壓強(qiáng)：pm2=(117.425+120.225)/2=118.825kpa 2.4

31、.3 塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算與選擇與選擇 選板間距 ht=0.45m，取板上液層高度 hl=0.06m ，故 hthl=0.39 m 精餾段精餾段橫坐標(biāo)：1131122112.560 10740.064()()0.0391.3541.697slsvlv 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：c20=0.08520.212018.289()0.085 ()0.08352020cc umax=c=0.0834=1.742 m/svvl740.064 1.6971.697取安全系數(shù)為 0.7，則 u=0.7umax=1.219 m/s= =1.189m1duvs44 1.3543.14 1.2

32、19塔徑圓整取 1.2m1d塔截面積：221() =0.785 1.2 =1.1302tda2m空塔氣速： =1.198 m/s1u1.3541.130 提餾段提餾段橫坐標(biāo)：()()0.5=( )()0.5=0.073ssvlvl35.097 101.381733.3391.867查圖得：c20=0.084 20.222017.988()0.084 ()0.08222020cc max733.339 1.8670.08221.6271.867u 取安全系數(shù)為 0.7，則 m/s2max0.70.7 1.6271.139uu = =1.242m2duvs44 1.38

33、13.14 1.139按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑 d 圓整取 1.4m塔截面積： m2222() =0.785 1.4 =1.5392tda空塔氣速： =0.897m/s2u1.3811.5392.52.5 溢流裝置溢流裝置.1 溢流堰長(zhǎng)溢流堰長(zhǎng) 取堰長(zhǎng)為 0.6d, 精餾段： w=0.6mwll1.2=0.72提餾段： w=0.6l0.6 1.4=0.84m出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上高度按下式計(jì)算owh（ 近似?。?2/32.84 10()howwlhel1e 精餾段堰上的液層高度： 2-332.842.256 103600=0.0155m10000.72owh（）

34、溢流堰高-h0.060.01550.0445wlowhh 提餾段堰上的液層高度： 2-332.84103600=0.017610000.84owh（） 溢流堰高 -h0.060.01760.0424wlowhh.2 弓形降液管的寬度弓形降液管的寬度與降液管的面積與降液管的面積dwfa由 查弓形降液管參數(shù)圖知0.6wld f0.0765taa0.134dwd2fa =0.0765 1.130=0.0864m精餾段:0.134 1.20.161mdw 提餾段：2fa =0.765 1.539=0.118mdw =0.134 1.4=0.188m依式 111220.08

35、64 0.4515.18750.002560.118 0.4514.721s50.00607ftsftsftsahlahsslahsl精餾段:降液管可用提餾段：降液管可用.3 降液管底隙高度降液管底隙高度0h根據(jù)公式 sowlhl u 精餾段： 取降液管底隙的流速 u=0.11m/s0.002560.032=0.03m0.72 0.11oohmh取 提餾段： 取降液管底隙的流速 u=0.12m/s0.0050970.036=0.04m0.12 0.72hmh取2.62.6 塔板塔板布置布置.1 塔板的分布塔板的分布因 d800mm,故

36、塔板采用分塊式，以便通過人孔裝拆塔板。.2 浮閥數(shù)目與排列浮閥數(shù)目與排列 精餾段精餾段 取閥孔動(dòng)能因子0f =12孔速 001v1f12u =9.98m s1.697每層塔板上浮閥數(shù)目 s122001v1.354n=114d u0.0399.9844個(gè)取邊緣區(qū)寬度 , 0.06swm0.05cwm計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積)(sin180/21222rxrxrxaa1.20.161 0.060.379221.2r0.05=0.55m22dscdxwwmdw其中 222122/180sin ( )0.762xax rxrmr故浮閥排列方式采用等腰三角形叉排

37、，取孔中心距 75mmt 則排間距 0.762t89114 0.075 aam mnt若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距應(yīng)小些，故取=60mm，按 t=75mm，=60mm，以等腰三角形叉排tt排得浮閥數(shù) 127 個(gè)。按 n=127 個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子 .1271. 354-1u=8. 92ms0120. 785 0. 039 01f =8.921.697=11.62閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 之間。塔板開孔率=01u1.198=100%=13.42%u8.9 提餾段提餾段 取閥孔動(dòng)能

38、因子0f =12孔速 001v2f12u =8.78m s1.867每層塔板上浮閥數(shù)目 s222002v1.381n=132d u0.0398.7844個(gè)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 75mmt 則排間距 0.762t77132 0.075 aam mnt若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距應(yīng)小些，故取=55mm，按 t=75mm，=55mm，以等腰三角形叉排tt排得浮閥數(shù) 144 個(gè)。按 n=144 個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子 .1441. 381-1u=8. 03ms0220. 785 0. 039 01f =8.

39、031.867=10.97閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 之間。塔板開孔率=02u0.897=100%=11.17%u8.03第第 3 3 章章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算3.13.1 汽相通過浮閥塔板的壓降汽相通過浮閥塔板的壓降 依據(jù) ， g 來計(jì)算hhhhcplph.1 精餾段精餾段 干板阻力計(jì)算ch1.8257.861.69773. 173. 11. 825um/ s0c1v1 0c1u01u1.697 8.92740.06422uv1 01h5. 345. 340. 050mc12g29. 8l 板上充氣液層阻力取ll0. 5

40、，h0. 06m 0l則 hh0. 5 0. 060. 03m 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋?h0. 0500. 030. 080mp1 744.064580.21ph g0. 0809. 8pap1p1 l.2 提餾段提餾段 干板阻力計(jì)算ch7.461.86773. 173. 11. 825um/ s1. 8250c2v1 uu020c21.867 8.03733.33922uv2 02h5. 345. 340. 045c22g29. 8l 板上充氣液層阻力取l22l

41、0. 5，h0. 06m 則hh0. 5 0. 060. 03m00 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)。與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?p2h0. 045+0. 030. 075m 539.00ph g0. 075 733. 339 9. 8pap2p2 l23.23.2 淹塔淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度wpldh d（h th ） h dhhh3.2.1 精餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p1h0.080m 液體通過降液管的壓頭損失 20.72l2s1d1w00. 00256h0. 153（

42、）0. 153 ()0. 0019ml h0. 03 板上液層高度 l1h0. 06m 則h d0. 0800. 00190. 060. 1419m 取tw0. 5，已知h0. 45m ，h0. 0445 則wt 1（hh）0. 5（0. 0445 0. 45）0. 247m可見，所以符合防止淹塔的要求。1）wht（h1hd3.2.2 提餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p1h0.075m 液體通過降液管的壓頭損失 0.84lh0. 00360722s20. 153（）0. 153 ()0. 0022md2lh0. 036w03.2.2.

43、3 板上液層高度 l1h0. 06m 則h d0. 075 0. 0022 0. 060. 1372m 取tw0. 5，已知h0. 45m ，h0. 0424m 則2wt（hh）0. 5（0. 45 0. 0424）0. 246m可見，所以符合防止淹塔的要求。2）wht（h2hd3.33.3 霧沫夾帶霧沫夾帶 .1 精餾段精餾段 v1vs1+1. 36lz-ls1l1v1泛點(diǎn)率=100%kc af b板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 0.878 zd 2w1. 2 2 0. 161mld板上流體流經(jīng)面積 1.1300.957 2aa2a2 0. 0864mtfb取 k=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) 0

44、.103fc 1.6970.8780.9571. 113+1. 36 0. 00256740. 064-1. 697泛點(diǎn)率100%=68. 95%1. 0 0. 103 t-6uv5. 7 103. 2a1se=() ， u =sv,1h - ha - atffl1 1.2970.1118.289kgv1. 354s u =1. 297m/ ssa - a1. 130- 0. 0864tf-65. 7 103. 2e=() =0. 0337kgv,1-30. 45- 0. 15.2 提餾段提餾段 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 1.024 zd 2w1. 42 0. 188mld板上流體

45、流經(jīng)面積 1.5391.303 2aa2a2 0. 188mtfb 取 k=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) fc0.103 1.8671. 381+1. 36 0. 005097 1. 024733. 339-1. 867泛點(diǎn)率=100%=55. 73%1 0. 103 1. 303 17.988v1. 381s u =0. 972m/ ssa - a1. 539- 0. 118tf-65. 7 100. 9723. 2e=() =0. 01363kg800mm,裙座厚取 16mm。2h =3m3基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 d= （1400+2 16）- 0. 4 10 =1032m mbi3基礎(chǔ)環(huán)外徑 d= （140

46、0+2 16）- 0. 4 10 =1832m mbo圓整 d=1200m m d=2000m mbibo考慮再沸器，取裙座高nnnnn =30-1-4-1=mh=(- 1)h +h +h +h +h +h +hfptf fp pdb12（）0. 45+1 0. 8+4 0. 6+1. 2+2. 027+0. 34+3 20. 567第第 5 5 章章 塔的接管塔的接管5.15.1 進(jìn)料管進(jìn)料管 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下： 1/24/3600()fffvdu取，則2flu =1.6m s=736.447kg m，33s100 55.548v =2.095 10m s3600 736.

47、4473f4 2.095 10d =0.0408m=40.8mm3.14 1.6標(biāo)準(zhǔn)系列選取選取5 . 3505.2 回流管回流管 采用直管回流管，取 1.6m/srur0.002564l41d=0. 0451m=45. 1m mu3. 14 1. 6d r標(biāo)準(zhǔn)系列選取選取5 . 3505.35.3 塔底出料管塔底出料管采用直管出料，取1.6m/sww604 0. 0191d=0. 0353m=35. 3m m3. 14 1. 6 730. 231查標(biāo)準(zhǔn)系列選取42 3.55.4 塔頂蒸汽出料管塔頂蒸汽出料管采用直管出氣，取 u=20m/ s4 1. 354d=0. 2937m=293. 7m

48、 m3. 14 20查標(biāo)準(zhǔn)系列選取325 95.55.5 塔底蒸汽進(jìn)氣管塔底蒸汽進(jìn)氣管采用直管進(jìn)氣，取qw =23m/ s4 1. 381d=0. 2766m=276. 6m m3. 14 23查標(biāo)準(zhǔn)系列選取325 95.65.6 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總設(shè)計(jì)結(jié)果匯總浮閥塔設(shè)計(jì)結(jié)果匯總序號(hào)項(xiàng)目計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段 提餾段備注1塔徑（m）1.2 1.42板間距（m）0.45 0.453塔板類型單溢流弓形降液管4空塔氣速（）m/ s1.198 0.8975堰長(zhǎng)（m）0.72 0.846堰高（m)0.0445 0.04247板上層高度（m）0.06 0.068降液管底隙高度（m）0.032 0.0369浮法數(shù)（個(gè)）1

49、27 144 10浮閥氣速8.92 8.0311浮閥動(dòng)能因子11.62 10.9712臨界閥孔氣速（）m/ s7.86 7.4613孔心距（m）0.075 0.07514排間距（m）0.060 0.05515單板壓降（pa）580.21 539.0016降液管內(nèi)清液層高度（m）0.1419 0.137217泛點(diǎn)率（1%）68.95 55.7318汽相負(fù)荷上限（）3m s2.375 2.50419汽相負(fù)荷下限（）3m s0.582 0.62920操作彈性4.08 3.98分塊式塔板等腰三角形叉排同一橫排孔心距相鄰橫排中心距離霧沫夾帶控制漏液控制結(jié)語結(jié)語 課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過的知識(shí)的復(fù)習(xí)和鞏固，能

50、夠培養(yǎng)我們理論聯(lián)系實(shí)際的能力，通過對(duì)精餾塔的設(shè)計(jì)，更加深入的對(duì)化工生產(chǎn)過程有了初步的理解和認(rèn)識(shí)，使我所學(xué)的知識(shí)不局限于書本。此次化工原理課程設(shè)計(jì)過程中，手稿的計(jì)算、電子版的書寫、工藝流程圖和設(shè)備條件圖等讓我學(xué)到了很多知識(shí)。包括怎樣查閱參考文獻(xiàn)，計(jì)算數(shù)據(jù)、應(yīng)用以前學(xué)習(xí)工程制圖知識(shí)，化工原理課程設(shè)計(jì)工作基本完成，并得出了可行的設(shè)計(jì)方案。本次課程設(shè)計(jì)培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中需要的許多知識(shí)都需要我們親自查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以理解、歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)，鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí)，更極大的拓寬了我們的知識(shí)面，讓我們認(rèn)識(shí)了實(shí)際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來的畢業(yè)設(shè)計(jì)及以后工

51、作將起到至關(guān)重要的作用。更主要的是它武裝了我的頭腦，教我如何面對(duì)在實(shí)際中遇到的問題。在此，我要對(duì)在化工原理課程設(shè)計(jì)中給予我?guī)椭乃型瑢W(xué)和指導(dǎo)老師，給以最衷心的感謝和由衷的問候。老師您辛苦了，真心的祝老師身體健康、工作順利。參考文獻(xiàn)參考文獻(xiàn)1陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋 編化工原理上冊(cè)第三版，化學(xué)工業(yè)出版社.2陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋 編化工原理下冊(cè)第三版，化學(xué)工業(yè)出版社.3王國(guó)勝，等. 化工原理課程設(shè)計(jì)第 2 版，大連理工大學(xué)出版社. 2006 年 8 月4賈紹義，等. 化工原理課程設(shè)計(jì) ，天津大學(xué)出版社. 2002 年5吉林化工學(xué)院化工原理教研室 編化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書.2002 年 3 月6天津大學(xué)物理化學(xué)教研室 編化工原理 （上、下冊(cè)）第 6 版 高等教育出版社.2004 年 5 月7方利國(guó) 董新法編著化工制圖 autocad 實(shí)戰(zhàn)教程與開發(fā)第 1 版 化學(xué)工業(yè)出版社.2005 年 1 月8賈紹義，柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)（傳質(zhì)與單元操作課程設(shè)計(jì)）. 天津：天津出版社，2002主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明表表 主要符號(hào)說明主要符號(hào)說明33：符號(hào)意義單位aa基板鼓泡區(qū)面積m2ad降液管截面積m2af總降壓管截面積m2an塔板上方氣體通道截面積m2ao浮閥塔板閥孔總截面積