化工原理課程設(shè)計__乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計

1、吉林化3歹隧 化工原理課程設(shè)計 題目 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精憾塔的設(shè)計 教學(xué)院化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級 應(yīng)用化學(xué)1002班 學(xué)生姓名 _ 學(xué)生學(xué)號 10250213 _ 指導(dǎo)教師 計海峰老師 2013 年 6 月 15 0 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 一設(shè)計題目： 乙醇丙醇連續(xù)篩板式精傭塔的設(shè)計 二任務(wù)要求 設(shè)計一連續(xù)篩板精憎塔以分離苯和甲苯（乙醇一丙醇）， 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 f= 100kmol/h 進(jìn)料組成 xf=0.433 餛出液組成xd=0.933 釜液組成 xw=0.023 塔頂壓力 p = 1 ookpa 單板壓降0.7 kpa 2 工藝操作條件：常壓精韁，塔頂全凝器

2、，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)冋流。 三主要設(shè)計內(nèi)容 1、 設(shè)計方案的選擇及流程說明 2、 工藝計算 3、 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （1） 塔徑及精憎和提憎段塔板結(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)計結(jié)果匯總 5、 工藝流程圖及精館塔工藝條件圖精飾是一種最常用的分離方法，它根據(jù)多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相 回流、塔頂?shù)囊合嗷亓鳛榛A(chǔ)來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用篩板式精懈塔，進(jìn)行苯一 甲苯二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精錨問題進(jìn)行分析、計算、核算、繪圖，從而達(dá) 到二元物系分離的口的。精飾操作在化工、石油化工、輕

3、工等工業(yè)生產(chǎn)小小占有重要的地位。 為此，掌握汽液相平衡關(guān)系，熟悉齊種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程屮的齊 種參數(shù)是非常重要的。 通過對精飾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為 21塊（包括再沸器），第塊板 13進(jìn)料，塔 徑為 1.0m，塔的實際高度為 16.8m。根據(jù)所選參數(shù)在進(jìn)行校核可知：精懈段：液體在降液管停 留時間為 45.7s,操作彈性為 3.27。提飾段：液體在降液管停留時間為 11.77s,操作彈性為 3.02。 這些值都符合實際要求，故所選的設(shè)計參數(shù)是合理。 關(guān)鍵字：精飾、物料衡算、塔板負(fù)荷性能圖、熱量衡算。 目錄 任務(wù)書 . 2 摘要 . 3 第一章 前言. 6 1

4、精幗原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用 . 6 精懾操作對塔設(shè)備的要求 . 6 3. 常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 . 6 本設(shè)計所選塔的特性. . 6 第二章 流程的確定和說明 . 7 1 設(shè)計思路 . 7 1. 1 精懾方式的選定 . 7 3. 1.2 操作壓力的選取 . 7 1.3 加料狀態(tài)的選擇 . 7 1.1. 1.4 . 加熱方式. 7 2. 1.5 回流比的選擇. 7 2.1. 6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 . 7 2.2 流程說明圖 . 8 第三章精 f留塔的設(shè)計計算 . 8 3. 1 物料衡算 . 8 1.2. . 1. 1原料液塔頂、塔底摩爾質(zhì)量 . 9 1.2 溫度計算

5、 . 9 4. 1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成及平均摩爾質(zhì)量 . 9 1.4 密度計算 . 10 1. 5 表面張力計算 . 13 3. 1.6.黏度的求取 . 14 1.7.相對揮發(fā)度的求取 . 15 塔板數(shù)的確定 . 16 3. 2. 1 回流比的確定 . 16 3. 2.2 汽液負(fù)荷計算 . 16 2.3 理論塔層數(shù) nt的 求取 . 17 3. 2.4 實際板數(shù)的求取 . 17 3. 3.精懾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 . 19 3. 1 氣液相體積流量記算 . 19 3. 3.2 塔徑計算與選擇 . 19 3. 3. 3 溢流裝置的計算 . 20 3. 3.4 塔板 布置 . 2

6、2 3. 5 篩孔計算及 其開孔率 . 22 3. 3.6 塔總體高度計算 . 22 () 篩板的流體力學(xué)計算 . 23 3.4.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?. 23 3.4.2 氣體通過每層塔的 壓降 . 24 3.4.3 液沫夾帶量的驗算 . 24 3.4.4 漏液的鹽驗算 . 24 3.4.5 液泛的驗算 . 25 () 塔板負(fù)荷性能圖 . 25 3. 5. 1 液沫夾帶線 . 25 3. 5.2 液泛線 . 26 3. 5. 3 液體負(fù)荷 上限線 . 28 3. 5.4 液相負(fù)荷 下限線 . 28 3. 5.5 漏液線 . 29 () 塔的接管. 30 3.6. 1 進(jìn)料管 .

7、 30 3.6.2 回流管 . 31 3.6.3 塔底出料罐 . 31 1 精懾塔熱量衡算 . 31 1. 1 熱量衡算示意圖 . 31 4. 1.2 加熱劑的選擇 . 31 4. 1.3 冷卻劑的選擇 . 31 4. 比熱容及汽化潛熱的計算 . 31 4.2.1 塔頂、塔底及進(jìn)料口比熱容及汽化潛熱的計算 . 31 4.2.2 熱量衡算 . 31 參考文獻(xiàn) . 34 附錄 （a） . 35 附錄 （b） . 36 附錄 （c） . 38 結(jié)束語 . 39 第四章 精 f留塔熱量衡算 31 化工原理課程設(shè)計教師評分表 . 40 第一章前言 精憎原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用 精憾是分離液體混合物（含

8、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。精憾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液 兩相多次宜接接觸和分離，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，實現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行 傳熱、傳質(zhì)的過程。 精惚操作對塔設(shè)備的要求 為實現(xiàn)精憎過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀 表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精憎過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計的精惚裝置。 3.常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 塔板為主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用錯流式塔

9、板為主，常用的 錯流式塔板主要有：（1）泡罩塔板（2）篩孔塔板（3）浮閥塔板。本設(shè)計采用篩孔塔板。 本設(shè)計所選塔的特性 篩孔塔板簡稱篩板，其結(jié)構(gòu)簡單，歷史悠久，至今仍是應(yīng)用最為廣泛的一種傳質(zhì)分離設(shè)備。 近百年來，對篩板的流體力學(xué)和傳質(zhì)性能的研究已取得很大進(jìn)展，i大 i而篩板的設(shè)計法已漸趨成 熟。至今，許多新型塔板都采用篩板的水力學(xué)模型作為研究基礎(chǔ)和工程設(shè)計參照模型。據(jù)不完 全統(tǒng)計，目前歐美許多國家工業(yè)應(yīng)用的板式塔中，60%以上的內(nèi)件都是篩板式及其改進(jìn)型，國 內(nèi)在運(yùn)行的板式塔中篩板型也占很大比例。單溢流液體流過整個塔面塔板上返混少，塔板效率 較高，結(jié)構(gòu)也最簡單。但單溢流不能承受大液量，也不適用于

10、大塔徑。在工業(yè)生產(chǎn)中采用多降 液管。最早出現(xiàn)的是 md 篩板，四十多年來，md 篩板已在工業(yè)生產(chǎn)中得到廣泛推廣應(yīng)用，近二 十年來，多降液管篩板的型式又出現(xiàn)了很多種，如我國浙江工業(yè)大學(xué)開發(fā)的 dj 塔板系列。 篩板雖然結(jié)構(gòu)簡單，但氣液兩相流動的規(guī)律仍有一些未被認(rèn)識清楚。在工程設(shè)計中還要依 賴于實驗數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)和經(jīng)驗判別。本次課程設(shè)計主要介紹篩板的結(jié)構(gòu)、性能和工程界已公認(rèn)的設(shè) 計方法。從總體上看，篩板塔的液相流動是呈逆流的，氣體從下而上，液體從上而下。對于常 規(guī)帶有降液管的篩板，篩板上的氣液流動則是呈錯流型的，即液體水平流過篩板板面，氣體從 下而上穿過塔板。液體通過降液管從一層篩板流入下一層篩板。氣體

11、穿過塔板上的篩孔鼓入液 層，形成泡沫層，進(jìn)行氣液傳質(zhì)，然后離開泡沫層，上升到上一層篩板。第二章流程的確定和說明 1 設(shè)計思路 1. 1 精憾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精幗操作方式，其特點(diǎn)是：連續(xù)精惚過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于 間歇精飾過程，易得純度高的產(chǎn)品。 2.1.2 操作壓力的選取 本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸惚不難實現(xiàn)分離要求，并 能用江河水或循環(huán)水將惚出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸惚。 2. 1. 3 加料狀態(tài)的選擇 為氣液混合物泡點(diǎn)進(jìn)料 2. 1. 4 加熱方式 本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條 件和產(chǎn)

12、品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提幗段增加塔板以達(dá)到生 產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費(fèi)用，但也減少了間接加熱設(shè)備費(fèi)用。 2. 1.5 回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗值 為 r二(1. 1-2. o)rmin. 2. 1. 6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為 分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟(jì)。 在本設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)?操作篩板塔能滿足

13、要求的操作彈性，而 11 效率高，采用篩板可解決堵塞問題，且能適當(dāng)控制漏 夜及液泛現(xiàn)象。 篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，近百年來通過大量的工業(yè)實踐逐步改進(jìn)了設(shè)計 方法和結(jié)構(gòu)。對于小流量、小塔徑的實驗操作，多采用單溢流篩板塔。實際操作表明，設(shè)計良 好的塔，其操作彈性將大于 3。 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精惚塔的設(shè)計圖 第三章 精餡塔的設(shè)計計算 設(shè)計一連續(xù)式篩板式精憎塔以分離乙醇一丙醇 具體工藝參數(shù)如 2 原料加料量 f= 100km（）l/h 進(jìn)料組成 xf=0.433 憾出液組成 xd=o. 933 釜液組成 xw=o. 023 塔頂壓力 p = 100kpa 單板壓降 w0. 7 kpa

14、 3.1 精餡段全塔物料衡算 原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率及質(zhì)量分?jǐn)?shù)2.2 流程說明圖 塔頂出料 d組成 xd 塔釜出料w組成xw 丙醇的摩爾質(zhì)量 ma=60kg/kmol xf=o. 433 xd = o. 933 xw = o. 023 1. 1 原料液及塔頂、塔底的摩爾流量 摩爾衡算： f=100kmol/h 總物料衡算：f二 d+w 即 100 二 d+w 輕組分物料衡算： 即 100 x 0. 433=d x 0. 933+w x 0. 023 由得： d=55. lmol/h; w二 44. 9kmol/h 1. 2.溫度計算 利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求的 tf, td, two查

15、表 1-1 88.32-86025 = ”-8&32 =屮=86.8 tc 0.358-0.461 0.433-0.358 80.59-78.38 =力-78.38 d = 79.33 c 0.844-1 0.933-1.00 精徭段平均溫度:tl二(tf+ td) /2 =83. 07 c 捉留段平均溫度:t2= (tf+ tv) /2 =90. 03 c fw93.85 0.023-0 n mv =93.25 c 1. tf: td： 976-93.85 0-0.126 3.1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成及平均摩爾流量 進(jìn)料溫度 tf =93.25 c91.600-88.32

16、0 91.600-90.004 氣相組成 yf : 0.339-0.550 0.339-100yf yf=44 161% 塔頂溫度 td二 79.33 c 790768-78.30 80.590-78.30 氣相組成 yd： 100yd-l 一 0.914-1.000 yd=94. 485% 塔底溫度 tw =93. 25 c 97.160-97.107 _ 97.160-93.850 氣相組成 yw: o-looy, 一 0-0.240 yw二 0. 384% 精館段 r xf+xd _ 0.902 + 0.282 液相組成 f 2 - _ 2 州=59. 2% v “f+yd _ 0.94

17、9 + 0.442 氣相組成71: y， 2 2 vi =69. 3% 所以 ml1 二 46x0.592+60 x(1-0.592)二 51. 712 kg/kmol ml2 二 46x0. 693+60 x (1-0. 693)=50. 298kg/kmol 提留段 液相組成兀2： (入+xf) - 2 兀 2 二 14. 2% 氣相組成力： （兒+*） 2_ 2 y2 =22. 27% 所以 ml1 二 46x0. 142+60 x (1-0. 142)=58. 012 kg/kmol ml2=46963 =0.7930 精徭段液相平均相對分子質(zhì)量：ml 1 =46x0.6830+( 1

18、 -0.6830)x60=50.44kg/kmol 精憎段汽相平均相對分子質(zhì)量：mv1 =46x0.7930+( 1 -0.7930)x60=48.90kg/kmol 提餛假平均液相組晩 x2=歲二凹嚴(yán)亠 提憎段平均汽相組成：y2= 蘭二巴二( ().6229 7.2x35 =0 4532 2 2 提餾段液相平均相對分子質(zhì)量：ml2=46x0.023+( 1 -0.023)x60=59.68kg/kmol 提餾段汽相平均相對分子質(zhì)量：mv2=46x0.2835+(l-0.2835)x60=56.03kg/kmol 利用表小數(shù)據(jù)，用數(shù)學(xué)插值法，求岀進(jìn)料溫度 tf,塔頂溫度 td,塔底溫度 tw下

19、乙醇(a), 丙醇(b)的密度。 tf 二 86.81 c 90-80 _ 90-86.81 730.1 742.3 一 730.1 卩廿= yd = 0.9630 976-93.85 0 0.240 93.25-97.16 yw-0 =)w = 0.2835 = paf = 734.0 kg/m3 芻。.90 建 ftwuv型寸e寸lhqd= s 0.00寸卜 haydn 、 蟄 o.sh = sdz 寸 zee qocqldn 碼 + 劭t 芻寸 3. 1. 5 表面張力計算 液相平均表面張力依下試計算，即 塔頂液相平均表面張力的計算：查表 1-4 乙醇的表面張力: 100-80 100-

20、86.81 一八 - = - n = 17.60ma / m 16.29-18.28 16.29-知 80-60 18.28-20.25 - = - n ad - lq35mn / m 80-79.33 - 18.28-6。 100-80 16.29-18.28 - = - = oaw = l o.yomln / m 100-93.25 - 16.29 ew 丙醇的表面張力: 100-80 100-86.81 讓“ - = - = (jbf = 16257v / m 17.50-19.40 17.50-ef 80-60 19.44-21.27 _ 夂 z - = - n 6d = 19.46m

21、n / m 80-79.33 19.44 一如 100-80 17.50-19.40 心一 100-93.25 17.50 mv 液體表面張力: % = 0933 x 18.35+ (1- 0.933) x 19.46 = 18.42/n / m % = 0.433 x 17.60 + (1- 0.433) x 16.25 = 16.83m7v/m 6 戒=0.023 x 16.96 + (i- 0.023) x!8.14 = 18 mmnhn 精懾段液相平均表面張力:oi = v xi (71 提留段液相平均表面張力: 6tif + w =0.455mpa-s 0.361-0.495 0.3

22、61-如 td=79. 33 c 時 86-60 0.495-0.601 八“ - = = lld =0.499mpa.s 80-79.33 - 0.495-/xw 6（1）= 61w + 6tif 18.42+ 16.83 2 =1763mn/m 3. 1. 6.黏度的求?。ㄍ希貌逯捣ǎ?查表 1-5 tf二 86. 81 c 時乙醇 （a）的粘度 u tw 二 9325 c 時 100-8() 0.361-0.495 八“ - = - = iiaw =0.406mpa.s 100-93.25 0.361-“w 提徭段 tf=86.81 c 時丙醇（b）的粘度 u 1 二 =網(wǎng)二8聖

23、8 “ =0.559mpa.s 0.444-0.619 0.444 則td=79. 33 c 時 tw二 93. 25 c 時 100-8() ().444-0.619 八” - = - = linw =0.503mpa.s 100-93.25 - 0.444-砂 u d=0. 933x0. 499+(1-0. 933)x0. 628=0. 508mpa. s u f二 0. 433x0. 454+(1-0. 433)x0. 559=0. 8514mpa. s u w=0. 023x0. 406+(1-0. 023)x0. 503=0. solmpa. s 所以，精韁段的平均粘度 u (1)二

24、小；疔=0 51 impa.s 提憎段的平均粘度 3. 1.7相對揮發(fā)度的求取民 出 xf=0.433 yf二 0.623 0.623 1-0.433 - x - 0.433 1-0.623 0.963 10.933 - x - 由 xd=o 933 vd=o- 963 86 60 80 0.619 0.899 0.619 = jubd =0.628mpa.s =0 508 呻$ =2.16 = 1.87 0.933 1-0.9630.248 1-0.023 讓 g aw =- x - = 16.85 0.023 1-0.248 全塔相對揮發(fā)度：a =y/afadaw=4.0s 3.2 塔板數(shù)

25、的確定 3. 2. 1 回流比的確定 aix y 1 +（6z2-1）x r=1.5rmin=1.5x0. 543=0.815 由于 故先用捷算法試求理論板數(shù) 由 q=l, 經(jīng)化簡得 1 rv xd v1 n 0.933 1 0.023 】 g（）（）】lg（1 aoqq）（ ） nmin= = 1一933_0.q23_=4.54=5 （塊） lga lg4.08 査吉利-圖得罟嚴(yán)。.4 精鐳段相對揮發(fā)度: a 1 二（a f+ a d） /2 二 2. 02 提留段相對揮發(fā)度： 2= （af+aw） /2 二 951 xf 木設(shè)計為泡點(diǎn)進(jìn)料 q二 1 尸斗- 由 q- q- ; 可得 xq=

26、xf=0. 433 代入平衡線方程得 yq 二 0. 757 最小回流比: 冋流比選取: r 二（1. 1-2.0） rmin 木設(shè)計回流比選取 3. 2.2 汽液負(fù)荷計算:全塔效率 et=0. 17-0. 6161gu l=rd=o. 815x55. 1=44. 91kmol/h v二(r+1)d二(0.8153+1) 55. 141=100kmol/h l二 l+qf二 rd+qf二 0. 815x55. 1+100x1=144. 9kmol/h v二 v+ (q-1)f=v=(r+l)d=(0. 815+1)x55. l=100kmol/h 3. 2. 3 理論塔層數(shù) nt的求取 理論板

27、數(shù)的求算法有逐板法和圖解法，木設(shè)計才有逐板法。 提留段操作線方程：ym+1 二和+葺需加+需=l 449x017 013 ax 4.08% y 1 + (q 1)兀一 1 + 3.08x 由泡點(diǎn)進(jìn)料有；yl二 xd二 0. 933 利用各方程計算結(jié)果如下表 由逐板法可以求: 序號 y x 1 0. 933 0. 7734 2 0. 8613 0. 6035 3 0. 7850 0. 4723 4 0. 7261 0. 3938 加=0.564mn/m 100-86.29 0.444- 查的該溫度下液相組成 有；x a=0.459 得，該溫度下的進(jìn)料液相平均粘度 冇; h m=0.459 u a

28、+( 1-0.459) u b=0.459x0.453+( 1 -0.459)x0.564=0.513mn/m 故 et=0. 17-0. 6161g0. 513=0. 349434. 9% 實際板數(shù) 精餡段;nl=4/0. 349=11.4212(塊) 提耀段;n2=3/0. 349=8. 599(塊)(包括再沸器) 知道板塊數(shù)后可求得以下數(shù)值： 塔頂壓強(qiáng) pd二 lookpa 取每塊板壓降 0. 7kpa,則進(jìn)料板壓強(qiáng) pf二 pd+o. 7x12=108. 4 kpa 精徭段平均壓強(qiáng) pl=(pd+pf)/2=(108. 4+100)/2=104. 2kpa 由精憎段平均溫度 tl二 8

29、3. 07 c pmv _ 104.2x48.90 rt 一 8.314x(273j5 + 83.07) 塔頂壓強(qiáng) pd二 lookpa,取每塊板壓降 0. 7kpa,則進(jìn)料板壓強(qiáng) pf=pd+o. 7x12=108.4 kpa 塔底壓強(qiáng) pw二 pd+o. 7x21 二 100+0. 7x21 二 114. 7kpa 提惚段平均壓強(qiáng) p2二(pf+pw)/2 二(108. 4+114. 7)/2=111. 55kpa 由提懈段平均溫度 t2 二 9003 c查塔頂塔底液相組成圖，求得全塔平均溫度2 竺巴=79.33 + 93.33 =8629 p v 仃)二 = 1.72kg/m3 rikr

30、osirtt microsoft 公式 3. 3.精憾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 3-0 3. 3.1 氣液相體積流量計算 (1)精憾段 v=(r+1)d= (0.815+1)x55. l=100kmol/h vs= vmvi = 100 x4890 =0. 790m7s 3600/tii 3600 x1.72 l二 rd二 0.815x55.1=44. 91kmol/h l_ vmli _ s 3600/7l1 一 36z13749 =8-51x1()4m3/s lh=3 070mvh 提餾段 v二 v+ (q-l) f二 v二(r+l) d二(0. 815+1)x55. l=100kmol/

31、h vs，匕 1 0x56.03 =o.752 點(diǎn) 360002 3600 x2.07 l二 l+qf二 rd+qf二 0. 815x55. 1+100x1=144. 9kmol/h 1$,=丄如=1449x59.68 =3 six。訕$ 36002 3600 x725.5 lhj11.92m/h microsirtt microsoft 公式 3. 3. 2 塔徑及塔板主要工藝尺寸計算 3- 1精憾段 塔徑 d 初選塔板間距 htmoomm,取板上清液高度 h1 二 60mm.則 ht-hl二 340mm. fair 值; flv=(ls/vs)( p l/ p v)0 2=(8.35x10

32、_4/0.790)(737.9/1.72) -2=0.0224 11l55x 56.03 &314x(2735 + 93.556) = 2.07 查圖(史密斯關(guān)聯(lián)圖)得 c20 二 0.0850依據(jù) c 二 c20( 6 /2o)0-2,校正得到物系表面張力 6 1=17. 63mn/m. 即 00. 850x(17. 63/20)02=0. 0829 h 廠 i pl pv ocnv)737.9-1.72 umax 二 c j - =0.850x j - =1.715m/s v pv v 1.72 c plpv 由 u 二(安全系數(shù))x u max ,安全系數(shù)二 0. 60. 8 u

33、 max = v 0 取安全系數(shù)為 0. 6, u=0. 6umax=0. 6x1. 715=1. 029m/s n 麗 )4x0.790 cccc* 故 d二 =j =0.989mm v tin v-xl.029 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整到 d二 l0m則空塔氣速 u=1.006m/s. 2.提留段 fair 值; flv二(ls/vs) ( p l/ p v) 0. 2=(3. 31x10-3/0. 752) (725. 5/2. 07)0. 2=0. 0824 設(shè)板間距，板上清夜高度與精憾段相同 ht-hl=340mm. go 二 o. 0850 物系表面張力 6 2=17.47mn/m c=0

34、. 850x(17. 47/20)02=0. 0827 tt r i pl - pv ocnv /725.5 2.07 umax 二 c j - =().850x j - =1.546m/s v pv v 2.07 取安全系數(shù)為 0. 65 則 u=0. 65umax=0. 6x1. 546=1. om/s 圓整到 d二 1.0m 則空塔氣速 u=0. 958m/s 3. 3. 3 溢流裝置的計算 本設(shè)計采用單溢流弓形降液管，平型受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下; 溢流堰長取堰長 iwo. 66d,即 lw=o. 66x1. 00=0. 66m (2)岀口堰高 出 口堰高 hw h

35、w二 hl-how 由 lw/d=0. 66/1. 0=0. 66. lh/(lw)0 25=3. 070/0. 60 256=8. 68 查圖(液流收縮系數(shù)圖)有 el.o. 咕嚴(yán)迪 e () = 依試 1000 - 7.9mm hw = hl-how=57. lmm 仏二竺 ie （ 提留段 1000 lw 2 )亍 二 1. 一呱2 二 58. 04mm 精憎段 00.66x0.08 =0.0162/7? （3）弓形降液管寬度和截面積 查圖（弓型降液管的寬度與而積）得；wd/d二 0.154. af/at=o. 124 所以 wd=0. 154xd=0. 154x1=0. 154m 所以

36、 af=o. 124x-d2=0. 0974m2 4 驗算降液管內(nèi)停留時間： 、附碩宓 + 十 afht 0.0947x0.4 心 c 楕憎段 由式 r = = - = 45.75 55 ls & 53 + 1000 師 f殳 ,w0947x（）.j”5$ ls 3.314-1000 （4）降液管底縫高度 取降液管底縫的流速 u. =0. 08m/s 所以： 0.000853 w u 心朋 31 ,027 提憎段 00.66 x 0.08 3. 3. 4 塔板布置 邊緣區(qū)寬度確定: 取 ws=60mm, wc=35mm 開孔區(qū)面積計算: xjr2 -x1 +/rr v7-180 xar

37、csin(x/r 其中 x=d/2-(wd+ws)=0. 381 m r二 d/2-wc二 0. 6-0. 035 二 0. 465 m a，】二 0.386x vo.5652 -0.3862 + 3.14x0.5652 180 xarcsin(0.386/0.565)618腫 3. 35 篩孔計算及其開孔率： 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 8=3 mm碳鋼管，取篩孔宜徑 do=5 mm。篩孔按正三角 形排列，取 t/do=3. 0 所以空中心距 t=3. 0*5=15 mm。 篩孔數(shù)目:n=l. 158xaa/t2=3181 個 a zj 開孔率為 4)=0. 907* (do/t) 2

38、=10. 1% aa 每層塔板上的開孔面積 ao為： 4。二如=001 x 0.618 二 0.0624m2 氣體通過篩孔的氣速為 uo=vs/aa =0. 790/0. 0624=14. 42m/s. 提憾段 uo二 vs /aa =0. 752/0. 0548=12. 66m/s. 3. 3. 6 塔總體高度計算 精徭段 zl= (nl-1) ht= (9-1) x400=3. 2m 提徭段 z2=(n2-1)ht=仃 2-1)x400=4. 4m 2x aa= 總塔高 z二 z1+z2 二 3. 2+4. 4=7. 6m 3. 4 篩板的流體力學(xué)計算 3. 4. 1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)

39、的液柱高度 hp=hch+h(t 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m 1 、if , 0.05 lx (wo2 4-co2) x 4- 干板阻力 he計算 hc= 丿 do/ 5 =5/3=1. 67, 查圖得：c0=0. 85 精徭段 hcl二 0051*(u012/c02)* p vl/pll=o. 0264 m 液柱 提留段 hc2 二 0. 051*(u022/c02)* p v2/ p l2=0. 0379 m 液柱 氣流穿過板上液層壓降和當(dāng)?shù)囊褐叨?h 精韁段： hl二 p *hl ua=vs/ (at-af) ua.f vsl/(at-af) =0. 790/(0. 785-0. 09

40、47) = 1. 144 m/s fa二 u“* yp=l. 144*1720. 5=1. 50 kg 1/2/(sm)1/2 查圖得二 0 62 hl二 *hl =0. 62x0. 06=0. 0372m 液柱 提留段： h2 二 *hl lk2 二 vs2/(at-af) =0. 752/(0. 785-0. 094)=1. 089 m/s f0= ua2* 1=1. 089x2. 070. 5=1. 567 kg ,/2/(s. m)1/2 查圖得*二 0. 60 h2 二 0. 60x0. 06=0. 036 m 液柱 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體表面張力的阻力計算 精憾段

41、： 阻力 h 0 1二=二 0. 00195 m液柱 plgdo 提留段：阻力 ho 2 二 = =0.00197 m液柱 pdo 氣體通過每層塔板的液柱高度 hp hp =hc +h 3. 4. 2 氣體通過每層塔板的壓降為 卩卩二九卩禺 液柱 hp 二 hc+hi+ha=0 0264+0. 0372+0. 00195二 0. 0739m 單板壓降八戸卩二九卩禺二 0739x737. 9x9. 8 二 534. 0kpa0. 7kpa（設(shè)計允許值） 提憾段 hp 二 hc+hi+ha=0 0379 +0. 036+0. 00197 二 0. 0759m 液柱 提餡段 app=hpptg=o.

42、 0759x725. 5x9. 8=539. 6kpa 1.5 uow 提憾段漏液點(diǎn)氣速 u()麗=4 4cj(0. 0056 + 0. 13hl-hc)pl/pv 二29 m/s 穩(wěn)定系數(shù) k2=13.72/8.29=1.5271.5ev = 霧沫夾帶量由 5. 7x10% 5. ht 一 hf 計算，其 hf二(hi/o. 4)=2. 5hl 故木設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象. 3. 4. 5 液泛的驗算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛現(xiàn)象，降液管內(nèi)液層高度 lid服從：iidwp(%+hj 精憾段; 取安全系數(shù)二 0. 5.則 (ht+hw) =0. 5x(0. 4+0. 0571)=0. 229m 而 h

43、d=hp+hl+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰,hd=0. 153 (ls/lwho) 2=0. 000974m 液柱 hd 二 0. 07865+0. 0679+0. 000974=0. 1475m 液柱(ht+hw)(在設(shè)計符合下不會發(fā)生液泛) 提憎段； 0 (ht+hw)二 0.5x(0.4+0.0571)二 0.229m 取安全系數(shù)二 0. 5.則 而 hd 二 hp+hl+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd 二 0.153 (ls/lwho) 2=0. 00527m 液柱 iid 二 0. 0759+0. 06+0. 00527=0. 1412m 液柱(iit+hw)(在設(shè)計符合下不會發(fā)生液泛) 根據(jù)

44、以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可以認(rèn)為精憾塔徑及各工藝尺寸是合格的 3. 5塔板負(fù)荷性能圖 3. 5. 1 霧沫夾帶線 e _5 7x106( %)3.2 精懾段； % ht_hf 其中 ht=0. 40m ua二 vs/(at-af) =1. 454 vs e二 1 hw = 0.057lw lw=0. 66 故 ilf=2. 5hw+2. 84x10_4e (3600ls/1w) 2/3 =0. 1428+2. 2ls2/3 已知 6 =17. 63mn/m 以 ev=0. lkg液/kg氣為限 帶入整理得 精飾段霧沫夾帶線為：vs 二 1016-9. 078ls2/3 e _ 5. 7x1

45、06(也)3.2 提飾段； 5. hthf 其中 ht二 0.401h ua=vs, /(at-af) =1. 454 vs e=l. hw=0.05804m lw=0.66m 故 hf二 2. 5hw+2. 84x10 電(3600ls /lw)2/3=0. 1428+2. 2ls, 2/3 已知 6 =17. 47mn/m 以 ev=0. 1kg 液/kg 氣為限 帶入整理得 提傭段霧沫夾帶線為:vs=l525-9.054ls 2/3 精憾段：在操作范圍內(nèi)任意取兒個 ls 值，以上式計算出 vs 值，列表如下: ls/(m3/s) 1.5x10-3 3. 0x10-3 vs/(m3/s)

46、0. 942 0. 872 捉憾段：在操作范圍內(nèi)任意取幾個 ls 值，以上式計算出 vs 值，列表如下: ls/ (m3/s) 1. 5x10-3 3. 0x10-3 vs/ (m3/s) 1.406 1.337 依據(jù)上表數(shù)據(jù)作精館段和提館段霧沫夾帶線 3. 5.2 液泛線： 精憎段； (p(ht-hw) = hp + hw + how + hd 近似去 e二 1. 0 lw 二 0. 66 則皿 2 沖嚀宀 2沖宀 g 器嚴(yán) hc = 0.051(乞尸(蟲)=0.0548v/ 5 pvl 則 h =站=q (hw + how) = 0.62(0.0571 + 0.88/3) = 0.5456

47、 硏 + 0.0354 故你=0.0548v/ +0.5456以門 +0.03735 ”各 ht = 0.4/? hw = 0.047m 0 = 0.5 聯(lián)立的 5(04 +0.0571) = 0.03735+ 0.0285 匕$ +0.5456厶補(bǔ) +o.88l；73 + 1338l； 整理的匕 93.6-26 位羅-24416厶： 在操作范圍內(nèi)取兒個 ls 值，計算岀 vs 值，計算結(jié)果如下表 ls/(m3/s) 1.5x10 3 3. 0x10-3 vs/ (m3/s) 1.76 1.66 捉憾段 離碼-比）訶+九+饑乜 近似取e二 i.o lw=0. 66 則 how = 2.84 x

48、 w3 e(嚴(yán)=2.84 xl0_3xl.0 x (360015 lw 0.66 故 how=0.88ls, 2/3 由 hp 二 hc+h+hy hc = ().051(乞尸(牛)=0.067v1； c0 p vl h2=勺力/ =久(九+ hmin 二 4. 4co7(0. 0056 + 0. 13h -hc)p, /pv , u _ 2.84 匸 / ls 肩 how = 7zzze (廠) wuu s 近似取 e1 hc=0. 00197m , ao=0. 0548m2 代入數(shù)值整理得： 精憎段漏液線：vs. min 二 0. 354 丿 3.915+ 40.95加 根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出精

49、憎段和提憎段的漏液線3. 5.6 操作線圖 由此可以作出含有-五條線的篩板塔性能負(fù)荷圖。 精飾段: 0.002 0.004 0. 006 0.008 0.01 0.012 vs, max=l. 662, vs, min=0. 508/so 所以操作彈性 k=vs, max/ vs, min=3. 27 提留段： 2 5 15 02 5 15 0 1.o.1.o. 5 35 3 3.3. 精憎段性能負(fù)荷圖 s3a +夾帶線 亠液泛線 漏液線 上限線 下限線 操作線 ls-gn3/s) 3 3夾液漏下 0. 002 0. 004 0.006 0. 008 0. 01 0.012 5 5 2.2.

50、vs, max二 1. 720, vs, min 二 0. 57so 所以操作彈性 k二 vs, max/ vs, min 二 3. 02第四章精餡塔熱量衡算 qb qw 塔釜出料 w組成 xw 1 精憎塔熱量衡算 4.1.1熱量衡算示意圖，（如上） 1. 2 加熱劑的選擇 常用加熱劑有飽和水蒸汽和煙氣。本設(shè)計選用 300kpa（溫度 133. 0 c ） 的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。 4.1.3 冷卻劑的選擇 常用冷卻劑是水和空氣。本設(shè)計建廠吉林地區(qū)。吉林夏季最熱月份平均氣溫為 25 c 引入松 花江的江水，經(jīng)初步處理之后作為工業(yè)水，溫度為 5 c 左右，選升溫 30 c,及冷卻水的出 口溫度

51、為 35 c. 2 比熱容及汽化潛熱的計算 2. 1 塔頂、塔底及進(jìn)料口比熱容及汽化潛熱的計算 塔頂溫度 td下的比熱容及氣化潛熱，查表 1-2 利用數(shù)學(xué)插值法求出 td二 79. 33 c 乙醇的比熱容 cp. adqv z ) qr 塔頂出料 d組成 xd qf 進(jìn)料 f組成 xf ql冋流 l 熱量衡算示意圖 (273.15 + 80) (273.15 + 70) _ (273.15 + 80) (79.33 + 273.15) 3.10-2.88 _ 3.0-cp.ad =gaq = 3019kj/(kgk) =138.87kj/(kmol.k) 乙醇的汽化潛熱 ra.d 80-70

52、_ 80-7933 838.05-859.33 - 838.05-ra.d = ra.d = 836.62 kj/kg =38484.52kj/kmol 丙醇的汽化潛熱 rb.d 80-70 _ 80-7933 725.34-741.78 - 725.34-mbd = rb.d = 742.24kj/kg =43454.4 kj/kmol 丙醇的熱容 cp. bd (273.15 + 80) (273.15 + 70) _ (273.15 + 80) (79.33 + 2735) 2.89 2.79 _ 2.89 _cp.bd = cp.bd = 2.90kj/(kg.k) =174 kj/(

53、kmol.k) 塔頂?shù)钠骄枱崛?cpm. d cpm. d=xd cp. ad+(1-cp. bd) =0. 933x138. 87+(1-0. 933)x174=141. 22 kj/(kmol.k) 塔頂?shù)钠骄柶瘽摕?rm. d rm. d 二 xdra. d+(l-xd) rb. d=0. 933x38484. 52+(1-0. 933)x43454. 4=38817. 5 kj/kmol 形同的方法，可以求得進(jìn)料口及塔釜的摩爾熱容，數(shù)據(jù)羅列如下; cpm.f= 163.02 kj/(kmol.k) cpm.w=178.68 kj/(kmol.k) 4. 2. 2 熱量衡算 由

54、熱量衡算式 qb+qf+qr 二 qv+qw+q1 qf=cpmftf=100x163.02x(86.81+273.15)=5868067.9kj/hql=(0.5%-10%)qb qr=rdcpmdtd=55x158.79x(79.33+2735)=2513430kj/h qw=cpmwtw=44.9x 17&68x(93.25+2735)=3594213kj/h qb=qv+qw+q1 -qf-qr kj/h q1=5%qb 代入求得；qb=499064 kj/h 以上數(shù)據(jù)經(jīng)校核后，與實際相符合，故此精憾塔設(shè)計合理。參考文獻(xiàn) 1 馬曉迅，夏素蘭，曾慶榮主編.化工原理.北京:化學(xué)工業(yè)

55、出版社,2010,3 2 夏清，陳常貴主編化工原理.天津：天津大學(xué)出版社,2006 3 土衛(wèi)東主編.化工原理課程設(shè)計.北京：化學(xué)工業(yè)出版社,2011,9 4 葉世超，夏素蘭易蘭貴等編.化工原理下冊.北京：科學(xué)出版社,2006 5 陳常貴，柴誠敬，姚玉英主編.化工原理.下冊.天津：天津大學(xué)出版社,2004 6 土國勝主編.化工原理課程設(shè)計.大連:大連理工大學(xué)出版社,2006 7 賈紹義，柴城敬化工原理課程設(shè)計.天津：天津大學(xué)出版社，2002附錄(a) 工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總與主要符號說明: 項 目 符號 單位 計算數(shù)據(jù) 精館段 提憎段 平均流最 氣相 匕 m3/s 0. 790 0. 752 液相

56、 m3/s 8. 53x10-4 3.31x10 各段平均溫度 tm c 83. 07 90. 03 實際塔板數(shù) n 塊 12 9 板間距 ht m 0.4 0.4 塔徑 d m 1.0 1.0 空塔氣速 ll m/s 1.006 0. 958 塔板類型 單流型 單流型 溢流裝置 溢流管型式 弓形 弓形 堰長 m 0. 66 0. 66 堰高 鶴 m 0. 0571 0. 05804 溢流堰寬度 wcl m 0. 154 0. 145 管底與受液盤距離 h. m 0. 02937 0. 04218 板上清液層高度 hl m 0. 065 0. 060 孔徑 do mm 5 5 孔間距 t mm

57、 15 15 孔數(shù) n 個 3181 3181 單板圧降 pa 548 509.6 降液管內(nèi)底隙高度 兀 mm 0. 1475 0. 1412 液相負(fù)荷上限 ls- max m3/s 9.74x10-4 9.47x10-3 液相負(fù)荷下限 ls. min m3/s 1. 31x10-3 3.064x10-4 氣和最大負(fù)荷 v m3/s 1.662 0. 508 氣相最小負(fù)荷 m3/s 1.720 0. 57 操作彈性 3. 27 3. 02 附錄（b） 主要符號說明: 符號 意義 st單位 f 進(jìn)料流量 kmol/h； d 塔頂產(chǎn)品流量 kmol/h； w 塔釜產(chǎn)品流量 kmol/h； x 進(jìn)料

58、組成 v 上升蒸汽流量 kmol/h； l 下降液體流量 kmol/h； 粘度 mpa. s； et 全塔效率 p 壓強(qiáng) pa t 溫度 c； r 回流比 n 塔板數(shù) q 進(jìn)料狀況參數(shù) 1 分子量 kg/kmol； c 操作物系的負(fù)荷因了 m/s p 密度 kg/m3； a 表面張力 mn/m； u 空塔氣速 m/s； ht 板間距 m； h 板上液層高 m； ho 降液管底隙高度 m； d 塔徑 m； a 塔截面積 2 m : a,- 弓形降液管截面積 2 m ； wt. 降液管寬度 m； u：. 閥孔氣速 m/s； z 塔高 m； a. 鼓泡區(qū)而積 2 m ； w 開孔率 1】 臨界孔速 m/s； fo 氣相動能因子 kg1 7(s. m12) do 篩孔直徑 m； h, 降液管內(nèi)液層高 m