化工原理課程設(shè)計----乙醇水浮閥

1、吉吉林林化化工工學(xué)學(xué)院院 化工原理化工原理 課課 程程 設(shè)設(shè) 計計題目題目乙醇乙醇- -水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 教教 學(xué)學(xué) 院院 化工與材料工程學(xué)院化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級專業(yè)班級 材料化學(xué)材料化學(xué) 08020802 學(xué)生姓名學(xué)生姓名 高高 珊珊 學(xué)生學(xué)號學(xué)生學(xué)號 0815023008150230 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 李李 忠忠 玉玉 20102010 年年 0606 月月 1212 日日吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計任務(wù)書化工原理課程設(shè)計任務(wù)書（一）（一） 設(shè)計題目設(shè)計題目 乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計（二）設(shè)計條件（二）設(shè)計條件原料來自

2、原料罐，溫度 20，乙醇含量 450%（質(zhì)量分率） ；原料處理量為 1000kg/h。產(chǎn)品組成：乙醇含量 92%（質(zhì)量分率） 。釜液組成：乙醇濃度=3.5%（質(zhì)量分率） 。塔頂設(shè)全凝器，泡點回流 塔釜飽和蒸汽直接加熱回流比 min)0 . 21 . 1 (RR單板壓降 0.7kPa（三）設(shè)計內(nèi)容（三）設(shè)計內(nèi)容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數(shù)的確定。(4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。(6)塔板板面布置設(shè)計。(7)塔板的流體力學(xué)驗算與負荷性能圖。(8)精餾塔接管尺寸計算。(9)塔頂全凝器工藝設(shè)計計算和選型。(10)進料泵的工藝設(shè)計計

3、算和選型。(11)帶控制點的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。(12)設(shè)計說明書。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計I目 錄摘 要.1緒 論.2第一章 設(shè)計思路.31.1 設(shè)計流程 .31.2 設(shè)計思路 .3第二章 精餾塔的工藝設(shè)計.52.1 精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分數(shù)的計算 .52.2 物料衡算 .52.3 理論板數(shù)和進料位置的確定 .6 2.4 平均溫度,密度，摩爾質(zhì)量的計算72.5 液體表面張力92.5 平均粘度計算 .122.6 平均相對揮發(fā)度的計算 .132.7 全塔效率 .132.8 實際板數(shù)和實際加料位置的確定 .13第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算.153.1

4、 塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 .103.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算 .143.3 篩板的流體力學(xué)驗算 .193.4 塔板負荷性能圖 .213.5 操作彈性 .24第四章 熱量衡算.304.1 液相進料帶入系統(tǒng)的熱量 .304.2 離開系統(tǒng)的熱量 .30第五章 板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備的計算.325.1 塔頂冷凝器的設(shè)計計算 .325.2 換熱器程核算 .345.3 換熱器內(nèi)流體的流動阻力（壓降） .365.4 主要接管尺寸的計算 .375.5 加熱蒸汽鼓泡管（蒸汽噴出器） .395.6 泵的計算 .40主要符號說明.42參考文獻.45附 錄.46吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計II吉林化工學(xué)院化工原理課

5、程設(shè)計1摘摘 要要精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用浮閥精餾塔，進行甲醇水二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為 32 塊，第 23 塊板進料，最小塔徑為0.8 m，塔的實際高度為 16.6m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段液體在降液管停留時間為 28.27s，

6、降液管底隙高度為 13.4mm，氣相最大負荷為 0.518m3/s，氣相最小負荷為0.23m3/s，操作彈性為 2.25。提餾段液體在降液管停留時間為 13.83 s，降液管底隙高度為16.3mm，氣相最大負荷為 0.596m3/s，氣相最小負荷為 0.2m3/s，操作彈性為 2.98。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。根據(jù)物料衡算可知: 加熱蒸汽帶入的熱量為，進料帶入的熱量為62.71 10 kJ h,回流帶入的熱量為,塔頂蒸汽帶出的熱量為,殘液61.75 10 kJ h62.15 10 kJ h65.12 10 kJ h帶出的熱量為,散于周圍的熱量為。由精餾塔的附屬設(shè)備的計算可

7、58.45 10 kJ h62.17 10 kJ h知：塔頂冷凝器的型號為 BEM-600-1-36.5-2/25-1I，進料泵的型號為:IS 50-32-125。關(guān)鍵詞：精餾，精餾塔，精餾段,浮閥。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計2緒緒 論論精餾過程的基礎(chǔ)是傳質(zhì)，即在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)

8、有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從 200mm 到 6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達 10m，塔高可達 80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點： () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 2040，而接近于篩板塔。 () 操作彈性大，一般約為 59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 () 塔板效率高，

9、比泡罩塔高 15左右。 () 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為 400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的 6080,為篩板塔的 120130。在本次設(shè)計中,我們進行的是乙醇水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設(shè)備,熱量從塔釜輸入,物料在塔內(nèi)進行精餾分離,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走,為了減少熱量,能量的損失,我們在進料前設(shè)置了節(jié)能器,把塔底熱產(chǎn)品先與進料進行熱交換,然后再冷卻.最后完成傳熱傳質(zhì). 塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準(zhǔn)確控制回流比。塔底再

10、沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。 輔助設(shè)備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，同時考慮各處費用的節(jié)省等。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計3第一章第一章 設(shè)計設(shè)計方案的確定方案的確定1.1 設(shè)計思路.1 精餾方式的選定精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。.2 操作壓力的選取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，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。.3 加料狀

11、態(tài)的選擇加料狀態(tài)的選擇為氣液混合物泡點進料.4 加熱方式加熱方式 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，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。.5 回流比的選擇回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為 R=(1.1-2.0)Rmin..6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇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

12、，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。.7 浮閥塔的選擇浮閥塔的選擇在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜。 浮閥塔是最早應(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)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(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)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較

13、少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到 2-3。表 1-1 設(shè)計參數(shù)統(tǒng)計項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)浮閥塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合蒸汽加熱R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水浮閥塔吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計41.2 設(shè)計流程乙醇水汽液混合先經(jīng)過原料預(yù)熱器加熱到一定的溫度后,自塔的某適當(dāng)位置連續(xù)地送入精餾塔。塔頂設(shè)有全凝器將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回入塔頂,稱為回流液,另一部分作為塔頂產(chǎn)品(餾出液)連續(xù)排出，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽，在塔內(nèi)上半部(加料位置以上)上升蒸汽和

14、回流液體之間進行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞,塔釜采用直接蒸汽加熱,并連續(xù)排除部分液體作為塔底產(chǎn)品流入儲罐.飽和蒸汽產(chǎn)品采出塔底物料采出進料圖 1-1 精餾設(shè)計流程示意圖吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計5第二章第二章 精餾塔的工藝設(shè)計精餾塔的工藝設(shè)計2.1 精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分數(shù)的計算乙醇：MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol質(zhì)量分率：xF=50%，xD=92%，xW=0.035%摩爾分率：， 50/ 46.0728.12%50/ 46.0750/18.02fx， 92/ 46.0781.82%92/ 46.078/18.02dx 3.5/ 46.071.4%3.5

15、/ 46.0796.5/18.02wx2.2 物料衡算進料量： F=1000*0.5/ 46.070.5/18.021000/0.010722/3600kg hkmol s物料衡算式：F = D + W*fdwFxD xWx聯(lián)立代入求解：D = 0.005254kmol/s， W = 0.005468 kmol/s2.3 理論板數(shù)和進料位置的確定由常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)作出乙醇和水的氣液平衡組成圖表 2-1 氣液平衡數(shù)據(jù)表（見參考文獻【1】 ）溫度 t液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.7

16、0.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943過（0.8182，0.8182）點做與平衡線相切與一點，切點為 =0.660,0.729則 最小回流比 = 1.11minR吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計6選最適宜回流比 R=2=2*1

17、.11=2.22minR（1）采用程序一求理論板數(shù)，求解結(jié)果為 圖 21 乙醇水物系的氣液平衡圖解法求理論板數(shù)151413121110987654321abe-d進料線dc0.00000.10000.20000.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.00000.00000.10000.20000.30000.40000.50000.60000.70000.80000.90001.0000 xy總理論板層數(shù)：=15 塊，精餾段 10 塊，提餾段 5 塊，TN進料板位置： =11 塊FN.1 溫度溫度利用表中的數(shù)據(jù)插值法可求得利用表中的

18、數(shù)據(jù)插值法可求得：（1） ，=82.05:82.3 81.526.0832.7328.1226.0882.3ffttft（2 2） ，=78.28=78.28:78.1578.4189.4374.7281.8289.4378.15ddttdt（3 3） ，=96.68=96.68:10095.50 1.901.400100wwttwt（4 4）精餾段平均溫度）精餾段平均溫度：180.172fdttt（5 5）提餾段平均溫度：）提餾段平均溫度：287.482wdttt 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計72.4.2 密度已知：混合液密度：混合氣密度：塔頂溫度：=78.28 dtC氣相組成： ，=83.

19、79%dy78.41 78.1578.2878.1578.1589.4389.43100dydy進料溫度：=82.5ft氣相組成： ，=66.26%fy82.3 81.582.0581.581.532.7332.73100fyfy塔底溫度：=96.68wt氣相組成： ，=12.54%wy10095.510096.680 17.000 100wywy（1）精餾段液相組成： ， =54.97%1x1() 2dfxxx1x氣相組成： ， =75.025% 1y1() 2dfyyy1y所以=64.07*0.5497+18.02*(1-0.5497)=33.44kg/kmol1ML =46.07*0.7

20、5025+18.02*(1-0.75025)=39.06kg/kmol1MV(2)提餾段液相組成： ， =14.76%2x2() 2wfxxx2x氣相組成： ， =39.4%2y90809078.28965.3968.6965.3d2y所以=64.07*0.1476+18.02*(1-0.1476)=22.16 kg/kmol2ML =46.07*0.394 +18.02*(1-0.394)=29.07 kg/kmol2MV.3 平均密度平均密度吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計8由不同溫度下乙醇和水的密度求得下的乙醇和水的密度（單位：kg）DWFt , t , t3m表 3-1 不

21、同溫度下乙醇和水的密度溫度/ /（kg）c3m/(kg)w3m80735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4=82.5 ， =732.95ft85808582.05730735730cfcf ， =966.71285808582.05968.6971.8968.6wfwf , =833.756510.51 0.5732.95966.712ff=78.28 , =738.064dtC90859078.28724730724cdcd , =973.035290859078.28965.3968.6965.3wdwd , =752.6010.

22、921 0.92738.064973.0352dd=96.68 , =724.8016wt90859096.68724730724cwcw , =969.708890859096.68965.3968.6965.3wwww , =958.3710.0351 0.035724.8016969.7088ww所以，793.1812fdl 896.0622fwl.4 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計981.82%*46.07+(1-0.8182)*18.02=40.97*46.07(1)*18.02LDddMxx0.2812*46.07+(1-0.2812)*18.

23、02=25.91*46.07(1)*18.02LFffMxx0.014*46.07+(1-0.014)*18.02=18.4127*46.07(1)*18.02LMwwMxx=33.44 =22.161LM2LDLFMM2LM2LWLFMM0.8376*46.07+(1-0.8376)*18.02=41.52*46.07(1)*18.02VDddMyy=0.6626 *46.07+(1-0.6626)*18.02=36.61VFM*46.07(1)*18.02ffyy0.1254 *46.07+(1-0.1254)*18.02=21.54*46.07(1)*18.02VWWWMyy=39.07

24、 =29.0812VDVFVMMM22VWVFVMMM 1.256836.61*273.1522.4*(273.1582.05)VF1.440041.52*273.1522.4*(273.1578.28)VD0.710221.54*273.1522.4*(273.1596.68)Vw 1V2323214(1)*(1)*223*3216.96*62.860.441*62.21*18.64273.1582.05217.30fWFSWFfCFfWFfCFSCFSWFVqCDCDVWDWDTqxVx VxVx V 21.25680.71020.98352V2.52.5 液體表面張力液體表面張力依式 n

25、Lmiii1x吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計10由不同溫度下乙醇和水的表面張力，求得，下乙醇和水的表面張力.FtDtWt表表 3-2 不同溫度下乙醇和水的表面張力不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度溫度/80809090100100110110乙醇表面張力乙醇表面張力/10-2N/m/10-2N/m2 218.2818.2817.2917.2916.2916.2915.2815.28水表面張力水表面張力/10-2N/m/10-2N/m2 264.5764.5760.7160.7158.8458.8456.8856.88水表面張力水表面張力/10-2N/m/10-2N/m2 264.364.362.6

26、62.660.760.758.858.862.42ml 63.56 ml46.07738.064cCDcdmV46.07724.8016cCWcwmV62.86 ml 18.64 ml46.07732.95cCFcfmV18.02966.712wWFwfmV18.52 ml 18.80 ml18.02973.0352wWDwdmV18.02958.37wWWwwmV乙醇表面張力 ： ，=16.96908016.2 17.159082.0516.2cfcf ，=17.30807017.15 188078.2817.15cdcd ，=15.531009015.2 16.210096.6815.2c

27、wcw水表面張力 ： ，=62.21908060.762.69082.0560.7wfwf ，=62.89807062.664.38078.2862.6wdwd ，=59.431009058.860.710096.6858.8wwww塔頂表面張力： 2(1)*(1)*WDdWDdCDdWDdCDCDxVx VxVx V = =0.0040772(1 0.8182)*18.520.8182*62.42(1 0.8182)*18.520.8182*62.42吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計11B=lg【】=lg0.004077=-2.389662WDCDQ Q=0.441*=0.441* 2323*C

28、DCDWDWDqVVTq = =-0.76322323217.30*62.420.441*62.89*18.52273.1578.282A=B+Q=-2.38966-0.7632=-3.1529聯(lián)立方程組：A=lg（） + =12SWDSCDSWDSCD得： =0.0261 =0.9739SWDSCD=0.0261* +0.9739* ， =17.998114D1462.891417.30D原料表面張力： 2(1)*(1)*fWFWFfCFfWFfCFCFxVx VxVx V =0.309892(1 0.2812)*18.020.2812*62.86(1 0.2812)*18.020.2812

29、*62.86B=B=lglg【】=lg0.30989=-0.39922WFCFQ=0.441*Q=0.441*2323*CFCFWFWFqVVTq =-0.73012323216.96*62.860.441*62.21*18.64273.1582.052A=B+Q=-0.3992-0.7301=-1.1523A=B+Q=-0.3992-0.7301=-1.1523聯(lián)立方程組：聯(lián)立方程組：A=lgA=lg（） +=12SWFSCFSWFSCF得 ： =0.2325 =0.7675 SWFSCF=0.2325*+0.7675* , =23.815414F1462.21416.96F吉林化工學(xué)院化工

30、原理課程設(shè)計12塔底表面張力：2(1)*(1)*WWwWWwCWwWWwCWCWxVx VxVx V =209.98292(1 0.0014)*18.020.0014*63.56(1 0.0014)*18.020.0014*63.56B B=lg()=lg209.9829=2.32222WWCWQ Q=0.441*0.441*2323*CWCWWWWWqVVTq =-0.70722323215.53*63.560.441*59.43*18.80273.1596.682A=B+QA=B+Q=2.322-0.7072=1.615聯(lián)立方程組：聯(lián)立方程組：A=lg【A=lg【】 , , + =12SW

31、WSCWSWWSCW得： =0.9768 ，=0.0232SWWSCW=0.9768*+0.0232* , =57.854814W1459.43145.23W 精餾段液相平均表面張力120.9368mN/ m2FD 提餾段液相平均表面張力240.8651mN/ m2FW2.6 平均粘度的計算平均粘度的計算不同溫度下混合液的粘度溫度 t8090100110乙醇的粘度 mPa/s0.4950.4060.3610.324水的粘度 mPa/s0.3550.31480.28240.2589由插值法得：時， 1t82.798080.1780.mpa s0.4330.495乙醇乙醇，=0491282.798

32、080.1780.3543mpa s0.34390.3550.355水水，=0吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計13時，2t908087.4880.4284mpa s0.4060.495乙醇乙醇， =0908087.4880.0.3249mpa s0.31480.355水水， =0（1）精餾段黏度：= =0.4912*0.5497+0.3543*（1-0.5497）=0.4296 111xx水乙醇（1-）mpa s （2）提餾段黏度：=0.4284*0.1476+0.3249*（1-0.1476）=0.3402222xx水乙醇（1-）mpa s 2.7 平均相對揮發(fā)度的計算根據(jù)乙醇-水氣液平衡組成與

33、溫度關(guān)系表利用插值法：由 =0.2812 ，=0.6626 得：fxfy5.02f0. 662610. 66260. 281210. 2812 由 =0.8182 ，=0.8379 得：dxdy1.15d0. 837910. 83790. 818210. 8182 由 =0.014 ，=0.1254 得：wxwy10.10w0. 125410. 12540. 01410. 014所以，精餾段的平均相對揮發(fā)度 15. 021. 153. 092提段段平均相對揮發(fā)度25. 0210. 107. 5622.8 全塔效率（1）精餾段由奧康奈公式 得 0. 245TLE0. 49()0. 245TE0.

34、 49 * (3. 090. 4296)0. 4571（2）提餾段同理，0. 245TE0. 49(7. 560. 3402)0. 38876吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計142.9 實際板數(shù)和實際加料位置的確定精餾段板數(shù):N1=TTNE10220.4571塊提餾段板數(shù) N2=TTN5110塊0. 38876E實際總板數(shù)為:N=N1+N2=22+10=32全塔效率: = %=%=46.875 %TETPNN1001510032實際進料板的位置是從塔頂?shù)剿?30 塊板 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計15第三章第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.1 塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)

35、計算.1 操作壓強操作壓強塔頂壓強：PD=101.325kpa,取每層塔板壓降 P=0.7kpa 則進料板壓強：PF=101.325+0.7 8=106.925kPa塔釜壓強：PW=106.925+0.7 24=123.725kPa精餾段平均操作壓強:1101.325 106.925104.1252mPkPa提餾段平均操作壓強:2106.925 123.725115.3252mPkPa表 3-3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果計 算 數(shù) 據(jù)項 目符 號單 位精餾段提餾段操作壓強PkPa104.125115.325操作溫度T80.1787.48氣相VmMkg/kmol39.062

36、9.07平均分子量液相LmMkg/kmol33.4422.16氣相Vm3kg/m1.34840.9835平均密度液相Lm3kg/m793.18896.06液體表面張力LmmN/m20.936840.8651液體粘度LmmPa s 0.42960.3402吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計163.23.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算精餾塔主要工藝尺寸的計算3.2.1 塔體工藝尺寸的計算1精餾段 2.58*0.0052540.01356/LRDkmol s (1)(2.58 1)*0.0052540.01881/VRDkmol s氣、液相質(zhì)量的流率： 11LLML33. 44 * 0. 013560. 4

37、534kg / s 11VVMV39. 070. 018810. 7349kg / s氣、液相體積的流率： 11431s1L31S 1VL0. 4534L5. 71610 m / s793. 18V0. 7349V0. 545m / s1. 3484提餾段：（q=1）2LLqF0. 013561 * 0. 01072220. 02428km ol / s2VV0. 01881km ol / s質(zhì)量流量：22LLML22. 160. 024280. 538km ol / s22VVMV29. 080. 018810. 5470km ol / s體積流量：2222432SL32SVL0. 538L

38、6. 0010 m / s8926. 06V0. 5470V0. 5562m / s0. 98352塔徑的初步設(shè)計 精餾段初選板間距,取塔板上清液層高度,故 5選1TH =0. 45m1Lh =0. 07m11TLHh =0. 38m114Ls1s1VL5. 71610793. 180. 02544V0. 5451. 3484依式：0. 2L20cc20吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計17查文獻1史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.050 校正表面張力為時的 C,即1Lm 0. 20. 212040. 8651CC ()0. 076()0. 0876752020m ax793. 181. 3484u0.

39、087675 *1. 4872m/ s1. 3484取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速 1m axu0. 7u0. 72. 12461. 4827m/ s1S114V40. 545D0. 6832mu3. 141. 4872按標(biāo)準(zhǔn)塔徑調(diào)整后為：D1=0.7m,橫截面積 222T1AD0. 70. 5495m44體流通截面積 20.91220.9122 0.54950.5012539TAAm則實際空塔氣速s1TV0. 545u0. 9918m / sA0. 5495提餾段224Ls2s2VL6. 001089. 6060. 03256V0. 55620. 9835查文獻1圖得, 20C0. 076

40、0. 20. 222040. 8651CC ()0. 076()0. 087682020 m ax2m axS222896. 060. 9835u0. 087682. 6451m/ s0. 9835u0. 7u0. 72. 64511. 85157m/ s4V40. 5562D0. 6186mu3. 141. 85157圓整,橫截面積 體流通截面積2D0. 6m2TA0. 2826m2TA0. 9122A0. 91220. 54950. 5012539m空塔氣速 2S2TV0. 5562u1. 9682m/ s0. 2826A吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計183.人孔 人孔是檢修人員進出塔的唯一

41、通道，每隔 10-20 塊板設(shè)一個 人孔。但由于本塔直徑較小，則只在進料上方設(shè)一個 人孔，取人孔直徑為 0.45m，設(shè)置人孔處板間距為 0.8m.4.塔的有效高度的計算精餾有效高度：1段1Z22 * 0. 36. 6m3wsll t0. 0006089600. 3283m提餾有效高度：1段2Z(101) * 0. 32. 7m在進料板上方開一入孔，其高度為 0.8m則塔的有效高度： 12ZZZ0. 86. 62. 70. 810. 1m5.塔底設(shè)計 取料液在塔釜停留時間為 9min,裝料系數(shù)為 0.5，且 H:d=2：1 塔底料液量 3wsll t0. 0006089600. 3283m 塔底

42、體積 3wwl0. 3283V0. 6566m0. 50. 5 ，23wVd hd42w332V20. 6566d3. 14 取 d=0.75m，則=2d=1.5mBH6.塔頂空間 通常 應(yīng)大于板間距為（1.52.0）,取=2.0*0.45 =0.9mDHTHDH7.實際塔高計算因為本塔采用直接蒸汽加熱，取裙座為 1.5m，封頭 為 0.2m則精餾塔的實際高度H=0.6+0.2+1.5+10.1=12.4mDW0HHHZ3.2.2 塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流堰長wl取 =0.65*D=0.66*0.7=0.455wl2.堰高 hw由文獻1 wL0whhh吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計19選用

43、平直堰，堰上液層高度2/ 330wh / lh2. 8410 E L（1） 精餾段：查文獻1近似取 E=1,則0wh取上層清液高度 =70mm，故 2/ 342. 845. 71610360010. 007767m10000. 455Lhwh370 100.0077670.0622m（2） 提餾段：2/ 34ow2. 846. 00103600h10. 008022m10000. 455 取上層清液高度 =60mm，故 Lhwh360 100.0080220.051978m3.弓形降液管寬度和截面積dWfA由，查文獻1弓形降液管系數(shù)圖，得0.66wlD124. 0,0722. 0DWAAdTF

44、故 =0.0722=0.0722*0.5495=0.03967FATA2m=0.124D=0.124*0.7=0.0868mdW由 =驗算液體在降液管中停留時間，533600hTfLHA精餾段：40.03967*0.38=26.375255.716*10ss提餾段： 故降液管設(shè)計合理。40.03967*0.3819.8356.00*10ss4.降液管底隙高度取液體通過降液管底隙的流速為 0.13(精餾段)和 0.07(提餾段)0um/sm/s由 S0w0Lul hs0w0Lhl u精餾段:o0. 0005716h0. 00966m0. 4550. 13提餾段:mo0. 000600h0. 01

45、010. 4550. 13吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計20wohh0. 006m故降液管底隙高度設(shè)計合理選用平受液盤，譽為出口堰高度大于降液管底隙高度，所以取進口堰高度=0.558m。wwhh 3.2.3 塔板布置(1)塔板的分塊因 D0.8,則塔板采用整塊式m取安全區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度。0.06cWm0.10SSWWm/ 20.7/ 20.060.29/ 2()0.7/ 2(0.08680.10)0.632CdsRDWxDWW2221222120.16322arcsin20.1632 0.290.16320.29 arcsin0.07651801800.29axAx RxRmR 3.2.4 篩

46、孔計算及其排列精餾段:F1 型浮閥的孔徑 do=39,正三角形排列,一般碳鋼的板厚3,取閥孔動能因子=12mmmm0F取孔中心距：t=100mm Aa0. 0765t0. 0017N t440. 1由于支撐與銜接要占一部分鼓泡區(qū)面積，故取 =85mm, t=100mm,作圖得 N=44 個，重新算得 t01220001v1Vs0. 545u10. 37m/ sd N* 440. 03944Fu10. 37 *1. 348412. 05塔板開孔率=101u0. 99189. 56%10. 3740u開孔率在 5-15%范圍內(nèi)，符合要求。提餾段: 取動能因子 F=12 取篩孔的孔徑 do=5,正三

47、角形排列,一般碳鋼的板厚3,取動能因子 F=12，求得孔中mmmm心距 t=100mm, 取 =85mm t=100mm,t，重新算得 020202u12. 0m/ s, F11. 90在913的范圍內(nèi)u1. 9682塔板的開孔率16. 40%12. 0u開孔率在 8-18%范圍內(nèi)，符合要求。吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計213.33.3 篩板的流體力學(xué)驗算篩板的流體力學(xué)驗算3.3.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤筛鶕?jù)pclPPLhhhh ,phg1精餾段：干板阻力 1. 8251. 8250c1V122V101010c1c1L173. 173. 1u8. 916m/ s1. 3484u1.

48、 348410. 334uu,h5. 345. 340. 050m2g2793. 189. 8板上充氣液層阻力：取 0Ll 10l0. 5, h0. 07, 則hh0. 50. 070. 035m液體表面張力的阻力此阻力很小，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?p1c1l 1P1P1L1hhh0. 0500. 0350. 085mphg0. 085793. 189. 8660. 72Pa1. 0KPa2提餾段干板阻力： 1. 8251. 8250c2V222V202020c2c2L273. 173. 1u10. 5995m/ s0. 9835u0. 983510. 5995u

49、u,h5. 345. 340. 0336m2g2896. 069. 8板上充氣液層阻力：取0200.5,0.07,0.5*0.070.035Lllhhhm則液體表面張力的阻力此阻力很小，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?1p1c2l 2P2P2L2hhh0. 03360. 0350. 0686mphg0. 0686 * 896. 069. 8602. 40Pa1. 0KPa故在設(shè)計負荷下所取每層塔板壓降合理。.2 淹塔淹塔為了防止淹塔，要求控制降液管中清夜高度 1TwH d(Hh )1.精餾段吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計22單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

50、度 p1h0. 085m液體通過降液管的壓頭損失 42s1d1w0L5. 71610h0. 153 ()0. 153()0. 002451ml h0. 4550. 010板上液層高度 Ld1p1d1lTwwT 1d1wT 1h0. 07m , Hhhh0. 0850. 0024150. 070. 1574m取 0. 5,已選定 H0. 5495m , h0. 0622m則，(hH）0. 5 * (0. 054950. 06622)0. 3058m可見，H(hH）,符合防止淹塔的要求2. 提餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?ph0. 0686m液體通過降液管的壓頭損失 42sdw0L61

51、0h0. 153 ()0. 153()0. 000326m1. 30. 010l h板上液層高度Ld2p2d2lh0. 07m , Hhhh0. 0850. 0070. 0003260. 15533m Tw取 0. 5,已選定 H0. 45m , h0. 051978mwT 2則，(hH）0. 5(0. 450. 051978)0. 250989m d1wT 2可見，H(hH）, 符合防止淹塔的要求.3 液沫夾帶液沫夾帶1.精餾段：泛點率=， V1S 1S 1LL1V1FbV1. 36L Z100%KCALD板上流經(jīng)長度 ZD2W0. 720. 08680. 5264m板上流經(jīng)

52、面積 2bTFAA -2A0. 5495-20. 039670. 4702m取物性系數(shù) K=1.0,泛點負荷系數(shù) =0.081FC吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計23泛點率= 41. 34840. 4621. 365. 716100. 5264793. 181. 3484100%60. 12%1. 00. 0810. 4702對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足。Ve0. 11kg (液/ kg氣)的要求2.提餾段：取物性系數(shù) K=1.0,泛點負荷系數(shù) = =0.072FC泛點率= =40. 98350. 4721. 366. 0100. 52

53、64896. 060. 9835100%55. 73%1. 00. 0720. 4702由上可知，符合要求。3.4 塔板負荷性能圖.1 液沫夾帶線液沫夾帶線泛點率=，據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛 V1S 1S 1LL1V1FbV1. 36L Z100%KCA點率 80%計算。精餾段 SS1. 3484V1. 36L0. 5264793. 181. 34840. 81. 00. 0810. 4702整理得 0.03047=0.0413+0.7159,即，SVSLS1S1V0. 7378-17. 33L由上式知物沫夾帶為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可算出.SLSV提

54、餾段S2S20. 9835V1. 36L0. 5264896. 060. 98350. 81. 00. 0720. 4702整理得 ，220.027080.033150.7159SSVL即220.816921.5958SSVL在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應(yīng)的值SVSL吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計24表 3-4 液沫夾帶線的數(shù)值.2 液泛線液泛線 TwPLdclld222/ 3vSSTw0wLw0wS00(Hh )hhhhhhhh由此確定液泛線，忽略huL3600L2. 84(Hh )5. 340. 153()(1) hE ()2 gl h1000lV其中，ud N4精餾段

55、：22S 1S2242/ 3S1. 3484VL0. 30585. 340. 153()1. 30. 012 * 793. 18 * 9. 81 * 0. 785 * 34 * 0. 0393600L2. 84(10. 5)0. 0622()10000. 455整理: 222/31110.3234 11074.026.07SssVLL提餾段：同理可得，222/32110.4828 11324.629.24SssVLL表 3-5 液泛線的數(shù)值，1sL3m /s1.4-3101.5-3101.6-3102.3-310精餾段，1sV3m /s0.4750.4680.4600.399，2sL3m /s

56、1.4-3101.5-3101.6-3102.3-310提餾段，2sV3m /s0.5870.5800.5720.512依表 3-5 中數(shù)據(jù)在圖中分別作出精餾段和提餾段的漏夜線。ssVL.3 漏液線漏液線對 F1 型重閥，依F =5作出規(guī)定氣體最小負荷的標(biāo)準(zhǔn)，則V =d N u0S004231 min232 min50.039450.2262/41.348450.039390.2348/40.9835SSVmsVms（）（）精餾段提餾段/（）SL3m/ s./（）SV3m/ s/（）SL3m/ s/（）SV3m/ s0000807239000080799600010720500

57、0107953吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計.4 液相負荷上限線液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為 5 秒,由式 （提餾段和精餾段相同）13,max10.03967 0.54950.0043m /s5TfsH ALZ據(jù)此在圖中作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。ssVL.5 液相負荷下限線液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)0.004OWh由 得2/3,min336000.0062.84 10sOWwLhEl 32143,min30.0042.42 10 m /s2.84 103600wslL 據(jù)此在圖中分別作出精餾段和提餾段

58、與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。ssVL精餾段塔板負荷性能圖00.700.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sV/m/s液沫夾帶線液泛線漏液線液相負荷上限線液相負荷下限線圖 31 精餾段負荷性能圖提餾段負荷性能圖00.70.800.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sVs/m/s液沫夾帶線液泛線漏液線液相負荷上限線液相負荷下限線圖 32 提餾段負荷性能圖3.5 操作彈性精餾段：由圖 3-1 可知該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制操作點 A311(,)(

59、0.495 10 ,0.462)ssLV查圖 3-1 得：，3,max0.517m /ssV3,min0.23m /ssV則操作彈性為：2,max,min0.5172.250.23ssVV吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計26提餾段：由圖 3-1 可知該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制操作點322(,)(0.608 10 ,0.448)ssB LV查圖 3-1 得：，3,max0.596m /ssV3,min0.2m /ssV則操作彈性為：2,max,min0.5962.980.2ssVV吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計27表 3-6 篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總計算數(shù)據(jù)項目符號單位精餾段提

60、餾段各段平均壓強mpkPa104.125115.325各段平均溫度mt80.1787.48氣相sV3m /s0.5450.5562平均流量液相sL3m /s0.00057160.000600實際塔板數(shù)N塊2210板間距THm0.450.45塔的有效高度Zm9.454.05塔徑Dm0.80.8空塔氣速um/s1.48721.8516塔板液流型式-單流型單流型溢流管型式-弓形弓形堰長Wlm0.4550.455堰高Whm0.06220.05198溢流堰寬度dWm0.08680.0868溢流裝置管底與受液盤距離0hm0.010.01板上清液層高度Lhm0.070.07孔徑0dmm3939孔間距tmm1