乙醇水精餾塔浮閥塔課程項(xiàng)目設(shè)計方案

1、乙醇水精餾塔浮閥塔課程項(xiàng)目設(shè)計方案一 設(shè)計任務(wù)書1.1 設(shè)計條件處理量： 106000噸/ 年操作條件：精餾塔塔頂壓強(qiáng)： 1. 03 atm （絕對壓強(qiáng) ） 進(jìn)料液狀態(tài)：自選回流比：自選 加熱蒸汽壓力：低壓蒸汽 單板壓降：75mn液柱 乙醇-水平衡數(shù)據(jù)自查液料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：45%塔頂產(chǎn)品質(zhì)量組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：93%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)： 330 天1.2 設(shè)計任務(wù)精餾塔的物料衡算塔板數(shù)的確定 精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計算 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算 塔板主要工藝尺寸的計算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖精餾塔接管尺寸的計算1.3設(shè)計容工藝設(shè)計 選擇工藝流程和工

2、藝條件1）加料方式：貯罐一加料泵精餾塔。2）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料根據(jù)能量充分合理利用和節(jié)能原則，可利 用塔頂蒸汽的冷凝熱對料液進(jìn)行預(yù)熱至沸點(diǎn)。3）塔頂蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔頂蒸汽的冷凝熱對料液進(jìn)行預(yù)熱, 飽和液體進(jìn)入回流罐，飽和氣體然后在全凝器中進(jìn)一步冷凝成飽和液體進(jìn)入回流 罐。4）再沸器加熱方式：間接加熱。5）塔頂產(chǎn)品的出料狀態(tài)：塔頂產(chǎn)品冷卻至常溫后進(jìn)產(chǎn)品貯槽。塔底采出物 流的能量另作它用。精餾工藝計算 物料衡算確定各物料流量。 確定適宜回流比。精餾塔設(shè)備設(shè)計 塔板設(shè)計和流體力學(xué)計算對精餾段和提餾段分別進(jìn)行塔板設(shè)計和流體力學(xué)計算。確定溢流裝置的設(shè) 計，塔盤布置，塔盤流動性能的校

3、核。 繪制塔板汽液負(fù)荷性能圖分別畫出精餾段和提餾段的塔板汽液負(fù)荷性能圖。 精餾塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件a.接管規(guī)格：根據(jù)流量和流體性質(zhì)，選取經(jīng)驗(yàn)流速，確定進(jìn)料管、塔頂蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器進(jìn)液管和蒸汽管的接管規(guī)格b. 全塔高度：包括上下封頭、裙座高度。附屬設(shè)備設(shè)計和選用完成塔底再沸器的詳細(xì)設(shè)計計算。泵選型。 換熱器選型：對原料預(yù)熱器、塔頂產(chǎn)品冷卻器等進(jìn)行選型。 塔頂冷凝器設(shè)計選型： 根據(jù)換熱量、 回流管流速、 冷凝器高度對塔頂冷凝 器設(shè)計選型。 原料和產(chǎn)品儲罐的設(shè)計計算。 輸送管路的設(shè)計計算。 控制儀表的選擇參數(shù)。 編寫設(shè)計說明書設(shè)計說明書是將本設(shè)計的詳細(xì)介紹和說明。 設(shè)計說明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計指

4、導(dǎo)思想 闡明設(shè)計特點(diǎn)， 列出設(shè)計主要技術(shù)數(shù)據(jù)， 對有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上 和經(jīng)濟(jì)上的論證和評價。 應(yīng)按設(shè)計程序列出計算公式和計算結(jié)果， 對所選用的物 性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗(yàn)公式、圖表應(yīng)注明來歷。設(shè)計說明書應(yīng)附有帶控制點(diǎn)的工藝流程圖， 精餾塔、塔板結(jié)構(gòu)和再沸器工藝 條件圖，計算機(jī)程序框圖和源程序。設(shè)計說明書具體包括以下容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條 件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計計算； 塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計算； 設(shè) 計結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)；設(shè)計體會等。圖紙用 2# 圖紙繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 1；第二章 設(shè)計方案確定及流程說明塔設(shè)備是煉油、 化工、 石油化工等生

5、產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。 根據(jù)塔 氣液接觸部件的形式，可以分為填料塔和板式塔。 板式塔屬于逐級接觸逆流操作， 填料塔屬于微分接觸操作。工業(yè)上對塔設(shè)備的主要要求： （1）生產(chǎn)能力大（ 2） 分離效率高（ 3）操作彈性大（ 4）氣體阻力小結(jié)構(gòu)簡單、設(shè)備取材面廣等。本設(shè)計的任務(wù)為分離乙醇水二元混合物， 采用連續(xù)精餾流程。 本設(shè)計采用 泡點(diǎn)進(jìn)料， 將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。 塔頂上升蒸汽采用全 凝器冷凝， 冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至 儲罐之中。 回流比根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算得到， 且最適宜回流比與最小回流比的關(guān)系圍為 Ropt （1.1 2.0）Rmin

6、。塔底采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 塔板類型選擇浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單、 制造方便、造價低；塔板開孔率大， 生產(chǎn)能力大； 由于閥片可以隨氣量的變化自由升降， 故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層， 氣液接觸時間長，塔板效率高。其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物性時，閥片易 于塔板粘結(jié)， 故操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落和卡死等現(xiàn)象， 導(dǎo)致塔板效率下 降。但乙醇水物系屬于不易結(jié)焦、低粘度物系，因而不存在上述問題。綜合考 慮各類塔板的優(yōu)缺點(diǎn)和待分離物系特點(diǎn)，確定選擇浮閥塔，類型為常用的F1 型。 操作壓力的選擇條件設(shè)定塔頂操作壓力為常壓， 不需設(shè)置真空設(shè)備或加壓設(shè)備。 塔底壓力略 高于常

7、壓， 但非常壓下物系平衡數(shù)據(jù)較難獲得， 故在計算過程中不考慮壓力變化 引起的物系組成變化和溫度變化，這是本設(shè)計的一個不足之處。 進(jìn)料熱狀況的選擇本設(shè)計采用泡點(diǎn)進(jìn)料，此時，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1，精餾段和提餾段氣體摩爾流量相同，體積流量也相近，塔徑基本相同。加熱方式的選擇本設(shè)計采用間接蒸汽加熱，塔底設(shè)再沸器，加熱蒸汽溫度120C。能量的利用問題精餾塔塔底再沸器輸入的能量大部分被塔頂冷卻劑帶走，能量利用率較低， 故利用溫度較高的產(chǎn)品（乙醇）或副產(chǎn)品（水）以及冷凝后的加熱蒸汽對原料液 進(jìn)行余熱，也可通過別的方式利用余熱。圖2 1乙醇-水精餾塔工藝流程簡圖第三章塔板的工藝設(shè)計3.1全塔物料衡算原料液質(zhì)量

8、組成（乙醇，下同）f 0.45摩爾組成XF0.45 / 460.24250.45 / 460.55 / 18質(zhì)量流量106000 103qmF3302413383.8384( kg / h)平均摩爾質(zhì)量Mf0.2425460.75751824.79(kg / kmol)摩爾流量qnF13383.838424.79539.89 (kmol / h)塔頂采出液質(zhì)量組成D0.93摩爾組成X D0.93/ 460.83870.93/ 460.07 / 18質(zhì)量流量qmDqmFF13383.83840.450.996411.29kg / h)D0.93平均摩爾質(zhì)量Md0.8387460.16131841

9、.4836( kg / kmol)摩爾流量qnD6411.29154.49( kmol /h)41.4836塔底采出液質(zhì)量流量 qmW 13383.83846411.296972.5484 (kg / h)質(zhì)量組成 W13383.83840.456411.290.936972.54840.0087摩爾流量 qnW539.89154.49385.4( kmol / h)摩爾組成Xw539.890.2425154.490.8387385.40.0035平均摩爾質(zhì)量 Mw0.0035460.99671818.1016(kg / kmol)3.2塔混合液物性計算溫度常壓下乙醇一水物系的平衡數(shù)據(jù)見表2,

10、利用拉格朗日插值法（或安托因方程）求的各點(diǎn)溫度。表3 1常壓下乙醇-水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)進(jìn)料溫度（泡點(diǎn)）82.782.323.37 26.08t F 82.324.25 26.08t F 82.57 (r)塔頂溫度78.4178.1578.15 89.43tD 78.15t D 78.25 ( r)塔底溫度（泡點(diǎn)）100.095.5019t w 95.50331999.17( r)精餾段平均溫度t1tD tF282.5778.25280.41提餾段平均溫度t299.1778.2590.87密度1已知：混合液密度-混合氣密度VMVTo P22.4 TP。T0 MV22T平均摩爾質(zhì)量精餾段t180

11、.779.839.6550.7980.779.839.6550.790.431646).625946(190.87(r)95.589.01.907.2180.41 ( r)液相組成氣相組成液相組成0.6259)18(10.4316)所以Ml1提餾段t280.4179.8y165.6480.4179.8x150.7990.8789.0x27.2118X1y143.16%62.59%30.084( kg /35.52( kg / kmol)0.43160.6259kmol)x25.68%0.0568氣相組成95.589.090.8789.0y232.68%0.326817.0038.91y238.

12、91所以Ml20.056846(10.0568)1819.59 (kg /kmol)Mv20.326846(10.3268)1827.15(kg /kmol)324液相質(zhì)量組成0.660.431646精餾段 乙30.084水=1-0.66=0.34提餾段乙'0.05684619.590.13347水= 1-0.1334=0.86663.2.5 純物質(zhì)密度不同溫度下乙醇和水的密度見表 2 表32不同溫度下乙醇和水的密度溫度/ Cp乙醇p水溫度/ Cp乙醇p水80735971.895720961.8585730968.6100716958.4 90724965.3精餾段 t；80.41C)

13、乙醇858080.4180乙734.59( kg / m3)730735乙735水858080.4180水 971.5376( kg / m3)968.6971.8水971.68提餾段 t；90.87 ( C )720724乙 965.3水959090.8790961.85965.3水965.3液相密度90.8790乙醇 9590723.304(kg / mi)水'964.6997(kg / mi)精餾段L1(0.66(734.591 0.66 )971.5376 )801.02( kg / m3)提餾段 L20.1334723.30410.1334964.699L2923.58(kg

14、 / m3)氣相密度T 0 MV22.4 T精餾段273.1535.52V122.4(273.1580.41)1.23( kg/ mi)提餾段V2273.1527.1522.4(273.1590.87)0.91( kg表面力二元有機(jī)物一水溶液表面力可用下式計算公式1/41/4mw wo1/4o式中，下標(biāo)w和o分別代表純水和純有機(jī)物，上標(biāo)c代表表面層,分別代表水和有機(jī)物在表面層的比體積分?jǐn)?shù)，由下列諸式聯(lián)立求出:()qolgoW 0.44耳(°vO/3V 2/3) W v W /而體積分?jǐn)?shù) w和o分別為x Vw wX w V w XoVoXoVoX w VwXoVo式中，q為與有機(jī)物特征

15、和大小有關(guān)的常數(shù)，對于乙醇，q=2。不同溫度下乙醇和水的表面力見表3精餾段t；表33不同溫度下乙醇和水的表面力溫度(C)708090100乙醇表面力(dyn/cm2)1817.1516.215.2水表面力(dyn/cm2)64.362.660.758.880.41C)表面力:乙醇908080.41 8016.217.150117.11(dyn / cmf)908080.41 8016.217.15w1171562.522(dyn / cm?)摩爾體積:乙醇V。4637.40(cm3 / mol)Vm18801.0222.47(cm3 / mol)已知 X=0.4316,X w=1-X1=1-0

16、.4316=0.56842(XWVw)0 x 0V c( XWVwX 0V 0)0.4316(0.568437.40(0.568422.47)22.470.431637.40)0.3492w B1lg( ) Ig 0.3490.458oQ 0.4412273.1580.41(17.1137.40 2/362.52222.48 2/3 )1.004b1IgW1)21.462sws0聯(lián)立解得SW0.17S00.830.1762.5221/40.8317.145”42.1672m122.05(dyn / cm)提餾段t;90.87 (°C)表面力：乙醇1009090.839015.216.

17、21096.21/4 ml90.839016.117(dyn / cm2)摩爾體積:1009058_60760.760.542(dyn / cm)乙醇V04650.55(cm3 / mol)品 100019.49(cm3/ mol)2W(XWVw)219.49) 20X0Vq xwVwX0V 0)(0.94320.05685.5450.55(0.943219.490.0568所以:B12W lg()olg 5.540.744已知 Xo' =0.0568 ,X W =1-Xo' =1-0.0568=0.943250.55)216.11750.552/32/3Q'0.441

18、(-60.54219.49)0.794273.1590.872b2lg (防B20.05sws01o2聯(lián)立解得SW0.60S00.401/4m20.6060.5421/40.4016.1171/42.475m237.53(dyn / cm)329粘度t；80.41C)查表得： 二0.4 9(mpa s)S =0.35 (mpa s)1290.87 ( C)查表得： 二0.40(mpa s) 水 =0.31 ( mpa s)乙醇和水見表4表34液體粘度數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)溫度C708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.

19、2589根據(jù)公式提餾段粘度：1=乙X+ 水(1-Xi) =0.490.4316+0.35(1-0.4316)i=0.4104( mpa s)根據(jù)公式提餾段粘度：2=乙 X2+ 水(1-X2)=0.40.0568+0.31(1-0.0568)2=0.3151 ( mpa s)相對揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由 xA 0.4316, yA 0.6259,得xB 0.5684, yB 0.3741YaXb0.62590.56841yBxA0.37410.4316提餾段揮發(fā)度：由x'A0.0568, y：0.3268,彳i1 1y xA B0.32680.94321iiy xBA0.67320.056

20、82.218.06x 0.9432, yBB0.67323.3適宜回流比331最小回流比根據(jù)表1,用AutoCAD軟件作出常壓下乙醇一水物系的x-y圖（圖1）,過塔頂采出點(diǎn)D （0.8387, 0.8387）作平衡曲線的切線，故最小回流比讀得（圖1）：、q 0.4791 , XqX10.2425，Rmin0.83870.47910.47910.24251.5199取實(shí)際回流比 R 1.5 Rmin 1.51.51992.2799X100圖3 1最小回流比塔物料氣液相體積流量計算精餾段摩爾流量:L R D 2.2799154.49352.222( kmol / h)質(zhì)量流量:2.943( kg

21、/ s)V1M/1 V35.52(506.71 / 3600)5kg / s)體積流量：,L12.9433,3Ls13.6710 (m / s)L1801.02L1M1 L30.084(352.222 / 3600)V1V151234.065( m3 / s)提餾段摩爾流量:L1VLVFL312.222D RD539.89D (R892.112(kmol / h)1)D506.71 (kmol / h)質(zhì)量流量:L2ML21L19.59(892.112/ 3600)4.855( kg / s)V2MV21V27.15(506.71/ 3600)3.82( kg / s)體積流量:LS2L2L2

22、4.8555.2610 3( m3 / s)923.58V23.819V524.197( m/ s)V20.91理論塔板數(shù)關(guān)于理論板層數(shù)的計算，通?？梢圆捎脠D解法和逐板計算法 精餾段操作線方程為：yn 10.6951 x 0.2257RXnR 1精餾段操作線方程為：y = 0.6951 x - 0.2257提餾段操作線方程為:yn 1 L qFXwWw1.7606 X 0.0027L qF w L qF w根據(jù)點(diǎn)(0.8387, 0.8387)起在平衡線和操作線間畫階梯與平衡線交點(diǎn)小于0.0035為止，得理論值NT=19塊，進(jìn)料板為16塊。提餾段操作線方程為：y =1.7606 x - 0.0

23、027圖32理論塔板數(shù)理論塔板數(shù)如圖，理論塔板數(shù)：含再沸器理論塔板數(shù)為 理論塔板數(shù)NT115，提餾段理論塔板數(shù)NT219,進(jìn)料板是第16塊。精餾段4 (含進(jìn)料板)335塔板效率本體系為非理想體系,故根據(jù)分別計算精餾段和提餾段塔板效率。Et0.491.1( 0.245L)精餾段Et10.49(2.210.4104) 0.2450.5019提餾段0.49(8.060.3151) 0.2450.39實(shí)際塔板數(shù)精餾段Np1NT11Et1150.501929.8930提餾段Np2叫2 10.4289（包括進(jìn)料板，不含再沸器）總板數(shù)NpNp1Np230737（不含再沸器）全塔效率NlNp19 137100

24、%49%塔徑的初步計算塔徑的設(shè)計以避免塔氣液兩相的異常流動為原則， 即使他的空塔氣速低于發(fā) 生過量液沫夾帶液泛的氣速，然后，根據(jù)空塔氣速計算塔徑。精餾段3.6710 34.065801.021.230.023C1C20 (計°.084(22.05、0.2 (20) 0.086Umax1C1L1V10.086V1801.021.23 2.193( m/ s)1.23安全系數(shù)取0.7，安全氣速u931.5351 ( m / s)圓整D4 VSi塔徑D3.142.0(U1Umax44.0651.53511.836( g提餾段氣液流動參數(shù)L2V25, 923580.044

25、.197, 0.91塔板間距Ht0.45 m, h0.05 m,則 HTh 0.40 m由費(fèi)爾關(guān)聯(lián)圖,可得C200.085CC20(20)0.20.085(200.096Umax2C2_ L2 V2V20.085 嚴(yán).58°912.707(m/s)V 0.91安全系數(shù)取0.7，安全氣速U20.7U max0.72.7071.8949( m/ s)塔徑D24 VS244.1971.6797( m1.7( m)U23.141.8949圓整D22.0( m>塔截面積A- D2T43.144-2.023.14 m2空塔氣速提餾段：Ui AT4.0653141.29(

26、m/ s)精餾段：U2VS24.1973.141.33m/ s)熱量衡算乙醇與水的比熱容見表五：表35乙醇與水的比熱容溫度tD=78.25 CtF=82.57 Ttw=99.17 T乙醇的摩爾比熱容149.5151.8水的摩爾比熱容75.675.6加熱蒸汽用量的計算原料液平均摩爾比熱容：Cp 151.80.242575.6(10.2425)94.079 kJ /(kmol/k)原料液的焓：hFCPtF94.07982.577768.103(kJ / kmol)原料液帶入的熱量：QF F hF 539.897768.1034.194106( kJ / h)回流液的焓近似取純QH5OH的焓：hLC

27、Pt78.25149.511698.375( kJ / kmol)回流液帶入的熱量：Q L hL2.2799154.4911698.3754.12106(kJ / h)r44160kJ / kmol塔頂蒸汽的熱焓近似地取純乙醇蒸汽的焓：Hv rCPt44160 11698.3755.59104( kJ / kmol)塔頂蒸汽帶出的熱量:QVVHv (R1)DHv(2.27991)154.495.581 042.8271 07(kJ/ h)塔底產(chǎn)品的焓近似地取純水的焓：HWCPt 99.1775.67497.25( kJ / kmol)3.4溢流裝置因塔徑D = 2.0m，可選用單溢流弓形降液管

28、，采用平直堰，凹形受液盤各項(xiàng)計算如下。(1)堰長：lw 0.65 D 0.652.01.3( m)(2)溢流堰高度:hL how1采用平直堰，堰上液層高度由公式求得。2.84 旦嚴(yán))'3 (取 E=1)w精餾段：2.84,“ 3.6710low 11(-10001.3故：hw1nhow10.05提餾段：2.845.2610how21(10001.3故:hw2hLhow20.051000弓形降液管寬度0.0180.032( m)0.0140.036( m)"30.014( m)0.018(m)(3)Wd和截面積Af由乍 0.65，查弓形降液管參數(shù)圖，得：查圖可知，A 0.072

29、1，WD0.124則，A 0.07213.140.226( mi) , Wd0-1241.30.2232(m)驗(yàn)算液體在降液管停留時間：精餾段:t1AB0.2260.453.6727.71(s) ? 5(s)提餾段:t2AHt|_S20.2260.453-5.261019.33(s) ? 5s)故降液管設(shè)計合理。(4)降液管底隙高度：hoqvL3600w Uh對于精餾段取降液管底隙流速：U00.13(m/ s)0.0217 m_S13.67103l wj01.30.13hw1h010.0360.02170.0143( m)0.005(罰對于提餾段取降液管底隙流速:u00.13(m/ s)_S2

30、5.2610 3l w u01.470.150.031mh20.006( m)h0 合理b2故降液管底隙高度設(shè)計合理。3.5塔板布置與浮閥數(shù)目及排列塔板分布由于塔徑大于800mm故采用單溢流型分塊式塔板，以便于人孔拆裝塔板。浮閥數(shù)目與排列因D = 2.0m > 1.5m，取破沫區(qū)的寬度 Ws 0.10m,邊緣區(qū)寬度 Wc 0.06m本設(shè)計采用F1型重閥，孔徑d。 0.039(m)，取浮閥動能因子 F。12n精餾段孔速：u01F。12V11.2310.82( m/ s)每層塔板上浮閥數(shù):VS1N1d00144.0653.144315塊0.039210.82塔板上鼓泡區(qū)面積按照下式計算:Aa

31、 2R2sin180其中XWdWs2.0"T0.22320.100.7( m)則:AaWc2.0T0.060.94 (m)0.7,0.84 20.723.14 O.94.1800.71.8( m2)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距:11=0.075m則排間距t2-Aa180.077( m>N t10.075360考慮到塔徑較大，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，因此排間距應(yīng)小些，取 t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得浮閥數(shù)目為N = 342個。塔板布置如圖3。按照N = 342，重新核算孔速及閥孔動能因子:U01VS1

32、4.0659.96( m/ s) 3 14-一0.039 2342)19.96、1.2311.05，在 913之間開孔率：11 29100%100%13.35%9.960-0Q-0 OO QQ oo aooooococaOOOOCKIOCOOO 000000a DO DO O X<OOCQJQQO<tlQCQQOOOO O O Q Q o 口 OQOOO 0 Q 口口口 0-4) OQQOQ-OCiO CJ口 c Q o O OO-OGQ-OOO&llQOC-OOOCtO O 0 " 0 c o 0 ooooooootpcdQdoo&o0 O<5 O

33、O OO OdiOCOOOODO圖33精餾段塔板浮閥布置圖提餾段孔速：U02 乞每層塔板上浮閥數(shù)：12.0.9112.579( m/ s)VS24d0uo24.1973.144279.82800.039212.579塔板上鼓泡區(qū)面積：Aa 1.8( m2)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m則排間距t2AaNT11.80.0752800.086( m)考慮到塔徑較大，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，因此排間距應(yīng)小些，以等腰三角形叉排方式作圖,ooooooooooooooooaq)aQoooQOQ OOOOOOOOOooooooooOao

34、oooooo003000000圖3 4提餾段塔板浮閥布置圖排得浮閥數(shù)目為N = 300個。塔板布置如圖4。按照N = 300，重新核算孔速及閥孔動能因子:4 197U0211.72( m/ s)3 140.039 23004開孔率：U1 332 u：100%11.72100%11.34%吒111.18，在 913 之間3.6塔板流體力學(xué)計算塔板壓降精餾段干板壓降11825由式確定臨界流速Uoc解得：u°ci9.377(m/ s) ,u ,則hd5.34V1 U012 Llg5.341.239.96 22801.029.80.042m氣體通過充氣液層的壓降計算公式為

35、hhL0.5hL11hL0.50.050.025 m液體表面力阻力引起的壓降可以忽略525.95(Pa)故 hp1hc1h 10.0420.0250.067 m每層板的壓降Pp1L1 g hp1801.029.80.067提餾段(1) 干板壓降解得：u0C211.06( m/ s), u°2u°c2，則hc25.34V2U025.340.9111.72 20.037m2 L2g2923.589.80.5(2) 氣體通過充氣液層的壓降計算公式為hhLhL11 hL0.50.050.025 m(3) 液體表面力阻力引起的壓降可以忽略hp2hc2hL20.0370.0250.06

36、2( m)每層板的壓降:巳2L2 g hp2923.589.80.062561.17( Pa)降液管液泛校核為了防止降液管中液體發(fā)生液泛現(xiàn)象，應(yīng)控制降液管清液層高度hphLhdHd ( Hthw)0.5(0.450.036)0.243( m) , Hd精餾段塔板阻力hp10.067(m)流動阻力hd10.153Lsilwho10.153(3.67(13""103)20.024)0.0021(m)板上清液層高 hL10.05(m)Hd1hp1hL1hd10.0670.050.00210.1191( m)Hd10.243m,符合防止淹塔要求提餾段塔板阻力hp20.062(m)流

37、動阻力hd20.153LS2lw ho10.153(5.2610、0.0019( mi板上清液層高 hL20.05(m)hp2hL2hd20.0620.00190.050.1139( m)，Hd20.243 m霧沫夾帶本設(shè)計中控制泛點(diǎn)率在0.8以，來避免過量液沫夾帶泛點(diǎn)率通過公式計算：q vv1 .36qvL ZLL V©Ab其中液相流程長 ZLD2Vy2.020.22321.757(m)液流面積AA2A3.142 0.2262.688( m2)并取物性系數(shù)K=1精餾段根據(jù)氣相密度與塔板間距，由泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖（圖5）,得泛點(diǎn)負(fù)荷因子CF10.103泛點(diǎn)率4.0651.23F1 8

38、01.0211.231.363.6710 31.7570.1032.6880.600.84.065F2I801.021.2310.780.1033.140.640.8提餾段泛點(diǎn)負(fù)荷因子CF10.103泛點(diǎn)率4.197F10 913 1.365.2610 31.757 923.580.911 _0.103_2.6880.51850.84.197F2091： 923.580.9110.780.1033.140.520.8由以上計算，霧沫夾帶能滿足 eV<0.1（kg液/kg氣）氣的要求。03占0.15ininnit= . w=- b . " r(tllllllLIIHHBIIIII

39、Ilim 【H 川 I 阿I 1HIIII1MIM艸：inll工二 豈二”11肌監(jiān)Mllll It *Sliitlll(ll«aillll1!li nitiliHMaiiiiiiiiiO.SlOmJIItiSililiimini0.05臨翩腔譜刪悟淵唄刪唄叫0.01 0.04 5.10.203 L0 2.04.0 10 20 <060100fvi kg/m3圖5泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖364漏液前面在進(jìn)行塔板上的浮閥數(shù)目計算及排列的時候已經(jīng)核算過，閥孔動能因子變化不大，仍在正常操作圍，不會造成漏液。3.7塔板性能負(fù)荷圖霧沫夾帶上限線按泛點(diǎn)率為80%t定氣液流量關(guān)系，求出霧沫夾帶線方程

40、，并作出霧沫夾帶 上限線。精餾段 V5.6761.28 Ls提餾段 Vs 7.177.1 Ls最后得表:表36物沫表帶線上的氣液體積流量精餾段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)5.05725.184.75084.44提餾段L's(cm3/s)0.010.0080.0150.02V' s(cm3/s)6.3296.48326.99356.958降液管液泛線根據(jù)Hd hf hL hd(Ht hw)，降液管液泛線方程為公式5.342V U02g L0.153(蠱)2(1)hw2.8410003600Lslw且U0Vsd°N4精餾段 Vs

41、226.7427243.84 LS1118.84提餾段 VS285.1041540.63 LS2370.43 ©液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于3-5S，取降液管停留時間5s為液相負(fù)荷上限，則精餾段 max 學(xué)竺6 濟(jì)0.02( mi / s)(提餾段同)55液相負(fù)荷下限線0.0062.84103 E 360心馬 31 w取堰上液頭高度為0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，E=1.0，即精餾段(Ls)min2.841000)32(0.0061.10810 3(m3/s)(提餾段同)氣相負(fù)荷下限線對于Fi型重閥，以F05作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則Vsd0Nq4

42、精餾段：(Vsi)min3 140.039 228841.55( m3 / s)提餾段：(VS2 )min3 140.039 228841.8( m3 / s)塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)7.1 7.5計算結(jié)果,作出塔板負(fù)荷性能圖。在任務(wù)規(guī)定的氣、液符合下的操作點(diǎn) P (設(shè)計點(diǎn))處在適宜操作區(qū)的適中 位置。塔板的氣相符合上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。 精餾段在圖中做出精餾段的操作點(diǎn)，如圖，連接操作點(diǎn)與原點(diǎn)，交負(fù)荷性能圖于兩點(diǎn)，并由此確定氣相負(fù)荷上限(VS)max5.3450( m5 / s),氣相負(fù)荷下限1.5426( m5 / s)，操作彈性5.34501.54263.46 。士冃0.0

43、0&a .0050.0 to£>.0150.02；Ls(ms)圖3 6精餾段負(fù)荷性能圖 提餾段在圖中做出精餾段的操作點(diǎn)，如圖，連接操作點(diǎn)與原點(diǎn)，交負(fù)荷性能圖于兩點(diǎn)，并由此確定氣相負(fù)荷上限(VS)max6.5109( m5 / s)，氣相負(fù)荷下限(VS)min1.8472( m3 / s)，操作彈性6.51091.84723.52O.OG：.OO6O.OIO0.&20蠱4Wt紆上* 住IHattJtfTTnF-激武tt圖3 7提餾段負(fù)荷性能圖3.8塔高度確定裙座為了制作方便一般采用圓筒形裙座，由于裙座徑大于800mm故裙坐壁厚取16 nm基礎(chǔ)環(huán)徑：Dbi(2000

44、2 16) (0.2 : 0.4)10 31732( mr)i基礎(chǔ)環(huán)外徑： D。(2000216)(0.2 : 0.4)10 32332( mm圓整Dbi=1800mm,Dbo=2300mmS礎(chǔ)環(huán)厚度。考慮到腐蝕余量取18nm考慮到再沸器，裙座高度取3m,地腳螺栓直徑取30m人孔人孔：是一般每隔6-8塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共 37塊板，需設(shè)置4個人孔。每個孔直徑為450mm在設(shè)置人孔處，板間距為 450mm裙座上應(yīng)開設(shè)2個人孔，直徑450mm383頂部空間塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，頂部空間高度，取除沫器到第一塊板的距離為 450mm塔頂部空間高度為1200mm

45、底部空間塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底封頭的直線距離，釜液停留時間取 5min，Rv=0.142tLs2 60R/(0.50.7)55.2610 3600.1423740.61.06( m)進(jìn)料板進(jìn)料板板間距取HiHTn 5 150 450 ( 370 1) 5 150 16950nm 16.95m塔體總高H H1HBH裙H封16.951.063 0.491.222.7( m)第四章附屬設(shè)備設(shè)計4.1冷凝器的選擇按泡點(diǎn)回流設(shè)計，即飽和蒸汽冷凝且回流，冷卻水的進(jìn)口溫度為25C，出口溫度為45 C逆流操作。由化工原理(祖榮主編)“液體比熱容共線圖”可以查得在不同溫度下乙 醇、水的比熱容

46、，得表4 1。熱負(fù)荷Qc表4 1不同溫度下水和乙醇的汽化熱20 C80 C90 C100C140C乙醇88.93838.14815.8792.5768.3水2331.22307.82283.12258.42232.0塔頂tD78.25(C )，插值法求得乙醇的汽化熱：ro 841.84(kJ / kg)水的汽化熱：rw2311.90(kJ / kg)平均汽化熱:0.8387841.8446(10.8387)2311.901839190.73(kJ / kmol)Qc W rqnv3600506.71360039190.735516.2( kw / s)冷卻水用量qm2取冷卻水的進(jìn)口溫度20C，出口溫度40C，水的比熱容為4.174KJ/(kg -C)Qc5516.2,則qm2Cpg t26