課程設(shè)計(jì)之年產(chǎn)90000噸丙酮水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題 目 年產(chǎn)90000噸丙酮-水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) 系 （院） 化學(xué)與化工系 專 業(yè) 應(yīng)用化工技術(shù) 班 級(jí) 2011級(jí)3班 學(xué)生姓名 鄭文霞 學(xué) 號(hào) 1123100832 指導(dǎo)教師 劉元偉 職 稱 講師 2012 年 12 月 29 日第一章 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1設(shè)計(jì)題目 浮閥連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 1.2工藝條件 生產(chǎn)能力：90000噸/年（料液） 年工作日：300天 原料組成：25%丙酮，75%水（質(zhì)量分率，下同） 產(chǎn)品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn) 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn) 回流比： 1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 確定精餾裝置流程，

2、繪出流程示意圖。 工藝參數(shù)的確定基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔 板數(shù)，塔板效率，實(shí)際塔板數(shù)等。 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。 流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。1.4設(shè)計(jì)結(jié)果總匯1.5主要符號(hào)說明1.6參考文獻(xiàn)1.7后記目錄1 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書.22 前言52.1 丙酮介紹.52.2 概述.52.3 裝置流程確定.62.4 精餾裝置流程圖說明.73 工藝參數(shù)的確定. .73.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算.8 料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù).8 平均摩爾質(zhì)量.8. 物料計(jì)算.8 操作溫度的計(jì)算.8 平均密度的計(jì)算.

3、10 平均表面張力的計(jì)算.11% 水和丙酮平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算.12. R的估算.123.2 物料及熱量衡算.13 塔頂冷凝器的熱量衡算.13 全塔的熱量衡算. .15 物料衡算表.18熱量衡算表.183.3 塔板數(shù)的確定及全塔效率的計(jì)算.184 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算. .204.1 塔徑的初步設(shè)計(jì).204.2塔板主要工藝尺寸的計(jì)算.22 溢流裝置計(jì)算.22 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.245 流體力學(xué)計(jì)算.265.1 氣相通過浮閥塔板的壓力降.26 精餾段.26 提餾段.265.2 淹塔.27 提餾段：.275.3 霧沫夾帶.28 精餾段：.28 提餾段：.296 塔板負(fù)荷性能圖.296.1

4、 物沫夾帶線.296.2 液泛線.306.3 液相負(fù)荷上限線. 306.4 漏液線. .306.5 液相負(fù)荷下限線.316.6 負(fù)荷性能圖.317 塔總體高度的計(jì)算. 327.1 人孔.327.2 其它數(shù)值的選取.327.3 塔立體高度的計(jì)算.338 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及主要符號(hào)說明.359 參考文獻(xiàn).3510 后記3511附錄.37第二章 前言 2.1 丙酮介紹 丙酮，也叫醋酮又名二甲基甲酮，為最簡(jiǎn)單的飽和酮。商業(yè)上稱為阿西通或亞司通，都是英文名 Acetone的譯音。示性式CH3COCH3，分子式CO(CH3)2，分子量58.08。 丙酮是一種無色透明液體，有特殊的辛辣氣味。易溶于水和

5、甲醇、乙醇、乙醚、氯仿、吡啶等有機(jī)溶劑。易燃、易揮發(fā)，化學(xué)性質(zhì)較活潑。 丙酮主要是對(duì)中樞神經(jīng)系統(tǒng)的抑制、麻醉作用，高濃度接觸對(duì)個(gè)別人可能出現(xiàn)肝、腎和胰腺的損害。由于其毒性低，代謝解毒快，生產(chǎn)條件下急性中毒較為少見。急性中毒時(shí)可發(fā)生嘔吐、氣急、痙攣甚至昏迷?？诜螅诖?、咽喉燒灼感，經(jīng)數(shù)小時(shí)的潛伏期后可發(fā)生口干、嘔吐、昏睡、酸中度和酮癥，甚至?xí)簳r(shí)性意識(shí)障礙。丙酮對(duì)人體的長(zhǎng)期損害表現(xiàn)為對(duì)眼的刺激癥狀如流淚、畏光和角膜上皮浸潤(rùn)等，還可表現(xiàn)為眩暈、灼熱感，咽喉刺激、咳嗽等。 丙酮的生產(chǎn)方法主要有異丙醇法、異丙苯法、發(fā)酵法、乙炔水合法和丙烯直接氧化法。目前世界上丙酮的工業(yè)生產(chǎn)以異丙苯法為主。世界上三分之

6、二的丙酮是制備苯酚的副產(chǎn)品，是異丙苯氧化后的產(chǎn)物之一。 丙酮，工業(yè)上主要作為溶劑用于炸藥、塑料、橡膠、纖維、制革、油脂、噴漆等行業(yè)中，也可作為合成烯酮、醋酐、碘仿、聚異戊二烯橡膠、甲基丙烯酸、甲酯、氯仿、環(huán)氧樹脂等物質(zhì)的重要原料。2.2 概述 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿

7、塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。 工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求是：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳熱、傳質(zhì)效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。 板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)

8、定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省材料，制造方便，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111881）。其閥孔直徑為39mm，重閥質(zhì)量為33g，輕閥為25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低，塔板結(jié)構(gòu)較泡罩塔簡(jiǎn)單。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成

9、為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。故本設(shè)計(jì)才用的是浮閥塔。2.3 裝置流程確定 在很多方面，

10、要求丙酮有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無水丙酮，這是很有困難的，因?yàn)楸獦O具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的丙酮很困難。要想把低純度的丙酮水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法。精餾是多數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。丙酮水的混合液

11、原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后送入精餾塔的進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底的再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一次通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用直接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。經(jīng)綜合考慮，且本著低成本高效率的原則，本設(shè)計(jì)采用的浮閥是F1型重閥。考慮到本設(shè)計(jì)的塔徑將會(huì)大于，所以再沸器選用釜式（罐式）再沸器。由

12、于本設(shè)計(jì)的條件為常壓下，且塔處理量也不小，所以選用強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器 。為了省略間接加熱設(shè)備，本設(shè)計(jì)采用直接蒸汽加熱的方法，且采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.4 精餾裝置流程圖說明 精餾裝置流程圖如附圖1所示，原料液先貯存在V101原料貯存罐中，再利用P101原料泵輸送進(jìn)入E101原料預(yù)熱器中預(yù)熱，預(yù)熱后達(dá)到泡點(diǎn)溫度的原料液從塔中下部的進(jìn)料板連續(xù)進(jìn)入塔內(nèi)，沿塔向下流到蒸餾釜。釜中液體被加熱而部分汽化，蒸氣沿塔向上流動(dòng)，到達(dá)塔頂E103全凝器，冷凝為液體，再輸入A106分配器，一部分回流流入塔頂，其余的作為塔頂產(chǎn)品（餾出液)送入E105冷卻器中冷卻，再送入V103產(chǎn)品貯存罐中。釜底得到的釜液送入E104冷卻器中

13、冷卻后再輸入V102釜底貯存罐中。本設(shè)計(jì)是采用的直接真氣加熱法，將低壓蒸氣LW直接通入精餾塔中加熱塔內(nèi)物質(zhì)。第三章 工藝參數(shù)的確定3.1 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)水的摩爾質(zhì)量： 丙酮的摩爾質(zhì)量： 平均摩爾質(zhì)量 物料計(jì)算 原料液處理量： 操作溫度的計(jì)算根據(jù)化工原理附錄丙酮水溶液的汽液相平衡數(shù)據(jù)，制圖有: x 液相中丙酮的摩爾分?jǐn)?shù)%t 溫度圖 3.1 丙酮-水溶液的汽液相平衡圖(液相)根據(jù)圖 1.1 讀取數(shù)據(jù)有： 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 塔平均溫度： 平均密度的計(jì)算已知: 混合液密度： :質(zhì)量分率 混合氣體密度： :為平均相對(duì)分子質(zhì)量精餾段： 液相組成: ,

14、 汽相組成: , 所以： 提餾段： 液相組成: , 汽相組成: , 所以： 求在與下的丙酮和水的密度: : ， : ， 精餾段：液相密度： , 解得：汽相密度： 提餾段：液相密度： , 解得： 汽相密度： 平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即： 精餾段：由前面計(jì)算有：,此時(shí)查物系數(shù)據(jù)表可知： ， 提餾段：由前面計(jì)算有：,此時(shí)查物系數(shù)據(jù)表可知： ， 水和丙酮平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算查化工工程手冊(cè)有：兩組分正常沸點(diǎn)溫度： 根據(jù)公式： 得: R的估算.1 根據(jù)丙酮水氣液平衡表，作圖:X 液相中丙酮的摩爾分?jǐn)?shù)%Y汽相中丙酮的摩爾分?jǐn)?shù)% 圖 3.2 R的估算圖 .2 求最小回流比Rmin和操作回

15、流比 因?yàn)楸锵档那€是不正常的平衡曲線,所以最小回流比的求法是由點(diǎn)D(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求，見圖1.2 作圖可知 b=0.48 b=0.48 Rmin =1.017 由工藝條件決定 R=1.6R故取操作回流比 R=1.62723.2 物料及熱量衡算 塔頂冷凝器的熱量衡算 目的：對(duì)塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算以確定冷卻水的用量。.1 熱量衡算式 如圖3.3所示，根據(jù)熱量衡算式，有： QLQD圖3.3 冷凝器熱量恒算示意圖式中 塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量； 回流液帶出系統(tǒng)的熱量； 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。.2 基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kPa、的丙酮和水為熱量

16、衡算的基準(zhǔn)態(tài)，則： QLQD0.3 各股物流熱量的計(jì)算查的丙酮與水在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為：VHm丙酮（Tb）=30.38J/mol VHm水（Tb）=40.69J/mol正常沸點(diǎn)分別為： Tb丙酮329.35K Tb水373.15K使用Watson公式計(jì)算丙酮和水在56.55的汽化焓：式中 對(duì)比溫度； TC臨界溫度。查的苯和甲苯的臨界溫度分別為：TC丙酮508.1K TC水647.4K對(duì)于丙酮： 對(duì)于水： 由此可計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為：代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：30.81VkJ/h=77.81DkJ/h.4 冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm，則：qmCp(t

17、2t1)已知：t130 t245以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：查得水在37.5時(shí)的比熱容為： Cpm4.175kJ/(kg.) 全塔的熱量衡算目的：確定再沸器的蒸汽用量。如圖3.4所示，對(duì)精餾塔進(jìn)行全塔的熱量衡算。QFQbQDQLQbQS圖3.4 全塔熱量恒算示意圖.1 熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得：設(shè)定： QL5%QS0.05QS 式中 進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量； 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量； 餾出液帶出系統(tǒng)的熱量； 釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量； 冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量； 熱損失。.2 各股物流的溫度由各股物流的組成，根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)表，可得各股物流的溫度分別為：tF67.05 tD56.55 tb95.

18、64.3 基準(zhǔn)態(tài)的選擇以101.3kPa、56.55的液態(tài)丙酮和水為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則：QD=0.4 各股物流熱量的計(jì)算由于溫度變化不大，采用平均溫度：的比熱容計(jì)算各股物流的熱量。據(jù)： CpmabTcT2dT3查得： （丙酮）a=13.962 b=226.467×103 c=746.719×106 d207.552×109 （水） a=30.204 b=9.933×103 c=1.117×106 故丙酮的比熱容為： 水的比熱容為： 由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為： 將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中：402370.13550.

19、95QS02546.478b77.81D解得： QS2680.56b+81.9D-423547.51kJ/h熱損失為： QL0.05QS.5 加熱蒸汽的用量設(shè)加熱蒸汽的用量為，則： QVr已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2（絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為 r2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為：.6 物料恒算建立方程組: ，即： ， 得： 進(jìn)一步可得：由前所算，冷卻水的用量： 物料衡算表 表3.1 物料衡算表 基準(zhǔn): 1h輸入輸出項(xiàng)目kmolkg項(xiàng)目kmolkg進(jìn)料573.6611111.16餾出液46.492640.63用水24.57442.75釜?dú)堃?888910.88總計(jì)

20、534.4911553.91534.4911551.51熱量衡算表 表3.2 熱量衡算表 基準(zhǔn)：1h輸 入輸 出項(xiàng)目kJ項(xiàng)目kJ進(jìn)料402370.1355餾出液0加熱蒸汽935404.861釜?dú)堃?242681.264冷卻水3617.3869熱損失46770.218總計(jì)1293067.2011293068.8593.3 塔板數(shù)的確定及全塔效率的計(jì)算 由于丙酮和水組成的體系為非理想體系，所以采用圖解法求理論塔板數(shù)。已算得結(jié)果有：R=1.6272則有：精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：Y汽相中丙酮的摩爾分?jǐn)?shù)%X 液相中丙酮的摩爾分?jǐn)?shù)% 圖 3.5 理論塔板數(shù)圖解法示意圖作圖得：總的理論塔板數(shù)為1

21、5塊（包括再沸器），第12塊理論塔板為進(jìn)料板，精餾段有11塊板，提餾段有4塊板。根據(jù)，奧康內(nèi)爾法： 在常壓下，查表得： ， 塔頂塔底的平均溫度為：,此時(shí) 前面算得，有：得：所以有：,即為26塊 ,即為7塊全塔實(shí)際塔板數(shù)：塊實(shí)際全塔效率：第四章 主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算4.1 塔徑的初步設(shè)計(jì)精餾段的汽液相體積流速為： 由 取板間距，板上液層的高度，則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖可知：取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：塔截面積為：實(shí)際空塔氣速：提餾段：因?yàn)樵O(shè)計(jì)為泡點(diǎn)進(jìn)料，所以 提餾段的汽液相體積流速為： 由 取板間距，板上液層的高度，則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖可知：取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：

22、按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：塔截面積為：實(shí)際空塔氣速：4.2塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 ，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：.1堰長(zhǎng)取.2溢流堰高度，選用平直堰，堰上液層高度:（弗蘭西斯公式）近似取,則精餾段：提餾段：都在0.040.05范圍內(nèi)，合理.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af由,查表得： ,即： 停留時(shí)間：精餾段：提餾段：都大于5秒，故合理.4 降液管底隙高度精餾段：取 為了防止液泛，故應(yīng)選取故合理精餾段：取 圓整，選取故合理選用凹型受液盤，深度 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.1 塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑，采用分塊式塔板，分為三塊，以便通過人孔裝拆塔板。.2 浮閥數(shù)目取閥

23、孔動(dòng)能因子精餾段：孔速每層塔板上的浮閥數(shù)目為個(gè)提餾段：孔速每層塔板上的浮閥數(shù)目為個(gè)因?yàn)榫狃s段塔徑D都為1米，且精提餾段浮閥孔數(shù)目相差不大故取個(gè)（理論）.3 塔板布置取邊緣區(qū)寬度： 破沫區(qū)寬度：計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：其中 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距則排間距有：考慮到采用分塊式塔板，且各塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，故取，按，以等腰三角形叉排方式作圖（叉排法，相鄰浮閥容易吹動(dòng)液層，鼓泡均勻，常被采用），排得閥孔數(shù)90個(gè)。按重新核算孔速及閥孔功能因素精餾段： ,在912之間，符合要求塔板開孔率提餾段： ,在912之間，符合要求塔板開孔率開孔率都在10%14%

24、，故符合要求第五章 流體力學(xué)計(jì)算5.1 氣相通過浮閥塔板的壓力降 由下式: 精餾段：干板阻力 因所以 塔板上充氣液層阻力 取充氣系數(shù)：=0.5,有 =0.50.05=0.025液體表面張力所造成阻力此族里很小，可以忽略不計(jì)故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為： =0.0413+0.025=0.0663m單板壓降 =0.0663848.639.8=551.39(<0.7K,符合設(shè)計(jì)要求) 提餾段：干板阻力 因所以 塔板上充氣液層阻力 取充氣系數(shù)：=0.5,有 =0.50.06=0.03液體表面張力所造成阻力此族里很小，可以忽略不計(jì)故氣體流經(jīng)一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為： =0

25、.031+0.025=0.061m單板壓降 =0.061937.459.8=560.41(<0.7K,符合設(shè)計(jì)要求)5.2 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中 精餾段： 由前計(jì)算知 =0.0663m,按下式計(jì)算 =0.153=0.153=0.000347m 板上液層高度 =0.05m,得： 降液管內(nèi)液層高度：=0.0663+0.05+0.000347=0.116647m 取=0.5,板間距今為0.40m,=0.04354m,有 =0.5(0.40+0.04354)=0.22177m 由此可見：<，符合要求。 提餾段： 由前面計(jì)算可知=0.061m,按下

26、式計(jì)算： =0.153=0.153=0.00190m 板上液層高度 =0.06m,得： 降液管內(nèi)液層高度：=0.061+0.06+0.00190=0.1229m 取=0.5,板間距為0.40m,=0.0405m,有 =0.5(0.40+0.0405)=0.22025m 由此可見：<，符合要求。5.3 霧沫夾帶 精餾段：由下式可知 <0.1kg液/kg氣 =<0.1kg液/kg氣 浮閥塔也可以考慮泛點(diǎn)率，參考化學(xué)工程手冊(cè) 泛點(diǎn)率=100%或 泛點(diǎn)率=100%=D2=1.020.124=0.752=2=0.78520.0567=0.6716式中 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度，m; 板上液流面

27、積，； 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，取0.10; K特性系數(shù)，取1.0.泛點(diǎn)率= = 63.32% (<80%,符合要求)或泛點(diǎn)率= = 68.40% (<80%,符合要求) 提餾段： 由下式可知 <0.1kg液/kg氣=<0.1kg液/kg氣泛點(diǎn)率= = 58.41% (<80%,符合要求)或泛點(diǎn)率= = 58.49% (<80%,符合要求)第六章 塔板負(fù)荷性能圖6.1 物沫夾帶線按泛點(diǎn)率=100%=80%計(jì)算精餾段：=80%將上式整理得：提餾段：=80%將上式整理得：表6.1 物沫夾帶線計(jì)算結(jié)果數(shù)據(jù)表精餾段LS1（m3/s）0.0020.01VS1（m3/s）1.09

28、9480.9254提餾段LS2（m3/s）0.0020.01VS2（m3/s）1.36691.156.2 液泛線精餾段，整理得：提餾段，整理得：表6.2 液泛線計(jì)算結(jié)果數(shù)據(jù)表精餾段LS1（m3/s）0.0010.0030.0040.007VS1（m3/s）1.66441.53491.45721.1257提餾段LS2（m3/s）0.0010.0030.0040.007VS2（m3/s）2.08081.95301.88701.65296.3 液相負(fù)荷上限線35以為上限6.4 漏液線F1型：取,則精餾段： 提餾段：6.5 液相負(fù)荷下限線取為下限，有：6.6 負(fù)荷性能圖按所得數(shù)據(jù)作圖：圖 6.1 精餾

29、段負(fù)荷性能圖 精餾段：從圖中得：，操作彈性圖 6.2 提餾段負(fù)荷性能圖提餾段：從圖中得：，操作彈性第七章 塔總體高度的計(jì)算 7.1 人孔 根據(jù)塔頂、塔底空間與進(jìn)料板上方各開一人控的原則和每隔68設(shè)一人孔的規(guī)定，分別在6、13、20、27層塔板上和塔頂、塔底開人孔，共開六個(gè)人孔。取人孔直徑為450，設(shè)人孔處板間距為600。7.2 其它數(shù)值的選取根據(jù)一般經(jīng)驗(yàn)，?。核斂臻g高度：塔底空間高度：裙座高度：封頭高度：（選取球形封頭）基礎(chǔ)環(huán)的內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)的外徑：7.3 塔立體高度的計(jì)算 第八章 浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果及主要符號(hào)說明表8 計(jì)算結(jié)果及符號(hào)說明表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段各段平均溫度6

30、1.881.35汽相體積流率VSm3/s0.8960.9465液相體積流率LSm3/s0.0006290.00334塔徑1.01.0實(shí)際塔板數(shù)N塊267板間距0.400.40塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空氣塔速1.14141.206堰長(zhǎng)0.660.66堰高0.043540.0405板上液層高度0.050.06降液管底隙高度0.020.03浮閥數(shù)個(gè)9090等腰三角形叉排閥孔氣速8.3388.808鼓泡面積m20.5050.505浮閥能動(dòng)因子11.3410.20項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段臨界閥孔氣速7.508.95排間距0.650.65相鄰橫排中心距單板壓降551.39560.41

31、液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間36.0576.79降液管內(nèi)清液層高度0.1166470.1229泛點(diǎn)率%63.3258.41霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.00790.01汽相負(fù)荷上限1.1241.294汽相負(fù)荷上限0.7840.4644物沫夾帶控制操作彈性1.4342.786漏液控制 第九章 參考文獻(xiàn)1賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設(shè)計(jì)M.天津：天津大學(xué)出版 社,2002.82劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)M.山東：石油大學(xué)出版社，2001.53王勝國.化工原理課程設(shè)計(jì).大連：大連理工大學(xué)出版社,2005.14馮伯華.化工工程手冊(cè)（1）化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù).北京：化工工業(yè)出版社，1979.75姚玉英.化工原理.天津：天津科學(xué)技