乙醇-水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計j

1、第 1章 概述乙醇在工業(yè), 醫(yī)藥, 民用等方面, 都有很廣泛的應(yīng)用, 是一種很重要的原料。 在很多方面,要求乙醇有不同的純度,有時要求純度很高,甚至是無水乙醇,這 是很有困難的,因為乙醇極具揮發(fā)性,所以,想得到高純度的乙醇很困難。 要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度,要用連續(xù)精餾的方法,因為乙醇 和水的揮發(fā)度相差不大。 精餾是多數(shù)分離過程, 即同時進(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。 化工廠中精餾操作是在直立 圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行, 塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。 為實現(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。

2、 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 還要配原料液預(yù)熱器,回流液泵等附屬設(shè)備,才能實現(xiàn)整個操作。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, 已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形, 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,但最常用的是 F1型和 V-4型。 F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡 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), F1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降很低的系統(tǒng)中, 采用輕閥。 浮閥塔具

3、有下列 優(yōu)點:1,生產(chǎn)能力大。 2,操作彈性大。 3,塔板效率高。 4,氣體壓強降及液面 落差較小。 5,塔的造價低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng),但對于黏 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。1.1設(shè)計依據(jù)課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有:操作壓力, 進(jìn)料狀況, 加熱方式及 其熱能的利用。(1 操作壓力精餾可在常壓, 加壓或減壓下進(jìn)行, 確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性 質(zhì),技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮。一般來說,常壓精餾最為簡單經(jīng)濟(jì),若物料無特殊要求,應(yīng)盡量在常壓先操 作。 加壓操作可提高平衡溫度, 有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用, 或可以使用較便 宜的冷卻劑,

4、減少冷凝,冷卻費用。在相同的塔徑下,適當(dāng)提高操作壓力還可提 高塔的處理能力, 但增加塔壓, 也提高了再沸器的溫度, 并且相對揮發(fā)度也有所 下降。降低操作壓力,組分的相對揮發(fā)度增大,有利于分離。減壓操作降低了平 衡溫度, 這樣可以使用較低溫位的加熱劑。 但降低壓力也導(dǎo)致塔徑增大和塔頂蒸 汽冷凝溫度降低,且必須使用抽真空的設(shè)備,增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。 故我們采用塔頂壓力為常壓進(jìn)行操作。(2 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有多種,但一般都是將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中,這 樣, 進(jìn)料溫度就不受季節(jié), 氣溫變化和前道工序波動的影響, 塔的操作就比較容 易控制。 此外, 泡點進(jìn)料時, 精餾段與提餾段的塔

5、徑相同, 設(shè)計制造均比較方便。 但泡點進(jìn)料需預(yù)熱,熱耗很大。在此次設(shè)計中,我們選用 30°C 冷夜進(jìn)料。(3 加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器,采用間接蒸汽加熱,以提供足夠的能量,若待分離 的物系為某種輕組分和水的混合物, 往往可采用直接蒸汽加熱方式, 即把蒸汽直 接通入塔釜汽化釜液。 這樣操作費用和設(shè)備費用均可降低。 但在塔頂輕組分回收 率一定時, 由于蒸汽冷凝水的稀釋作用, 使殘液輕組分濃度降低, 所需塔板數(shù)略 有增加。綜合考慮,我們采用間接蒸汽加熱的方式(4熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝,因此熱效率很低,通常進(jìn)入再 沸器的能量僅有 5%左右被有效利用。塔頂蒸汽冷凝

6、放出的熱量是大量的,但其 能位較低,不可能直接用來做塔釜的熱源,但可用作低溫?zé)嵩?供別處使用?；?可采用熱泵技術(shù), 提高溫度后再用于加熱釜液。 此外, 通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置, 也可取得節(jié)能的效果。例如,可采用設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程。1.2技術(shù)來源目前, 精餾塔的設(shè)計方法以嚴(yán)格計算為主, 也有一些簡化的模型, 但是嚴(yán)格 計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的,我們此次所做的計算也采用嚴(yán)格計算法。 乙醇在工業(yè), 醫(yī)藥, 民用等方面, 都有很廣泛的應(yīng)用, 是一種很重要的原料。 在很多方面,要求乙醇有不同的純度,有時要求純度很高,甚至是無水乙醇,這 是很有困難的,因為乙醇極具揮發(fā)性,所以,想得到

7、高純度的乙醇很困難。 要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度,要用連續(xù)精餾的方法,因為乙醇 和水的揮發(fā)度相差不大。 精餾是多數(shù)分離過程, 即同時進(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。 化工廠中精餾操作是在直立 圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行, 塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。 為實現(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 還要配原料液預(yù)熱器,回流液泵等附屬設(shè)備,才能實現(xiàn)整個操作。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

8、罩塔和 篩板塔的優(yōu)點, 已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形, 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,但最常用的是 F1型和 V-4型。 F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單,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), F1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降很低的系統(tǒng)中, 采用輕閥。 浮閥塔具有下列 優(yōu)點:1,生產(chǎn)能力大。 2,操作彈性大。 3,塔板效率高。 4,氣體壓強降及液面 落差較小。 5,塔的造價低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng),但對于黏 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

9、。1.3設(shè)計內(nèi)容及任務(wù)(一 設(shè)計內(nèi)容乙醇 -水 精餾分離板式塔設(shè)計(二 設(shè)計任務(wù)及操作條件1、設(shè)計任務(wù):生產(chǎn)能力(進(jìn)料量 20000噸 /年操作周期 7200小時 /年進(jìn)料組成 50%(質(zhì)量分率,下同塔頂產(chǎn)品組成 93.5%塔底產(chǎn)品組成 1%2、操作條件操作壓力:塔頂為常壓進(jìn)料熱狀態(tài):自選加熱蒸汽:低壓蒸汽3、設(shè)備型式:篩板、浮閥塔板4、廠址:安徽地區(qū)(三設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計方案對選擇及設(shè)計流程說明2、塔的工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(1塔徑、塔高及塔板結(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、總壓降及接管尺寸的確定4、輔助設(shè)備選型與計算5、設(shè)計結(jié)果匯總6、工藝流程圖

10、及精餾塔條件圖7、設(shè)計評述1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù), 若按年工作日 300天, 每天開動設(shè)備 24小時計算, 產(chǎn)品流量 為 145.9kmol/h,由于產(chǎn)品黏度較小,流量增大,為減少造價,降低生產(chǎn)過程 中壓降和塔板液面落差的影響,提高生產(chǎn)效率,選擇浮閥塔。2 操作條件(1 操作壓力:塔頂壓強為常壓 101.325 kPa(2 單板壓降: 0.7KPa(3 進(jìn)料狀況:30冷夜進(jìn)料(4 回流比:自選(5 加熱方式:間接蒸汽加熱(6 冷卻水進(jìn)口溫度:301.4塔設(shè)備的類型塔設(shè)備是化工, 石油化工, 生物化工, 制藥等生產(chǎn)過程中廣泛應(yīng)用的氣液傳 質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式,可分為板式塔和填

11、料塔兩大類。 板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板, 氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層, 進(jìn) 行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下,氣相為分散相,液相為連續(xù)相,氣相組成呈階梯 變化,屬逐級接觸逆流操作過程。1.5板式塔與填料塔的比較及選型1.5.1板式塔與填料塔的比較(1 生產(chǎn)能力單位塔截面積上,填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。(2 分離效率研究表明, 在減壓, 常壓和低壓操作下, 填料塔的分離效率明顯低于板式塔, 在高壓操作下,板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔的。(3 壓力降一般情況下,板式塔的每個理論級壓降約在 0.41.1kPa,填料塔約為 0.010.27kPa,通常,板式塔的壓降高于填料塔 5倍左右。壓

12、降低不僅能降低操 作費用,節(jié)約能耗。對于精餾過程,可使塔釜溫度降低,有利于熱敏性物系的分 離。(4 操作彈性填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計, 而板式塔的操作彈性則受到塔板液 泛,液沫夾帶及降液管能力的限制,一般操作彈性較小。(5 結(jié)構(gòu) ,制造及造價等一般來說,填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡單,故制造,維修也較為方面,但填料塔的造價通常高于板式塔1.5.2塔設(shè)備的選型工業(yè)上, 塔設(shè)備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作過程。 傳統(tǒng)的設(shè)計中, 蒸 餾過程多選用板式塔,而吸收過程多選用填料塔。第 2章 塔的工藝計算2.1 工藝過程2.1.1 物料衡算W = 50%D W = 93.5% 46g /M =乙醇

13、18g /m o M =水109. 517k m oF = 進(jìn)料口乙醇摩爾分?jǐn)?shù):F X =-+水乙醇 乙醇(M W M M W F F /1/W /F 0.263塔頂產(chǎn)品中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù):D D D W M 0.849W /M1W /MD X =+-乙醇乙醇 水(由 D F DX FX =得塔頂產(chǎn)品流量:7. 31=DFX FX D kmol/h塔底產(chǎn)品流量:817. 777. 31517. 109=-=-=D F W kmol/h 由 F D W FX DX WX =+ 得塔底產(chǎn)品中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù):024. 0=-=WDX FX X DF W表 1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄名稱 進(jìn)料流率(kmol/

14、h進(jìn)料百分比百分含量 F 109.517 F X 0.263 D 33.517 D X 0.849 W76W X0.024由氣液平衡數(shù)據(jù),畫出下表, 圖 2.1 氣液平衡圖由圖查出組成 263. 0=F X 的乙醇 -水溶液泡點為 82,在平均溫度為(82+30 /2=56下,由化工原理 (第三版,王志魁附錄查得乙醇與水的有關(guān)物性為:乙醇的摩爾熱容:3.0246kJ/(kmolk 138.92kJ/(kmolk mA C = 乙醇的摩爾汽化潛熱:914.246kJ/(kmolk 42053.2kJ/(kmolk A r =水的摩爾熱容:56.6356184.178(4.1834.178 kJ/

15、(kmolk605075.26kJ/(kmolkmB C -=+-= 水的摩爾汽化潛熱:2392.8618kJ/(kmolk 43071.48(kJ/kmolk B r = 比較水與乙醇的摩爾汽化潛熱可知, 系統(tǒng)滿足衡摩爾流的假定。 加料液的平均摩 爾熱容:0. 92=+=B m b A m a m p X C X C C kJ/(kmolk 加料液的平均汽化熱:42053.20.206943071.48(10.2069kJ/kmol42860.8kJ/kmolA A B B r r X r X =+=+-=(11.11mp C T r q r-=+=2.1.2 最小回流比及操作回流比的確定

16、圖 2.2 回流比圖(1 q 線方程:63. 21111-=-=q Fqq X q X q qX y 做出下圖,得 q 線與平衡線的交點(0.286, 0.516 ,即 286. 0=e x , 516. 0=e y由591. 01min min=-=+eD e D x X y X R R ,得 44. 1min =R(2過點(0.849, 0.849做平衡線的切線,交 Y 軸于點(0, 0.365 由365. 01min min=+R R ,得 575. 0min =R取較大的回流比,故 575. 0min =R 根據(jù) min min (1.22 R R =,取 R=1.22.1.3 精餾段

17、和提餾段操作線的確定精餾段液相流量:1.233.51740.22L RD =kmol/h 精餾段汽相流量:kmol/h74. 73517. 332. 2 1(=+=D R V精餾段操作線方程:386. 05455. 0849. 0 74. 73/517. 33( 74. 73/22. 40(1+=+=+=+n n D n n X X X V DX V L y提餾段液相流量:kmol/h6887. 160517. 1091. 122. 40' =+=+=qF L L 提餾段汽相流量: kmol/h688. 8476688. 160' ' =-=-=W L V提餾段操作線方

18、程:004. 09. 1688. 84263. 051. 109849. 0517. 336887. 846887. 160' ' ' 1-=-+=-+=+n n F D n n X X V FX DX V X L y 2.1.4 理論及實際塔板數(shù)的確定 : A 用圖解法求解理論板數(shù)在 y -x 圖上分別畫出提餾段方程和精餾段方程,利用圖解法可以求出理論塔 板數(shù)為 7塊(含塔釜 。其中第 4理論板為進(jìn)料板。見下圖 B 用奧康奈爾法對全塔效率進(jìn)行估算: 圖 2.3理論版圖(1由相平衡方程式 1(1 x y x =+-,可得 (1(1y x x y -=-根據(jù)乙醇 -水體系

19、的相平衡數(shù)據(jù)可以查得:849. 01=D x y (849. 01塔頂?shù)谝粔K板 =X 6741. 0=F y (263. 0加料板 =F x004. 0=W X 0351. 0=W Y 因此可以求得:11(1(11111=-=y x x y 79. 51(1(2=-=F F F F y x x y 06. 91(1(=-=w w w w W y x x y 平均相對揮發(fā)度的求取:7462. 31=W F (2根據(jù)乙醇 -水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得: 塔頂:849. 0=D x , 2. 78=D T 塔釜:004. 0=w x , 46. 98=w t 塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度:33. 882

20、=+=Dw t t t 由化工原理 (第三版,化學(xué)工業(yè)出版社,王志魁書中附表 12查得:在 88.33下, 0.410mPa s =乙醇 , 0.315mPa s =水根據(jù)公式 lg lg Lm i i x = 得 0.2069lg0.410(10.2069 lg0.315100.3327mPa Lm +-= (4 由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式:%7. 46 (49. 0245. 0=-I T U E C 求解實際塔板數(shù) N=837. 121=-TT E N 取 N=14 2.1.5 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計 2.1.5.1精餾塔塔徑的計算A. 查得有關(guān)乙醇與水的安托因方程:由化工原理 (第三版,化學(xué)工業(yè)出版社,王志

21、魁書中附表 10查得 乙醇:1652.05lg(/ 7.33827(/ (/ 231.48s B P kPa A T K C T K =-=-+-得 : 1652.057.33827(/ 231.4810T K A P -=水:1657.46lg(/ 7.07406(/ (/ 227.03s B P kPa A T K C T K =-=-+得:1657.467.074060(/ 227.0310T K B P -+=將 00, A B P P 代入 00AA B B P x P x P +=進(jìn)行試差, 求塔頂、 進(jìn)料板、 及塔釜的壓力和溫度: 1 塔頂:1101.3P kPa =, 849.

22、 01=X X A ;試差得 182.27t = 2 進(jìn)料板位置:4=F N精餾段實際板層數(shù):10/46.74%5=精 N 每層塔板壓降:0.7kPa P =進(jìn)料板壓力:kPa 109110.7101.3=+=F P進(jìn)料板:kPa 109=F P , 263. 0=F A x x ;試差得 96.39F t = 3 提餾段實際板層數(shù):4=提 N塔釜壓力:kmol .611447. 0111.8=+=W P 塔釜:004. 0=W A X X , 115.3kPa W P =;試差得 103.57W t = 求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度:精餾段:182.2796.3989.3322F m

23、t t t += 1101.3111.8kPa 106.55kPa 22F m P P P +=提餾段:'96.39103.5799.9822F W mt t t += '111.8115.3kPa 113.55kPa 22W F m P P P +=B. 平均摩爾質(zhì)量的計算:塔頂:kg/kmol772. 4118 849. 01(46849. 0=-+=VD m Mk g /k m o772. 41=LD m M 進(jìn)料板:kg/kmol8766. 3618 6741. 01(466741. 0=-+=VD m Mk g /k m o 364. 2518 263. 01(462

24、63. 0=-+=FD m M 塔釜:kg/kmol112. 1818 004. 01(46004. 0=-+=VWm Mkg/kmol9828. 1818 0351. 01(460351. 0=-+=LWm M 精餾段平均摩爾質(zhì)量:kg/kmol3243. 3928766. 36772. 412=+=+=VFm VDm Vm M M Mk g /k m o l568. 332364. 25772. 412=+=+=LFM LDM LM M M M 提餾段平均摩爾質(zhì)量:kg/kmol4943. 272112. 188766. 362' =+=+=VWm VFm VMM M Mkg/km

25、ol1734. 2229828. 18364. 252' =+=+=LWM LFM LM M M M表 2 平均摩爾質(zhì)量的計算 (單位:kg/kmol塔頂 進(jìn)料板 塔釜 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量 M VDm 41.772 M VFm 36.876 M VWm 18.112 M VW 39.324 M VW 27.494 M LDm41.772M LFm25.364M LWm18.982M LW33.568M LW22.173C. 平均密度的計算:1 汽相平均密度計算:Vm PMRT= 精餾段汽相平均密度:3kg/m482. 133. 8915. 273(314. 8324

26、. 3955. 113=+=RTM Vmm Vm 提餾段汽相平均密:3' ' kg/m0065. 198. 9915. 273(314. 8497. 2755. 113=+=RTM Vmm Vm 液相平均密度計算:1iLiw =塔頂:3743.16kg/mA =, 3972.74kg/mB = 934. 0 1(=-+=BA A A AA A M X M X X M W得:3kg/m7311=+=BBAALDM 進(jìn)料板:3725.26kg/mA =, 3961.08kg/mB =216. 0 1(=-+=BA A A AA A M X M X X M W得 3kg/m9091=

27、+=BBAALDM 塔釜:3710kg/mA =, 3961.36kg/mB =-+=BA A A AA A M X M X X M W 1(0.01得:3kg/m85. 9571=+=BBAALDM 精餾段液相平均密度:3kg/m8202909731=+=Lm 提餾段液相平均密度:3' kg/m425. 933285. 957909=+=Lm表 3 液相平均密度的計算塔頂 塔釜 進(jìn)料板精餾 段液 相平 均密 度提餾 段液 相平 均密 度 B W A LDm B W A LDm B W A LDm Lm Lm 743.16972.70.934732710961.360.01957.85

28、725.3961.080.216909820933.4D. 液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算:Lm i i x =塔頂:182.27t =,由化工原理 (第三版,化學(xué)工業(yè)出版社,王志魁 附錄二十17.5mN/mA =, 62.2mN/mB =得:mN/m2497. 24 1(11=-+=B A LDM x x 進(jìn)料板:96.39F t =,查手冊:16mN/mA =, 59.5mN/mB = 得:mN/m0595. 48 1(=-+=B F A F LFM x x 塔釜:103.57W t =,查附錄:15.2mN/mA =, 58.48mN/mB = 得:mN/m30. 58=

29、LWM 精餾段液體表面平均張力:mN/m1546. 362=+=LFMLDM LM 提餾段液體表面平均張力:m mN LFMLDM LM /1797. 532' =+=表 4 液體平均表面張力計算塔頂 塔釜 進(jìn)料板精餾 段液 相平 均密 度提餾 段液 相平 均密 度t 1 A B LDm t w A B LWm t F A B LFm Lm Lm 82.2717.562.224.25103.615.258.4858.3096.391659.548.06820933.4E. 液體平均黏度計算:液體平均黏度按下式計算:lg lg Lm i i x =塔頂:182.27t =,查由化工原理

30、(第三版,化學(xué)工業(yè)出版社,王志魁附 錄十二 0.41mPa s A =, 0.35mPa s B = 得:s ig i l x LD m =mPa 394. 010進(jìn)料板:96.39F t =,查附錄:0.33mPa s A =, 0.29mPa s B = 得:298. 010=ig i l x L D m mPa s 塔釜:103.57w t =,查附錄:0.30mPa s A =, 0.274mPa s B = 得:274. 010=ig i l x L D m mPa s 精餾段液體平均黏度:0.3940.2980.346mPa s 2Lm +=提餾段液體平均黏度:'0.298

31、0.2740.286mPa s 2Lm+=表 5 液體平均黏度計算塔頂 塔釜 進(jìn)料板精餾 段液 相平 均粘 度提餾 段液 相平 均粘 度t 1 B LDmt w B LWmt F B LFmLm Lm 82.270.410.350.394 103.60.300.2740.274 96.390.330.290.298 0.3460.286F. 氣液相體積流率計算: 精餾段汽相體積流率: /sm 916. 028. 13600324. 3941. 10736003=VM VM S VM V 液相體積流率:/sm 00078. 036003=LMLMS LM L 提餾段汽相體積流率:/sm 926.

32、 03600' 3'' '=VM VMS M V V 液相體積流率:/sm 0015. 03600' 3'' '=LMLMS M L L 表 6 氣液相體積流率計算精餾段氣相體積流率液相體積流率提餾段汽相體積流率液相體積流率s V s L ' s V' s Ls /m 916. 03 00078. 030.926/m ss m /0015. 03G. 塔徑的確定塔徑的確定,需求 max =C 由下式計算:0.220( 20L C C = 20C 由 Smith 圖查取。取板間距 0.35m T H =, 板上液層高

33、度 0.05m l h =, 則 0. 350. 050. 30m T l H h -=-=(1 精餾段塔徑的確定:圖的橫坐標(biāo) =2/12/1 28. 1820(916. 000078. 0 (V L S S P P V L 0.022 查 smith 圖, 圖 2.4 smith 圖得 200.072C =C =0.0826m/s941. 1max =-=VMVMLM C取安全系數(shù)為 0.7,則空塔氣速為:m/s3587. 1941. 17. 0= 則精餾塔塔徑 m 931. 03587. 114. 3916. 044=SV D(2 提餾段塔徑的確定:圖的橫坐標(biāo)為:0459. 0 (2/1&

34、#39; ' ' =VL S S P P V L 查 smith 圖,得 '200.069C =0843. 0' =C5659. 20065. 10065. 1425. 933. 0max ' =-=取安全系數(shù)為 0.7,則空塔氣速為 796. 15659. 27. 0; =則精餾塔塔徑 81. 04'' =SV D(3 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后, m D 1= 塔截面積:785. 042=D A T 精餾段實際空塔氣速為:m/s167. 1785. 0915. 0=T S A V 提餾段實際空塔氣速為:m/s179. 1''=T

35、S A V2.1.5.2 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算:m 5.135.301N =-= (精 精 Z 提餾段有效高度的計算:m 5.015.301N Z =-= (餾 餾 在進(jìn)料板上方開一人孔,其高度為 0.8m 因此塔的有效高度為 m 48. 005. 115. 3=+=Z 2.2 塔板主要工藝尺寸的計算2.2.1溢流裝置計算 因塔徑 D=1m,可選用單溢流弓形降液管 A. 堰長 l w單溢流:l w =(0.60.8 D ,取 l w =0.6×1=0.6 m B. 溢流堰高度 h w 因為 h l =hw +how選用平直堰,堰上液層高度 h ow 可用 Fran

36、cis 計算, 即 3/2 (100084. 2hh ow l l E h =精餾段:l L =0.00078×3600=2.8 m3/h 圖 2.5液體收縮系數(shù)計算圖2.52.52.712.60.54h w L l =, 0.540.60.9w l D = 查上圖得, E=1.02, 則 h ow =(2.84/1000 ×1.02×(2.8/0.6 2/3=0.00849 m 取板上清夜層高度 h 2=0.05m, 故 h w =0.05-0.00849=0.04151 m 提餾段:l h =0.00148×3600=5.328 m3/h查得 E=1

37、.045,則 h OW =(2.84/1000×1.045×(5.4/0.6 2/3=0.0137 m 取板上清夜層高度 h L =0.05 m, 故 h W =0.05-0.0137=0.0363 m 2.2.2降液管2.2.2.1降液管高度和截面積因為 0.6w l =,查下圖(弓形降液管參數(shù)圖得:0.055f TA A =,0.115dW D= 所以 043. 0785. 0055. 0=F A , 115. 01115. 0=D W 圖 2.6 弓形降液管參數(shù)圖依下式驗算液體在降液管中的停留時間:360035f thA H L =精餾段:77. 238. 243.

38、0043. 03600=>5s提餾段:493. 12328. 543. 0043. 03600=>5s 故降液管設(shè)計合理。2.2.2.2降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算:'=03600u l L h w h取 '00.07m/s=則 精餾段:m 021. 00=h ,即 020mm h 提餾段:m 035. 00' =h ,即 020mm h 故降液管底隙高度設(shè)計合理。 2.2.3塔板布置2.2.3.1塔板的分塊因為 D=1000mm,故塔板采用分塊式,查表得,塔板分為 3塊。 2.2.3.2邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度:W S =0.07m 邊

39、緣區(qū)寬度:W C =0.035m 2.2.3.3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算: sin 180(21222rx r x r x A a -+-= 其中 265. 0 (2=+-=S D W W Dx 465. 02=-=C W Dr故 2m 442. 0=a A2.2.3.4浮閥塔計算及其排列采用 F1型重閥,重量為 33g ,孔徑為 39mm A. 浮法數(shù)目浮法數(shù)目按下式計算:0204u d V N S=氣體通過閥孔的速度:VFu =0取動能因數(shù) F=1.1,則 精餾段:72. 9482. 110=, 240.84772.95730.0399.72N =個 提餾段:33. 110065

40、. 110' =, 240.92668.42690.03911.33N '=個B. 排列由于采用分塊式塔板, 故采用等邊三角形叉排。 設(shè)相近的閥孔中心距 t=75mm, 畫出閥孔排列圖(如下圖 :通道板上可排閥孔 26個 . 弓形板可排閥孔 24個,所 以總閥孔數(shù)目為 N=26+24×2=74個。 C. 校核1 精餾段:氣體通過閥孔的實際速度:0220440.8479.58m/s0.03974s V u d N = =圖 2.7閥孔排列圖實際動能因素:m/s66. 11482. . 900=V F 2 提餾段:氣體通過閥孔的實際速度:0220440.92610.48m

41、/s0.03974S V u d N ''= 實際動能因素:m/s514. 10' 0' 0=v F 3 開孔率:%25. 11%100402=TA d N 開孔率在 10%14%之間,且實際動能因數(shù) F 0在 912間,滿足要求。 2.3 流體力學(xué)驗算2.3.1氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降 單板壓降:h p =hc +hl +h閥片全開前:m 036. 082058. 99. 199. 19175. 00175. 0=L c h m 032. 09. 19' ' 175. 00' =Lc h 閥片全開后 : m 045. 0820

42、81. 92482. 158. 934. 5234. 520=L v c g h m 027. 0425. 93381. 920065. 158. 934. 5234. 52' ' 0' '=L v c g h 取板上液層充氣因數(shù) 0=0.5,那么h L =0(hw+ how =0 hL =0.5×0.05=0.025 m 氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算:gh h L 2=但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小,可忽略不計。 (1 精餾段:h p =hc +hl +h=0.045+0.025=0.07 m (2 提餾段:h P =

43、0.027+0.025=0.052 m 2.3.2漏液驗算 (1 精餾段:氣體通過閥孔時的速度:m/s36. 1074039. 014. 3916. 0442020=N d V s 636. 1200=V F >6 (2 提餾段氣體通過閥孔時的速度: 514. 10''0'0=V F >6 2.3.3液泛驗算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算: H d =hp +hw +how +hd =hp +hL +hd (H T +hw 浮法塔的頁面落差一般不大,?？珊雎圆挥?(1 精餾段 h p =0.07 m , h L =0.052 m 塔板上不設(shè)進(jìn)口堰時:m 0

44、00033. 0 (153. 03=h L L h W S d H d =(0.07+0.052+0.000033 m=0.122033m 取 =0.5 , (H T +hw =0.5×(0.35+0.04151 =0.196 m H d <(H T +hw (2 提餾段 h p =0.052 m , h L =0.05 m塔板上不設(shè)進(jìn)口堰時:m 000053. 0 (153. 03'' ''=h L L h W S d H d =0.052+0.05+0.000053=0.102053 m 取 =0.5 , (H T +hW =0.5×

45、;(0.35+0.0363 =0.19315 m H d <(H T + hW 2.3.4霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算,取計算結(jié)果中較大的數(shù)值:b F LS VL V SA KC Z L V F 36. 1+-= , TF VL V SA KC V F 78. 0-=Z L =D-2Wd , A b =AT -2A f (1 精餾段:584. 0043. 02785. 0(098. 011035. 021(00078. 036. 1482. 1820482. 1. 0=-+-=F67. 0785. 0098. 0178. 0482. 1820482. 196. 0=-=F &l

46、t;0.7(2 提餾段:4748. 0043. 02785. 0(092. 011035. 021(0015. 036. 10065. 1425. 9330065. 1. 0=-+-=F0785. 0092. 0178. 00065. 1425. 9330065. 1. 0=-=F .515<0.72.3.5液體在降液管內(nèi)的停留時間 (1 精餾段: s 339. 1900078. 035. 0043. 0>=ST f L H A (2 提餾段: s 3033. 100015. 035. 0043. 0'' ' >=ST f L H A 第 3章 操作性

47、能負(fù)荷圖3.1 氣相負(fù)荷下限線 (1 精餾段:/sm 362. 0482. 574039. 045432'20=V S Nd V (2 提餾段: /sm 4404. 00065. 574039. 045432'20'=V S Nd V3.2 過量霧沫夾帶線 取 F=0.7 (1 精餾段:043. 02785. 0(098. 011035. 021(36. 1482. 1820482. 17. 0-+-=S SL V 得: V S =-25.67LS +1.133 (2 提餾段:043. 02785. 0(098. 011035. 021(36. 10065. 1425.

48、 9330065. 17. 0'-+-=S SL V得:488. 169. 33'+-=S S L V 3.3 液相負(fù)荷下限線 (1 精餾段: 3/23/2 6. 03600(045. 1100084. 2 3600(100084. 200849. 0S w S L l L E =得:3s L 0.000726m /s= (2 提餾段: 3/23/2 6. 03600(045. 1100084. 2 3600(100084. 20137. 0S w S L l L E =得:s ' 3L 0.00149m /s= 3.4 液泛負(fù)荷上限線 m /s 003. 05=T f

49、 S H A L3.5 泛液線泛液線方程:222/3s S s aV b cL dL =-(1 精餾段:063. 01091. 125=N a l vb=HT +(-1-0 h w =0.5×0.35+(0.5-1-0.5 ×0.04151=0.133495. 106202. 06. 0153. 0153. 022202=h l c w 577. 16. 01667. 0045. 1 5. 01(1667. 0( 1(3/23/20=+=+=wl E d 0.063V 2 S =0.13349-1062.5L2 S -1.577L 2/3S(2提餾段:037. 01091.

50、 12' '5' =Na l v b=HT +(-1-0 h W =0.5×0.35+(0.5-1-0.5 ×0.0363=0.13875. 106202. 06. 0153. 0153. 0222' 02' ' =h l c w 02/32/311(1 (0.667(10.5 1.0450.6671.5770.54Wd E l '=+=+=0.037V 2 S =0.1387-341.45L2 S -1.577L 2/3S3.6 操作性能負(fù)荷圖 (1 精餾段:精餾段性能負(fù)荷圖(見附圖由圖可知,該塔的操作上限為液泛控制

51、,下限為漏液控制。由圖可讀得: (VS max =1.114 m3/s , (VS min =0.391 m3/s所以,塔的操作彈性為 289. 2391. 0114. 1min max >=S S V V (2 提餾段:提餾段性能負(fù)荷圖(見附圖由圖可知,該塔的操作上限為液泛控制,下限為漏液控制。由圖可讀得: (VS max =1.488 m3/s , (VS min =0.459 m3/s 所以,塔的操作彈性為28. 3391. 0488. 1min max >=S S V V第 4章 各接管尺寸的確定4.1 進(jìn)料管查得 30時, A =787 kg/m3 , B =995.7

52、kg/m3 故 31900. 2k g/m 0. 4/787(10. 4 /995. 7f =+- 進(jìn)料體積流量, 0008. 036002. 9008. 23517. 109=ffsf FM V 取適宜的輸送速度 u f =2.0m/s,故 m 02657. 0214. 30008. 044=SFsf V d經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管 (GB8163-87,規(guī)格:38×5 mm實際管內(nèi)流速:m 3. 1028. 014. 30008. 042=V 釜殘液的體積流量:000524. 0360095. 9588. 2376=WWsw WM V 取適宜的輸送速度:u f =1.5m/s, 則

53、 m 02617. 05. 114. 3000524. 044=SWsf V d經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格:32×3 mm實際管內(nèi)流速:m 985. 0028. 014. 3000524. 042=W 4.2 回流液管回流液體積流量:3369.0531.30m /s0.000745m /s805.793600LSL LLM V =利用液體的重力進(jìn)行回流,取適宜的回流速度 u L =0.5 m/s那么 0.0435m d = = 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格:50×3 mm實際管內(nèi)流速:240.0007450.49m/s0.044L u = 4.3 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量:/sm 928. 03600482. 181. 3941. 1073=VVSV WM V 取適宜速度 u V =20 m/s,那么0.243m d = = 經(jīng)圓整選取拉制黃銅管,規(guī)格:260×5 mm實際管內(nèi)流速:240.92818.91m/s0.25SV u =第 5章 輔助算及選型5.1 冷凝器熱負(fù)荷按泡點回流設(shè)計,即飽和蒸汽冷凝且飽和回流,采用 30的水作為冷卻劑, 逆流操作,則 Q=Wr1r 1=VMVD r 1查液體的汽化潛熱圖,可知塔頂溫度 82.27下, 乙醇汽化潛熱:r A =850 kJ/kg 水的汽化潛熱:r B =