乙醇丙醇連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計

1、目錄 化工原理設(shè)計任務書.1 摘 要.2 第 1 章 緒論.3 1.2 設(shè)計流程.3 1.2 設(shè)計思路.4 第 2 章 塔板的工藝設(shè)計.5 2.1 精餾塔全塔物料衡算.5 2.2 常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系.5 2.2.1 溫度的確定.5 2.2.2 密度的計算.6 2.2.3 混合液體表面張力的計算.7 2.2.4 混合液混合物的粘度計算.8 2.2.5 相對揮發(fā)度.9 2.3 理論塔板的計算.9 2.3.1 理論塔板數(shù)的確定.9 2.3.2 實際塔板數(shù).11 精餾段.11 提餾段.11 2.4 塔徑的初步設(shè)計.12 2.4.1 氣液相體積

2、流量計算.12 精餾段.12 提餾段.12 2.4.2 操作壓力計算.12 2.4.3 塔徑的計算與選擇.13 精餾段.13 提餾段.13 2.5 溢流裝置.14 2.5.1 溢流堰長.14 2.5.2 弓形降液管的寬度與降液管的面積.14 d w f a 2.5.3 降液管底隙高度.15 2.6 塔板布置.15 2.6.2 塔板的分布.15 2.6.2 浮閥數(shù)目與排列.15 精餾段.15 提餾段.16 第 3 章 塔板的流體力學計算.18 3.1 汽相通過浮閥塔板的壓降.18 3.1.1 精餾段.

3、18 干板阻力.18 板上充氣液層阻力.18 液體表面張力所造成的阻力.18 3.1.2 提餾段.18 干板阻力.18 板上充氣液層阻力.18 3.1.2. 2 液體表面張力所造成的阻力.18 3.2 淹塔.18 3.3 霧沫夾帶.19 3.4 塔板負荷性能圖.20 3.4.1 霧沫夾帶線.20 3.4.2 液泛線.21 3.4.3 液相負荷上限線.22 3.4.4 漏液線.22 3.4.5 液相負荷下限線.22 3.4.6 操作彈性.23 第 4 章 塔總高度計算.24 4.1 塔頂封頭.24 4.2 塔頂空間.

4、24 4.3 塔底空間.24 4.4 人孔.24 4.5 進料板處板間距.24 4.6 裙座.24 第 5 章 塔的接管.25 5.1 進料管.25 5.2 回流管.25 5.3 塔底出料管.25 5.4 塔頂蒸汽出料管.25 5.5 塔底蒸汽進氣管.26 5.6 設(shè)計結(jié)果匯總.27 結(jié)語.28 參考文獻.29 主要符號說明.30 附錄.32 化工原理設(shè)計任務書化工原理設(shè)計任務書 一、設(shè)計題目：乙醇-丙醇連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計 二、任務要求：設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離乙醇丙醇 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 f100kmol/h 進料組成 xf0.318 餾出液組成 xd0.938 釜液組成

5、xw0.038 塔頂壓力 p100kpa 單板壓降 0.7 kpa 2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流。 三三 主要設(shè)計內(nèi)容主要設(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）塔徑及精餾和提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高 4、設(shè)計結(jié)果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 摘摘 要要 在本次任務中，根據(jù)化工原理課程設(shè)計的要求設(shè)計的是乙醇-丙醇二元浮閥精餾塔，除了 要計算其工藝流程（物料衡算、篩板塔的設(shè)計計算）以外，并對精餾塔的主要工藝流程進行 比較詳細的設(shè)計，并畫

6、出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖。 本次設(shè)計選取回流比 min=4.276，應用逐板法計算理論版數(shù)，求得理論塔板 nt r min =1. 5r 為 15 塊（包括塔釜再沸器） ，第 8 塊為進料板。由奧康奈爾公式得到全塔效率為 46.67%，e t 實際塔板數(shù)為 30 塊，第 16 塊為進料板,建立塔的框架。以此為基礎(chǔ)，展開物料物理性質(zhì)和塔 工藝尺寸的計算：塔徑，板間距；選用單溢流弓形降 12 md =1.4m精餾段d =1. 2 ，提餾段0. 45m 液管；并用流體力學對浮閥精餾塔進行驗算，氣體通過浮閥塔板壓降，淹塔，物沫夾帶，塔 板負荷性能圖（物末夾帶線、液泛線、液相負荷上限漏液線、液

7、相負荷下限）確定了各項指 標均在安全操作范圍之內(nèi)。塔頂采用全凝器，進料液用釜液預熱。 關(guān)鍵詞：乙醇關(guān)鍵詞：乙醇- -丙醇；浮閥精餾塔；物料衡算；逐板法計算理論塔板數(shù)；丙醇；浮閥精餾塔；物料衡算；逐板法計算理論塔板數(shù)； 第第 1 1 章章 緒論緒論 精餾在化工生產(chǎn)中是最基本的單元操作之一，精餾操作的主體設(shè)備即塔設(shè)備，氣液傳質(zhì) 設(shè)備的種類繁多，但基本上可以分為兩大類：逐級接觸式和微分式，板式塔是逐級接觸式的 代表，填料塔是微分接觸式的代表。板式塔的塔板類型種類很多，有泡罩塔板、浮閥塔板、 篩孔塔板、舌型塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板、多降液管塔板、林德篩板、無溢流塔板等。本 設(shè)計要求設(shè)計浮閥塔精餾塔，所

8、以下面介紹一下浮閥塔。 浮閥塔是二十世紀五十年代初開發(fā)的一種新塔型，其特點是在篩板塔基礎(chǔ)上，在每個篩 孔處安置一個可上下移動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因 自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小自動調(diào)節(jié)，從而使進入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因 氣體在閥片下側(cè)水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，從而收到很 好的傳質(zhì)效果。 浮閥有三條帶鉤的腿，將浮閥放進篩孔后，將其腿上的鉤扳轉(zhuǎn)，可防止操作時氣速過大 將浮閥吹脫。此外，浮閥邊沿沖壓出三塊向下微彎的“腳” 。當篩孔氣速降低，浮閥降至塔板 時，靠這三只“腳”使閥片與塔板間保持 2.5mm 左右的間隙；在浮閥再次

9、升起時，浮閥不會 被粘住，可平穩(wěn)上升。浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大 20%40%，操作彈性可達 79，板效 率比泡罩塔約高 15%，制造費用為泡罩塔的 60%80%，為篩板塔的 120%130%。 浮閥一般都用不銹鋼制成，國內(nèi)常用的浮閥有三種，即 v-4 型、t 型與 f1 型。v-4 型的 特點是閥孔被沖壓成向下彎的噴嘴形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。t 型閥則 借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，f1 型浮閥最簡單，該類型浮閥已被 廣泛使用。我國已有部頒標準（jb111868） 。f1 型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度 2mm 的鋼板沖成，閥質(zhì)量約 33 克，輕

10、閥用厚度 1.5mm 的鋼板沖成，質(zhì)量約 25 克。閥重則閥的慣 性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大，一般采用重閥，只有要求壓降很小的場合，如真空精 餾時才使用輕閥 1.11.1 設(shè)計流程設(shè)計流程 乙醇丙醇合液經(jīng)原料預熱器加熱，進料狀況為泡點進料送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采 用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐,塔釜采用直接 蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐 飽和水蒸汽飽和水蒸汽 全凝器 回流回流 出料出料 乙醇和丙醇溶液乙醇和丙醇溶液 塔釜出料塔釜出料 圖 1-1 精流流程示圖 1.2 設(shè)計思路設(shè)計思路 理論塔板數(shù) 求理論塔板數(shù) 汽液相負荷計算 浮閥塔塔板設(shè)計 流

11、體力學計算 畫出負荷性能圖 畫出工藝流程圖 全塔物料衡算 第第 2 2 章章 塔板的工藝設(shè)計塔板的工藝設(shè)計 2.12.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算 摩爾分數(shù)質(zhì)量分數(shù)=mol x/46 x/46x x （） （）+（1- )/ 60 26.33% 92.06% 2.94% f d w x x x 物料衡算式為：f=d+w 易揮發(fā)組分物料衡算：fxf=dxd+w xw fdw fxfdxdwxw 100 100 0.3180.9380.038 dw dw 解得：d=31.111 kmol/h=0.00864kmol/s w=68.889 kmol/h=0.0191kmol/s 2.22

12、.2 常壓下乙醇常壓下乙醇- -丙醇氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系丙醇氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系 表 2-1 常壓下乙醇丙醇的汽液平衡數(shù)據(jù) 序號液相組成氣相組成沸點/序號液相組成氣相組成沸點/ 10.0000.00097.1670.5460.71184.98 20.1260.24093.8580.6000.76084.13 30.1880.31892.6690.6630.79983.06 40.2100.33991.60100.8440.91480.59 50.3580.55088.32111.0001.00078.38 60.4610.65086.25 .1 溫度溫度

13、的確定的確定 利用表 2-1 中數(shù)據(jù)由插值法可求得、。 f t d t w t 進料溫度： =89.206 oc 91.6091.6088.32 0.2100.3580.3180.210 f t f t 塔頂溫度： =79.258 oc 78.3880.5978.38 0.844 10.938 1 d t d t 塔底溫度： =96.162oc 97.1697.1693.85 00.1260.0380 w t w t 精餾段平均溫度 1 89.20679.258 t84.232 22 fdtt 提餾段平均溫度 2 89.20696.162 t92.684 22 fwtt .2

14、密度密度的計算的計算 利用式（ 為質(zhì)量分率） 、（平均相對分子量）計算混合物液體密 b b a a l p 1 v . m 22.4 o o t p tp m 度和混合氣體密度。 塔頂溫度：=79.258 oc d t 氣相組成: =96.58% d y 78.3880.5979.25878.38 1 0.9141 d y d y 進料溫度: oc f t =89.206 汽相組成: =49.30% :f y 91.6088.3291.6089.206 0.3390.5500.339 f y :f y 塔底溫度：=96.162 oc w t 汽相組成: =7.24% w y 97.1693.8

15、597.1696.162 00.2400 w y w y 精餾段平均液相組成：=0.628 1 0.9380.318 22 df xx x 精餾段平均汽相組成：=0.729 1 0.96580.4930 22 df yy y 精餾段液相平均分子量： 1 46 0.62860 (1 0.628)51.208kg/kmol l m 精餾段汽相平均分子量： 1 46 0.72960 (1 0.729)50.07/ v mkg kmol 提餾段平均液相組成：=0.178 2 0.0380.318 22 wf xx x 提餾段平均汽相組成： 1 0.49300.0724 0.2827 22 wf yy

16、y 提餾段液相平均分子量： 2 46 0.17860 (1 0.178)57.508kg/kmol l m 提餾段液相平均分子量： 2 46 0.282760 (1 0.2827)56.024/ v mkg kmol 利用表 2-2 中數(shù)據(jù)，由插值法不同溫度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和 f t d t w t 水的密度（） 3 mkg 表 2-2 不同溫度下乙醇和丙醇的密度 溫度 t、 708090100 乙醇：a m3 754.2742.3730.1717.4 丙醇：b m3 759.6748.7737.5726.1 =89.206oc （進料乙醇的密 f t 90809089.206

17、 730.1 742.3730.1 f 乙 f 731.068 乙 3 kg m 度） （進料中丙醇的密度） 90809089.206 737.5748.7737.5 f 丙 f 738.389 丙 3 kg m = （料液的密度） f 10.26331 0.2633 731.068738.389 f 736.447 3 kg m =79.258 oc （餾出液中乙醇的密 d t 80708979.258 742.3754.2742.3 d 乙 d 743.183 乙 3 kg m 度） （餾出液中丙醇的密度） 80708079.258 748.7759.6748.7 d 丙 d 749.50

18、9 丙 3 mkg = （餾出液的密度） d 10.92061 0.9206 743.183749.509 d 743.681 3 kg m =96.162 oc （殘液中乙醇的密 w t 1009010096.162 717.4730.1717.4 w 乙 w 722.274 乙 3 kg m 度） （殘液中丙醇的密度） 1009010096.162 726.1 737.5726.1 w 丙 w 730.475 丙 3 kg m = （殘液的密度） w 10.02941 0.0294 722.274730.475 730.231 w 3 kg m 所以 精餾段的平均氣相密度：=740.064

19、 1 736.447743.681 22 fd l 3 kg m 提餾段的平均氣相密度：=733.339 2 730.231 736.447 22 wf l 3 kg m =46.868 46(1) 600.938 46(1 0.938) 60 lddd mxx/kg kmol =55.548 46(1) 600.318 46(1 0.318) 60 lfff mxx/kg kmol =59.468 46(1) 600.038 46(1 0.038) 60 lwww mxx/kg kmol 則： =51.208 1l m 46.86855.548 = 22 ldlf mm kg kmol =5

20、7.508 2l m 59.46855.548 = 22 lwlf mm kg kmol 46(1) 600.9658 46(1 0.9658) 6046.479 vddd myykg kmol 46(1) 600.493 46(1 0.493) 6053.098 vfff myy/kg kmol 46(1) 600.0724 46(1 0.0724) 6058.986 vwww myy/kg kmol 1 49.943 2 vdvw v mm m kg kmol 256.042 2 vfvw v mm m kg kmol kg/m3 273.15 1.787 22.4 (273.1589.2

21、06) vf kg/m3 273.15 1.608 22.4 (273.1579.258) vd kg/m3 273.15 1.948 22.4 (273.1596.162) vw kg/m3 1 1.787 1.608 1.697 22 vfvd v kg/m3 2 1.787 1.948 1.867 22 vfvw v .3 混合液體表面張力的計算混合液體表面張力的計算 由表 2-3 不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力，利用插值法求的表面張力 表 2-3 不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力數(shù)據(jù)表 溫度 6080100 乙醇（） mn m 20.2518.2816.29 丙醇（） m

22、n m 21.2719.4017.50 , ，79.258 d t 806018.2820.25 8079.25818.28 d 乙 18.353 d 乙 mn m 806019.4021.27 8079.25819.40 d 丙 19.469 d 丙 mn m =89.206， ， f t 1008016.29 18.28 10089.20616.29 乙f 17.364 f 乙 mn m ， 1008017.50 19.40 10089.20617.50 丙f 18.525 f 丙 mn m 96.162， ， ， w t 1008016.29 18.28 10096.16216.29 w

23、 乙 16.672 乙w mn m ， 1008017.50 19040 10096.16217.50 w 丙 17.865 丙w mn m (1)18.353 0.938 19.469 (1 0.938)18.422 ldddd xx 乙丙d mn m (1)17.364 0.318 18.525 (1 0.318)18.156 lfffff xx 乙丙 mn m (1)16.672 0.038 17.865 (1 0.038)17.820 lwwwww xx 乙丙 mn m 精餾段液相平均表面張力： 18.422 18.156 18.289 22 ldlf l 精 mn m 提餾段液相平均

24、表面張力： 17.820 18.156 17.988 22 lwlf l 提 mn m 2.2.4 混合液混合物的粘度計混合液混合物的粘度計算算 2-4 乙醇和丙醇的粘度數(shù)據(jù)表 溫度 6080100 乙醇 （mpa*s） 0.6010.4950.361 丙醇 0.8990.6190.444 （mpa*s） 根據(jù) 2-4 表，用插值法求得混合物的黏度 ， ， 1 84.232t 1008084.23280 0.361 0.4950.495 乙 0.467 乙 a mp s ， 1008084.23280 0.444-0.6190.619 丙 0.582 丙a mp s , ， 2 92.684t

25、 1008092.68480 0.361-0.4950.495 乙 0.410 乙a mp s ， 1008092.68480 0.4440.6190.619 丙 0.508 丙a mp s 精餾段粘度： 111 10.628 0.4671 0.6280.5820.510 xx 乙丙 （）（） a mp s 提餾段粘度： 222 1)0.178 0.4101 0.1780.5080.490 xx 乙丙 （） a mp s .5 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度 由 ， 得0.318 f x 0.493 f y 0.4931 0.493 2.085 0.3181 0.318 f 由 ， 得0

26、.938 d x 0.966 d y 0.9661 0.966 1.867 0.9381 0.938 d 由 ， 得0.038 w x0.072 w y 0.0721 0.072 1.964 0.0381 0.038 w 精餾段平均相對揮發(fā)度： 1 1.8672.085 1.976 22 df 提餾段平均相對揮發(fā)度： 2 1.9642.085 2.024 22 wf 2.32.3 理論理論塔板塔板數(shù)及實際塔板數(shù)的計算數(shù)及實際塔板數(shù)的計算 .1 理論塔板數(shù)確定理論塔板數(shù)確定 理論塔板數(shù)的計算方法:可用逐板計算法、圖解法。本設(shè)計采用圖解法。 最小回流比： （1） dp min pp

27、 xy r= yx q=1 飽和進料。q 線方程為： （2） pf x =x =0.318 精餾段相平衡方程： （3） 1 1 1 1.976x y = 1 0.976x 提餾段相平衡方程： （4） 2 2 2 2.024x y = 1 1.024x 式（2） （3）聯(lián)立得： pp x =0.318y =0.479， 代入（1）式得： min 0.9380.479 r=2.851 0.4790.318 操作回流比?。?min r=1.5r=1.5 2.851=4.276 精餾段操作線： x r d y=x + n n+1 r+1r+1 得： （5）y=0. 810 x +0. 178 n n+

28、1 提餾段操作線方程： m m lw y=x -xw +1 vv 得： （6） m m y=1. 420 x - 0. 0159 +1 理論板數(shù)計算：先交替使用相平衡方程（3）與精餾段操作線方程（5）計算如下 yx 相平衡 =0. 938=0. 884 11 xy =0. 811=0. 894 22 yx =0. 835=0. 719 33 xy =0. 616=0. 760 44 yx =0. 677=0. 515 55 xy =0. 426=0. 595 66 yx =0. 357=0. 523 77 xy =0. 307=0. 467 88 此時。第九塊板上升汽相組成由提餾段方程計算。x

29、x0.318 f =0. 307 8 以下交替使用提餾段操作線方程（6）與相平衡方程（4）計算如下 98 y1.420 x0.01590.420 9 0.420 x0.263 2.024 1.024 0.420 xy =0. 263=0. 358 910 yx =0. 291=0. 216 1110 xy =0. 169=0. 224 1112 yx =0. 161=0. 124 1312 xy =0. 086=0. 107 1314 15 xy0.063=0. 107 14 15 x0.032 w x =0.038 由此得到： 全塔理論板數(shù)塊（包括再沸器） 。加料板為第 8 塊理論板。 t

30、n =15 精餾段理論板數(shù) t1 n =7塊 提餾段理論板數(shù) nt2=8-1=7 塊 .2 實際塔板數(shù)確定實際塔板數(shù)確定 全塔板效率的求取利用奧康奈爾公式 0.245 0.49() tl e 其中：塔頂與塔底平均相對揮發(fā)度； 塔頂與塔底平均液相粘度 。 l a mp s 精餾段精餾段 已知： ， mpa*s 1 1.976 1 0.510 l 所以： 0.245 1 0.49 (1.976 0.510)0.489 t e 塊 1 1 7 15 0.489 t p t n n e 精 提餾段提餾段 已知： ， mpa*s 2 2.02

31、4 2 0.490 l 所以： 0.245 0.49 (2.024 0.490)0.491 t e 塊 2 2 7 15 0.491 t p t n n e 提 全塔所需實際塔板數(shù)15 1530 ppp nnn 精提 塊 全塔效率：100%= 100%=46.67% t t p n e n 15 1 30 加料板位置在第 16 塊塔板上。 2.42.4 塔徑的初步設(shè)計塔徑的初步設(shè)計 .1 汽液相體積流量的計算汽液相體積流量的計算 精餾段精餾段： kmol/s 4.276 31.11 =0.037 3600 lrd kmol/s 1 (1)0.046 3600 v

32、rd （4. 276）31. 11 則質(zhì)量流量： kg/s 11 51.208 0.0371.895 l lm l kg/s 11 49.943 0.0462.297 v vm v 體積流量： /s 3 1 1 1 1.895 2.560 10 740.064 s l l l 3 m /s 1 1 1 2.297 1.354 1.697 s v v v 3 m 提餾段提餾段： 飽和液體進料 q=1 kmol/s 100 0.037=0.065 3600 llqfrdqf kmol/s (1)0.046vvqfv 則質(zhì)量流量： kg/s 22 57.508 0.0653.738

33、l lml kg/s 22 56.042 0.0462.578 v vm v 體積流量： /s 3 2 2 2 3.738 5.097 10 733.339 s l l l 3 m /s 2 2 2 2.578 1.381 1.867 s v v v 3 m 2.4.2 操作壓力計算操作壓力計算 塔頂壓強：pd=100kpa, 取每層塔板壓降：p=0.7 kpa 則進料板壓強：pf=100+0.7*14=117.425 kpa 塔釜壓強：pw=101.325+0.7*27=120.225 kpa 精餾段平均操作壓強：pm1=（101.325+117.425）/2=109.325 kpa 提餾段

34、平均操作壓強：pm2=(117.425+120.225)/2=118.825kpa 2.4.3 塔徑的計算塔徑的計算與選擇與選擇 選板間距 ht=0.45m，取板上液層高度 hl=0.06m ，故 hthl=0.39 m 精餾段精餾段 橫坐標： 113 11 22 11 2.560 10740.064 ()()0.039 1.3541.697 sl sv l v 查史密斯關(guān)聯(lián)圖得：c20=0.085 20.2 1 20 18.289 ()0.085 ()0.0835 2020 cc umax=c=0.0834=1.742 m/s v vl 740.064 1.69

35、7 1.697 取安全系數(shù)為 0.7，則 u=0.7umax=1.219 m/s = =1.189m1d u vs 44 1.354 3.14 1.219 塔徑圓整取 1.2m1d 塔截面積： 22 1 () =0.785 1.2 =1.130 2 t d a 2 m 空塔氣速： =1.198 m/s 1 u 1.354 1.130 提餾段提餾段 橫坐標：()()0.5=( )()0.5=0.073 s s v l v l 3 5.097 10 1.381 733.339 1.867 查圖得：c20=0.084 20.2 2 20 17.988 ()0.084 (

36、)0.0822 2020 cc max 733.339 1.867 0.08221.627 1.867 u 取安全系數(shù)為 0.7，則 m/s 2max 0.70.7 1.6271.139uu = =1.242m 2 d u vs 44 1.381 3.14 1.139 按標準，塔徑 d 圓整取 1.4m 塔截面積： m2 22 2 () =0.785 1.4 =1.539 2 t d a 空塔氣速： =0.897m/s2u 1.381 1.539 2.52.5 溢流裝置溢流裝置 .1 溢流堰長溢流堰長 取堰長為 0.6d, 精餾段： w=0.6m w l l 1.2=0.72

37、提餾段： w=0.6 l 0.6 1.4=0.84m 出口堰高：本設(shè)計采用平直堰，堰上高度按下式計算 ow h （ 近似?。?32/3 2.84 10() h ow w l he l 1e 精餾段堰上的液層高度： 2-3 3 2.842.256 103600 =0.0155m 10000.72 ow h（） 溢流堰高-h0.060.01550.0445 wlow hh 提餾段堰上的液層高度： 2-3 3 2.84103600 =0.0176 10000.84 ow h（） 溢流堰高 -h0.060.01760.0424 wlow hh .2 弓形

38、降液管的寬度弓形降液管的寬度與降液管的面積與降液管的面積 d w f a 由 查弓形降液管參數(shù)圖知0.6 w l d f 0.0765 t a a 0.134 d w d 2 f a =0.0765 1.130=0.0864m精餾段: 0.134 1.20.161m d w 提餾段： 2 f a =0.765 1.539=0.118m d w =0.134 1.4=0.188m 依式 1 1 1 2 2 0.0864 0.45 15.1875 0.00256 0.118 0.45 14.721s5 0.00607 ft s ft s ft s ah l ah ss l ah s l 精餾段:降

39、液管可用 提餾段：降液管可用 .3 降液管底隙高度降液管底隙高度 0 h 根據(jù)公式 s o w l h l u 精餾段： 取降液管底隙的流速 u=0.11m/s 0.00256 0.032=0.03m 0.72 0.11 oo hmh 取 提餾段： 取降液管底隙的流速 u=0.12m/s 0.005097 0.036=0.04m 0.12 0.72 hmh 取 2.62.6 塔板塔板布置布置 .1 塔板的分布塔板的分布 因 d800mm,故塔板采用分塊式，以便通過人孔裝拆塔板。 .2 浮閥數(shù)目與排列浮閥數(shù)目與排列

40、 精餾段精餾段 取閥孔動能因子 0 f =12 孔速 0 01 v1 f12 u =9.98m s 1.697 每層塔板上浮閥數(shù)目 s1 22 001 v1.354 n=114 d u0.0399.98 44 個 取邊緣區(qū)寬度 , 0.06 s wm0.05 c wm 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積 )(sin180/2 1222 r x rxrxaa 1.2 0.161 0.060.379 22 1.2 r0.05=0.55m 22 ds c d xwwm d w 其中 22212 2/180sin ( )0.762 x ax rxrm r 故 浮閥排列方式采用等腰三角形

41、叉排，取孔中心距 75mmt 則排間距 0.762 t89 114 0.075 aa m m n t 若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分 鼓泡面積，因此排列間距應小些，故取=60mm，按 t=75mm，=60mm，以等腰三角形叉排 t t 排得浮閥數(shù) 127 個。 按 n=127 個重新核算孔速和閥孔動能因子 . 127 1. 354 -1 u=8. 92ms 012 0. 785 0. 039 01 f =8.921.697=11.62 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 之間。 塔板開孔率= 01 u1.198 =100%=13.42% u8.92

42、 提餾段提餾段 取閥孔動能因子 0 f =12 孔速 0 01 v2 f12 u =8.78m s 1.867 每層塔板上浮閥數(shù)目 s2 22 002 v1.381 n=132 d u0.0398.78 44 個 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 75mmt 則排間距 0.762 t77 132 0.075 aa m m n t 若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分 鼓泡面積，因此排列間距應小些，故取=55mm，按 t=75mm，=55mm，以等腰三角形叉排 t t 排得浮閥數(shù) 144 個。 按 n=144 個重新核算

43、孔速和閥孔動能因子 . 144 1. 381 -1 u=8. 03ms 022 0. 785 0. 039 01 f =8.031.867=10.97 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 之間。 塔板開孔率= 02 u0.897 =100%=11.17% u8.03 第第 3 3 章章 塔板的流體力學計算塔板的流體力學計算 3.13.1 汽相通過浮閥塔板的壓降汽相通過浮閥塔板的壓降 依據(jù) ， g 來計算 hhhh cp lp h .1 精餾段精餾段 干板阻力計算 c h 1.825 7.86 1.697 73. 1 73. 11. 825 um/ s 0c1 v

44、1 0c1 u 01 u 1.697 8.92 740.064 2 2 u v1 01 h5. 345. 340. 050m c1 2g29. 8 l1 板上充氣液層阻力取 l l 0. 5，h0. 06m 0l 則 hh0. 5 0. 060. 03m 10 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計。 與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹椋?h0. 0500. 030. 080m p1 744.064580.21ph g0. 0809. 8pa p1p1 l1 .2 提餾段提餾段 干板阻力計算 c h 7.46 1.86

45、7 73. 173. 1 1. 825 um/ s 1. 825 0c2 v1 uu 020c2 1.867 8.03 733.339 2 2 u v2 02 h5. 345. 340. 045 c2 2g29. 8 l2 板上充氣液層阻力 取 l22l 0. 5，h0. 06m 則hh0. 5 0. 060. 03m 00 液體表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計。 與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?p2 h0. 045+0. 030. 075m 539.00ph g0. 075 733. 339 9. 8pa p2p2 l2 3.23.2 淹塔淹

46、塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度 wpld h d（h th ） h dhhh 3.2.1 精餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?p1 h0.080m 液體通過降液管的壓頭損失 2 0.72 l 2 s1 d1 w0 0. 00256 h0. 153（）0. 153 ()0. 0019m l h0. 032 板上液層高度 l 1 h0. 06m 則h d0. 0800. 00190. 060. 1419m 取 tw 0. 5，已知h0. 45m ，h0. 0445 則 wt 1 （hh）0. 5（0. 0445 0.

47、45）0. 247m 可見，所以符合防止淹塔的要求。 1 ） w h t （h 1 hd 3.2.2 提餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當?shù)囊褐叨?p1 h0.075m 液體通過降液管的壓頭損失 0.84 l h 0. 003607 22s2 0. 153（）0. 153 ()0. 0022m d2 lh0. 036 w 0 板上液層高度 l 1 h0. 06m 則h d0. 075 0. 0022 0. 060. 1372m 取 tw 0. 5，已知h0. 45m ，h0. 0424m 則 2 wt （hh）0. 5（0. 45 0. 0424

48、）0. 246m 可見，所以符合防止淹塔的要求。 2 ） w h t （h 2 hd 3.33.3 霧沫夾帶霧沫夾帶 .1 精餾段精餾段 v1 vs1+1. 36lz -ls1 l1v1 泛點率=100% kc a f b 板上液體流經(jīng)長度 0.878 zd 2w1. 2 2 0. 161m ld 板上流體流經(jīng)面積 1.1300.957 2 aa2a2 0. 0864m tfb 取 k=1.0，泛點負荷系數(shù) 0.103 f c 1.697 0.878 0.957 1. 113+1. 36 0. 00256 740. 064-1. 697 泛點率100%=68. 95% 1. 0

49、 0. 103 t -6 u v5. 7 10 3. 2a1s e=() ， u = s v,1 h - ha - a tffl1 1.297 0.11 18.289 kg v1. 354 s u =1. 297m/ s s a - a1. 130- 0. 0864 tf -6 5. 7 10 3. 2 e=() =0. 0337kg v,1-3 0. 45- 0. 15 10 .2 提餾段提餾段 板上液體流經(jīng)長度 1.024 zd 2w1. 42 0. 188m ld 板上流體流經(jīng)面積 1.5391.303 2 aa2a2 0. 188m tfb 取 k=1.0，泛點負荷系數(shù)

50、 f c0.103 1.867 1. 381+1. 36 0. 005097 1. 024 733. 339-1. 867 泛點率=100%=55. 73% 1 0. 103 1. 303 17.988 v1. 381 s u =0. 972m/ s s a - a1. 539- 0. 118 tf -6 5. 7 100. 972 3. 2 e=() =0. 01363kg800mm,裙座厚取 16mm。 2 h =3m 3 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 d= （1400+2 16）- 0. 4 10 =1032m m bi 3 基礎(chǔ)環(huán)外徑 d= （1400+2 16）- 0. 4 10 =1832m m b

51、o 圓整 d=1200m m d=2000m m bibo 考慮再沸器，取裙座高 nnnnn =30-1-4-1=m h=(- 1)h +h +h +h +h +h +h fptf fp pdb12 （）0. 45+1 0. 8+4 0. 6+1. 2+2. 027+0. 34+3 20. 567 第第 5 5 章章 塔的接管塔的接管 5.15.1 進料管進料管 本設(shè)計采用直管進料管。管徑計算如下： 1/2 4/3600 () f f f v d u 取，則 2 fl u =1.6m s=736.447kg m， 33 s 100 55.548 v =2.095 10m s 3600 736.

52、447 3 f 4 2.095 10 d =0.0408m=40.8mm 3.14 1.6 標準系列選取選取5 . 350 5.2 回流管回流管 采用直管回流管，取 1.6m/s r u r 0.00256 4l 4 1 d=0. 0451m=45. 1m m u3. 14 1. 6 d r 標準系列選取選取5 . 350 5.35.3 塔底出料管塔底出料管 采用直管出料，取1.6m/s w w 60 4 0. 0191 d=0. 0353m=35. 3m m 3. 14 1. 6 730. 231 查標準系列選取42 3.5 5.4 塔頂蒸汽出料管塔頂蒸汽出料管 采用直管出氣，取 u=20m

53、/ s 4 1. 354 d=0. 2937m=293. 7m m 3. 14 20 查標準系列選取325 9 5.55.5 塔底蒸汽進氣管塔底蒸汽進氣管 采用直管進氣，取 q w =23m/ s 4 1. 381 d=0. 2766m=276. 6m m 3. 14 23 查標準系列選取325 9 5.65.6 設(shè)計結(jié)果匯總設(shè)計結(jié)果匯總 浮閥塔設(shè)計結(jié)果匯總 序號項目計算數(shù)據(jù) 精餾段 提餾段 備注 1 塔徑（m） 1.2 1.4 2 板間距（m） 0.45 0.45 3 塔板類型單溢流弓形降液管 4 空塔氣速（）m/ s 1.198 0.897 5 堰長（m） 0.72 0.84 6 堰高（m

54、) 0.0445 0.0424 7 板上層高度（m） 0.06 0.06 8 降液管底隙高度（m） 0.032 0.036 9 浮法數(shù)（個） 127 144 10 浮閥氣速 8.92 8.03 11 浮閥動能因子 11.62 10.97 12 臨界閥孔氣速（）m/ s 7.86 7.46 13 孔心距（m） 0.075 0.075 14 排間距（m） 0.060 0.055 15 單板壓降（pa） 580.21 539.00 16 降液管內(nèi)清液層高度（m） 0.1419 0.1372 17 泛點率（1%） 68.95 55.73 18汽相負荷上限（） 3 m s2.375 2.504 19汽相

55、負荷下限（） 3 m s0.582 0.629 20 操作彈性 4.08 3.98 分塊式塔板 等腰三角形叉排 同一橫排孔心距 相鄰橫排中心距離 霧沫夾帶控制 漏液控制 結(jié)語結(jié)語 課程設(shè)計是對以往學過的知識的復習和鞏固，能夠培養(yǎng)我們理論聯(lián)系實際的能力，通過 對精餾塔的設(shè)計，更加深入的對化工生產(chǎn)過程有了初步的理解和認識，使我所學的知識不局 限于書本。此次化工原理課程設(shè)計過程中，手稿的計算、電子版的書寫、工藝流程圖和設(shè)備 條件圖等讓我學到了很多知識。包括怎樣查閱參考文獻，計算數(shù)據(jù)、應用以前學習工程制圖 知識，化工原理課程設(shè)計工作基本完成，并得出了可行的設(shè)計方案。 本次課程設(shè)計培養(yǎng)了我的自學能力，設(shè)

56、計中需要的許多知識都需要我們親自查閱資料和 文獻，并要求加以理解、歸納、整理和總結(jié)。通過自學及老師的指導，鞏固了所學的化工原 理知識，更極大的拓寬了我們的知識面，讓我們認識了實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差 別，這對將來的畢業(yè)設(shè)計及以后工作將起到至關(guān)重要的作用。更主要的是它武裝了我的頭腦， 教我如何面對在實際中遇到的問題。 在此，我要對在化工原理課程設(shè)計中給予我?guī)椭乃型瑢W和指導老師，給以最衷心的 感謝和由衷的問候。老師您辛苦了，真心的祝老師身體健康、工作順利。 參考文獻參考文獻 1陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋 編化工原理上冊第三版，化學工業(yè)出版社. 2陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋 編化

57、工原理下冊第三版，化學工業(yè)出版社. 3王國勝，等. 化工原理課程設(shè)計第 2 版，大連理工大學出版社. 2006 年 8 月 4賈紹義，等. 化工原理課程設(shè)計 ，天津大學出版社. 2002 年 5吉林化工學院化工原理教研室 編化工原理課程設(shè)計指導書.2002 年 3 月 6天津大學物理化學教研室 編化工原理 （上、下冊）第 6 版 高等教育出版社.2004 年 5 月 7方利國 董新法編著化工制圖 autocad 實戰(zhàn)教程與開發(fā)第 1 版 化學工業(yè)出版社.2005 年 1 月 8賈紹義，柴誠敬.化工原理課程設(shè)計（傳質(zhì)與單元操作課程設(shè)計）. 天津：天津出版社，2002 主要符號說明主要符號說明 表表 主要符號說明主要符號說明3 3： ： 符號意義單位 aa 基板鼓泡區(qū)面積 m2 ad 降液管截面積 m2 af 總降壓管截面積 m2 an 塔板上方氣體通道截面積 m2 ao 浮閥塔板閥孔總截面積 m2 at 塔截面積 m2 c 計算液泛速度的負荷因子 - c20 液體表面張力為 20mn/m 時的負荷因子 - co 孔流系數(shù) - d 塔徑 m d 塔頂產(chǎn)品流率 kmol/s do 閥孔直徑 m