分離乙醇—水混合液的篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、課題名稱(chēng)化工課 程設(shè)計(jì) 任務(wù)書(shū)系 別：專(zhuān)業(yè)：化工2班學(xué) 號(hào)：姓 名：指導(dǎo)教師：時(shí) 間：2011年12月01-16日化工原理一化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)-1專(zhuān)業(yè) 化工一.設(shè)計(jì)題目班級(jí) 0409402設(shè)計(jì)人分離乙醇一水混合液的篩板精餾塔設(shè)計(jì)原始數(shù)據(jù)及條件生產(chǎn)能力：年處理量8萬(wàn)噸（開(kāi)工率300天/年），每天工作24小時(shí); 原料：乙醇含量為20% （質(zhì)量百分比，下同）的常溫液體；分離要求：塔頂，乙醇含量不低于 90%,塔底，乙醇含量不高于8%； 操作條件：塔頂壓強(qiáng)進(jìn)料熱狀況回流比塔釜加熱蒸汽 壓力單板壓降建廠地址4 KPa （表壓）飽和液體1.5 Rmin0.5MPa （表壓）< 0.7KP

2、a重慶三.設(shè)計(jì)要求:（一）編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)，主要內(nèi)容包括:1. 前言2. 設(shè)計(jì)方案的確定和流程的說(shuō)明3. 塔的工藝計(jì)算4. 塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)a. 塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定b. 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算c. 塔板的負(fù)荷性能圖5附屬設(shè)備的選型和計(jì)算6. 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表7. 注明參考和使用的設(shè)計(jì)資料8. 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或有關(guān)問(wèn)題的分析討論。（二）繪制一個(gè)帶控制點(diǎn)的工藝流程圖（2#圖）（三）繪制精餾塔的工藝條件圖（1#圖紙）四. 設(shè)計(jì)日期：2011年12月01日 至2011年12月16日五. 指導(dǎo)教師：譚志斗、石新雨推薦教材及主要參考書(shū)：1、 王國(guó)勝，裴世紅，孫懷宇.化工原理課程設(shè)計(jì).大連

3、：大連理工大學(xué)出版社，20052、 賈紹義，柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì).天津：天津科學(xué)技術(shù)出版社，2002.3、馬江權(quán)，冷一欣.化工原理課程設(shè)計(jì).北京：中國(guó)石化出版社，2009.4、化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)，上、下冊(cè)；5、化學(xué)工程設(shè)計(jì)手冊(cè)；上、下冊(cè)；6、 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)編輯委員會(huì).化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)-塔設(shè)備；化學(xué)工業(yè)出版社：北京.2004， 017、 化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)編輯委員會(huì).化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)-換熱器；化學(xué)工業(yè)出版社：北京.2004， 01&化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)編輯委員會(huì).化工設(shè)備設(shè)計(jì)全書(shū)-管道；化學(xué)工業(yè)出版社：北京.2004,019. 陳敏恒.化工原理（第三版）.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006目

4、錄第一章 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 第二章工藝流程圖及說(shuō)明 第三章塔板的工藝計(jì)算 3.1精餾塔全塔物料衡算 3.2乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算 溫度密度混合液體表面張力 相對(duì)揮發(fā)度混合物的粘度 3.3理論塔板和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算 第四章塔體的主要工藝尺寸計(jì)算4.1塔體主要尺寸確定 塔徑的初步計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 4.2篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降 淹塔精餾段提留段物沫夾帶精餾段提留段漏液點(diǎn)氣速4.3塔板負(fù)荷性能曲線 物沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限 漏液線液相負(fù)荷下限 3第五章板式塔的結(jié)構(gòu) 5.1塔總高的計(jì)算塔的頂部空間高度 塔的底部空間高度 5.1.3 人孑L 裙座筒體與封頭進(jìn)料管回流管塔底岀料管塔頂蒸

5、汽岀料管 塔底進(jìn)氣管5.3法蘭第六章附屬設(shè)備的計(jì)算 6.1熱量衡算6.2附屬設(shè)備的選型 再沸器 塔頂回流冷凝器 塔頂產(chǎn)品冷凝器 塔底產(chǎn)品冷凝器 原料預(yù)熱器蒸汽噴岀器第七章設(shè)計(jì)評(píng)述37精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 主要符號(hào)說(shuō)明參考文獻(xiàn)第一章設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來(lái) 實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得 了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類(lèi)型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔 板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設(shè)計(jì)是篩板塔。精餾過(guò)程與其他

6、蒸餾過(guò)程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過(guò)程 提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，始 終能保證一定的傳質(zhì)推動(dòng)力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕組分 產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。 精餾廣泛應(yīng)用于石油 ,化工 ,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中 ,是液體混合物分 離中首選分離方法 本次課程設(shè)計(jì)是分離乙醇 水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾篩板塔。具有以下特點(diǎn)：(1) 篩板塔的操作彈性小，對(duì)物料的流量要求非常平穩(wěn)精確，不利于實(shí)際生產(chǎn)中使用(2) 篩板塔盤(pán)較浮閥塔盤(pán)的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單抗堵，壓降較小，

7、造價(jià)便宜。(3) 篩板塔盤(pán)現(xiàn)在很少用了，比浮閥塔的效率低，操作彈性小。(4) 篩板塔盤(pán)也有溢流堰和降液管。優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，壓降較小，造價(jià)便宜，抗堵性強(qiáng)。本次設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。精餾設(shè) 計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工 藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過(guò)對(duì)精餾塔 的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以 保證精餾過(guò)程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決

8、實(shí)際生產(chǎn)問(wèn)題的能力，課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸實(shí)際生產(chǎn) 的良好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的時(shí)機(jī)認(rèn)真去對(duì)待每一項(xiàng)任務(wù)，為將來(lái)打下一個(gè)穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進(jìn)的 設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持的設(shè)計(jì)方向和追求的目標(biāo)。第二章工藝流程圖及說(shuō)明 首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在 原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有 氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物 在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫

9、到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部 分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中， 停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐， 而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中， 這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸 器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原 料的加入。最終，完成乙醇與水的分離。冷凝器T塔頂產(chǎn)品冷卻器T乙醇儲(chǔ)罐T乙醇f回流J原料T原料罐T原料預(yù)熱器T精餾塔f回流J再沸器 f塔底產(chǎn)品冷卻器T水的儲(chǔ)罐T水第三章 塔板的工藝計(jì)算3.1 精餾塔全塔物料衡算F:進(jìn)料量(kmol/s)Xf：原料組成D:塔頂產(chǎn)品流量(kmol/s)Xd：塔頂

10、組成W:塔底殘液流量(kmol/s)Xw：塔底組成Xf=0.089109Xd=0.778846Xw=0.032907總物料衡算F=D+W易揮發(fā)組分物料衡算F X=D Xd+W Xw日生產(chǎn)能力(處理)m80000000F0.1506kmol/sMd T20.49505 300 24 3600聯(lián)立以上三式得F=0.1506kmol/sD=0.0110kmol/sW=0.1390kmol/s3.2乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算溫度常壓下乙醇一水氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度TC液相中乙醇的摩爾分率 %氣相中乙醇的摩爾分率 %1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.3891

11、86.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得t F t D t W t f : 86.7 -89.0 x( 9.66-8.90 ) + 89.0t f =88.29 °C t d： 78

12、.15 _78.44 x( 89.43-77.43) + 78.41t d =78.21 C89 5 _95 5 twx( 72.1-3.29 ) + 95.5t w=90.70 C0.0721 -0.0190 精餾段平均溫度:f1 = lftd = 88.29 78.21 =83.25 C2 2提留段平均溫度：£2=衛(wèi) 匕二豎29 匹衛(wèi)=88.495 C2 2密度已知：混合液密度：丄二蘭-aB!-iAB混合氣密度：Vt°pM22.4TP0塔頂溫度：t d=78.21 C78 41 _89 43 氣相組成 yD：(78.41 -78.21) 0.8943 yd=80.750

13、%78.41 -78.15進(jìn)料溫度：t f=88.29 C38 91 _43 75 氣相組成 yF：(89.0 -88.29) 0.4375 yf=42.256%89.0 -86.7塔底組成：t w=90.70 C氣相組成 yw： 17.00 一38.91 (95.5 90.7) 0.3891 y0.2273 %95.5 -89.0(1)精餾段液相組成 X1： X1 = . xd xf =、. 77.88% 8.90% = 26.31%氣相組成 y* y 0.8075 0.42256=58.41%所以 Ml1 =46 0.263118 (1 -0.2631) =25.3668g/mol(2)提

14、留段液相組成 X2： X2 二.XW XF =5.411%氣相組成 y2： y2 二 0.8075 0.2273 = 42.82%所以 Ml2=46 0.0541118 (1 -0.05411) =19.51508g/mol由不同溫度下乙醇和水的密度，內(nèi)差法求t F t D t W下的乙醇序和水的密度溫度T, C708090100110PA ,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3°b,KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6t f=88.29 °C；-cf =732.186：、wf = 966.64t d=78.21 C ；.：c

15、d =744.433二wd = 972.87kg/mtw=97.70 Ccw =720.21：?ww = 964.82kg / m所以908.46 762.3323=835.40kg / m混合液體表面張力溫度，C2030405060708090100110© , m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4溫度，C020406080100© , m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91由內(nèi)差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面張力乙醇表面張力:乙醇表面張力(T cF=16.36mN/m<

16、r cD=17.30mN/m<r cW=16.13mN/m水表面張力水表面張力(T wF=59.55mN/m<r wD=62.99mN/m<r wW=58.65mN/m塔頂表面張力4：p=0.14 4 62.99 0.7788 417.30© D=23.90mN/m原料表面張力4 汴=0.885 4 61.74 - 0.089 416.68© F=53.9lmN/m塔底表面張力4.口 =0.9996 4 58.65 0.0329 416.13© w=56.55mN/m(1) 精餾段的平均表面張力© i=(23.90+53.91)/2=3

17、8.905mN/m 提餾段的平均表面張力：© 2= ( 56.55+53.91 ) /2=55.23mN/m相對(duì)揮發(fā)度0.5841由 Xf=8.9% y f=58.41%得 aF = 6.56292 =14 37561 -0.58410.4565311-0.0890.8075由 x d=77.88% y d=80.75% 得 aD = 0.7788 J*036852 =伯仙1 -0.80750.870251 -0.77880.2273由 x w=3.29% y w=22.73%得 aw°.°329 =1 -0.22730.8040581 -0.0329(1)精餾段

18、的平均相對(duì)揮發(fā)度=14.375 1.19144 =4.1386提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度二=：04.375 8.5924 =11.1140混合物的粘度t1 =83.25 °C查表，得 卩水=0.34155mpa s, 卩醇=0.3969mpa st2 =88.495 C 查表，得 卩水=0.32205mpa s, 卩醇=0.42837mpa s(1) 精餾段粘度：卩 1=卩醇 X1+ 卩水(1-x 1)=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611 mpa s(1)提留段粘度：卩 2=卩醇 X2+ 卩水(1-x 2)=0.39690.05411+0.309(1-

19、0.05411)=0.32780 mpa s3.3理論塔板和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算回流比的確定：繪岀乙醇一水的氣液平衡組成，即t-X-Y曲線圖，由上圖知，點(diǎn)a與縱軸的截距為 0.41，即為值Xd=0.7788,最小回流比Rmin=0.8995操作回流比 R=1.5 x Rmin=1.349理論塔板數(shù)的確定：圖解法求解：YC = =0.331,易做得提留段、精餾段和 q線的操作線，作圖如下：由圖知，理論塔板數(shù)：精餾段需NT1 = 10塊，提餾段需NT2 = 3-1=2塊。實(shí)際塔板數(shù)確定：_Q245_0 245由奧康奈爾公式 Et =0.49 d uav . -0.49 3.199 0.341955 .

20、 =0.487Nt12全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：NP100%24.64、25塊Et0.487一 10精餾段實(shí)際板數(shù)：NP1100% =20.53 ：、21塊0.487提餾段實(shí)際板數(shù)：Np2 =25-21 =4塊進(jìn)料板位置第22塊板。第四章塔體的主要工藝尺寸計(jì)算4.1塔體主要尺寸確定塔徑的初步計(jì)算氣液相體積流量計(jì)算(1)精餾段質(zhì)量流量：Li =MliL =30.135 0.01911 =0.673kg/sI 10 576體積流量：Ls1 = 6.89 10-4 m3 / sPl1 835.40(2)提餾段質(zhì)量流量：L2 二 Ml2L = 19.70 0.148256 = 2.921kg / s|22

21、9213體積流量：Ls20.00316m3/sPl 2924.48精餾段塔徑計(jì)算由u=(安全系數(shù))Umax,安全系數(shù)=0.6 0.8， Umax=c橫坐標(biāo)數(shù)值:Ls1Vs1L1=0.000689一 0.950ti203取板間距:Ht=0.45m , hL=0.06m . W Ht- hL=0.54m查下圖可知C2o=0.089 ,取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速u(mài)0.7umax= 0.7*2.86 =2.002m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D2 =0.9m塔截面積為A2 2-0.636m二 2D =0.785*0.94實(shí)際空塔氣速為Vs1At-01950 -1.50m/s0.5024提留段塔徑計(jì)算橫坐

22、標(biāo)數(shù)值:0.00316924.40.1001.18- 0.6625取板間距:查圖可知Ht=0.45m , h L=0.06m .貝U Ht- h L=0.39m55 23 02G°=0.08 ,C =C20() =0.08 () . =0.09820 20取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速 u2 =0.7umax =0.7 *3.29=2.30 m / s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D2 =0.9m塔截面積為 AtD2 =0.785 0.72 =0.636m24V118實(shí)際空塔氣速為 u 豈1.86m/sA 0.385綜上：塔徑 D=0.9m,選擇單流型塔板，截面積 A = 0.636m2精餾段

23、有效高度 Z,=(21-1) 0.45= 9.0m提餾段有效高度 Z2=(4 -1) 0.45 =1.35m全塔的有效高度 Z =9.0+1.35 =10.35m溢流裝置計(jì)算4.121 堰長(zhǎng) 1w對(duì)單流型，一般 上=0.680.76 取 lW =0.72D=0.648mD溢流堰高度(岀口堰高) h 仏=hL -hoW選擇平直堰2 82/3堰上層高度咲二阪Ew)(lw)2.56.89 10* 36002"5(0.648)-7.34又汁阿查下圖得EM。3塔板上清液層高度 n =0.05 0.1m 在此取h = 0.05m(1)精餾段how洌 1.03 (689 伏 36°

24、76;)2/310000.648提留段h“型 1.03 (°.00316 36嚀310000.648hw = hL -how = 0.05 -0.0198 = 0.0302m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由W =0.72杳得DA0.08,WdJrDLm竺更匸更靳At， d 2222.22溢流中間降液管寬度 Wd = 0.14m=0.0072m=0.0198m0.1377m則 Af =0.08At =0.08 0.636 = 0.05088m2驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段:0.05088 0.456.89 10，=33.23s 5s提留段：丁AfHT0.05088 0.45"&

25、quot;0.00316=7.25s 5s停留時(shí)間v>5s,故降液管可使用4.124溢流堰寬度塔板設(shè)計(jì)塔板分布本設(shè)計(jì)塔徑D=0.9m 采用分塊式塔板4.1.3.2 浮閥的選型：F1Q-4B型閥片厚度1.5mm閥重24.6g，塔板厚4mm.浮閥數(shù)目與排列(1)精餾段取閥孔動(dòng)能因子Fo=12.則孔速U01=11.64.1.063每層塔板上浮閥數(shù)目為/ 4d0 u010.95020.785 0.0392 11.64-68.36個(gè)浮閥排列方式采用順排方式,t/dO應(yīng)盡可能在34的范圍內(nèi)，在此取同一個(gè)橫排的孔心距t=0.120m（d。二 0.039mm）塔板開(kāi)孔率N 4 / d0224/二 D26

26、8.39 0.03920.92= 0.128(2) 提留段F12取閥孔動(dòng)能因子 F0=12.則孔速u(mài)02 = f 0 =14.74JPV270.6625每層塔板上浮閥數(shù)目為N r 一二 / 4d° U021.180.785 0.0392 14.74-67.05個(gè)塔板開(kāi)孔率= 0.126N 4/ -：d0267.05 0.03922 24/二 D20.924.2篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降氣體通過(guò)塔板時(shí)，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力, 些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過(guò)塔板的壓降厶Pp可由hp = he hi h；和 pp 二 hp

27、g 計(jì)算式中he與氣體通過(guò)塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱;hl與氣體通過(guò)板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；h(T-克服液體表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱。精餾段(1)干板阻力Uocl =1/1.82573 '1/1.8251.063=io.i5m/s/ 2、U011.063z11.642 = 5.34 汽xH丿835.40&9.81 ,二 0.047 m因 U01>u0c1 故 hC =5.34:'V1(2) 板上充氣液層阻力??；h0.05m 則 h = ；°hL =0.5 0.05 =0.025m(3) 液體表面張力所造成的阻力hp1

28、=入hlh；_=0.047+0.025+0.00049=0.0725m單板的壓力降:精餾段平均壓強(qiáng):»(4 +101.325)+(4+101.325 +149594 )=109.483Kpa提留段(1)干板阻力U0c2 -J3I %丿1/1.8 2 50.66251 / 1 .825=13.15m/ s因 U02>U0c2P故 hC =5.34 二C .?'L22、U02芬丿214.74= 5.34 咤924.48(2 漢 9.81 丿=0.042m(2)板上充氣液層阻力取hL = 0.05m 則 h = ；°hL =0.5 0.05 = 0.025m(3)

29、液體表面張力所造成的阻力hp2 = hoh| - h-=0.042+0.025+0.00062=0.0676m單板的壓力降：Pp2 =hp22g =0.0676 904.48 9.81 =613.07pa 0.7KPa提留段平均壓強(qiáng)：淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度 精餾段夙治+如)即他二加+如+陶(1)單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p 0.0725m(2)液體通過(guò)液體降液管的壓頭損失hd1 = 0.153Ls1llwh。、2)-0.1536.89 勺0，<0.640.030-0.00019(3) hL = 0.05m 則 Hd 二 hp1 hL hd1 =

30、0.0725 0.05 0.00019= 0.1227m取=已選定 HT = 0.45m hw =0.0 310則譏hw Ht =0.5 0.030 0.45 = 0.24m可見(jiàn) 工-； Li所以符合防止淹塔的要求。提留段(1) 單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p2 = 0.0676m(2) 液體通過(guò)液體降液管的壓頭損失z-.22- c cLs2c 1u0. 0 03 1 6c ccc,hi2 =°. 1 5 3 =0. 1 53 I =0. 0 0 2 4Jwho 丿(0.6 48 0. 03 9板上液層高度hL = 0.05m 則 Hd = hp2 hL hd2 = 0.0

31、676 0.05 0.0024 = 0.120m取,已選定 HT =°.45m h/v =0.0 310則hw - HT i=0.5* 0.03 0.40.24m可見(jiàn)所以符合防止淹塔的要求可見(jiàn)'11所以符合防止淹塔的要求物沫夾帶精餾段板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度： ZL = D -2Wd =0.9-2 0.1377= 0.6246m板上液流面積： 人=厲-2代=0.636-2 0.05088 = 0.534m2取物性系數(shù) =1.0 ，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖 Cf =0.1080.950泛點(diǎn)率二1.0613+1.36汶6.89工 10* x 0.6246835.40 -1.06559.8%1.0

32、0.108 0.534為了避免過(guò)量物沫夾帶，一般的大塔應(yīng)控制泛點(diǎn)率在F1 : 0.80.82，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足才；匕'二已的要求。提留段取物性系數(shù)-I I ，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖 Cf = 0.101.18泛點(diǎn)率2二0.66251.36 0.00316 0.62461.0 0.10 0.534= 64.2%足'I -'的要求。漏液點(diǎn)氣速當(dāng)氣相負(fù)荷減小或踏板上開(kāi)孔率增大，通過(guò)篩孔或閥孔的氣速不足以克服液層阻力時(shí)，部分液體會(huì)從 篩孔或閥孔中直接落下，該現(xiàn)象稱(chēng)為漏液。漏液導(dǎo)致辦效率下降，嚴(yán)重時(shí)將使塔板上不能積液而無(wú)法操作。 漏液氣速指的是漏夜現(xiàn)象明顯影響辦效率時(shí)的氣

33、速。當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子 F。低于5時(shí)會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故漏液點(diǎn)的空速u(mài)'0可取Fo=5的相應(yīng)孔流氣速:精餾段:K =Uo1 = 11.64二2.40m/ s 1.5m/s，故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。 u014.85提餾段：u 14 24K '022.40m/s 1.5m/s，故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。u；26.144.3塔板負(fù)荷性能曲線物沫夾帶線80%計(jì)算:據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率精餾段0.8=V 1.063°，1.36 0.6246L1.0 0.108 0.543整理得：0.0469=0.03574 0.849Ls即 Vs =1.314 - 23.794s由上式

34、知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)提留段Vs0.8=0.662536。血叫1.0 0.10 0.534整理得：0.4272 二 0.0267840.8519LS即 Vs = 1.595-31.81Ls在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值算岀Vs精餾段Ls (m3/s)0.00050.00063Vs (m /s)1.3021.299提餾段L' s (n/s)0.0010.0021.063 V(Ls)minAHe0.05088 0.453=0.04579m /sV v s (r/s)1.5631.531432液泛線222/3精餾段0.24 二 5.3424 產(chǎn)404.85Lsi 0.045

35、1.336L®0.785 X0.039 匯69 整理得 VS12 si2 -26.30LS12/3 :提留段整理得：VS22 S22 45.135LS22/3在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)二；值，算出相應(yīng)得 值:精餾段3Ls1 (m /s)0.10.20.00040.0006Vs1 (m3/s)1.9411.9321.9181.906提餾段3L s2 (m /s)0.10.0010.0020.0033Vs2 (m /s)2.5852.6502.6922.721液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于35s液體降液管內(nèi)停留時(shí)間以二 作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則漏液線對(duì)于F

36、1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則*F05(1)精餾段u°1-4.85m/sJ%V1.063(VS1)min 二314 0.039" 69 4.85 = 0.399m3/s4提留段U°2F。5 0.6625二 6.14m/ s液相負(fù)荷下限h°w = 0.0072m取堰上液層高度直線。作為液相負(fù)荷下限條件作岀液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎取 E=1.0 3 則(Ls)min ( °.°°72*1°°°)3/2 丄0.000695m/s2.84*1.033600由以上15作岀塔板負(fù)

37、荷性能圖由上圖可知：精餾段：氣相最大負(fù)荷氣相最小負(fù)荷提餾段：氣相最大負(fù)荷氣相最小負(fù)荷第五章板式塔的結(jié)構(gòu)5.1塔總高的計(jì)算塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為1200mmH 頂=1.2m塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取20min。釜液上方的氣液分離空間高度取1.5m。人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)岀塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔68塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，需經(jīng)常清洗時(shí)每隔 34塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔

38、.本塔中共25塊板，需設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)孔 直徑為400mm人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此，取人孔所在板增至800mm裙座裙座高度應(yīng)考慮的問(wèn)題包括：1. 底部接管的高度和岀入孔的位置2. 塔底抽出泵的灌泵液位3. 塔底再沸器熱虹吸循環(huán)或強(qiáng)制循環(huán)的要求4. 檢修方便5. 減壓塔底液封要求6. 支撐應(yīng)力要求設(shè)計(jì)時(shí)一般取裙座高度為1.5-2m，本塔為常壓操作，取裙座 2m.進(jìn)料所在板的板間距由450mm增至550mm或 600mm筒體與封頭5.1.5.1 筒體由D=0.9m選鋼板材料為：GB 3274則卜卜=11

39、3MPa，100%探傷=1，取壁厚為3mmD=2600mm5.1.5.2 封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑=0.53mmPD1.1 勺20.331 勺0*9002i -0.5P2 113 1.0 -0.5 120.331 10”-n =1.520.25 1： =3mm，取壁厚為 3mm得曲面高度=650mm，直邊高度h0 =25mm。H =Hl + H增+ H裙+ H底+ H頂柏封塔總咼：=0.45 漢(25 1) + (0.8 0.45 斤3 十 2 十 1.5 漢 2 十1.2 + (0.225 + 0.025) = 18.30m5.2接管進(jìn)料

40、管取 uF =0.5m/s查標(biāo)準(zhǔn)系列選取:108 4mm2經(jīng)計(jì)算，實(shí)際流速 u=0.40i m/s回流管3采用直流回流管取Ur =0.5m/s :讓 =762.33kg/m3查標(biāo)準(zhǔn)系列選取57 3.5mm塔底出料管3取 UW =1.0m/s 直管岀料 Lw =964.82kg / m查標(biāo)準(zhǔn)系列選取89 4.5mm塔頂蒸汽出料管直管岀氣取岀口氣速u(mài)=20m/s查標(biāo)準(zhǔn)系列選取14 2mm塔底進(jìn)氣管采用直管 取氣速u(mài) =23m/s rLw =9 6 4. kQ m"/查標(biāo)準(zhǔn)系列選取14 2mm5.3法蘭公稱(chēng)直徑/mm法蘭外徑/mm螺栓孔中心圓直徑/mm螺栓孔直徑/mm螺栓孔數(shù)/mm螺紋/m

41、m法蘭厚度/mm法蘭 內(nèi)徑/mm法蘭重量/kg進(jìn)料管100210170184M16181103.41塔頂蒸汽管107550114M1012150.36塔底岀料管107550114M1012150.36塔底進(jìn)氣管80190150184M1618912.94回流管5057140144M1216591.51由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭、平焊法蘭，由不同的公稱(chēng)直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭、回流管接管法蘭、塔底岀料管法蘭、塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭都采用HG/20592-97鋼制管法蘭用聚四氟乙烯包覆墊片第六章附屬設(shè)備的計(jì)算6.1熱量衡算0C的塔頂氣體上升的焓HvtD溫度下，即78.21°

42、;Cti=30C溫度下tw溫度下，即90.70 CtD溫度下，即78.21 C0 C的塔頂氣體上升的焓 Qv塔頂以0C為基準(zhǔn)Qv 二Hv 二UCpDtD UrMs =1.01*3600 3.684 78.21 1.01 3600 1029.02 40.61 溫度由= 1570876.855kj/hQ 二yCPDtD -VCrI =(1.01-0.011 39.08) 3600 3.684 78.2178.21 C到 30C的熱量變化(1.01-0.1169 42.08 3600 2.81 30=1570876.855j/h溫度由99.70 C到30 C的熱量變化回流液的焓HR塔頂餾岀液的焓 H

43、d因餾岀口與回流液口組成一樣，所以CP -3.684KJ / kg.K冷凝器消耗的熱量Qc進(jìn)料口的熱量QFt溫度下，即88.29 Ct2 =25 C溫度下塔釜?dú)堃旱撵蔘w6.2附屬設(shè)備的選型再沸器塔釜熱損失為10%，則 =0.9設(shè)再沸器損失能量 Q損=0.1Qb加熱器實(shí)際熱負(fù)荷再沸器的選型：選用120° C飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2926J/(m2.h.°C)料液溫度：88.29CT 97.70C水蒸氣：120°Ct 120°C加熱水蒸氣的汽化熱：r=2259.5 kJ/kmol2 04 江 1010R水蒸氣的用量 m水=QB/ r= =9.03*

44、10 kg / h2259.5查表得水蒸氣溫度為t=120C取k=650(w/m2 x k)則再沸器的傳熱面為：由口。卩.譏二KA't其中 Cp=4.187Kj/(kg.h得 A=147 n?選取型號(hào)為：G.CH800-6-70塔頂回流冷凝器有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500 KCal /(m2 h -C)本設(shè)計(jì)取 K=700 KCal /(m2 h c )=2926 KJ / (m2 h -c )岀料液溫度：78.21°C(飽和氣)78.21°C (飽和液)冷卻水溫度：20°C_； 35°C逆流操作： 11=58.2

45、1 c t2=43.21 c選用設(shè)備型號(hào)：G500I-16-40塔頂產(chǎn)品冷凝器岀料液溫度：78.21°Ct 30oC冷卻水溫度：20° C 35OC逆流操作： 11=43.21 C t2=10C選用列管式換熱器。塔底產(chǎn)品冷凝器岀料液溫度：99.91° C 、30OC冷卻水溫度：20°Ct 35OC逆流操作： 11=64.91 C t2=10C選用列管式換熱器。原料預(yù)熱器原料液由25 C加熱到88.29 C,假設(shè)加熱蒸汽進(jìn)口溫度為130 C,岀口溫度為 60 C，逆流冷凝，取傳熱2 2系數(shù)取 K=700 KCal / (m h c )=2926 KJ /(m h c)加熱蒸汽溫度：130°Ct 60oC原料液溫度：25°Ct 84.97OC逆流操作： t1=35 c t 2=45.03 c選用u型管換熱器。蒸汽噴岀器 蒸汽噴岀器可用蒸汽噴射式泵。第七章設(shè)計(jì)評(píng)述化工原理課程設(shè)計(jì)是一個(gè)綜合性和實(shí)踐性很強(qiáng)的學(xué)習(xí)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，同時(shí)也是我 們?cè)趯W(xué)習(xí)化工設(shè)計(jì)基礎(chǔ)只是過(guò)程的初次嘗試。本次課程設(shè)計(jì)要求我們綜合運(yùn)用基礎(chǔ)知識(shí)，獨(dú)立思考。 要做好課程設(shè)計(jì)，不僅要了解工程設(shè)計(jì)的基本