篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)1西南石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院西南石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計(jì)報(bào)告課程設(shè)計(jì)報(bào)告 題題目：目：篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)班班 級(jí)：級(jí)：化工化工 9191 姓姓 名：名： 學(xué)學(xué)號(hào)：號(hào)： 指導(dǎo)教師：指導(dǎo)教師： 20122012 年年0707 月月 0101 日日化工原理課程設(shè)計(jì)1目錄目錄第一章 設(shè)計(jì)概述.2 1.1 設(shè)計(jì)題目.2 1.2 工藝條件.2 1.3 設(shè)計(jì)內(nèi)容.2 1.4 工藝流程圖.3第二章 塔的工藝計(jì)算.4 2.1 精餾塔全塔物料衡算 .4 2.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算.52.2.1 乙醇水系統(tǒng) t-x-y 數(shù)據(jù)（101.3KPa

2、即 760mmHg） .52.2.2 溫度的計(jì)算.62.2.3 密度的計(jì)算.72.2.4 混合液體表面張力 .102.2.5 混合物的黏度計(jì)算.142.2.6 相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 .15 2.3 理論塔的計(jì)算 .15 2.4 塔徑的初步設(shè)計(jì).182.4.1 氣、液相體積流量計(jì)算 .182.4.2 精餾段塔徑的計(jì)算 .192.4.3 餾段塔徑的計(jì)算 .21 2.5 溢流裝置 .21化工原理課程設(shè)計(jì)22.5.1 堰長(zhǎng)的計(jì)算 .21lW2.5.2 弓降液管的寬度和橫截面積 .222.5.3 降液管底隙高度 .23 2.6 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列 .242.6.1 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸 .242.6.2

3、 浮閥數(shù)目及排列 .25第三章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算.28 3.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 .28 3.2 液泛 .30 3.3 霧沫夾帶.31 3.4 塔板負(fù)荷性能圖 .32第四章 塔總體高度的設(shè)計(jì).37 4.1 塔的頂部空間高度 .37 4.2 塔的底部空間高度 .38 4.3 塔總體高度 .38第五章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì).39 5.1 全凝器計(jì)算 .39 5.2 料液料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算 .40第六章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總.41第七章 主要符號(hào)說明.42第八章 參考文獻(xiàn).43第九章 設(shè)計(jì)小結(jié).43化工原理課程設(shè)計(jì)3第一章第一章 設(shè)計(jì)概述設(shè)計(jì)概述1.11.1 設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)

4、1.21.2 工藝條件工藝條件生產(chǎn)能力：11100 噸/年（料液）年工作日：300 天原料組成：28%乙醇，72%水（摩爾分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 78%乙醇，釜液 0.04%乙醇操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選1.31.3 設(shè)計(jì)內(nèi)容設(shè)計(jì)內(nèi)容1 確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖、塔器設(shè)備圖。2 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。3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。4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。5 主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)

5、算及選型 塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。 料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)41.41.4 工藝流程圖工藝流程圖乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液

6、體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。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。流程示意圖如下圖圖圖 1-11-1化工原理課程設(shè)計(jì)5第二章第二章 塔的工藝計(jì)算塔的工藝計(jì)算2.12.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算原料液中： 設(shè) A 組分乙醇；B 組分水乙醇的摩爾質(zhì)量：M 乙=46.07 kg/kmol；水的摩爾質(zhì)量： M 水=18.02 kg/kmolF：進(jìn)料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）FxD：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成DxW：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成Wx進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)：28. 002.18/ )505. 01 (07

7、.46/505. 007.46/505. 0Fx塔頂組成：=0.78；底組成：=0.04%DxWx平均摩爾質(zhì)量 M =0.2846+（1-0.28）18=25.84 kg/kmolFM= 0.7846+ (1-0.78) 18=39.84kg/kmolDM=0.000446+（1-0.0004）18=18.01kg/kmolW物料衡算 28/ 4613.228/ 4672/18780.04F=59.67koml/hFDWxxx原料乙醇組成：塔頂組成： 塔底組成： 進(jìn)料量： 由總物料守恒有：F+S=W+D對(duì)乙醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd對(duì)于直接蒸汽加熱有：V= S , L= WV=

8、 V (1-q)*F , L= L + q*F對(duì)于泡點(diǎn)加料有：V= V ，L= L + F又V=(R+1)D ,L=R*D化工原理課程設(shè)計(jì)6L= W = R*D+F ,S = (R+1)*D要算得流出液，釜夜及加熱蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。2.22.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算.1 乙醇乙醇水系統(tǒng)水系統(tǒng) t-x-yt-x-y 數(shù)據(jù)（數(shù)據(jù)（101.3KPa101.3KPa 即即 760mmHg760mmHg）表表 2-12-1 乙醇乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)乙醇摩爾數(shù)/%乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn) t/液相氣相沸點(diǎn)t/液相氣相99.90.0040

9、.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978

10、.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41化工原理課程設(shè)計(jì)7Xf =28，Xd = 78， Xw = 0.04（均為百分?jǐn)?shù)%）由表得： Tf=90.23 Td=78.42 Tw=100.54Yf=0.65 Yd=0.84 Yw= 0.32y = *x/(1+(-1)*x)=y(x-1)/(x*(y-1)f=0.65*(1-0. 28)/(1-0.65)*0. 28)=4.776d=0.84*(1-0. 78)/(0. 78*(1-0.84)=1.481w=0.32*(1- 0.04%)/( 0.

11、04%*(1-0.32)=1176=(5.06*0.206*58.81)(1/3)=3.442q=1，Xq=Xf=0.28,Yq=3.442*0.28/(1+2.442*0.28)=0.572Rm/(Rm+1)=(0.78-0.572)/(0.78-0.28)=0.416Rm=0.712取 R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28S=(R+1)*D=2.28D由:F+S=W+D 且 F*Xf = W*Xw + D*Xd有：59.67+2.28D = D + W 59.67*0.28=D*0.78+W*0.0004得:D=21.38kmol/h W=87.04 kmol/h S=48.76

12、kmol/h.2 溫度的計(jì)算溫度的計(jì)算圖 2-1t-x-y 圖0.462 79.770.16 90.470758085909510000.81x(y)化工原理課程設(shè)計(jì)8由 t-x-y（圖二）圖可知: 進(jìn)料溫度：=81.02 塔頂溫度 t=78.52，塔底溫度 t= tFDw99.9，精餾段平均溫度 =79.77t12FDtt252.7802.81提餾段平均溫度 =90.46t22Fwtt29 .9902.8.3 密度的計(jì)算密度的計(jì)算已知：混合液密度依式 =（a 為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)L1BBAAaaM量）混合汽密度 依式 0022.4v

13、PMRTM塔頂溫度：=78.52Dt氣相組成： =80.41%78.478.2778.5278.2781.83 84.9110084.91DyDy進(jìn)料溫度：=81.02Ft氣相組成： =69.22%87.985.281.0285.239.1647.4910047.49FyFy塔釜溫度：=99.9wt氣相組成： =5.61%95.891.399.9891.316.3429.9210029.92wywy精餾段：液相組成： 1x1/2DFxxx153.1x 氣相組成： 1y1/ 2DFyyy174.86%y 化工原理課程設(shè)計(jì)9所以 =46*0.531+18*(1-0.531)=32.87kg/kmo

14、l1LM=46*0.7486+18*(1-0.7486)=38.96kg/kmol1VM提餾段液相組成： 2x2/2wFxxx214.02%x 氣相組成： 2y2/2wFyyy237.38%y 所以 2246 0.1402 181 0.140221.93/46 0.3738 181 0.373829.30/LVMkg kmolMkg kmol表表 2-22-2 不同溫度下乙醇和水的密度不同溫度下乙醇和水的密度 溫度/3/ckg m3/wkg m溫度/3/ckg m3/wkg m80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在以下的乙

15、醇和水的密度（單位：）3/kg m385808578.5278.52723.5/730735730DCDCDtCkg m 385808578.52972.76/968.6971.8968.6WDWDkg m 310.92581 0.9258749.22/723.5972.76DDkg m 390859081.0281.02725.02/724730724FCFCFtCkg m 化工原理課程設(shè)計(jì)10390859081.02971.79/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.2651 0.265889.23/725.02971.79FFkg m 3W1009599.99599.9

16、715.8/716720720WCCWtCkg m 310.04971 0.0497950.81/715.8971.79WWkg m 所以 3132819.22/2920.02/2FDLFWLkg mkg m=25.84 kg/kmol46118LDDDMxx=39.84kg/kmol46118LFFFMxx=18.01kg/kmol46118LWWWMxx132.84/2LDLFLMMMkg kmol221.92/2LWLFLMMMkg kmol4611840.53/VDDDMyykg kmol4611835.33/VFFFMyykg kmol4611820.75/VWWWMyykg kmo

17、l137.93/2VDVFVMMMkg kmol228.04/2VWVFVMMMkg kmol1.293 105.325 22.4 35.331.268.3145273.1581.0229VF化工原理課程設(shè)計(jì)111.293 105.325 22.4 40.531.458.3145273.1578.2029VD1.293 105.325 22.4 20.750.718.3145273.1599.929VW 311.26 1.451.355/2Vkg m321.260.710.985/2Vkg m.4 混合液體混合液體表面張力表面張力二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列各式計(jì)算 1/

18、41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswswsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角標(biāo)，w,o,s 分別代表水、有機(jī)物及表面部分；xw、xo 指主體部分的分子數(shù)，Vw、Vo 主體部分的分子體積，w、o 為純水、有機(jī)物的表面張力，對(duì)乙醇q = 2。 63.58CCDCDmVmL64.23CCWCWmVmL 51.73CCFCFmVmL18.52WWFWFmVmL 18.50WWDWDmVmL18.79WWWWWmVmL化工原

19、理課程設(shè)計(jì)12表表 2-32-3 不同溫度下乙醇和水的表面張力不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/708090100乙醇表面張力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面張力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3Nm-1）,DFWttt乙醇表面張力：908081.028016.5916.2 17.1517.15CFCF , 807078.207017.5517.15 1818CDCD , 1009099.59015.2515.2 16.216.2CWCW , 水表面張力： 908060.762.662.0181.028062.6

20、WFWF , 807062.664.363.0978.207064.3WDWD , 1009058.860.761.1299.99060.7WWWW , 塔頂表面張力：2211DWDWDCDDCDDWDDCDxVx VxVx V21 0.7818.500.78 63.58 1 0.7818.500.78 63.580.00602lglg0.00602.234WDCDB 化工原理課程設(shè)計(jì)132/32/30.4410.7221CDCDWDWDVqQVTq 2.2340.72212.9555ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1SWDSWDSCDSCDA , 代入求得： 0.976SWDSCD=0. 024

21、 , 1/41/41/40.02462.890.97617.2917.93DD , 原料表面張力：2211FWFWFCFFCFFWFFCFxVx VxVx V21 0.12418.590.124 63.051 0.12418.590.124 63.051.4072lglg1.4070.1484WFCFB2/32/30.4410.7395CFCFWFWFVqQVTq 0.14840.73950.5911ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1SWFSWFSCFSCFA , 代入求得： 0.606SWFSCF=0. 394 , 1/41/41/40.39461.590.60616.6429.36FF , 塔

22、底表面張力：2211WWWWWCWWCWWWWFCWxVx VxVx V化工原理課程設(shè)計(jì)142(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.720.02 63.9013.422lglg13.421.128WWCWB2/32/30.4410.709CWCWWWWWVqQVTq 1.1280.7090.419ABQ聯(lián)立方代入求得： 0.227SWWSCW=0. 773 , 1/41/41/40.77359.730.22715.6945.75WW , （1）精餾段液相表面張力=12/)(DF65.232/ )93.1736.29(mPa s（2）提餾段液相表面張力： 22/ )(

23、WF56.372/ )75.4536.29(mPa s.5 混合物的黏度計(jì)算混合物的黏度計(jì)算表表 2-42-4 水在不同溫度下的黏度水在不同溫度下的黏度溫度黏度mPa s 溫度黏度mPa s 810.3521900.3165820.3478910.3130表表 2-52-5 乙醇在不同溫度下的黏度乙醇在不同溫度下的黏度溫度黏度mPa s 800.4951000.361化工原理課程設(shè)計(jì)15=79.77查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.st1水醇=90.46查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.st2水醇精餾段黏度11110.403 0.

24、531 0.34861 0.5310.4121xxmPa s醇水 提餾段黏度22210.1401 0.4270.3157 (1 0.1402)0.3312xxmPa s醇水 .6 相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算由 =0.6922 =0.28 yFxFF0.69221 0.69220.281 0.286.12由 =0.8041 =0.78 =1.13yDxDD0.80411 0.80410.781 0.78由 =0.0561 =0.0004 yWxWW0.05611 0.05610.00041 0.0004140.89（1）精餾段相對(duì)揮發(fā)度16.12 1.122.79（2）提餾段相

25、對(duì)揮發(fā)度 26.12 140.89 理論塔的計(jì)算理論塔的計(jì)算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計(jì)算方法：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。根據(jù) 1.01325105Kpa 下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即 xy 曲線圖，并繪出最小回流比圖。圖圖 2-22-2 確定最小回流比的計(jì)算確定最小回流比的計(jì)算化工原理課程設(shè)計(jì)16q=1，Xq=Xf=0.28,Yq=3.442*0.28/(1+2.442*0.28)=0.572Rm/(Rm+1)=(0.78-0.572)/(0.78-0.28)=0.416Rm=0.712取

26、R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28已知：精餾段操作線方程：=0.5617x+0.122910.67160.272511DnnxRyxxRR提餾段操作線方程：13.42140.0684DFnnnDxFxLyxxVV圖圖 2-32-3 圖解法求理論板數(shù)圖解法求理論板數(shù)化工原理課程設(shè)計(jì)17在圖上作操作線，由點(diǎn)（0.78，0.78）起在平衡線與精餾段操作線間畫階梯，過精餾段操作線與 q 線交點(diǎn)，直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于 0.0004 為止，由此得到理論 NT=13 快，加料板為第 10 塊理論板。板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行

27、的程度。板效率可用奧康奈爾公式：計(jì)算。0.2450.49TLE其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；塔頂與塔底平均溫度下的液L相粘度 mPa.s。（1）精餾段已知 =2.79 = 0.41211=0.49=0.479 =20 塊ET)4121. 079. 2 (245. 0P精ENTT479. 010為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為 21 塊板?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)18（2）提餾段已知 =30.21 =0.33122=0.49=0.281 =11 塊TE)3312. 021.30(245. 0 提ENTT281. 03為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為 12 塊板。全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：

28、= + =21+12=33 塊NPP精 提全塔效率：1339.393%33TTPNEN%=加料板位置在第 21 塊塔板2.42.4 塔徑的初步設(shè)計(jì)塔徑的初步設(shè)計(jì).1 氣、液相體積流量計(jì)算氣、液相體積流量計(jì)算根據(jù) x-y 圖查圖計(jì)算，或由解析法計(jì)算求得： Rm=0.712 R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28（1）精餾段D=21.38kmol/h W=87.04 kmol/h S=48.76kmol/h L=R*D=1.28*54.46/3600=0.0193 kmol/h V=(R+1)*D=2.28*54.46/3600=0.0357 kmol/h 則質(zhì)量流量： L

29、1=32.84*0.0193=0.5924kg/s；V1=21.92*0.0357=0.9781 kg/s 則體積流量：4311131110.59247.24*10/819.220.97810.891/1.355SLSVLLmsVVms（2）提餾段 q=1.0化工原理課程設(shè)計(jì)19L=L+qF=0.0193+1.28*0.1255=0.1768kmol/s V=V+(q-1)F=0.0357 kmol/s則質(zhì)量流量：L2=1.244 kg/s V2=0.790 kg/s則體積流量：3322232221.2441.32 10/920.020.7900.912/0.985SLSVLLmsVVms2.

30、 精餾段塔徑的計(jì)算精餾段塔徑的計(jì)算有=(安全系數(shù))，安全系數(shù)=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖( (圖圖 2-4)2-4)c橫坐標(biāo)數(shù)值： 11224117.24 1010.01320.97811819.22()()1.355SSLVLV取板間距 則-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0化工原理課程設(shè)計(jì)20查圖可知 071. 020c=c0.20.2201(0.0710.08123.65)()2020cmax820.75 1.240.0711.8251.24u=0.7=0.7 D=1.126uumax1.825 1.278114uVS4

31、 1.033.14 0.891圓整 塔截面積1.42mD221.56014TmAD實(shí)際空塔氣速為 =1u1.278/1.5601m s0. 890.3 提餾段塔徑的計(jì)算提餾段塔徑的計(jì)算橫坐標(biāo)數(shù)值為4 11223221.32 1020.0510.9122920.02()()0.985SSLVLV取板間距 則-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查圖可知 074. 020c=c0.20.2202(0.0740.0891437.56)()2020cmax925.430.860.08562.807/0.86m su=0.7=0.7 =0.797muumax2.807

32、1.965/m s2224 0.9123.14 1.9654SVDu圓整 ,均取=1m 塔截面積 mD1DmDAT221304. 14化工原理課程設(shè)計(jì)21實(shí)際空塔氣速為 =2u1.9650.9121. 978由于精餾段與提餾段塔徑相差不大,故塔徑都取 1.3m。2.52.5 溢流裝置溢流裝置2 .1 堰長(zhǎng)堰長(zhǎng)的計(jì)算的計(jì)算lW取=0.65=0.65 1.3=0.845mlWD本設(shè)計(jì)采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進(jìn)口堰，堰上液高度按下式計(jì)算hOW=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精餾段：=hOW2332.840.008710003600 4.212 10(

33、)0.845m堰高 =0.06-0.0087=0.0507mhhhOWLw（2）提餾段：=hOW2332.840.017510003600 12.384 10()0.845m堰高 =0.06-0.0175=0.0415mhhhOWLw.2 弓降液管的寬度和橫截面積弓降液管的寬度和橫截面積 圖圖 2-52-5化工原理課程設(shè)計(jì)22查圖得 =0.1814. 0AATFDWD則 21583. 01304. 114. 0mAF0.18 1.3 0.20DmW驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間精餾段： 130.1583 0.454.121.17 10s提餾段：230.1583 0.418.413.44

34、10s停留時(shí)間5s 故降液管可以使用.3 降液管底隙高度降液管底隙高度圖圖 2-62-6 降液管示意圖降液管示意圖化工原理課程設(shè)計(jì)23（1）精餾段：取降液管底隙流速 ,則smu/14. 00m 取31001.17 100.01120.845 0.14SWLhl u00.01hm（2）提餾段：取降液管底隙流速 ,則smu/14. 00m 取31003.44 100.03280.845 0.14SWLhl u00.03hm2.62.6 塔板的塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列采用斤型重閥，重量為 32g，孔徑為 39mm。2.6.1 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸塔板的結(jié)構(gòu)尺寸

35、由于塔徑大于 800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無效區(qū)。圖圖 2-72-7 分塊式塔板示意圖分塊式塔板示意圖化工原理課程設(shè)計(jì)24本設(shè)計(jì)塔徑 D=1.3m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。.2 浮閥數(shù)目及排列浮閥數(shù)目及排列（1）精餾段：取閥孔動(dòng)能因子 F0=11，孔速為：=9.54801u001V1Fu111.355m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為：=109 個(gè)12001VNd u4S20.8910.0399.6480. 785（）取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度 Ws=0.06m。計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按式計(jì)

36、算2221aRA2sin180Rxx Rx其中：DSD1.3W +W0.180.060.3522xm（）=cD1.3RW0.060.5522m化工原理課程設(shè)計(jì)25所以：=0.722aA2223.14 0.550.3520.350.550.35sin1800.55arc2m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 t=0.075m則排間距：=0.095matAtN0.722111 0.07因塔徑較大，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，因此排間距不宜采用 0.095m，而應(yīng)小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排t得閥數(shù)目為 115 個(gè)。圖圖

37、2-82-8 精餾段浮閥數(shù)目的確定精餾段浮閥數(shù)目的確定按 N=115，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：=9.01 =9.01=10.51501u20.8913.140.0391154（）m/s01F1.355閥動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 范圍內(nèi)。化工原理課程設(shè)計(jì)26塔板開孔率=12.78%01u100%u1.134100%9.01（2）提餾段：取閥孔動(dòng)能因子=11，孔速為：=11.50F02uV002Fu110.938m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為：=96 個(gè)s22002VNd u420.7900.7850.03911.5（）取 t=0.070m 則排間距：atAtN0.135396 0.07m

38、0. 715=同上取t=90mm，則排得閥數(shù)目為 101 個(gè)。圖圖 2-92-9 提餾段浮閥數(shù)目的確定提餾段浮閥數(shù)目的確定按 N=101，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：化工原理課程設(shè)計(jì)27s20222V0.790u10.05m/s0.7850.039101d N402F10.050.94810.11閥動(dòng)能因子變化不大，仍在 913 范圍內(nèi)。塔板開孔率02u1.158100%=11.02u10.05第三章第三章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.13.1 氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù)，計(jì)算。pclhh +hhLpph g 1.精餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250

39、c173.173.1u9.005m/s1.355V因，故01u0c1u22v101c11u1.355 9.548h5.345.340.041m22 9.8 819.22Lg（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.06m，l0Lhh0.5 0.060.03m（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為：pc11hh +h0.041 0.030.071m1L1p1ph g=0.071 819.22 9.8=561.56Pa化工原理課程設(shè)計(jì)282.提餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u10.71m/s0.985V因，

40、故02u0c2u22V202cL2u0.985 11.5h5.345.340.0324m22 9.8 920.02g（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.06m，20Lhh0.5 0.060.03mL （3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為：p2h0.03240.030.0624m=570pa2L2p2ph g=920.02 0.0624 9.8p3.23.2 液泛液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度，dTwHHh即dpLh +hhdH 1.精餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=0.07mph（2）液體通過

41、降液管的壓頭損失：2231d07.24 10h0.1530.1530.00320.845 0.0112swLml h（3）板上液層高度化工原理課程設(shè)計(jì)29，則Lh0.06mdpLh +h +h0.00320.060.070.1332dHm取，已選定51TwHmhm，則T0.50.040.0510.2255TwHhm可見，所以符合防止液泛的要求。11dTwHHh2.提餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋簆2h0.0631m（2）液體通過降液管的壓頭損失：223d203.44 10h0.1530.1530.00290.845 0.0328swLml h（3）板上液層

42、高度，則Lh0.06md2pLdh +h +h0.0631 0.00290.060.1260Hm取，已選定0.50.4 ,0.042TwHm hm則，420.221TwHhm可見，所以符合防止液泛的要求。d2H2TwHh3.33.3 霧沫夾帶霧沫夾帶泛點(diǎn)率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZKC A板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：=LZ21.32 0.180.94dDWm 化工原理課程設(shè)計(jì)30板上液體流經(jīng)面積：221.13042 0.15830.8138bTFAAAm 取物性系數(shù) K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.10FC(1)精餾段： 1111111.36100%VsSLLVFbV

43、L ZKC A泛點(diǎn)率=31.3550.8911.36 7.24 100.84819.22 1.35565.6%1.0 0.10 0.8138對(duì)于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80%，由以上計(jì)算知，霧沫夾帶能夠滿足0.11（液/氣）的要求。ve(2)提餾段：取物性系數(shù) K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.101 則FC泛點(diǎn)率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A31.3090.9481.36 3.44 100.84918.540.94855.53%1.0 0.10 0.8138由以上計(jì)算知，符合要求。3.43.4 塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖1.霧沫夾帶線化工原理課程設(shè)計(jì)3

44、1泛點(diǎn)率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率 80%計(jì)算。（1）精餾段1.351.36 0.84819.22 1.351.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.04061.1424SSSSVLVL , 即=1. 6034-26. 943由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè) Ls 值，可算出 Vs。（2）提餾段0.9851.36 0.84920.020.9851.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03271.1424SSSSVLVL , 即=1. 9908-34.

45、 936在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)，算出相應(yīng)的值。SLSV表表 3-13-1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)霧沫夾帶線數(shù)據(jù)精餾段提餾段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.00614417420.0011.9558640.0021.5495140.0051.816120.001415656800.0131.5366320.011.333970.0141.501696化工原理課程設(shè)計(jì)32由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線2.液泛線根據(jù)pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh確定液泛線，由于很小，故忽略式中的hh22/3200036002.845.340.153121000vs

46、sTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精餾段：22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl0204sVud N22/321112241.3550.2215.3416.71.401.50.051 0.7872 9.8 0.7851150.039819.22SSSVLL整理得： 222/31116.4995917.251.51SsSVLL在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，可求出與之對(duì)應(yīng)的值，計(jì)算結(jié)果列于表 4-2：sLsV表表 3-23-2 精餾段液泛線數(shù)據(jù)精餾段液泛線數(shù)據(jù)SL0.0050.00550.0060.00

47、65SV2.60212.0033481.3547810.66217由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)33（2）提餾段：同理可得：222/32228.41 13131.4761.30SSSVLL 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，可求出與之對(duì)應(yīng)的值，計(jì)算結(jié)果列于表 4-3：sLsV表表 3-33-3 提餾段液泛線數(shù)據(jù)提餾段液泛線數(shù)據(jù)2SL0.0010.010.0120.0142SV7.7943684.2666343.3217232.291745由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于 35s。液體在降液管中停留的時(shí)間由下式：3 5FTsA HsL 以

48、作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負(fù)荷上限線。3.漏液線對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則由知：1F05F 2004sVd Nu（1）精餾段：231 min3.145()0.0391150.601/41.355SVms（2）提餾段： 232min3.145()0.0391010.610/40.985SVms據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的漏液線?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)344.液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負(fù)荷下限線，該線0.006owhm為與氣相流量無關(guān)的豎直

49、線。由式： 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0則： 3/23min0.006 10000.000677/2.84 1.03600wSlLms據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線。5.液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于 35s。液體在降液管中停留的時(shí)間由下式：3 5FTsA HsL 以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負(fù)荷上限線。根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖圖圖 3-13-1 精餾段負(fù)荷性能圖精餾段負(fù)荷性能圖化工

50、原理課程設(shè)計(jì)35精餾段負(fù)荷性能圖00.511.522.500.0050.010.015Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限線漏液線液相負(fù)荷下限線操作線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：1.在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2.塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3.按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限。 3max1.65/SVms氣相負(fù)荷下限。 3min0.54/SVms所以，精餾段操作彈性=1.65/0.54=3.05 。圖圖 3-23-2 提餾段負(fù)荷性能圖提餾段負(fù)荷性能圖化工原理課程設(shè)計(jì)36提餾段負(fù)

51、荷性能圖012345678900.0050.010.015LS2/(m3/s)VS2/(m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限線漏液線液相負(fù)荷下限線操作線由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：4.在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。5.塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。6.按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限。 3max2.1/SVms氣相負(fù)荷下限。 3min0.72/SVms所以，提留段操作彈性=2.1/0.72=2.91 。第四章第四章 塔總體高度的設(shè)計(jì)塔總體高度的設(shè)計(jì)4.14.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指

52、塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為1200mm?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)374.24.2 塔的底部空間高度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到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取10min。V 釜液=0.003016001.809m332324141()()(1.8093.14 0.6)(3.14 0.6 )1.783232WWHVRRm4.34.3 進(jìn)料板空間高度進(jìn)料板空間高度 進(jìn)料段空間高度取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況，一般 FHFH 比大，有時(shí)要大一倍。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安 TH 裝防沖實(shí)施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，應(yīng)保證這些實(shí)施的

53、安裝。FH4.44.4 塔總體高度塔總體高度由下式計(jì)算：(2)1.2(3322) 0.42 0.80.8 1.7822.58DTTFWHHNS HSHHHm 式中：-塔頂空間高度，m-塔板間距，m-開有人孔的塔板間距，mDHTHTH -進(jìn)料段空間高度，m -塔底空間高度，mN實(shí)際塔板數(shù)；FHWH S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間人孔）本設(shè)計(jì)的塔體總高：H=22.58m?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)38第五章第五章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)附屬設(shè)備設(shè)計(jì)5.15.1 全凝器計(jì)算全凝器計(jì)算取水進(jìn)口溫度為 25，水的出口溫度為 40，V =2.6Kg/s；塔頂出口氣體的溫度為78.3，在此溫度下：=0.83730+（1-

54、0.83）1564=871.78kJ/kgmr=2.60871.78=2266.63 KJ/smCVQ 39.45253 .78403 .78ln/253 .78403 .78mtA=266.6839.458 . 0/63.22661 . 1/1 . 1mtkQm取安全系數(shù) 1.1,則實(shí)際傳熱面積為 75.532m作為傳熱管，管心距 PT 為 32mm5 . 225傳熱管長(zhǎng)度定為 3m，根據(jù)傳熱面積計(jì)算管的根數(shù) n：2923025. 014. 366.6800ldAn換熱器的直徑同上求法，其中 PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85mLdAPCTPCLDR70. 03025.

55、028. 153.7585. 01637. 0637. 020020則 Do=0.70m，管程為 6，管子根數(shù) 4，換熱管長(zhǎng)度為 3000mm 換熱面積為5 . 225105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-120-62m化工原理課程設(shè)計(jì)395.25.2 料液料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算料液料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算進(jìn)料液質(zhì)量流率：、59.5462 25.8741456.9/GFFFMKg h 密度： 3880.34/MFLKg m則料液體積流率:31456.91.72/880.34MFGFLFVmh取管內(nèi)流速 uD =1.5m/s則回流管直徑 4 1.72436000.023.14 1.5FVdmu取

56、回流管尺寸為 mm5 . 228則實(shí)際流速為221.7236001.20/0.785 0.0234FVum sd設(shè)料液面至加料孔為 10m，90O標(biāo)準(zhǔn)彎頭兩個(gè)，180O回彎頭一個(gè)，球心閥（全開）1 個(gè)，則有關(guān)管件的局部阻力系數(shù)分別是：進(jìn)口突然收縮： =0.590O標(biāo)準(zhǔn)彎頭： =0.75180O回彎頭： =1.5球心閥（全開）： =6.4則總的局部阻力系數(shù)為：=0.75+6.4+0.5+1.5=9.92由上面設(shè)計(jì)可知：進(jìn)料液密度為：、3889.23/FKg m 粘度：0.495FmPa s則430.028 1.20 889.23Re69734100.495 10du湍流對(duì)于水力光滑管，當(dāng) Re=30001105時(shí)，摩擦系數(shù)可由下式計(jì)算：0.250.2500.3164Re0.3164 697410.3560/WmC 進(jìn)料板壓力pF = 101.3+0.710=108.3 kPa kPap7表化工原理課程設(shè)計(jì)4022101.200.35609.98.67820.0282 9.81fluHmdg在兩截面之間列柏努利方程求泵的揚(yáng)程為：37 10108.