化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書

1、化工原理課程設(shè)計(jì)目錄目錄.1第一章 緒 論.31.1 精餾操作 .31.2 精餾塔操作原理 .31.3 精餾設(shè)備 .3第二章 設(shè)計(jì)方案的確定.52.1 精餾塔塔形介紹.52.1.1 篩板塔.52.1.2 浮閥塔.52.1.3 填料塔.52.2 精餾塔的選擇 .52.3 操作壓力的確定 .62.4 進(jìn)料熱狀況的確定 .62.5 精餾塔加熱和冷卻介質(zhì)的確定 .72.6 自動(dòng)控制方案的確定 .72.7 工藝流程說(shuō)明 .82.8 設(shè)計(jì)任務(wù) .8第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì).93.1 全塔物料衡算 .93.1.1 料液及塔頂、底產(chǎn)品中環(huán)己烷的摩爾分率.93.1.2 平均摩爾質(zhì)量.93.1.2 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品

2、的摩爾流率.93.2 繪制 t-x-y圖.93.3 理論塔板數(shù)和實(shí)際塔板數(shù)的確定 .103.3.1 理論塔板數(shù)的確定 .113.3.2 實(shí)際塔板數(shù)的確定.113.4 浮閥塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算 .123.4.1 操作壓力.123.4.2 操作溫度.123.4.3 平均摩爾質(zhì)量.131化工原理課程設(shè)計(jì)3.4.4 平均密度.133.4.5 平均粘度.143.4.6 平均表面張力.143.5 浮閥塔的汽液負(fù)荷計(jì)算 .153.5.1 精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算.153.5.2 提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算.15第四章 塔的設(shè)計(jì)計(jì)算.164.1 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算.164.1.1塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算 .164.1.2塔

3、板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算 .162化工原理課程設(shè)計(jì)第一章 緒 論1.1 精餾操作精餾是分離過程中的重要單元操作之一。所用設(shè)備主要包括精餾塔及再沸器液兩相逆向多級(jí)接觸，在熱能驅(qū)動(dòng)和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。1.2 精餾塔操作原理精餾塔內(nèi)有若干層塔板，每一層就是一個(gè)接觸級(jí)，它為氣液兩相提供傳質(zhì)場(chǎng)所。為向接觸級(jí)提供兩相接觸所需的氣流和液流，塔頂設(shè)有冷凝器將頂部的蒸氣冷凝成液體并部分往下流，塔底設(shè)有再沸器將底部的液體部分汽化向上流。操作時(shí)原料液自塔的中部適當(dāng)?shù)奈恢眠B續(xù)的加入，塔頂冷凝液的

4、一部分作為塔頂產(chǎn)品稱為餾出液連續(xù)產(chǎn)出,分汽化后，液體作為塔底產(chǎn)品稱為釜液連續(xù)排出，氣體則返回進(jìn)入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸汽與頂部下來(lái)的液體逐級(jí)逆流接觸，進(jìn)行多次接觸級(jí)蒸餾，因此自下而上氣相易揮發(fā)組分濃度逐級(jí)增加，稱為精餾段；在加料位置之下部分，下降液體與底部上升的蒸汽逐級(jí)逆流接觸，也進(jìn)行多次接觸級(jí)蒸餾，因此自上而下液相難揮發(fā)組分濃度逐級(jí)增加，稱為提餾段?？傮w來(lái)看，全塔自塔底向因此只要有足夠多的塔板數(shù)，就能在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊讚]發(fā)組分，塔底得到高純度的難揮發(fā)組分。1.3 精餾設(shè)備精餾所進(jìn)行的是氣汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣汽、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到

5、充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：（1）氣汽、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、3化工原理課程設(shè)計(jì)攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長(zhǎng)期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無(wú)法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（4）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量小，制造和安裝容易。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。（6）塔內(nèi)的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。

6、精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（低沸點(diǎn)）組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)（高沸點(diǎn)）組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕?。也可采用填料塔。塔設(shè)備一般分為級(jí)間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料

7、塔，在各種塔型中，當(dāng)前應(yīng)用最廣泛的是篩板塔與浮閥塔。篩板塔在十九世紀(jì)初已應(yīng)用與工業(yè)裝置上，但由于對(duì)篩板的流體力學(xué)研究很少，被認(rèn)為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來(lái)，由于工業(yè)生產(chǎn)實(shí)踐，對(duì)篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實(shí)踐，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法。篩板塔和泡罩塔、填料塔相比較具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于 10.5%，板效率提高產(chǎn)量 15% 左右；而壓降可降低30% 左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，消耗金屬少，塔板的造價(jià)可減少 40% 左右；安裝容易，也便于清理檢修。4化工原理課程設(shè)計(jì)第二章 設(shè)計(jì)方案的確定2.1 精餾塔塔形介紹2.1.1 篩板塔 38mm三角形排列。塔板上設(shè)置溢流堰，

8、使板上能維持一定厚度的液層。操作時(shí)，上升氣流通過篩孔分散成細(xì)小的流股，在板上液層中鼓泡而出，氣、液間密切接觸而進(jìn)行傳質(zhì)。在正常的操作氣速下，通過篩孔上升的氣流，應(yīng)能阻止液體經(jīng)篩孔向下泄露。2.1.2 浮閥塔浮閥塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，有兩種結(jié)構(gòu)型式，即條狀浮閥和盤式浮閥，它們的操作和性能基本是一致的，只是結(jié)構(gòu)上有區(qū)別，其中以盤式浮閥應(yīng)用最為普遍。盤式浮閥塔板結(jié)構(gòu)，是在帶降液裝置的塔板上開有許多升氣孔，每個(gè)孔的上方裝有可浮動(dòng)的盤式閥片。為了控制閥片的浮動(dòng)范圍，在閥片的上方有一個(gè)十字型或依靠閥片的三條支腿。前者稱十字架型，后者稱V型。目前因V型結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，因而被廣泛使用，當(dāng)上升蒸汽量變化時(shí)，閥片隨之升降，使閥片

9、的開度不同，所以塔的工作彈性較大。2.1.3 填料塔填料塔是以塔內(nèi)裝有的大量填料為相間接觸構(gòu)件的氣液傳質(zhì)設(shè)備。填料塔的塔身是一直立式圓筒，底部裝有填料支撐板，填料以亂堆或整砌的方式放置在支撐板上。在填料的上方安裝填料壓板，以限制填料隨上升氣流的運(yùn)動(dòng)。液體從塔頂加入，經(jīng)液體分布器均勻地噴淋到填料上，并沿填料表面呈膜狀流下。氣體從塔底送入，經(jīng)氣體分布裝置分布后，與液體呈逆流連續(xù)通過填料層的空隙。在填料表面氣液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)。2.2 精餾塔的選擇本次化工原理課程設(shè)計(jì)選擇浮閥塔。因?yàn)楦￠y塔具有如下優(yōu)點(diǎn)：（1）生產(chǎn)能力大。（2）操作彈性大。5化工原理課程設(shè)計(jì)（3）塔板壓力降較低，適宜于真空蒸餾。（

10、4）塔板效率高。（5）塔的造價(jià)低。2.3 操作壓力的確定蒸餾過程按操作壓力不同，可分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般除熱敏性物系外，凡通過常壓分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來(lái)的物系，都應(yīng)采用常壓精餾。根據(jù)本次任務(wù)的生產(chǎn)要求，應(yīng)采用常壓精餾操作。2.4 進(jìn)料熱狀況的確定1）冷液進(jìn)料對(duì)于冷液進(jìn)料，提餾段內(nèi)回流液流量包括三部分：精餾段的回流液流量、原料液流量、為將原料液加熱到板上溫度，必然會(huì)有一部分自提餾段上升的蒸氣被冷凝下來(lái)，冷凝液量也成為回流液流量的一部分。2）泡點(diǎn)進(jìn)料對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料液的溫度與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的回流液，而兩段的上升

11、蒸氣流相等。3）氣液混合物進(jìn)料對(duì)于氣液混合物進(jìn)料，進(jìn)料中液相部分成為回流液流量的一部分，而蒸氣部分則成為上升蒸氣的一部分。4）飽和蒸氣進(jìn)料對(duì)于飽和蒸氣進(jìn)料，整個(gè)進(jìn)料變?yōu)樯仙魵獾囊徊糠郑鴥啥蔚囊后w流量則相等。5）過熱蒸氣進(jìn)料對(duì)于過熱蒸氣進(jìn)料，此種情況與冷液進(jìn)料的恰好相反，精餾段上升蒸氣流量包括三部分：提餾段上升蒸氣流量、原料液流量、為將進(jìn)料溫度降至板上溫度，必然會(huì)有一部分來(lái)自精餾段的回流液體被汽化，汽化的蒸氣量也成為上升蒸氣中的一部分。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽和液體進(jìn)料，這主要是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制，不受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段和提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和

12、制造上提供了方便。所以這次采用的是泡點(diǎn)進(jìn)料。6化工原理課程設(shè)計(jì)2.5 精餾塔加熱和冷卻介質(zhì)的確定精餾塔的加熱介質(zhì)選擇 0.8MPa 的飽和水蒸氣，而冷卻介質(zhì)選擇循環(huán)水。由于采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝氣冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。根據(jù)待分離的物系，塔底采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。根據(jù)塔頂塔底的溫度，利用循環(huán)水作為冷卻劑，能滿足要求且最為經(jīng)濟(jì)。水的進(jìn)口溫度由氣溫決定，一般為15-20，根據(jù)當(dāng)?shù)啬昶骄鶜鉁兀驹O(shè)計(jì)選20，考慮相應(yīng)的設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用，以及當(dāng)?shù)厮Y源情況，出口溫度選為 30。2.6 自動(dòng)控制方案的確定（

13、1）精餾塔控制方案本次設(shè)計(jì)塔頂產(chǎn)品與塔底產(chǎn)品的質(zhì)量要求相近，釜液的純度較之餾出液高，且為液相進(jìn)料，故按提餾段控制指標(biāo)控制 。用提餾段塔板溫度控制加熱蒸汽量，從而控制 V ，并保持 L 恒定，D和 W 都按物料平衡關(guān)系，由液位調(diào)節(jié)器控制。SR對(duì)于原料預(yù)熱器，用水蒸氣加熱，水蒸氣會(huì)有相變化，改變水的流量時(shí)，會(huì)引起平均溫度的變化，流量增大，平均溫度差增大，因此，本設(shè)計(jì)中通過改變水蒸氣的流量來(lái)控制冷流體的出口溫度。塔底再沸器將物料進(jìn)行加熱，故采用溫度調(diào)節(jié)閥控制。對(duì)于回流罐需將冷凝的液體送回塔頂，調(diào)節(jié)塔頂蒸汽的溫度，采用流量調(diào)節(jié)控制閥控制。（2）塔頂溫度控制方案取精餾段某點(diǎn)溫度為被調(diào)參數(shù)，以回流量為調(diào)節(jié)

14、參數(shù)。回流量增加時(shí)，塔頂溫度會(huì)下降。（3）塔底溫度控制方案塔底采用熱虹吸式再沸器，通過蒸汽用量來(lái)調(diào)節(jié)塔底溫度。（4）預(yù)熱器控制方案本次的設(shè)計(jì)中采用蒸汽冷凝來(lái)加熱原料液，當(dāng)通過控制飽和蒸汽的流量來(lái)控制預(yù)熱器時(shí)，由于水蒸氣發(fā)生相變化產(chǎn)生放熱現(xiàn)象，如果傳熱面積足夠，送入的蒸汽可以全部冷凝，并可繼續(xù)冷卻，這時(shí)可以通過調(diào)節(jié)飽和水蒸氣的流量來(lái)改變平均溫度差，控制原料液的出口溫度。（5）離心泵控制方案通過控制泵出口閥門開度來(lái)控制流量，當(dāng)干擾作用使流量發(fā)生變化偏離給定值時(shí)，控制器發(fā)生控制信號(hào)，控制結(jié)果使流量回到給定值，在不同的流量下，泵7化工原理課程設(shè)計(jì)所能提供的壓頭是不同的，通過控制泵的出口閥開度改變排出流

15、量的基本原理的這種方案簡(jiǎn)單易行，是應(yīng)用最廣泛的方案。2.7 工藝流程說(shuō)明器中預(yù)熱到泡點(diǎn)后經(jīng)進(jìn)料泵打入篩板精餾塔，在塔內(nèi)氣液兩相逆流接觸進(jìn)行熱質(zhì)交換，易揮發(fā)（低沸點(diǎn)）組分不斷地向蒸汽中轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)（高沸點(diǎn)）組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，從而達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸汽進(jìn)入全凝器，冷凝的液體流入儲(chǔ)料罐，一部分作為回流液由回流泵返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則經(jīng)冷卻器冷卻作為塔頂產(chǎn)品取出。塔底流出的液體流入儲(chǔ)料罐，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸汽返回塔中，另一部分液體作為塔底產(chǎn)品取出。2.8 設(shè)計(jì)任務(wù)處理量：

16、6 萬(wàn)噸/年原料溫度：25原料液組成：45%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）塔頂產(chǎn)品組成：不低于 94%塔頂輕組分回收率：97%每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間：7200h塔頂壓力：4KPa單板壓降：0.7KPa進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料建廠地址：遼寧錦州8第三章 精餾塔工藝設(shè)計(jì)3.1 全塔物料衡算3.1.1 料液及塔頂、底產(chǎn)品中環(huán)己烷的摩爾分率環(huán)己烷和甲苯的相對(duì)摩爾質(zhì)量分別為 84.16 和 kmol。45/84.16x 0.472545/84.1655/92.1494/84.16Fx D0.944994/84.166/92.143.1.2 平均摩爾質(zhì)量M 84.160.472592.1488.37kg/kmolFM 84.1

17、60.94490.9449)92.1484.60kg/k m o lD3.1.2 料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的摩爾流率一年以 7200h 計(jì)，則有：原料處理量：Q6104103F 94.30kmol/h（3-1）TM720088.37F塔頂易揮發(fā)組分回收率： 97%即：0.9794.3097% D0.97 /x 45.74/h（3-2）DFDF全塔物料守恒：W F D94.3045.7448.56/hF DW(3-3) 94.300.472545.740.9449FxF Dx Wx xD0.0275FW48.56DWW3.2 繪制t-x-y 圖查物性手冊(cè)得常壓下重組分（）甲苯沸點(diǎn) ，對(duì)輕組分（）環(huán)己烷沸

18、點(diǎn) 80.72，得甲苯與對(duì)環(huán)己烷的飽和蒸汽壓和溫度的關(guān)系。表 9p /kPa0Ap /kPa0B根據(jù)拉烏爾定律：p p0p x0Apx和y （3-4）Bp p00AB例如當(dāng)t 80.72C時(shí)，p p0 101.32539.70 xy 0.996，Bp p101.5639.700A0Bp x 101.560.9960Ap0.998101.325計(jì)算不同溫度下的組成。列表如下：表 t/1xy001據(jù)表 3-2中數(shù)據(jù)繪制甲苯對(duì)二甲苯的t x y圖，如圖 3-1：在圖 3-1 x 、x 和x 分別查得t 81.5Ct 94.0C t 110C。WFDFWD3.3 理論塔板數(shù)和實(shí)際塔板數(shù)的確定103.3

19、.1理論塔板數(shù)的確定用簡(jiǎn)捷法求理論塔板數(shù)：相對(duì)揮發(fā)度為：p0（3-5）Ap0B以tC為例，則：p 174.6802.36Ap074.03B可得相對(duì)揮發(fā)度與x y關(guān)系，如表 3-3：表 xyt/x1100y2.512.3152.41x（3-6）（3-7）m2xy 1x 1x因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，x x 0.4725，qFx2.410.4725y q0.6834q1x 11.410.4725qx x0.94490.68340.68340.4725R 1.24（3-8）Dqy xminqq取R 1.5R 1.51.251.86min根據(jù)表 3-3作出 x-y如圖 3-20.4725,0.6834和提餾段操

20、作線。用作圖法得出理論板數(shù) N =13塊，進(jìn)料板為塔頂往下第 6 塊理論塔板。T3.3.2 實(shí)際塔板數(shù)的確定11化工原理課程設(shè)計(jì)總板效率：E 0.49( ) （3-13）TL精餾段平均溫度：t t81.5110t 95.75C（3-14）DW22根據(jù)物性手冊(cè)查得兩組分黏度：mPas，0.279mPasL,AL,B x )x LL,AFL,BF0.3910.47250.2790.52750.332mPasE 0.49(2.410.332) 0.52T近似取總板效率等于精餾段板效率，因?yàn)椋篘E T（3-15）NTPN N /E 13/0.5225即N 塊PTTP精餾段實(shí)際板數(shù)：N N/E 6/N塊

21、PTTP即從塔頂往下第 12 塊板進(jìn)料。提餾段實(shí)際板數(shù)：N N N 塊PPP3.4 浮閥塔物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.4.1 操作壓力取每層塔板壓降為 0.7kPa 計(jì)算。塔頂： p 101.3254105.325kPaD加料板： p 105.3250.7113.725F105.3250.720119.325kPa塔底：pW精餾段平均壓力：p(p p )/2.325113.725)/2109.25kPa1m,2DF(p p )/2/2提餾段平均壓力： pWF全塔平均壓力：p(p p )/2.325119.325)/2112.325kPamDW3.4.2 操作溫度塔頂溫度：t 81.5CD12進(jìn)料溫度：t

22、94.0CF塔釜溫度： 110CtW(t t )/287.75C精餾段平均溫度：t提餾段平均溫度：tmm,2DF(t t )/2102CWF全塔平均溫度： (t t )/295.75CtmDW3.4.3 平均摩爾質(zhì)量塔 頂：y x x 1D1MM0.944984.160.055192.1484.60kg/kmolVD,m,m0.87784.160.12392.1485.14kg/kmol加料板：x y FFMM0.683484.160.316692.1486.69kg/kmol,m,m0.472584.160.527592.1488.37kg/kmol塔 釜： 0.0275,y 0.0638x

23、WWMM0.027584.160.972592.1491.92kg/kmol,m,m0.063884.160.936292.1491.63kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量：MM88.3785.14/286.755kg/kmol1,mV1,m84.6086.69/285.645kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：MM88.3791.92/290.145kg/kmolL2,mV2,m91.6386.69/289.16kg/kmol全塔平均摩爾質(zhì)量：M 85.1491.92/288.53kg/kmolL,mM91.6384.60/288.12kg/kmolV,m3.4.4 平均密度3-5：表 13N/

24、m s1）液相平均密度L,m塔 頂：查 81.5下環(huán)己烷和甲苯的密度分別為 719.8 m 和 3m 。31aa 724.2kg/m3AB719.8 810.1LD,mLD,mLD,ALD,B 94下環(huán)己烷和甲苯的密度分別為 707.2 m 和 m 。331aa 752.13AB707.2 797.5LF,mLF,mLF,ALF,B塔 底：查 下環(huán)己烷和甲苯的密度分別為 719.8 m 和 3m 。31aa 3AB690.4 780.88LD,mLD,mLD,ALD,B/23/23精餾段：L1,mL2,m提餾段：全 塔： /23L,m2）汽相平均密度V,m112.32588.12(273p M

25、m3.23kg/m3（3-16）（3-17）V,mV,mm3.4.5 平均粘度混合液體粘度用下式計(jì)算： x xAB塔 頂：sD進(jìn)料板： 0.39550.28260.3359sF塔 底： W0.35740.02750.24420.97250.2473mPas精餾段：提餾段：全 塔：(0.42910.3359)/20.3825mPas(0.24730.3359)/20.2916mPas(0.42910.2473)/20.3382mPas1m2m3.4.6 平均表面張力混合液體粘度用下式計(jì)算： （3-18） x xAABB塔 頂： 17.950.055121.4018.14 /mD進(jìn)料板： 0.47

26、2516.350.527520.0118.28 /mF14化工原理課程設(shè)計(jì)塔 釜： 0.027514.760.972518.2518.15mN /mW18.28)/218.21mN /m精餾段：m.2818.15)/218.21mN /m提餾段：m,2全 塔： 18.21mN/mm3.5 浮閥塔的汽液負(fù)荷計(jì)算3.5.1 精餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算1.氣相摩爾流率 VV (RD45.74130.82/h（3-19）（3-20）2.氣相體積流量VSVM130.8285.64536003.23V 0.964m /sV m,33600SV,m3.氣相體積流量V 0.964m3 /s 3470.4m3 /hh

27、4.液相回流摩爾流率 LL RD1.8645.7485.08kmol/h（3-21）（3-22）5.液相體積流量LSLM85.0886.7553600738.2L 0.00278m /sL m,33600SL,m6.液相體積流量L 0.00278m /s 10.01m /h33h3.5.2 提餾段的汽液負(fù)荷計(jì)算1.氣相摩爾流率VV V (qF V 130.82kmol/h2.氣相體積流量 （3-23）VSVm /s3S3.氣相體積流量V 0.964m /s 3470.4m /h33h4.液相回流摩爾流率 L LqF 85.0894.30179.38kmol/h（3-25）5.液相體積流量LSL

28、M179.3886.7553600738.2L 0.00586m /sL m,33600SL,m6.液相體積流量L 0.00586m /s 21.096m /h33h15化工原理課程設(shè)計(jì)第四章 塔的設(shè)計(jì)計(jì)算4.1 塔和塔板主要工藝結(jié)構(gòu)尺寸的計(jì)算4.1.1塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算1 H 及板上液層高度h ，則：TLH h 0.450.40m（4-1）（4-2）TL2 Smith 法求取允許的空塔氣速即泛點(diǎn)氣速 )uumaxF 0.50.00278 738.2LsV0.5 L 0.9643.23 sV查 Smith 通用關(guān)聯(lián)圖（P161 圖 3-5）得C0.087負(fù)荷系數(shù)： 0.218.2550.2C C

29、0.087 0.085（4-3）2020 20泛點(diǎn)氣速： 0.5738.23.230.5C 0.0851.28m/s （4-4）uLV3.23maxV3取 0.7u 0.81.280.896u4s u40.964D1.17m（4-5）3.140.896考慮到浮閥布置和檢修方便，圓整取，此時(shí)的操作氣速D 1200mmTV4u m/s（4-6）s D21.22T4.1.2 塔板工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計(jì)與計(jì)算1溢流裝置采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盤，且不設(shè)進(jìn)口內(nèi)堰。16化工原理課程設(shè)計(jì)溢流堰長(zhǎng)(出口堰長(zhǎng))Lw取L 0.7D 0.71.20.84mwT堰上溢流強(qiáng)度L/L 10.01/0

30、.8411.92m /(mh)100 130m /(mh)33hw篩板塔的堰上溢流強(qiáng)度要求。出口堰高h(yuǎn)w（4-7）（4-8）h h hwL對(duì)平直堰h(yuǎn) 0.00284 E(L /L )2/3hw/L 10.01/0.84 15.47P164由及/D Lw2.5LwTh圖 3-8）得，于是：E h 0.00284 1.03/0.84)2/3 0.01153m 0.006 m（滿足要求）h h h 0.050.01530.0347 mwL降液管的寬度 和降液管的面積WAfd由，查弓形降液管幾何關(guān)系圖（P166 圖 3-10）得：L /D wTW /D 0.14，A /A 0.09dTfT即：，A D /41.13m ，。 0.102 m2W mAf22d液體