化工原理 課 程 設(shè) 計 題目 乙醇 -水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院 專業(yè)班級 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號 指導(dǎo)教師 2013年 12 月 12 日 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 （一） 設(shè)計題目 乙醇 水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 （二）設(shè)計條件 塔頂壓力為常壓 處理量： 1200kg/h 進料組成： 0.46（質(zhì)量分率） 塔頂組成： 0.90（質(zhì)量分率） 塔底組成： 0.04（質(zhì)量分率） 加料狀態(tài)： q=0.97 塔頂設(shè)全凝器，泡點回流 塔釜間接蒸汽加熱 回流比 m i n)0.21.1( RR 單板壓降 0.7kPa （三）設(shè)計內(nèi)容 (1)確定工藝流程。 (2)精餾塔的物料衡算。 (3)塔板數(shù)的確定。 (4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算。 (5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。 (6)塔板板面布置設(shè)計。 (7)塔板的流體力學(xué)驗算與負荷性能圖。 (8)精餾塔接管尺寸計算。 (9)塔頂全凝器工藝設(shè)計計算和選型。 (10)進料泵的工藝設(shè)計計算和選型。 (11)帶控制點的工藝流程圖 A3、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。 (12)設(shè)計說明書。 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 I 目 錄 摘 要 . 1 緒 論 . 2 第一章 設(shè)計思路 . 3 1.1設(shè)計流程 . 4 1.2設(shè)計思路 . 3 第二章 精餾塔的工藝設(shè)計 . 5 2.1精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分數(shù)的計算 . 5 2.2物料衡算 . 錯誤 !未定義書簽。 2.3理論板數(shù)和進料位置的確定 . 錯誤 !未定義書簽。 2.4 平均溫度 ,密度，摩爾質(zhì)量的計算 . 7 2.5 液體表面張力 . 9 2.5平均粘度計算 . 12 2.6平均相對揮發(fā)度的計算 . 13 2.7全塔效率 . 13 2.8實際板數(shù)和實際加料位置的確定 . 13 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè) 計計算 . 15 3.1塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 . 15 3.2精餾塔主要工藝尺寸的計算 . 16 3.3篩板的流體力學(xué)驗算 . 20 3.4塔板負荷性能圖 . 23 3.5操作彈性 . 25 第四章 熱量衡算 . 26 4.1比熱容及汽化潛 熱的計算 . 26 4.2熱量衡算 . 26 第五章 板式塔的結(jié)構(gòu)計算 . 27 5.1進料管 . 27 5.2回流管 . 27 5.3塔底出料管 . 27 5.4塔底蒸汽出料管 . 28 5.5塔底蒸汽進料管 . 28 第六章 塔的附屬設(shè)備的設(shè)計 . 28 6.1冷凝器的選擇 . 28 6.2再沸器的選擇 . 28 6.3泵的選型 . 29 主要符號說明 . 30 參考文獻 . 35 附 錄 . 37 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 1 摘 要 精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用浮閥精餾塔，進行乙醇水二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析 、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為 22塊，第 15塊板進料，最小塔徑為 0.5m，塔的實際高度為 15.2m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段 液體在降液管停留時間為25.97s，降液管底隙高度為 12.8mm，氣相最大負荷為 0.67m3/s，氣相最小負荷為 0.32m3/s，操作彈性為 4.79。提 餾段 液體在降液管停留時間為 12.15 s，降液管底隙高度為 19mm，氣相最大負荷為 0.7m3/s，氣相最小負荷為 0.15m3/s，操作彈性為 4.7。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。 根據(jù)物料衡算可知 : 進料帶入的熱量為 h/KJ1082.3 5 ,回流帶入的熱量為 h/KJ1052.3 5 ,塔頂蒸汽帶出的熱量為 h/KJ108.1 5 ,殘液帶出的熱量為 h/KJ102.2 5 ,塔頂上升的熱量為 h/KJ1092.1 6 。由精餾塔的附屬設(shè)備的計算可知： 塔頂冷凝器的型號為： JB/T4714-92，塔底再沸器的型號： JB/T4714-92， 進料泵的型號為 : IS 50-32-125 關(guān)鍵詞：精餾，精餾塔，精餾段 ,浮閥 。 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 2 緒 論 精餾過程的基礎(chǔ)是傳質(zhì)，即在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸 和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。 在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了 升 氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以 及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從 200mm到 6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達 10m，塔高可達 80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點： ( ) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 20 40，而接近于篩板塔。 ( ) 操作彈性大，一般約為 5 9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 ( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 ( ) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般 0.7kpa。 ( ) 液面梯 度小。 ( ) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。 ( ) 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的 60 80 ,為篩板塔的 120 130 。 在本次設(shè)計中 ,我們進行的是乙醇 水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔 ,冷凝器等設(shè)備 ,熱量從塔釜輸入 ,物料在塔內(nèi)進行精餾分離 ,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走 ,為了減少熱量 ,能量的損失 ,我們在進料前設(shè)置了節(jié)能器 ,把塔底熱產(chǎn)品先與進料進行熱交換 ,然后再冷卻 .最后完成傳熱傳質(zhì) . 塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準確控制 回流比。塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。 輔助設(shè)備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，冷凝器和再沸器的設(shè)計與選型等。 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 3 第一章 設(shè)計方案的確定 1.1 設(shè)計思路 1.1.1 精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。 1.1.2 操作壓力的選取 本設(shè)計采用常壓操作，一般除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常 壓蒸餾。 1.1.3 加料狀態(tài)的選擇 為氣液混合物泡點進料 1.1.4 加熱方式 本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。 1.1.5 回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為R=(1.1-2.0)Rmin. 1.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂 選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。 1.1.7 浮閥塔的選擇 在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當控制漏夜。 浮閥塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜狀態(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到 2-3。 表 1-1 設(shè)計參數(shù)統(tǒng)計 項目 方式 壓力 加料狀態(tài) 加熱 方式 回流比 冷凝器 冷卻 介質(zhì) 浮閥塔 選取 連續(xù) 精餾 常壓 氣液混合 蒸汽 加熱 R=(1.1-2.0)Rmin 全凝器 自來水 浮閥塔 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 4 1.2 設(shè)計流程 乙醇 水汽液混合先經(jīng)過原 料預(yù)熱器加熱到一定的溫度后 ,自塔的某適當位置連續(xù)地送入精餾塔。塔頂設(shè)有全凝器將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回入塔頂 ,稱為回流液 ,另一部分作為塔頂產(chǎn)品 (餾出液 )連續(xù)排出，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽，在塔內(nèi)上半部 (加料位置以上 )上升蒸汽和回流液體之間進行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞 ,塔釜采用直接蒸汽加熱 ,并連續(xù)排除部分液體作為塔底產(chǎn)品流入儲罐 . 飽和蒸汽產(chǎn)品采出塔底物料采出進料圖 1-1精餾設(shè)計流程示意圖 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 5 第二章 精餾塔的工藝設(shè)計 2.1.1 精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分數(shù)的計算 乙醇： MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol 質(zhì)量分率： xF=0.46， xD=0.90， xW=0.04 摩爾分率： 2 8 1 2.002.18/54.007.46/46.0 07.46/46.0 x f 7 7 9.002.18/10.007.46/90.0 07.46/90.0 x d0 1 6.002.18/96.007.46/04.0 07.46/04.0 x w2.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 k m olkgM F /90.2502.18*)281.01(07.46*2812.0 k m olkgM D /87.3902.18*)779.01(07.46*779.0 k m olkgM W /47.1802.18*)016.01(07.46*016.0 2.2物料衡算 進料量： F=90.251200=46.33kmol/h 物料衡算式： F = D + W * * *f d wF x D x W x 聯(lián)立代入求解： D = 16.09kmol/h， W =30.24 kmol/h 2.3理論板數(shù)和進料位置的確定 由 常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)作出乙醇和水的氣液平衡組成圖 表 2-1氣液平衡數(shù)據(jù)表（見參考文獻 【 1】 ） 溫度 t 液相中乙醇的摩爾分率 % 氣相中乙醇的摩爾分 率 % 100 0.00 0.00 95.5 0.0190 0.1700 89.0 0.0721 0.3891 86.7 0.0966 0.4375 85.3 0.1238 0.4704 84.1 0.1661 0.5089 82.7 0.2337 0.5445 82.3 0.2608 0.5580 81.6 0.3273 0.5826 80.7 0.3965 0.6122 79.8 0.5079 0.06564 79.7 0.5198 0.6599 79.3 0.5732 0.6841 78.74 0.6763 0.7385 78.41 0.7472 0.7815 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 6 78.15 0.8943 0.8943 過（ 0.779， 0.779）點做與平衡線相切 ,截距為 0.4 則 最小回流比 minR= 0.9475 選最適宜回流比 R=2minR=2*0.9475=1.895 （ 1）采用程序一求理論板數(shù)，求解結(jié)果為 圖 2 1 乙醇 水物系的氣液平衡 總理論板層數(shù)：TN=10 塊，精餾段 7塊，提餾段 3塊， 進料板位置： FN=8塊 2.4.1 溫度 利用表中的數(shù)據(jù)插值法可求得 ： （ 1） tf :2 6 0 8.02 8 1 2.03.823 2 7 3.02 6 0 8.0 5.813.82 t f， tf =82.05 （ 2）: 7 8 . 1 5 7 8 . 4 18 9 . 4 3 7 4 . 7 2 8 1 . 8 2 8 9 . 4 37 8 . 1 5dd tt ， dt =78.35 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 7 （ 3）: 1 0 0 9 5 . 50 1 . 9 0 1 . 4 0 0100ww tt ， wt =95.79 （ 4）精餾段平均溫度 ： 20.802 35.7805.8221 ttt DF （ 5）提餾段平均溫度： 92.88279.9505.8222 ttt Fw 2.4.2密度 已知：混合液密度： 混合氣密度： 塔頂溫度： tD=78.28 C 氣相組成： yD： 8943.015.7835.788943.07815.015.7841.78 yD， yD=0.8075 進料溫度： tF=82.05 氣相組成： yF： 5826.05.8105.825826.05580.05.813.82 yF， yF=0.5657 塔底溫度：wt=95.79 氣相組成：wy： y w 0 79.951 0 017.00 5.951 0 0，wy=0.159 （ 1）精餾段 液相組成1x：1 ( ) 2dfx x x， 1x=0.5301 氣相組成1y：1 ( ) 2dfy y y， 1y=0.6866 所以 1ML =46.07*0.5301+18.02*(1-0.5301)=32.89kg/kmol 1MV =46.07*0.6866+18.02*(1-0.6866)=37.28kg/kmol (2)提餾段 液相組成2x：2 ( ) 2wfx x x， 2x=0.1486 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 8 氣相組成2y： 3624.025657.0159.022 yyy FW ， 2y=0.3624 所以 2ML =46.07*0.1486+18.02*(1-0.1486)=22.19 kg/kmol 2MV =46.07*0.3624 +18.02*(1-0.3624)=28.19 kg/kmol 2.4.3 平均密度 由不同溫度下乙醇和水的密度求得D W Ft ,t ,t下的乙醇和水的密度（單位： kg 3m ） 表 3-1 不同溫度下乙醇和水的密度 溫度 / c/（ kg 3m ） w/(kg 3m ) 80 735 971.8 85 730 968.6 90 724 965.3 95 720 961.85 100 716 958.4 ft=82.05 f073005.82857357308085 ， f0 =732.95 8 5 8 0 8 5 8 2 . 0 59 6 8 . 6 9 7 1 . 8 9 6 8 . 6 wf， wf =970.49 49.97046.0195.73246.01 f, f=844.58 dt=78.35 C d073035.78857357308085 , d0 =736.65 wd6.96835.78858.9716.9688085 , wd =972.86 86.97290.0165.73690.01 d, d=754.98 wt=95.79 w073079.95857357308085 , w0 =719.21 ww 6.9 6 8 79.95858.9 7 16.9 6 8 8085, ww=961.69 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 9 69.96104.0121.71904.01 w, w=948.89 所以， 1 2fdl 799.78 2 2fwl 896.74 2.4.4 平均摩爾質(zhì)量 * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LD ddM xx 39.87kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LF ffM xx 25.90 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LM wwM xx 18.47 kg/kmol 1LM =2LD LFMM=32.89 kg/kmol 2LM =2LW LFMM=22.19 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2VD ddM yy 0.8075*46.07+(1-0. 8075)*18.02=40.67 kg/kmol VFM = * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2ffyy 0.5657 *46.07+(1-0.5657)*18.02=33.89 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2VW WWM yy 0.159 *46.07+(1-0.159)*18.02=22.48 kg/kmol )05.8215.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*89.33 VF=1.16kg/m3 )35.7815.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*67.40 VD=1.41 kg/m3 )79.9515.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*48.22 VW=0.743 kg/m3 21 VFVDV =1.29 kg/m3 22 VFVWV =0.952 kg/m3 2.5 液體表面張力 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 10 依式 nLm i ii1x 由不同溫度下乙醇和水的表面張力，求得Ft，Dt，Wt下乙醇和水的表面張力 . 表 3-2 不同溫度下乙醇和水的表面張力 溫度 / 80 90 100 110 乙醇表面張力 /10-2N/m2 18.28 17.29 16.29 15.28 水表面張力 /10-2N/m2 64.57 60.71 58.84 56.88 水表面張力 /10-2N/m2 64.3 62.6 60.7 58.8 65.73607.46000 DDmV =62.54ml 21.71907.46000 WWmV =64.06 ml 95.73207.46000 FFmV =62.86 ml 86.97202.18 wDwWDmV =18.52 ml 69.96102.18 wWwWWmV =18.74 ml 49.97002.18 WFwWFmV =18.57 ml 乙醇表面張力： F02.16 15.172.1605.8290 8090 ， F0=16.96 D015.17 1815.1735.7880 7080 ， D0=17.29 W02.15 2.162.1579.95100 90100 ， W0=15.62 水表面張力 ： 9 0 8 0 6 0 . 7 6 2 . 69 0 8 2 . 0 5 6 0 . 7wf ， wf =62.21 wd 6.62 3.646.6235.7880 7080， wd=62.88 ww 8.58 7.608.5879.95100 90100， ww=59.60 經(jīng)推導(dǎo)： VxVx Vx DDWD WDWD 00 01 1 222 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 11 VxVx Vx DDWDD DDD 000 1 塔頂表面張力： VxVxVxVxDDWDDDDDWD WD00202101 = 54.62*7 7 9.052.18*7 7 9.01*54.62*7 7 9.0 52.18*7 7 9.012=0.0065 B=lg（DWD02 ） =lg0.0065=-2.1871 Q=0.441* VV WDWDDDqTq 323200 = 52.1854.62 3232*88.622*29.17*35.7815.273 2*441.0 =-0.7627 A=B+Q=-2.1871-0.7627=-2.9498 聯(lián)立方程組： A=lg（ 2SWDSCD） SWD+ SCD=1 得： SWD=0.033 SCD=0.967 原料表面張力： VxVxVxVxFFWFFFFFWF WFF0020211 = 86.62*2 8 1 2.057.18*2 8 1 2.01*86.62*2 8 1 2.0 57.18*2 8 1 2.012=0.3249 B=lg0.3249=-0.4883 Q=0.441* 23 23* * CFCF WF WFq V VTq =-0.7504 A=B+Q=-0.4883-0.7504=-1.2387 聯(lián)立方程組： 得 ： SWF=0.213 SCF=0.787 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 12 塔底表面張力： VxVxVxVxWWWWWWWWWW WWW0020211 = 06.64*0 1 6.074.18*0 1 6.01*06.64*0 1 6.0 74.18*0 1 6.012=17.044 B=lg17.044=1.232 Q= 52.1854.62 3232*88.622*29.17*79.9515.273 2 =-0.727 A=B+Q=1.232-0.727=0.505 聯(lián)立方程組： A=lg【 2SWWSCW】 , SWW+ SCW=1 14W=0.9768* 1459.43 +0.0232* 145.23 , W=47.15 精餾段 液相平均 表面張力2 18.1823.2321 MDMF =20.71 提餾段 液相平均 表面張力2 15.4723.2322 MWMF =35.19 2.6 平均 粘度 的計算 不同溫度下混合液的粘度 溫度 t 80 90 100 110 乙醇的粘度 mPa/s 0.495 0.406 0.361 0.324 水的粘度 mPa/s 0.355 0.3148 0.2824 0.2589 由插值法得： 1t =80.20 時，4 9 5.0802.804 9 5.04 0 6.08090 乙醇乙醇=0.493mpa s 3 5 5.0802.803 5 5.03 1 4 8.08090 水水=0.354mpa s 2t =88.92時，495.08092.88495.0406.08090 乙醇乙醇=0.416mpa s 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 13 3 5 5.08092.883 5 5.03 1 4 8.08090 水水=0.319mpa s （ 1）精餾段黏度： 1 = 11xx 水乙 醇 （ 1- ）=0.4027 mpa s （ 2）提餾段黏度： 2 =22xx 水 乙 醇 （ 1- ）=0.3334 mpa s 2.7平均相對揮發(fā)度的計算 根據(jù)乙醇 -水氣液平衡組成與溫度關(guān)系表利用插值法： 由 fx=0.2812 ，fy=0.5657 28 12.01 56 57.01/28 12.0 56 57.0 f=3.33 由 dx=0.779 ，dy=0.8075 得： 779.01 8057.01/779.0 8057.0 d=1.19 由 wx=0.016 ，wy=0.159 得： 016.01 159.01/016.0 159.0 w=11.63 所以，精餾段的平均相對揮發(fā)度 : 21 df =2.26 提餾段的平均相對揮發(fā)度 : 22 wf =7.48 2.8 全塔效率 （ 1）精餾段 由奧康奈公式 0.245TLE 0 . 4 9 ( )得 0.245TE 0 . 4 9 * ( 3 . 0 9 0 . 4 2 9 6 ) 0 . 4 5 7 1（ 2）提餾段 同理， 0 . 2 4 5TE 0 . 4 9 ( 7 . 5 6 0 . 3 4 0 2 ) 0 . 3 8 8 7 62.9 實際板數(shù)和實際加料位置的確定 精餾段板數(shù) :50.0711 ENNTTP 精=14塊 提餾段板數(shù) :39.0322 ENNTTP 提=8塊 實際總板數(shù)為 :N=NP精+NP提=14+8=22塊 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 14 全塔效率 : TE= TPNN100 %= 100*22 110 %=40.91% 實際進料板的位置是從塔頂?shù)剿?15塊板 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 15 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 3.1 塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 3.1.1 操作壓強 塔 頂壓強： PD=101.325kpa,取每層塔板壓降 P=0.7kpa 則進料板壓強： PF=101.325+0.7 14=111.125kPa 塔釜壓強： PW=101.325+0.7 22=116.725kPa 精餾段平均操作壓強 : k paP m 225.1062 125.111325.1011 提餾段平均操作壓強 : k p aP m 925.1132 725.116125.1112 表 3-3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果 項 目 符 號 單 位 計 算 數(shù) 據(jù) 精餾段 提餾段 操作壓強 P kPa 106.225 113.925 操作溫度 T 80.20 88.92 平均分子量 氣相 VmM kg/kmol 37.28 28.19 液相 LmM kg/kmol 32.89 22.19 平均密度 氣相 Vm 3kg/m 1.29 0.952 液相 Lm 3kg/m 799.78 896.74 液體表面張力 Lm mN/m 20.71 35.19 液體粘度 Lm mPa s 0.4027 0.3334 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 16 3.2 精餾塔主要工藝尺寸的計算 3.2.1塔體工藝尺寸的計算 1精餾段 L=RD=1.895*16.09=30.49kmol/h V=(R+1)D=2.895*16.09=46.58kmol/h 氣、液相質(zhì)量的流率： LM LL *11 =32.89*30.49=1002.82kg/h VM VV *11 =37.28*46.58=1736.5kg/h 氣、液相體積的流率： 111 LLLs =1.254m3/h 111 VVV s =1346.12m3/h 提餾段： L =L+qF=75.43kmol/h V =V+(q-1)F=45.19kmol/h 質(zhì)量流量： *22 LM LL =22.19*75.43=1673.79kg/h *22 VM VV =28.19*45.19=1273.91kg/h 體積流 量： 222 LLL s =1.867 m3/h 222 VVV s =1338.14 m3/h 2塔徑的初步設(shè)計 精餾段 利用 u=（安全系數(shù)） *umax;安全系數(shù) =0.6-0.8； umax =CVVL （式中 C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出） 橫坐標數(shù)值： 0 2 3 2.011 2111 VLV SL S 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 17 取 板間距 HT =0.45m HL =0.07m H LHT =0.38m 依式： 0.2L20cc 20查文獻 1史密斯關(guān)聯(lián)圖得： C20=0.075 )201( 2.020 CC =0.075* )2071.20( 2.0 =0.0755 umax =0.0755* 29.1 29.178.799 =1.88m/s u1 =0.7*umax =1.316m/s 塔徑 D1 = muV S 60.0316.1*14.3*3 6 0012.1 3 46*4114 按標準塔徑調(diào)整后為： D1=0.6m, 橫截面積 : DAT 214=0.785*0.62=0.2826 m2 則實際空塔氣速 :2 8 2 6.0*3 6 0 012.1 3 4 611 A TV Su =1.323m/s 提餾段 橫坐標數(shù)值： 043.022 2122 VLV SL S 取板間距 HT=0.45m HL=0.07m HHLT =0.38m 查文獻 1圖得 , C20=0.075 )202(2.020 CC =0.075* )2019.35( 2.0 =0.084 umax=0.084*952.0952.074.896 =2.58m/s u2=0.7*umax=1.806m/s 塔徑 D2 = muV S 512.0806.1*14.3*360014.1338*4224 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 18 按標準塔徑調(diào)整后為： D2=0.5m, 橫截面積： DAT 224=0.785*0.52=0.196 m2 則實際空塔氣速：196.0*3600 14.13382 u=1.896m/s 3.精餾塔高度的計算 塔頂空間 Hp=2Ht=2*0.45=0.9m，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間 1.2m 已知板間距為 Ht=0.45m，可取每隔 7塊板設(shè)一個人孔，則人孔數(shù) s= 個21722 考慮在進口處安裝防沖設(shè)施，取進料板間距 HF =0.8m 考慮到再沸器和裙座類型，取裙座高 Hw=3m 設(shè)置人孔處板間距 Ht =0.6m Z=0.9+（ 22-2-2） *0.45+2*0.6+0.8+3+1.2=15.2m 3.2.2塔板主要工藝尺寸的計算 1.溢流堰長wl 取wl =0.65*D=0.65*0.6=0.39m 2.堰高 hw 由文獻 1 w L 0 wh h h選用平直堰，堰上液層高度 2 / 330 w h / lh 2 . 8 4 1 0 E L（ 1） 精餾段： )39.02 54.1( 32*1 00 084.2h OW =0.006187m mhhh OWLW 0638.00 0 6 1 8 7.007.0 （ 2） 提餾段： )39.08 6 7.1( 32*1 0 0 084.2 h OW =0.0081m mh OWh Lh W 0 6 1 9.00 0 8 1.007.0 3.弓形降液管寬度dW和截面積fA由 65.0DLW，查文獻 1弓形降液管系數(shù)圖，得 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 19 1 25.0,0 72 1.0 DAA W DTF 精餾段 m075.0m6.0*125.0125.00201.02826.0*071.0*071.0 m 2DWAADTf 提餾段 m0625.0m5.0*125.0014.0196.0*071.0 m 2WADf 精餾段： sL SH TA F 5s97.25254.1 3 6 0 0*45.0*0 2 0 1.01* 故降液管設(shè)計合理 提餾段： sL SH TA F 5s15.12867.1 3 6 0 0*45.0*014.02* 故降液管設(shè)計合理。 4.降液管底隙高度 取液體通過降液管底隙的流速 0u為 0.17m/s (精餾段 )和 0.07m/s (提餾段 ) 精餾段 : muL WL Sh 0128.017.0*39.0*3600254.1010 提餾段 : muL WL Sh 0190.007.0*39.0*3600867.1020 woh h 0 . 0 0 6 m故 降 液 管 底 隙 高 度 設(shè) 計 合 理 3.2.3 塔板布置 1塔板的分塊 因 D=0.6m ,則塔板采用整塊式 2 浮閥數(shù)目與排列 （ 1） 精餾段 取閥孔動能因子 120F孔速 smVFu /57.1029.1121001 取閥孔孔徑 39mm 每層塔板上浮閥數(shù)目 N=個3057.10*2039.0*785.0*360012.1346012041 udV S取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.06m 破沫區(qū)寬度 WS =0.1m 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積 RxRxRA ar c s in1 8 0x2 222a 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 20 R= m24.006.026.0 X= m125.0)10.0075.0(2 6.0 得 Aa=0.0523m2 浮閥排列方式用正三角形排列，取同一個橫排的孔心距 t=0.1m，估算排列間距t = 0174.01.0*30 0523.0 由于支撐與銜接要占一部分鼓泡區(qū)面積，故取 t =85mm,t=100mm， 作圖得 N=27個 smu /60.1127*039.0*785.0*3600 12.1346 201 范圍內(nèi))14,9(17.1329.1*6.1101 F塔板開孔率 %41.11%10 0*6.1132 3.1u01 u （ 2） 提餾段 取閥孔動能因子 120F 孔速 smVFu /30.12952.0122002 每層塔板上浮閥數(shù)目 N=個263.12*039.0*785.0*3 6 0 0 14.1 3 3 84202202 udV S取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.06m 破沫區(qū)寬度 WS=0.1m R= m19.006.025.0 X= m0875.0)10.00625.0(25.0 得 Aa=0.03m2 t = 012.01.0*26 03.0 ，作圖得 N=24個 smu /97.1224*039.0*785.0*3600 14.1338 202 范圍內(nèi))14,9(65.12952.0*97.1202 F 塔板開孔率 %62.14%10 0*97.1289 6.1u02 u 3.3 篩板的流體力學(xué)驗算 3.3.1氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐?度 可根據(jù) p c l P P Lh h h h , p h g1精餾段： 干板阻力 吉林化工學(xué) 院化工原理課程設(shè)計 21 mgsmsmLuVhuuVuccc049.08.9*79.799*257.10*29.1*34.52*34.5,/135.9/29.1/1.73/1.7321201111001825.1825.1110故因板上充氣液層阻力： 取 0 L l 1 0 l0 . 5 , h 0 . 0 7 , 則 h h 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m液體表面張力的阻力 此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?pa