酒精連續(xù)精餾塔的工藝設計說明

1、西安交通大學 能源與動力工程學院酒精連續(xù)精餾塔的設計化工61 劉敬軍 06038016 2009/6/2833目錄第一章設計任務書2第二章概述3第三章設計方案的選定4一、主要設備選型4二、操作條件的確定4第四章工藝計算6一、物料衡算6二、回流比、理論塔板數的確定7三、全塔效率10四、實際塔板數11五、熱量衡算12第五章精餾塔結構設計計算13一、塔徑的計算14二、提餾段塔盤設計計算15三、精餾段塔盤設計計算18四、塔高的計算22第六章流體力學驗算及操作負荷性能圖23一、流體力學驗算23二、操作負荷性能圖26第七章接管尺寸設計31一、進料管31二、塔頂升氣管31三、回流管31四、塔釜氣相回流管32

2、五、塔釜液相排出管32第八章附屬設備設計及選用33一、冷凝器33二、再沸器33三、進料泵33四、換熱器34第九章設計體會35第一章 設計任務書一、 設計目的：以設定壓力的飽和蒸汽在塔釜間接加熱，塔頂采用冷凝冷卻器，用水作為冷卻劑。二、 設計題目：酒精連續(xù)精餾塔的工藝設計三、 設計條件：生產能力（產量） 6160 噸年操作周期 8000小時年進料組成 進料含乙醇37.6%，其余為水 （質量分率，下同）塔頂產品（乙醇）組成 81.6塔底產品（乙醇）組成 0.5%四、 操作條件1. 加熱方式：間接蒸汽加熱2. 塔頂壓強：1個大氣壓（絕對壓強）；3. 進料熱狀況：泡點進料4. 回流比：計算確定5. 冷

3、卻水進出口溫度為20和35度五、 酒精和水溶液的表面張力：精餾段18達因/厘米；提餾段：60達因/厘米 六、 其它條件自選。七、 設計內容：1、設計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設備工藝尺寸設計 （1）塔徑及提餾段塔板結構尺寸的確定 （2）塔板的負荷性能圖 （3）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、輔助設備選型與計算6、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、設計體會和評述8、參考文獻第二章 概述課程設計是化工原理課程的一個總結性教學環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學生綜合運用本門課程及有關選修課程的基本知識去解決某一設計任務的一次訓練。在整個教學計劃中，它也起著培養(yǎng)學生獨立工作能力的重要作用。通過課程設計，學生

4、應該注重以下幾個能力的訓練和培養(yǎng)：1、查閱資料，選用公式和搜集數據（包括從已發(fā)表的文獻中和從生產現場中搜集）的能力；2、樹立既考慮技術上的先進性與可行性，又考慮經濟上的合理性，并注意到操作時的勞動條件和環(huán)境保護的正確設計思想，在這種設計思想的指導下去分析和解決實際問題的能力；3、迅速準確的進行工程計算的能力；4、用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設計思想的能力?；ぴO備設計包括工藝設計和機械設計兩部分。工藝設計是根據生產任務提供的工業(yè)條件（包括工作壓力、溫度、產量、物料性能等），確定設備的結構形式、接管方位以及設備的主要尺寸等。機械設計是在工藝設計的基礎上進行強度、剛度和穩(wěn)定性設計或校核計算，

5、對設備的內、外附件進行選型和結構設計計算，最好繪制設備的裝配圖和零部件工作圖。作為化學工程與工藝的學生，本次化工原理課程設計主要是進行工藝設計。乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統燃料的趨勢。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產，但是由于乙醇-水體系有共沸現象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進乙醇-水體系的精餾設備是非常重要的。第三章 設計方案的選定一、 主要設

6、備選型精餾設備（氣液傳質設備）主要分為填料塔和板式塔，板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。填料塔和板式塔的比較： 填料塔是連續(xù)式的氣液傳質設備，氣液兩相間呈連續(xù)逆流接觸并進行傳質和傳熱，氣液兩相組分的濃度沿塔高呈連續(xù)變化。 板式塔中氣液兩相間逐層逆流接觸并進行傳質和傳熱，氣液兩相組分的濃度沿塔高呈階梯式變化。板式塔是目前我們酒精生產中使用最多的塔型，浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據氣體流量上下浮動，自

7、行調節(jié)，使氣速度穩(wěn)定在某一數值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。浮閥塔板具有泡罩塔板和篩孔塔板的優(yōu)點，其優(yōu)點是結構簡單、造價低，生產能力大，操作彈性大，塔板效率較高；缺點是處理易結焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結；在操作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性下降。由于產品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產效率，選用浮閥塔。二、 操作條件的確定1. 操作壓力根據塔頂的條件選擇常壓操作。乙醇-水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓。2. 進

8、料根據要求，泡點進料，即飽和液體進料。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易。3. 加熱方式根據工藝要求，采用飽和蒸汽在塔釜間接加熱，設置再沸器。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數關系，其溫度可通過壓力調節(jié)。同時，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價格較低廉，因此使用飽和水蒸汽作為加熱劑。4. 冷卻劑及溫度根據給定的條件，塔頂采用冷凝冷卻器，用水作為冷卻劑，水進出口溫度為20和35度。5. 熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和

9、合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數量是相當可觀的。然而，在大多數情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低

10、的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。第四章 工藝計算一、 物料衡算已知：生產能力（產量） 6160 噸年操作周期 8000小時年進料組成 進料含乙醇37.6%，其余為水 （質量分率，下同）塔頂產品（乙醇）組成 81.6塔底產品（乙醇）組成 0.5%乙醇分子量：46，水的分子量：18進料摩爾組成：乙醇xf=0.376460.37646+1-0.37618=0.191，水0.809塔頂摩爾組成：乙醇xd0.816460.81646+1-0.81618=0.634，水0.366塔底摩爾組成：乙醇xw=0.005460.00546+1-0.00518=0.00196，水0.998804全塔

11、總物料衡算：f=d+w乙醇衡算：fxf=dxd+wxw塔頂產品流率：d=61601030.816800046=21.544kmol/h求解上面的方程得：f=72.041kmol/h，w=50.497kmol/h乙醇的回收率：dxdfxf=0.993水的回收率（塔頂）d(1-xd)f(1-xf)=0.135：表格 1物料衡算結果一覽名稱原料（feed）餾出液（d）廢液（w）摩爾分數x（乙醇）0.1910.6340.00196摩爾流率（kmol/h）72.04121.54450.497二、 回流比、理論塔板數的確定精餾塔設計的一個主要內容是確定其所需的塔板數，由于塔板上兩相的傳質情況十分復雜，塔板

12、數的計算常采用分解計算的方法，即先根據分離要求計算所需的理論塔板數，然后引入總板效率（又稱為全塔效率）進行校正，從而得實際的塔板數。精餾塔是計算可采用解析法、圖解法或簡捷法。計算有兩種辦法：一是通過水-乙醇體系的相平衡數據進行手算，二是通過軟件進行設計計算。這里用aspen進行設計設計計算，得出回流比和塔板數的初值后，在用radfrac進行精確的操作型計算。1. 設計型模擬計算：模擬條件選取如下：(1) 用aspen plus的dstuw模塊進行設計型計算；(2) 物系為乙醇-水體系；(3) 物性方法為nrtl；(4) 設定實際回流比為最小回流比的1.5倍；(5) 乙醇的回收率為0.993，水

13、的回收率為0.135；(6) 塔頂（冷凝器）壓力為1atm，塔底壓力為1atm（先設定塔壓降為零）；結果如下：表格 2初始設計結果minimum reflux ratio:0.42388628actual reflux ratio:0.63582942minimum number of stages:5.82659753number of actual stages:11.8099776feed stage:7.81105491number of actual stages above feed:6.81105491reboiler heating required:411204.101wat

14、tcondenser cooling required:391600.942wattdistillate temperature:78.914069cbottom temperature:99.4117042cdistillate to feed fraction:0.298878即可以得到最小回流比、實際回流比、最小理論塔板數、實際塔板數及進料位置等?；亓鞅仁蔷s塔設計和操作的重要參數，影響到理論塔板數、塔徑、塔板結構尺寸、加熱蒸汽和冷卻水的消耗量。它的選取范圍為rmin至無窮大，太小則塔板數過多，設備投資大，過小則冷熱公用工程用量大，操作費用大。一般經驗地取為最小回流比的1.22倍，也可根

15、據n-r關系來確定合適的回流比。在上面模擬的基礎上進行靈敏性分析，得到塔板數和回流比的關系如下圖：圖表 1理論板數隨回流比變化曲線由圖可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板數減小的很慢了，此時依靠增大回流比來減小設備投資費用已經不值得了。另外發(fā)現即便是n接近恒定時實際的回流比也不是很大，再根據經驗確定rrmin=2.0。用上面確定的回流比重新計算，結果如下：表格 3回流比、理論半數驗證模擬結果minimum reflux ratio:0.42388628actual reflux ratio:0.84777256minimum number of stages:5.82659753numbe

16、r of actual stages:10.5148951feed stage:7.06415444number of actual stages above feed:6.06415444reboiler heating required:462110.955wattcondenser cooling required:442507.796wattdistillate temperature:78.914069cbottom temperature:99.4117042cdistillate to feed fraction:0.298878故可以確定回流比、塔板數和進料位置的初值：(1)

17、塔板數：11塊(2) 回流比：0.85(3) 進料位置：第7塊板進料2. 操作型模擬計算：得到回流比、理論塔板數和進料位置的初值后，用radfrac模塊進行校核計算，檢驗是否滿足分離要求。模擬條件：(1) 選用aspen plus的radfrac模塊；(2) 對乙醇-水體系進行平衡分離模擬計算；(3) 物性方法為nrtl；(4) 飽和蒸汽進料（氣相分率為零），模擬計算時塔板壓降對分離的效果的影響比較小，只影響到塔頂和塔釜的溫度，故可以根據經驗資料設塔板壓降為0.5kpa。據此，第七塊板進料，進料壓力應該不小于第七塊板的壓力，即1atm+705kpa=1.02960771atm。(5) 理論塔板

18、數為11（全塔效率為默認值1）；(6) 塔底選擇釜式再沸器，塔頂為全凝器；(7) 回流比為0.85；(8) 餾出液流率為21.544kmol/h；(9) 第七塊板進料（on stage）；(10) 第一塊板和第十一塊板分別以liquid采出餾出液和廢液；(11) 塔頂壓力為1atm；塔板壓降為0.5kpa；模擬工藝流程圖圖表 2aspen模擬流程圖結果如表4所示。表格 4aspen精確模擬結果unitdfeedwfromradfracradfractoradfracphase: liquidliquidliquidcomponent mole flow ethanolkmol/hr13.761

19、3.760 waterkmol/hr7.7958.2850.49component mole fraction ethanol0.640.190 water0.360.811mole flowkmol/hr21.5472.0450.5mass flowkg/hr774.021683.85909.84temperaturec78.8983.86101.35pressurekpa101.33104.33106.33vapor fraction000liquid fraction111solid fraction000圖表 3組成及溫度沿塔板的分布曲線如圖表3所示，分離已達到了設計要求。故理論塔板數

20、nt=11塊，第7塊板進料，回流比r=0.85。三、 全塔效率在實際塔板上，氣液兩相并未達到平衡，這種氣液兩相間傳質的不完善程度用塔板效率來表示，在設計計算中多采用總板效率求出實際塔板數。采用oconnell（奧克勒爾）法來求取總板效率。總板效率et=0.49(l)-0.245其中：為塔頂及塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；l為塔頂及塔底平均溫度下進料液相平均黏度，mpas。由上面的模擬可得：表格 5各塔板上的溫度及各組分的平衡常數stagetemperature/k-valuesethanolwater178.89348791.128012860.77391344280.2366991.41990

21、4980.65689419382.72913572.46586720.57665459486.44459684.342219230.61174429588.47383385.337002360.64985432689.06446195.582348160.66011866789.27986385.629561010.66213501896.67789519.793950750.857690919100.15931111.98402850.9669130710101.06748312.52081070.993874811101.34593912.62375220.99899929故tm=78.9

22、+101.32=90.1，此時查得(1)：water=0.3150mpas,ethanol=0.390mpas進料混合物的粘度用以下公式估算：l=xil=0.8090.3150+0.1910.390=0.329由上面的表可知：d=1.1280.774=1.457,f=5.6300.662=8.504,w=12.6240.999=12.637所以全塔平均相對揮發(fā)度=3dfw=5.390(2)（也可以查tm下的相對揮發(fā)度）總板效率為：et=0.49(5.3900.329)-0.245=0.426四、 實際塔板數塔釜也起到了一個平衡級的作用，也被認為是一塊理論板，則塔內實際塔板數為：n=nt-1et

23、=11-10.426=23.5取24塊，其中精餾段塔板數為：n=70.426=16.4取16，即第16塊板進料，提餾段塔板數為8塊。五、 熱量衡算根據模擬結果整理有效信息得：表格 6模擬出的全塔能量衡算結果熱負荷/kw出（進）口物流溫度/進料89.3塔頂全凝器-442.88278.9塔底再沸器458.707101.3第五章 精餾塔結構設計計算本過程根據工藝計算的結果，設計計算板式精餾塔塔主要尺寸，包括塔高、塔徑的設計計算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設計，塔板布置、氣體通道的設計等工藝計算。表格 7工藝計算結果（部分）stagetemperaturepressureliquid flow(m

24、ass)vapor flow(mass)liquid flow(volume)vapor flow(volume)liquid densityvapor densitycatmkg/hkg/hm3/hm3/hkg/m3kg/m3178.8931657.91201.8720764.989280.2371.004551.3561431.9260.6981150.062789.7771.245382.7311.009428.6371325.370.5121143.532837.5611.159486.4461.014367.0691202.6510.4191139.338876.9041.05658

25、8.4741.019352.7651141.0820.3971137.128888.2721.003689.0641.024350.0481126.7780.3931133.699890.4160.994789.281.0291783.101124.0622.0021129.034890.6970.996896.6781.0341668.16873.26061.8301144.02911.6610.7639100.161.0391644.41758.31721.7951174.601916.1500.64610101.071.0441640.55734.57491.7891186.537916

26、.8090.61911101.351.049909.84730.71160.9921185.795916.8070.616如表所示，各板上的氣相流量（體積流量）很接近，故精餾段和提餾段選用相同的塔徑。精餾段的液相流量遠小于提餾短，塔盤設計應有所區(qū)別，由降液管和板間距及浮閥數進行調節(jié)，故也需要分別設計塔盤。根據濃度分布圖，選擇恒濃區(qū)的塔板上的數據為各段的數據，即精餾段選第4塊板，提餾段選第10塊板，由表提取相關數據列于下表。表格 8用于塔結構設計計算的工藝數據項目精餾段提餾段氣相液相氣相液相組成（質量分數）ethanol0.6290.1710.01680.00136water0.3710.829

27、0.9830.999質量流量（kg/h）1202.651367.069734.5751640.55體積流量（m3/h)1139.3380.4191186.5731.789密度1.056876.9040.619916.809表面張力（dyn/m2）1860溫度88.5101.1壓力（atm）1.021.044一、 塔徑的計算塔直徑的大小主要取決于處理物料的流量及操作條件，更主要是氣相的流量，塔徑的計算涉及塔板液流的形式，故應先預選中其液流形式。單溢流型最常用，用于塔徑和液流量不大時，這里預選用單溢流型塔板。提餾段氣相體積流量較大，故以提餾段的數據來確定塔徑更為安全可靠。液氣流動參數flv=lhv

28、hlv=1.7891186.573916.8090.619=0.0580提餾段取清液層高度為hl=0.05m，板間距ht=0.3m，所以液滴沉降高度ht-hl=0.3-0.05=0.25m查史密斯關聯圖得c20=0.051，表面張力=60dyn/cm，校正得：c=c20(20)0.2=0.051(6020)0.2=0.0635液泛氣速uf=cl-vv=0.0635916.809-0.6190.619=2.443m/s。設實際空塔氣速u=0.74uf=0.742.443=1.808m/s。氣相通過的塔截面積a=vsu=1186.57336001.808=0.182m2。塔截面積為氣相流通截面積a

29、和降液管面積ad之和。根據經驗可選取lwd=0.7則adat=sin-1lwd-(lw/d)1-1-lwd2=sin-10.7-0.71-1-0.72=0.0343塔截面積at=a1-adat=0.1821-0.0343=0.188m2塔徑d=4at=40.188=0.489m圓整為d=0.5m。板間距和塔徑存在一定的經驗關系，計算出的塔徑和前面假設的板間距ht符合該關系。實際塔截面積at=4d2=40.52=0.196m2實際氣相流通截面積a=at1-adat=0.1961-0.0343=0.189m2實際空塔氣速u=vsa=1186.57336000.189=1.744m/s設計的泛點率u

30、uf=1.7442.443=0.7140.74與上面的假設相符。由于塔徑很小，選用整塊式塔盤。二、 提餾段塔盤設計計算由于精餾段和提餾段液相流量差別較大，故需要分別設計計算其降液管和板間距大小及閥數，分別設計塔盤。提餾段的設計計算時均采用提餾段的數據。圖表 4所選用的弓形降液管結構示意圖圖表 5單溢流型塔板布置圖1. 降液管及溢流堰尺寸(1) 降液管尺寸選用常用的弓形降液管，由上面的設計結果得弓形降液管所占面積adad=at-a=0.196-0.189=0.007上面已經選定精餾段lwd=0.7，由弓形降液管堰寬與塔徑比bdd和堰長與塔徑比lwd的關系得堰寬bdbd=d1-1-lwd22=0.

31、5(1-1-0.72)2=0.0715m選用結構簡單且常用的平形受液盤，選取底隙hb=0.034m(2) 溢流堰尺寸堰長lw=dlwd=0.50.7=0.35m，lhlw2.5=1.7890.352.5=24.7，查液流收縮系數圖得收縮系數e=1.05。堰上液頭高度how=2.8410-3e(lhlw)2/3=2.8410-31.05(1.7890.35)2/3=0.00885m6mm堰高hw由選取的清液曾高度hl確定hw=hl-how=0.05-0.00885=0.0412m液流強度lhlw=1.7890.35=5111m3/(mh)100m3/(mh)，符合要求。降液管底隙液體流速ub=l

32、slwhb=1.78936000.350.034=0.0418m/s0.3m/s，符合一般要求。2. 浮閥數及排列方式(1) 浮閥數使用f1型浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m。設閥孔動能因數f0=11，則閥孔氣速u0=f0v=110.619=13.981閥孔個數n=vs/4d02u0=1186.5733600/40.039213.98120個。(2) 排列選用的是單溢流型塔板，設入、出口安定區(qū)尺寸為bs=bs=0.05m，邊緣區(qū)寬度bc=0.05m。塔盤有效傳質區(qū)面積aa通過以下的公式計算：x=d2-bs+bd=0.52-0.05+0.0715=0.129mr=d2-bc=0.52-0.

33、05=0.2maa=2xr2-x2+r2sin-1xr=20.1290.22-0.1292+0.22sin-10.1290.2=0.0955m2開孔面積a0=nd024=200.03924=0.0239m2。閥孔按三角形錯排，其孔心距用下面的方法估算：a0aa=d02t2sin60=0.907(d0t)2t=0.907(aa/a0)d0=0.0390.9070.0955/0.0239=0.0742m根據估算的孔間距t進行布孔，并按實際可能的情況進行調整來確定浮閥的實際個數n，按t=80mm排孔，按圖排列可得實際浮閥數為29+6=24個。圖表 6提餾段塔盤浮閥試排列圖重新計算塔板的以下參數。閥孔

34、氣速u0=vsnd024=1186.57343600240.0392=11.496m/s。動能因子f0=u0v=11.4960.619=9.045。塔板開孔率=a0at=240.039240.196=0.146。開孔面積a0=240.0392/4=0.0286m2三、 精餾段塔盤設計計算精餾段的液相流量比提餾段的小，故需要重新設計其塔盤，減小其塔板間距和降液管尺寸。運用與上面提餾段設計計算相同的方法設計計算精餾段塔盤。精餾段的設計計算時均采用精餾段的數據。液氣流動參數flv=lhvhlv=0.4191139.338876.9041.056=0.0106取精餾段清液層高度為hl=0.046m，板

35、間距ht=0.25m，所以液滴沉降高度ht-hl=0.25-0.05=0.2m查史密斯關聯圖得c20=0.043，表面張力=18dyn/cm，校正得：c=c20(20)0.2=0.043(1820)0.2=0.0421液泛氣速uf=cl-vv=0.0421876.904-1.0561.056=1.212m/s。塔徑全塔相同d=0.5m，at=4d2=40.52=0.196m2。取lwd=0.6，則adat=sin-1lwd-(lw/d)1-1-lwd2=sin-10.6-0.61-1-0.62=0.0298ad=0.0298at=0.00584m2那么實際氣相流通截面積：a=at1-adat=

36、0.1961-0.0298=0.0190m2?？账馑賣=vsa=1139.33836000.189=1.666m/s。1. 降液管及溢流堰尺寸(1) 降液管尺寸選用常用的弓形降液管，由上面的設計結果得弓形降液管所占面積adad=at-a=0.196-0.0190=0.006m2上面已經選定精餾段lwd=0.6，由弓形降液管堰寬與塔徑比bdd和堰長與塔徑比lwd的關系得堰寬bdbd=d1-1-lwd22=0.5(1-1-0.62)2=0.05m選用結構簡單且常用的平形受液盤，選取底隙hb=0.030m(2) 溢流堰尺寸堰長lw=dlwd=0.50.6=0.3m，lhlw2.5=0.4190.3

37、2.5=8.5，查液流收縮系數圖得收縮系數e=1.04。堰上液頭高度how=2.8410-3e(lhlw)2/3=2.8410-31.04(0.4190.3)2/3=0.00369m堰高hw由選取的清液曾高度hl確定hw=hl-how=0.046-0.00369=0.0423m液流強度lhlw=0.4190.3=1.397m3/(mh)100m3/(mh)，符合要求。降液管底隙液體流速ub=lslwhb=0.41936000.30.034=0.0129m/s0.3m/s，符合一般要求。2. 浮閥數及排列方式(1) 浮閥數使用f1型浮閥，重型，閥孔直徑d0=0.039m。設閥孔動能因數f0=11

38、，則閥孔氣速u0=f0v=111.056=10.704閥孔個數n=vs/4d02u0=1139.3383600/40.039210.70425個。(2) 排列選用的是單溢流型塔板，設入、出口安定區(qū)尺寸為bs=bs=0.05m，邊緣區(qū)寬度bc=0.05m。塔盤有效傳質區(qū)面積aa通過以下的公式計算：x=d2-bs+bd=0.52-0.05+0.05=0.15mr=d2-bc=0.52-0.05=0.2maa=2xr2-x2+r2sin-1xr=20.150.22-0.152+0.22sin-10.150.2=0.108m2開孔面積a0=nd024=250.03924=0.0299m2。閥孔按三角形

39、錯排，其孔心距用下面的方法估算：a0aa=d02t2sin60=0.907(d0t)2t=0.907(aa/a0)d0=0.0390.9070.108/0.0299=0.0730m根據估算的孔間距t進行布孔，并按實際可能的情況進行調整來確定浮閥的實際個數n，按t=75mm排孔，按圖排列可得實際浮閥數為29+6=24個。圖表 7精餾段塔板浮閥試排列圖重新計算塔板的以下參數。閥孔氣速u0=vsnd024=1139.33843600240.0392=10.039m/s。動能因子f0=u0v=10.0391.056=10.316。開孔面積a0=240.0392/4=0.0286m2塔板開孔率=a0at

40、=240.039240.196=0.146。四、 塔高的計算塔頂第一塊板距塔頂的距離hd=0.8m；塔底最后一塊板距塔底的距離hb=1.2m；精餾段塔板間距htj=0.25m；提餾段塔板間距htt=0.3m；有人孔的塔板間距ht=0.8m；進料塔板間距hf=0.9m；精餾段塔板數npj=16（含進料板）；提餾段塔板數npt=8（不含塔底再沸器）；裙座高度為hq=4m；物料較清潔且不易結垢，可每隔810塊板設置一個人孔，塔頂和塔釜均有人孔，故只要在精餾段和提餾段分別設置一個人孔即可。所以全塔高度為：h=hd+npj-2-1htj+hf+npt-1htt+hb+hq=0.8+0.2516-2-1+

41、0.9+0.38-1+1.2+4=12.25m第六章 流體力學驗算及操作負荷性能圖一、 流體力學驗算以上初步設計主要是從防止過量液沫夾帶、液泛出發(fā)考慮的，設計中選用了很多經驗數據，因此設計的結果是否合適，還必須通過以下各方面的校核。1. 塔板阻力hf計算(1) 干板阻力h0精餾段：臨界孔速u0k=(73/v)1/1.825=(73/1.056)1/1.825=10.187m/su0=11.496m/s故應在浮閥處于未全開狀態(tài)下計算干板阻力：h0=19.9u00.175l=19.911.4960.175916.809=00333m(2) 塔板充氣液層阻力hl充氣系數0=0.5。精餾段：hl=0.

42、5hl=0.50.05=0.025m。提餾段：hl=0.5hl=0.50.046=0.023m。(3) 克服表面張力阻力h表面張力引起的阻力般都很小，可以忽略不計。所以提餾段塔板阻力：hf=h0+hl+h=0.0336+0.025+0=0.0586m0.7kpa。精餾段塔板阻力：hf=h0+hl+h=0.0333+0.023+0=0.0563m0.7kpa。2. 液沫夾帶量校核為了控制液沫夾帶量ev過大，小塔徑的塔的泛點率應小于0.650.75。浮閥塔的泛點率有下面的式子計算。精餾段：查關聯圖得cf=0.7。z=d-2bd=0.5-20.05=0.4mab=at-2ad=0.196-20.00

43、584=0.184m2所以f1=vsvl-v+1.36lszkcfab=1139.33836001.056876.904-1.056+1.360.41936000.410.70.184=0.0858f1=vsvl-v0.78kcfat=1139.33836001.056876.904-1.0560.7810.70.196=0.103f10.65不會產生液沫夾帶。提餾段：查關聯圖得cf=0.82。z=d-2bd=0.5-20.0715=0.375mab=at-2ad=0.196-0.0072=0.182m2所以f1=vsvl-v+1.36lszkcfab=1186.57336000.619916

44、.809-0.619+1.361.78936000.37510.820.182=0.0591或f1=vsvl-v0.78kcfat=1186.67336000.619916.809-0.6190.7810.820.196=0.0683f1hd故精餾段不會發(fā)生降液管液泛。提餾段：hd=1.1810-8(lhlwhb)2=1.1810-8(1.7890.350.034)2=0.000267m所以hd=hw+how+hf+hd=0.042+0.00885+0+0.0586+0.000267=0.112mhd=hd=0.1120.6=0.187mht+hw=0.3+0.042=0.342hd故提餾段也

45、不會發(fā)生降液管液泛。4. 漏液校核當氣速由大變小，開始發(fā)生嚴重漏液時的閥孔氣速稱為漏液點氣速u0，一般要求孔速為漏液氣速的1.52倍，他們的比值稱為穩(wěn)定性系數k。一般取f0=5時對應的閥孔氣速為其漏液點氣速。精餾段：u0=5v=51.056=4.866m/s精餾段穩(wěn)定性系數k=u0uo=10.0394.866=2.0632提餾段：u0=5v=51.789=3.738m/s提餾段穩(wěn)定性系數k=u0uo=11.4963.738=3.752故不會出現嚴重漏液現象。二、 操作負荷性能圖作出提餾段塔板的負荷性能圖。1. 液沫夾帶上限關系取泛點率為0.8，帶入泛點計算式0.8=vsvl-v+1.36lsz

46、kcfab=vs0.619916.809-0.619+1.36ls0.37510.820.182=0.0591整理得vh=16535.8-19.615lh該vhlh確定的線即為液沫夾帶線。2. 漏液關系式因動能因子f02開孔率=a0at0.146表格 10提餾段塔板設計結果匯總表（1724塊板）塔板主要結構參數數據塔板主要結構參數數據塔徑dd=0.5m孔心距t80mm塔板間距ht0.3m邊緣區(qū)bc0.05m堰長lw0.35m安定區(qū)寬度bs0.05m堰寬bd0.0715排列方式錯排堰高hw0.0412m流動形式單流型入口堰高無液體流量lh1.789 m3/h底隙hb0.034m氣體流量vh118

47、6.573m3/hadat0.0343液泛氣速uf 2.443m/s塔截面積at0.196m2空塔氣速u1.744m/s降液管面積ad0.007泛點率f10.0683有效傳質區(qū)aa0.0955m堰上液頭高度how 0.00885m氣相流通截面積a0.189m2塔板阻力hf0.0563m開孔面積a00.0286m2閥孔氣速u011.496m/s閥孔直徑d00.039m閥孔動能因子f09.045閥孔數n24穩(wěn)定系數k3.752開孔率=a0at0.146第七章 接管尺寸設計一、 進料管進料質量流量為：fm=72.0410.19146+72.0410.80918=1682.013kg/h進口料液密度f=890kg/m3，所以進料體積流量fv=fmf=1.890m3/h.。取管內流速為ud=0.5m/s，則管徑dd=4fv3600ud=0.0366m圓整，選用熱