丙酮-水浮閥精餾塔設(shè)計

1、 河 西 學(xué) 院Hexi University化工原理課程設(shè)計題 目: 丙酮-水浮閥精餾塔設(shè)計 學(xué) 院: 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè):_ 化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號: 2014210011 姓 名: 連亮國 指導(dǎo)教師: 楊自嶸 2016年 12 月 2 日 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目丙酮水連續(xù)精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1.設(shè)計任務(wù)處理量： 9萬噸/年操作周期： 7200 小時/年（300天/年） 原料組成： 25%的丙酮和75%的水（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品要求： 餾出液99%的丙酮溶液，塔底水中丙酮含量2%回流比：R/Rmin=1.5單板壓降:0.7kpa2.操作條件操作壓力：塔頂為常壓進(jìn)料

2、熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料 進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料加熱蒸汽；間接水蒸氣加熱3.設(shè)備型式 篩板或浮閥塔板 4.廠址 張掖地區(qū) 三、設(shè)計內(nèi)容1.設(shè)計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計算5.設(shè)計結(jié)果匯總6.繪制生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔設(shè)計條件圖7.設(shè)計評述河西學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院課程設(shè)計目錄1 概述11.1設(shè)計方案的選擇和論證21.1.1 設(shè)計思路21.1.2選定設(shè)計方案的原則21.2確定設(shè)計方案21.2.1精餾方式的選定21.2.2加熱方式的選取21.2.

3、3操作壓力的選取31.2.4回流比的選擇31.2.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇31.2.6板式塔的選擇31.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計31.3 設(shè)計流程32.精餾塔的物料衡算42.1有關(guān)物性數(shù)據(jù)42.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率52.3原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量62.4總物料衡算處理62.5用拉格朗日差值求溫度63有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算63.1精餾段和提留段平均摩爾質(zhì)計算63.2密度的計算73.3液體表面張力計算83.3.1平均表面張力計算93.4粘度93.5操作壓力計算94.精餾塔的工藝條件的計算104.1理論板數(shù)的確定104.1.1 求最小回流比及操作回流比114.1.

4、2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷124.1.3求操作線方程124.1.4用芬斯克方程式求理論塔板數(shù)124.2實際板層數(shù)的求取144.2.1總的塔板數(shù)144.3全塔效率145. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算145.1塔徑的計算145.2 精餾塔有效高度的計算175.3塔板主要工藝尺寸計算185.3.1溢流裝置計算185.3.2塔板布置215.4塔板的流體力學(xué)驗算265.4.1氣體通過浮閥塔板的壓降265.4.2 淹塔275.4.3 霧沫夾帶驗算285.5塔板負(fù)荷性能圖305.5.1霧沫夾帶線305.5.2 液泛線315.5.3 液相負(fù)荷上限線325.5.4 漏液線335.5.5 液相負(fù)荷下限線336.熱量衡

5、算366.1塔頂熱量366.2冷卻介質(zhì)消耗量:376.3焓值衡算386.4 對全塔進(jìn)行熱量衡算：396.5加熱水蒸汽用量:397.塔的輔助設(shè)備及附件的計算與選型397.1冷凝器397.2再沸器407.4.2塔頂回流管管徑計算427.4.3塔頂蒸氣出口管徑計算427.4.4塔釜出料管徑計算437.4.5再沸器進(jìn)料管徑計算437.5筒體與封頭437.5.1筒體437.5.2封頭447.6除沫器447.7 裙座447.8 人孔457.9塔總體高度的計算457.10吊柱458. 精餾塔設(shè)計結(jié)果一覽表459 設(shè)計評述47參考文獻(xiàn)47致謝48附圖49V丙酮水連續(xù)精餾塔設(shè)計 連亮國摘要:本設(shè)計對丙酮和水的分

6、離設(shè)備浮閥精餾塔做了較為詳細(xì)的敘述，本次設(shè)計是針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，我對此塔進(jìn)行了工藝設(shè)計，主要包括它的輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計算，畫出了塔板負(fù)荷性能圖，對設(shè)計結(jié)果進(jìn)行了匯總,并且畫出了精餾塔裝配圖,工藝流程圖和部分主要部件圖。采用的浮閥精餾塔，塔高14.9米，塔徑1.2米，按芬斯克方程和吉利蘭圖求得理論板數(shù)為10(不包括再沸器)。算得全塔效率為0.3。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為20，提餾段實際板數(shù)為15。實際加料位置在第21塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為3.08。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗算，均在安

7、全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管,法蘭采用平焊方式。再沸器采用浮頭式換熱器，用110飽和蒸汽加熱，用20循水作冷凝劑，飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。關(guān)鍵詞：丙酮、水、精餾、浮閥塔、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)1 概述浮閥塔盤自20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，浮閥塔板是在泡罩塔板和篩板塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點(diǎn)。主要改革措施是取消了泡罩塔的升氣管，并以浮動的蓋板浮閥代替泡罩。浮閥可自由升降，根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，可使氣體在縫隙中的速度穩(wěn)定在某一數(shù)值，目前已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在化學(xué)工業(yè)和石油中使用最普遍，對其性能的研究也較充分。浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)：生

8、產(chǎn)能力大。由于浮閥塔板具有較大的開孔率，故其生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40%,而與篩板塔相近。操作彈性大。由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，故維持正常操作所容許的負(fù)荷波動范圍比燈罩塔和篩板塔都寬。塔板效率高。因上升氣體以水平方向吹入液層，故氣、液接觸時間較長而霧沫夾帶量較小，板效率較高。氣體壓力降及液面落差較小。因為氣、液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小，故氣體的壓力降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。塔的造價低。因結(jié)構(gòu)簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩的60%80%，為篩板塔的120%130%。具有代表性的浮閥有F1型（國外稱V1型）浮閥，F(xiàn)-1型浮閥有輕重兩種，輕閥厚1.5mm、重25

9、g，重閥厚2mm、重33g，本設(shè)計采用重閥，因中閥能迅速關(guān)閉，可以減少漏液、增加效率。操作時氣流自下而上吹起浮閥，從浮閥周邊水平地吹入塔盤上的液層；液體由上層塔盤經(jīng)降液管流入下層塔盤，再橫流過塔盤與氣相接觸傳質(zhì)后，經(jīng)溢流堰入降液管，流入下一層塔盤。1.1設(shè)計方案的選擇和論證1.1.1 設(shè)計思路 在本次設(shè)計中，我進(jìn)行的是丙酮和水二元物系的精餾分離，利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。精餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。實際上，精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器

10、等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。 塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。1.1.2選定設(shè)計方案的原則方案選定是指確定整個精餾裝置的流程，所以方案的選定必須：（1）能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2）操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3）經(jīng)濟(jì)合理。（4）生產(chǎn)安全。在實際的設(shè)計問題中，上述四項都是必須考慮的1.2確

11、定設(shè)計方案1.2.1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(diǎn)是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)穩(wěn)態(tài)過程，能耗小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。1.2.2加熱方式的選取 本設(shè)計采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計不易利用直接蒸汽加熱，因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)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(dá)到生產(chǎn)要求，從而增加了生產(chǎn)的費(fèi)用。1.2.3操作壓力的選取本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并且能用江河水或自來水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)一般都應(yīng)采用常壓蒸餾。1.2.4回流比的選擇對于

12、一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系，要特殊處理，即該體系最小回流的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比R的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費(fèi)與操作費(fèi)之和最低，從而確定最佳回流比。1.2.5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，因為后繼回流是以液相回流，且塔頂需要以液相采出。故采用全凝器。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟(jì)。1.2.6板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負(fù)荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計計算方法查閱有關(guān)資料可得。塔板設(shè)計的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣

13、液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。本次設(shè)計塔板的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨(dú)立變量，然后進(jìn)行流體力學(xué)計算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計步驟直到符合為止。最后做出負(fù)荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。1.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計 附屬設(shè)備的設(shè)計主要有： （1）熱量衡算求取塔頂冷凝器、冷卻器的熱負(fù)荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負(fù)荷和所需的加熱蒸氣用量，然后得到合適的換熱器型號。 （2）由流量得各

14、個接管管徑，塔頂空間、塔底空間、進(jìn)料段高度以及開人孔數(shù)目的取值是由查閱有關(guān)資料和計算得到。1.3 設(shè)計流程丙酮水混合液原料經(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。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。流程示意圖如下圖圖1 精餾裝置工藝流程圖2.精餾塔的物料衡算2.1有關(guān)物性數(shù)據(jù) 塔內(nèi)壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以

15、其對平衡關(guān)系的影響完全可以忽略。查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)表1 水和丙酮的粘度1溫度5060708090100水粘度mpa0.5920.4690.400.330.3180.248丙酮粘度mpa0.260.2310.2090.1990.1790.160表2 水和丙酮表面張力溫度5060708090100水表面張力67.766.064.362.760.158.4丙酮表面張力19.518.817.716.315.214.3表3 水和丙酮密度溫度5060708090100相對密度0.7600.7500.7350.7210.7100.699水998.1983.2977.8971.8965.3958.4丙

16、酮758.56737.4718.68700.67685.36669.92表4 水和丙酮的物理性質(zhì)分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa水18100648.1522050丙酮5856.2508.14701.50表5 丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)氣液平衡關(guān)系表溫度t/丙酮摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/丙酮摩爾分?jǐn)?shù)液相x/%氣相y/%液相x/%氣相y/%1000060.40.400.83992.70.010.25360.00.500.84986.50.020.42559.70.600.85975.80.050.62459.00.700.87466.50.100.75558.20.800.89863.40.150.79857.

17、50.900.93562.10.200.81557.00.950.96361.00.300.83056.131.01.02.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 丙酮的摩爾質(zhì)量 水的摩爾質(zhì)量 2.3原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.4總物料衡算處理 流量：=原料液處理量： 總物料衡算 2.5用拉格朗日差值求溫度 =56.72 =56.83 =67.98 =95(1) 精餾段平均溫度 =62.35(2) 提餾段平均溫度 81.493有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.1精餾段和提留段平均摩爾質(zhì)計算 (1) 精餾段 =62.35 液相組成 氣相組成 58+(1-0.204)18=26.16 kg/kmol

18、58+(1-0.814)18=50.56 kg/kmol(2) 提餾段 液相組成 氣相組成 58+(1-0.2029)18=19.16 kg/kmol 58+(1-0.5)18=38 kg/kmol3.2密度的計算 設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì) 已知：混合液密度： (為質(zhì)量分率，為平均相對分子質(zhì)量) 混合氣密度： (1) 精餾段 =62.35 丙酮 水 精餾段液相密度： 精餾段氣相密度 : (2) 提餾段 丙酮 水 提餾段液相密度： 提餾段氣相密度： 3.3液體表面張力計算 液相平均表面張力依下式計算，即： (1) 塔頂表面張力的計算： 由 查手冊內(nèi)插法求得： 丙酮 水 (2) 進(jìn)料板表面張力的

19、計算： 由查手冊內(nèi)插法求得： 丙酮 水 (3) 塔底表面張力的計算： 由查手冊內(nèi)插法求得： 丙酮 水 3.3.1平均表面張力計算 (1) 精餾段平均表面張力： (2) 提餾段平均表面張力： 3.4粘度 (1) 精餾段=62.35的粘度 丙酮 水 精餾段的粘度:=0.2260.204+0.453(1-0.204)=0.4066mPa.s (2) 提餾段的粘度 丙酮 水 提餾段的粘度:=0.194400.029+0.327(1-0.029)=0.3231mPa.s3.5操作壓力計算 塔頂操作壓力 每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓力 塔底操作壓力 提餾段平均壓力 全塔平均壓力 4.精餾塔的工藝

20、條件的計算4.1理論板數(shù)的確定(1) 塔頂,精料,塔底,氣相組成 氣相組成 =67.98 氣相組成 =95氣相組成 (2)塔頂相對揮發(fā)度 可得： (3)進(jìn)料相對揮發(fā)度 可得： (4) 塔底相對揮發(fā)度 可得： (5）平均揮發(fā)度全塔平均揮發(fā)度： 進(jìn)料處平均揮發(fā)度: 圖 2 相平衡圖4.1.1 求最小回流比及操作回流比(1)采用作圖法求最小回流比。在氣液平衡組成圖中過點(diǎn)D做氣液平衡線的切線，交Y軸交于c點(diǎn)，yc=0.643故最小回流比為 =0.33 操作回流比為 R=1.5Rmin=1.50.33=0.50 由上圖可知當(dāng)R=0.55時 段與平衡線相切，塔板數(shù)為無限多個也不能完成精餾，可由切點(diǎn)重新確定

21、最小回流比，由上圖切點(diǎn)為（0.91,0.94） =0.48 R=1.5Rmin=1.44.1.2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (1) 精餾段： (2) 提餾段： 4.1.3求操作線方程 (1)精餾段操作線方程為 (2)提餾段操作線方程 4.1.4用芬斯克方程式求理論塔板數(shù) 圖3 吉利蘭圖 (1)由芬斯克方程式可知 N=4.2 且 =0.2 由吉利蘭圖查的 即 解得 =9.3 （不包括再沸器）圓整為10塊 (2)精餾段理論塔板數(shù) N=2.703 前已經(jīng)查出 即 解得 =6.6 故進(jìn)料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7 總理論板層數(shù) =10 （不包括再沸器） 進(jìn)料板位置 =74.2實際板層數(shù)的求取4.

22、2.1總的塔板數(shù)(1) 精餾段 =0.49 故=20塊 (2) 提餾段 =0.49=0.273 故=15塊 總的塔板數(shù)為35塊，不包括再沸器，第21塊進(jìn)料4.3全塔效率 全塔效率的計算 5. 精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算5.1.1精餾段 塔徑依據(jù)流量公式計算，即： 式中 塔徑，m； 氣體體積流量， 空塔氣速，設(shè)計時先求得最大空塔氣速，然后根據(jù)物料性質(zhì)乘以一定的安全系數(shù)， 即： 精餾段的氣、液相體積流率為; 由 式中 液相密度，； 氣象密度，； 負(fù)荷因子，。 負(fù)荷因子值與氣液相負(fù)荷、物性及塔結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般由試驗確定。 由式 計算： 式中 操作物系的負(fù)荷因子，； 操作物系的液體表面張力

23、，。 其中由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得2，圖4 史密斯關(guān)聯(lián)圖圖的橫坐標(biāo)為： 取板間，板上上液層高度（由史密斯關(guān)聯(lián)圖得） 查史密斯關(guān)聯(lián)圖3-1查得=0.048 取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 塔截面積為： 5.1.2提餾段 提餾段的氣、液相體積流率為 由 式中 液相密度，； 氣象密度，； 負(fù)荷因子，。 負(fù)荷因子值與氣液相負(fù)荷、物性及塔結(jié)構(gòu)有關(guān)，一般由試驗確定。 由式 計算： 式中 操作物系的負(fù)荷因子，； 操作物系的液體表面張力，。 其中由圖3-1史密斯關(guān)聯(lián)圖查得，圖的橫坐標(biāo)為： 取板間，板上上液層高度（由史密斯關(guān)聯(lián)圖得） 查史密斯關(guān)聯(lián)圖3-1查得=0.046 取安全系數(shù)為0.8，則空

24、塔氣速為： 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 塔截面積為： 5.2 精餾塔有效高度的計算 (1) 精餾段有效高度為： (2) 提餾段有效高度為： 5.3塔板主要工藝尺寸計算5.3.1溢流裝置計算5.3.1.1 精餾段 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰。各項計算如下： (1)堰長; 取 (2)溢流堰高： 由，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算 近似取， 則 取板上清液層高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面積： 由查圖3-2得2：圖5 弓形降液管參數(shù) 則： ， 依式驗算液體在降液管中停留時間，即： 5(s) 故 降液管設(shè)計合理 （4）降液管底隙高度 降液管的底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。

25、應(yīng)低于出口堰高度，才能保證降液管底端有良好的液封，一般不應(yīng)低于6mm，故取比溢流堰低15mm 即 由于不小于20mm故滿足要求，選用平直堰，深度圖6 精餾段浮閥板結(jié)構(gòu)參數(shù)圖5.3.1.2提餾段 （1）堰長; 取 （2）堰高 由 ，選用平直堰，堰上液層高度由下式計算 近似取， 則 取板上清液層高度 故 （3）弓形降液管寬度和截面積： 由查圖3-2得： 則： ， 依式 驗算液體在降液管中停留時間，即： 5(s) 故降液管設(shè)計合理 (4) 降液管底隙高度 降液管的底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。應(yīng)低于出口堰高度，才能保證降液管底端有良好的液封，一般不應(yīng)低于6mm，故取比溢流堰低15mm

26、 即 由于不小于20mm故滿足要求，選用平直堰，深度圖7 提餾段浮閥板結(jié)構(gòu)參數(shù)圖5.3.2塔板布置5.3.2.1精餾段 ( 1) 塔板的分塊。 因故塔板采用分塊式，查表塔極分為3塊。表6 塔徑與分塊塔徑/mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分塊數(shù)3456 取閥孔動能因子在9-12之間，故取則孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為： 取整103塊()型浮閥 （2）邊緣寬度確定： 取 （3）開孔區(qū)面積計算。 開孔區(qū)面積按式計算， 其中 故 (4) 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距75mm則排間距 取t=0.065mm 圖8 精餾段閥孔排列圖 按N

27、=103重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大仍在9-12之間 5.3.2.2提餾段 (1)取閥孔動能因子在912之間，故取 則孔速為： 每層塔板上浮閥數(shù)目為： 取整93塊()型浮閥 （2）邊緣寬度確定： 取 （3）開孔區(qū)面積計算。 開孔區(qū)面積按式計算 其中 故 (4) 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距75mm 則排間距 取t=0.065mm 圖9 提餾段閥孔排列圖 按N=93重新核算孔速及閥孔動能因子 閥孔動能因子變化不大仍在912之間 5.4塔板的流體力學(xué)驗算5.4.1氣體通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù) 計算。 5.4.1.1精餾段(1) 干板阻力： 由式先計算臨界

28、孔速，即 因 故= (2) 板上充氣液層阻力：取系數(shù) (3) 液體表面張力所造成的阻力 氣體通過每層塔板壓降 5.4.1.2提餾段(1) 干板阻力： 由式先計算臨界孔速，即 因 故 = (2) 板上充氣液層阻力：可系數(shù) (3) 液體表面張力所造成的阻力 氣體通過每層塔板壓降 5.4.2 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層高度 可用公式計算，即 5.4.2.1精餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體通過降液管的壓頭損失因設(shè)進(jìn)口堰故按式 ，是通過降液管底隙的流速 取 因此 取0.5 則 可見 ，符合防止淹塔的要求。5.4.2.2提餾段 單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

29、度 ， 液體通過降液管的壓頭損失因設(shè)進(jìn)口堰，故按式 ，是通過降液管底隙的流速 取 因此 取 則 可見 ，符合防止淹塔的要求。5.4.3 霧沫夾帶驗算按式及式算泛點(diǎn)率F1：板上液體流經(jīng)長度 板上液流面積 可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由圖12查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.088，將以上數(shù)值代入式，得(1) 精餾段 又按式計算泛點(diǎn)率，得 計算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。(2) 提餾段 可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由圖12查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.088，將以 又按式計算泛點(diǎn)率，得計算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求.圖10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)5

30、.5塔板負(fù)荷性能圖5.5.1霧沫夾帶線 (1)精餾段 按式作出,對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計算如下 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取任意算出兩個值。表7 LS對應(yīng)VS表Ls,m3/s 0.001 0.003 0.005 0.0080.01Vs,m3/s 2.0423 1.963 1.883 1.7641.68 (2) 提餾段 按式作出對于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中、及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾

31、帶線。按泛點(diǎn)率=80%計算如下 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取任意算出兩個值。表8 LS對應(yīng)VS表Ls,m3/s 0.001 0.003 0.005 0.0080.01Vs,m3/s 2.547 2.468 2.388 2.2682.1885.5.2 液泛線 (1) 精餾段 確定液泛線。將式、式、式、式及代入上式，得到 物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取任意算出兩個值。表9 LS對應(yīng)VS表Ls,m3/s0.0010.0030.0050.0080.01Vs,m3/s

32、2.1651.7781.4620.8830.4945(2) 提餾段 由確定液泛線。將式、式、式、式及代入上式，得到 物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則，則、及等均為定值，而與又有如下關(guān)系，即：式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化，得 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取任意算出兩個值。表10 LS對應(yīng)VS表Ls,m3/s 0.001 0.003 0.005 0.0080.01Vs,m3/s 2.698 2.28 1.900 1.130.8945.5.3 液相負(fù)荷上限線 (1) 精餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時間 求出上限液體流量值（常數(shù)），

33、在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則 (2) 提餾段 液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于。依式知液體在降液管內(nèi)停留時間 求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時間的下限，則 5.5.4 漏液線 對于F1型重閥，依計算，則 (1) 精餾段 ，即式中、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則 (2) 提餾段 ，即 式中、均為已知數(shù)，故可由此求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線。以作為規(guī)定氣

34、體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。則 5.5.5 液相負(fù)荷下限線 (1) 精餾段 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計算式：計算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。 取E=1， (2) 提餾段 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計算式：計算出的下限值，依此作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直直線。 取E=1，則負(fù)荷性能圖上作出操作點(diǎn)（0.000676,0.9892），連接該點(diǎn)即作出操作線。由圖3-1可看出，該塔板操作上限為液泛線控制，下限為漏液線控制。由圖3-1查得： 故操作彈性為 ： 負(fù)荷性能圖上作出操作點(diǎn)（0.003698,1.0507），連接

35、該點(diǎn)即作出操作線。由圖3-1可看出，該塔板操作上限為液泛線控制，下限為漏液線控制。由圖3-1查得： 故操作彈性為 ： 表11 丙酮水的蒸發(fā)潛熱與臨界溫度物質(zhì)沸點(diǎn)0C蒸發(fā)潛熱KJ/Kg臨界溫度TC/K水1002257648.15丙酮56.2523508.16.熱量衡算6.1塔頂熱量 其中 則: 0C 時丙酮: 蒸發(fā)潛熱： 水: 蒸發(fā)潛熱 ： 6.2冷卻介質(zhì)消耗量:6.3焓值衡算由前面的計算過程及結(jié)果可知： 塔頂溫度，塔底溫度，進(jìn)料溫度。表12 對應(yīng)溫度下比熱容表溫度塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段水 2.23274.21174.18644.18514.19966丙酮2.23272.37432.25072

36、.24162.3088 (1) 精餾段： 丙酮： 水： (2) 提餾段： 丙酮： 水： (3) 塔頂流出液的比熱容： (4 ) 塔釜流出液的比熱容： 6.4 對全塔進(jìn)行熱量衡算： 所以 由于塔釜熱損失為10%，則所以 式中 加熱器實際熱負(fù)荷, 加熱器理想熱負(fù)荷 塔頂流出液帶走熱量 塔底流出液帶走熱量6.5加熱水蒸汽用量: 7.塔的輔助設(shè)備及附件的計算與選型7.1冷凝器 塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，因為所選精餾塔處理量大，且塔板數(shù)較多，為了避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強(qiáng)制循環(huán)式，塔頂蒸汽溫度，按需冷卻到，取冷卻水進(jìn)口溫度，出口溫度，查表有，在此溫度范圍內(nèi)水的比熱容故 查資料，K取為所以

37、，換熱面積表13 查取有關(guān)數(shù)據(jù)表3公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2壓力MPa6006 21660001001.6注：摘自化工原理上冊P360,管殼式換熱器，換熱管25，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 9715-927.2再沸器 因精餾塔的直徑較大，故選用U型管加熱器，采用間接蒸汽加熱，加熱蒸汽選擇110飽和水蒸氣，塔底溫度， 取 故 表14 查取有關(guān)數(shù)據(jù)表公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面/m2壓力MPa60014306000151.41.6注：摘自化工原理上冊，管殼式換熱器，換熱管19，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 9715-927.3預(yù)熱器 冷流體的溫度假定為20，選用110飽和水蒸汽進(jìn)行加熱

38、。取傳熱系數(shù)為逆流操作： ， 則 傳熱的總熱量可用公式進(jìn)行估算：T=341K時， 則 所需傳熱面積 表15查取有關(guān)數(shù)據(jù)表公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2壓力MPa325256300012.71.6注：摘自化工原理上冊P360,管殼式換熱器，換熱管25，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 9715-927.4接管管徑計算與選型7.4.1進(jìn)料管尺寸計算 料液質(zhì)量流速 =67.98 體積流速 由泵輸送，可取1.5-2.5m/s,取管內(nèi)流速為 所以，進(jìn)料管管徑為 由上，原料進(jìn)口管管徑選取為的標(biāo)準(zhǔn)管4。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法（PN6DN50 HG 5010-58）。7.4.2塔頂

39、回流管管徑計算 同上，取管內(nèi)流速為 回流液體積流速 由泵輸送，可取1.5-2.5m/s,取管內(nèi)流速為 所以，進(jìn)料管管徑為 由上，原料進(jìn)口管管徑選取為的標(biāo)準(zhǔn)管。 法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼.（PN6DN20 HG 5010-58）。7.4.3塔頂蒸氣出口管徑計算 蒸氣出口管的允許氣速應(yīng)不產(chǎn)生過大的壓降，其值可下表表16 蒸氣出口管中允許氣速參照表操作壓力（絕壓）常壓14006000Pa6000Pa蒸汽速度，122030505070因，故取出口氣速 由 由上，塔頂蒸氣出口管選的標(biāo)準(zhǔn)管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭（PN6DN250 HG 5010-58）。7.

40、4.4塔釜出料管徑計算 料液質(zhì)量流速 =95 體積流速 由泵輸送，可取0.5-2.5m/s,取管內(nèi)流速為 所以，進(jìn)料管管徑為 由上，原料進(jìn)口管管徑選取為的標(biāo)準(zhǔn)管。 法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭（PN6DN50 HG 5010-58）。7.4.5再沸器進(jìn)料管徑計算 采用直管，取氣速， 由上，塔頂蒸氣出口管選的標(biāo)準(zhǔn)管。法蘭選取公稱壓力為，公稱直徑為的帶頸平焊鋼制管法蘭（PN6DN250 HG 5010-58）。7.5筒體與封頭7.5.1筒體 取 壁厚選6mm，所用材質(zhì)為Q245-R5。7.5.2封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，公稱直徑，查得曲面高

41、度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積，。選用封DN12006,JB11546。7.6除沫器 當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點(diǎn)。 設(shè)計氣速選?。?，系數(shù) 除沫器直徑：綜合考慮，圓整為0.8m選取不銹鋼除沫器6，類型：標(biāo)準(zhǔn)型；材料：不銹鋼絲網(wǎng)；絲網(wǎng)尺寸：圓絲7.7 裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式。為了制作簡便，一般采用圓筒形，由于裙座內(nèi)徑800mm,故裙座壁厚取16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整： 基礎(chǔ)環(huán)厚度考慮到腐蝕余量18mm，考慮到再沸器裙座高度取D=300mm7.8 人孔一般每隔1020層塔板才設(shè)一人孔（安裝，檢修用），本塔共35塊塔板，設(shè)計4個人孔，人孔直徑為，板間距為60