乙醇水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計

1、惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 1 惠州學(xué)院 課課 程程 設(shè)設(shè) 計計 課程設(shè)計名稱課程設(shè)計名稱 化工原理課程設(shè)計 課程設(shè)計題目課程設(shè)計題目 乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計 姓姓 名名 廖銀波 學(xué)學(xué) 號號 070602211 專專 業(yè)業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班班 級級 07 化工（2） 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 金真 提交日期提交日期 2010-12-30 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 2 任務(wù)書 （一）（一） 設(shè)計題目：乙醇設(shè)計題目：乙醇- -水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計 年處理量 120000 噸 料液初溫：25 料液濃度：50%(質(zhì)量分率) 塔頂產(chǎn)品濃度大于：95

2、% (質(zhì)量分率) 塔底釜液含量小于 0.3% 至 1%(質(zhì)量分率) 每天實際生產(chǎn)天數(shù)：310 天 冷卻水溫度：25 設(shè)備型式：浮閥塔（f1 型） （二）（二） 操作條件操作條件 （1） 操作壓力：常壓 （2） 進料熱狀態(tài)：自選 （3） 回流比：自選 （4） 塔底加熱：間接蒸汽加熱 （5） 單板壓降0.7 kpa （三）設(shè)計內(nèi)容設(shè)計內(nèi)容 1 設(shè)計說明書的內(nèi)容 （1） 精餾塔的物料衡算； （2） 塔板數(shù)的確定； （3） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算； （4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算； （5） 塔板主要工藝尺寸的計算； （6） 塔板的流體力學(xué)驗算； （7） 塔板的負(fù)荷性能圖； （8） 塔頂

3、全凝器設(shè)計計算：熱負(fù)荷， 載熱體用量， 選型 （9） 精餾塔接管尺寸計算； （10）對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論。 2、設(shè)計圖紙要求： （1）確定精餾裝置流程，會出流程示意圖； （2）繪制精餾塔裝置圖 （3）相關(guān)圖表 （四）（四） 參考資料參考資料 1. 性數(shù)據(jù)的計算與圖表 2. 化工工藝設(shè)計手冊 3. 化工過程及設(shè)備設(shè)計 4. 化學(xué)工程手冊 5. 化工原理 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 3 目目 錄錄 任務(wù)書.2 目 錄.3 前 言.5 1設(shè)計簡介.5 2設(shè)備選型.5 3工藝流程確定.7 4. 設(shè)計方案 .8 一設(shè)備工藝條件的計算.10 1. 精餾塔物料衡算 .10 1.1 原

4、料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.10 1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.10 1.3 物料衡算.10 2. 物性參數(shù) .12 2.1 平均摩爾質(zhì)量.12 2.2 密度.13 2.3 混合物粘度.14 2.4 表面張力.14 2.5 相對揮發(fā)度.14 3. 理論塔板數(shù)的確定 .15 3.1 回流比.15 3.2 操作線方程.15 3.3 理論塔板數(shù)的確定.16 4. 塔結(jié)構(gòu)的計算 .18 4.1 塔徑的計算.18 5. 塔主要工藝尺寸的計算 .20 5.1 溢流裝置的計算.20 5.2 塔板的布置.22 二塔板的流體力學(xué)計算.24 1塔板壓降.24 2液泛計算.26 3漏液.27 4

5、液沫夾帶量的計算.27 5板負(fù)荷性能圖.29 5.1 霧沫夾帶線.29 5.2 液泛線.30 5.3 液相負(fù)荷上限.31 5.4 漏液線.31 5.5 液相負(fù)荷下限線.31 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 4 三塔附件及塔高的計算.33 1進料管.33 2回流管.33 3.塔釜出料管.33 4.塔頂蒸氣出料管.33 5.塔釜進氣管.34 6.冷凝器的選擇.34 7再沸器的選擇.34 8塔高.35 四.主設(shè)備圖.36 五流程圖.38 六計算結(jié)果總匯.39 七符號說明.40 八參考文獻(xiàn).41 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 5 前前 言言 1 1設(shè)計簡介設(shè)計簡介 （1）設(shè)計內(nèi)容 蒸

6、餾是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕 工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進行分類。根據(jù)操作方式，可分 為連續(xù)精餾和間歇精餾。本設(shè)計主要研究連續(xù)精餾。 塔設(shè)備是煉油、石油化工、精細(xì)化工、生物化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保部門 等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可 分為板式塔和填料塔兩大類。 板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層， 液體橫向流過塔板，而氣體垂直穿過液層，氣液兩相成錯流流動，進行傳質(zhì)與 傳熱，但對整個板來說，兩相基本上成逆流流動。在正常操作下，氣相為分散 相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸

7、逆流操作過程。 填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流 向上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質(zhì)與傳熱。在正 常操作條件下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分 接觸逆流操作。 板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較高，本設(shè)計目的是分離乙醇-水混 合液，處理量大；盡管塔板的流動阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板 式塔的效率穩(wěn)定，造價低，檢修、清理方便，故選板式塔。 （2）設(shè)計任務(wù) 年產(chǎn)量：120000 噸，液料初溫 25c，液料濃度為 50%，塔頂產(chǎn)品濃度 為 95%，塔底釜液含苯量小于 1%，每年實際生產(chǎn) 310 天，冷卻水溫為

8、25 2 2設(shè)備選型設(shè)備選型 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、篩板塔(1832 年)，其后， 特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 6 現(xiàn)了大批新型塔板，如 s 型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式 波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要 的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用 以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有下列幾種。 （1） 泡罩塔板 泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其

9、主要元件為升氣管及泡罩。泡罩安 裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，國內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩尺 寸分為80mm、100mm、150mm 三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑 小于 1000mm，選用80mm 的泡罩；塔徑大于 2000mm 的，150mm 選用的泡罩。 泡罩塔板的主要優(yōu)點是操作彈性較大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處 理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。其缺點是結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價高；板上液層厚，塔板 壓降大，生產(chǎn)能力及板效率低。近年來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所 取代。在設(shè)計中除特殊需要（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）外一般不宜選用。 （2）篩孔塔板 篩孔塔板簡稱篩板，機構(gòu)特點為塔

10、板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的 大小，分為小孔徑篩板（孔徑為 38mm）和打孔篩板（孔徑為 1025mm）兩類。 工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離粘度大、 易結(jié)焦等物系）。 篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能 力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使 得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來，由于 設(shè)計和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故 應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下，設(shè)計中可大膽 選用。 （3） 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板

11、和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 7 板的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上 下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量 的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有 f1 型、v4 型 及 t 型等，其中以 f1 行浮閥應(yīng)用最為普遍。 對比其他塔板，具有以下優(yōu)點： （1）生產(chǎn)能力大。由于浮閥塔板具有較大的開孔率，故生產(chǎn)能力比泡罩塔的 答 20%40%，而與篩板塔相近。 （2）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)荷波動范圍比泡罩塔和篩板

12、塔的都寬。 （3）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 霧沫夾帶量小，板效率較高。 （4）塔板壓降及液面落差較小。因為汽液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小， 故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。 （5）塔的造價低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩塔的 60%80%，而為篩板塔的 120%130%。 3 3工藝流程確定工藝流程確定 （1）加料方式 加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制 液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費。 擔(dān)由于多了高位槽，建設(shè)費用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太

13、 穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單、安裝方便；如采 用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理復(fù)雜，且設(shè)備操作費用高。 本設(shè)計才用泵加料。 （2）進料熱狀況 進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當(dāng)組成一定時，流 量一定，對分離有利，省加熱費用。但冷液進料受環(huán)境影響較大。采用泡點進 料，不僅對穩(wěn)定塔操作較為方便，且不易受環(huán)境溫度影響。綜合考慮，本設(shè)計 采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸氣的 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 8 摩爾流量相等，故精餾段和提鎦段塔徑基本相等，制造上較為方便。 （3）塔頂冷凝方式 塔頂冷凝采用全凝器

14、，用水冷凝。乙醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用 全凝器。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高無需進一步 冷卻。本設(shè)計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理。因本設(shè)計冷凝與 被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于即 使排出冷凝液。 （4）回流方式 回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小塔徑，回流冷凝器一般安裝在 塔頂。其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制比較 難。如果需要較高的塔處理量或塔板較多時，回流冷凝器不適合于塔頂安裝。 且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在這種情況下，可采用強制回流，塔頂 上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷回流流

15、入塔中。由于本設(shè)計是小型塔，故采用重 力回流。 （5）加熱方式 加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱是用蒸氣直接由塔 底進入塔內(nèi)。由于重組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下， 塔底蒸氣對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。間接蒸氣加熱 通過加熱器使釜液部分汽化。上升蒸氣與回流下來的冷液進行傳質(zhì)。其優(yōu)點是 使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點是增加加熱裝置。 本設(shè)計采用間接蒸氣加熱。 （6）操作壓力 精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響 非常大。當(dāng)壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當(dāng)壓力減 小時，相對

16、揮發(fā)度將增大，對分離有利。但當(dāng)壓力不太低時，對設(shè)備的要求較 高，設(shè)備費用增加。因此在設(shè)計時一般采用常壓蒸餾。當(dāng)常壓下無法完成操作 時，則采用加壓或減壓蒸餾。對苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，容易分 離，故本設(shè)計采用常壓蒸餾。 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 9 4.4. 設(shè)計方案設(shè)計方案 本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇-水的混合物，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，在常壓下進 行精餾，泡點進料，通過泵將原料液通過原料預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔 內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡點下一部份回流至塔內(nèi)，其余 部分經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，塔釜采用 間接蒸汽加熱，塔

17、頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。 以下是浮閥精餾塔工藝簡圖 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 10 一設(shè)備工藝條件的計算一設(shè)備工藝條件的計算 1.1. 精餾塔物料衡算精餾塔物料衡算 1.11.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 乙醇的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量 mb=18.02kg/kmol 281 . 0 02.185 . 007.465 . 0 07.465 . 0 f x 881 . 0 02.1805. 007.4695 . 0 07.46/95 . 0 d x 00394 . 0 02.1899. 007.4601 . 0

18、07.46/01. 0 w x 1.21.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 kmolkgmf87.2502.18)281 . 0 1 (07.46281. 0 kmolkgmd67.4202.18)881 . 0 1 (07.46881 . 0 kmolkgmw11.1802.18)00394 . 0 1 (07.4600394 . 0 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 11 1.3 物料衡算物料衡算 原料處理量 f=(1200001000)/(3102425.87)=632.46kmol/h 總物料衡算 d+w=623.46 苯物料衡算 62

19、3.460.281=0.881d+0.00394w 聯(lián)立解得 d=196.94kmol/h w=426.52kmol/h 乙醇乙醇- -水水 t-x-yt-x-y 圖圖 乙醇摩爾數(shù)(%)乙醇摩爾數(shù)(%) 溫度 t/ 液相(x)氣相(y) 溫度 t/ 液相(x)氣相(y) 100008227.356.44 99.90.0040.05381.532.7358.26 99.80.040.5181.333.2458.78 99.70.050.7780.642.0962.22 99.50.121.5780.148.9264.70 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313

20、.72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.96 95.81.6116.3478.75 72.3676.93 91.31.4629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.9478.2783.8784.91 83.7517.4151.6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.4189.41 利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 , , f t d t w t ：根據(jù)示差法，則有 f t 0

21、. 82 5 . 81 0 . 82 273 . 0 3273. 0 273 . 0 281. 0 f t 解得 81.93 f t 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 12 ：根據(jù)示差法，則有 d t 2 . 7815.78 2 . 78 8597. 08941. 0 8597. 0881. 0 d t 解得 78.17 d t :根據(jù)示差法,則有 w t 8 . 99100 8 . 99 04 . 0 0 04 . 0 00394 . 0 w t 解得 99.98 w t ：根據(jù)以上所求的、，則有 _ t f t d t w t 精餾段的平均溫度： c tt t df 0 _ 1 05

22、.80 2 17.7893.81 2 提餾段的平均溫度： c tt t wf 0 _ 2 96.90 2 98.9993.81 2 同理可得 ： 511 . 0 1 x 666 . 0 1 y _ 1 t ： 0206 . 0 1 x 308 . 0 1 y _ 2 t 2.2. 物性參數(shù)物性參數(shù) 2.12.1 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量 精餾段： kmolkgmxmxml/35.3202.18)511 . 0 1 (07.46511. 0)1 ( 2111 _ 1 kmolkgmymymv/70.3602.18)666 . 0 1 (07.46666 . 0 )1 ( 2111 _ 1 提餾段

23、 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 13 kmolkgmxmxml/60.1802.18)0206 . 0 1 (07.460206. 0)1 ( 2212 _ 2 kmolkgmymymv/66.2602.18)308 . 0 1 (07.46308. 0)1 ( 2212 _ 2 2.22.2 密度密度 已知混合液體密度： （為質(zhì)量分率） b b a a l aa 1 a 混合氣體密度： （為平均相對分子質(zhì)量） rt mp vm v _ _ m 精餾段 728 . 0 )1 ( 11 1 1 ba a a mxmx mx a 272. 01 11 ab aa 查物性數(shù)據(jù)表得 80.0

24、5時， 3 /61.738mkg a 3 /85.971mkg b 代入數(shù)據(jù)，解得 3 1 /19.790mkg l kpapnpp df 3 .1087 . 010 3 . 101 1 3 1 /31. 1 )15.27305.80(314 . 8 70.362/ ) 3 . 108 3 . 101( mkg v 提餾段 0510 . 0 02.18)0206 . 0 1 (07.460206 . 0 07.460206. 0 )1 ( 22 2 2 ba a a mxmx mx a 949. 01 22 ab aa 查物性數(shù)據(jù)表得，90.96時 3 /55.728mkg a 3 /63.9

25、64mkg b 代入數(shù)據(jù)得 3 2 /95.948mkg l kpapnpp dw 4 .1247 . 033 3 . 101 kpa pp p fw m 4 . 116 2 2 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 14 3 2 /03 . 1 )15.27396.90(314 . 8 66.26 4 . 116 mkg v 2.32.3 混合物粘度混合物粘度 查物性數(shù)據(jù)表得 80.05 smpa a 444 . 0 1 smpa b 355 . 0 1 90.96 smpa a 369 . 0 2 smpa b 313 . 0 2 精餾段粘度： smpaxx ba 4005 . 0 )1

26、 ( 11111 提餾段粘度： smpaxx ba 314 . 0 )1 ( 22222 2.42.4 表面張力表面張力 查物性數(shù)據(jù)表得 80.05 mmn a /60.17 1 mmn b /72.62 1 90.96 mmn a /76.16 2 mmn b /54.60 2 精餾段 mmnxx bal /66.39)1 ( 11111 提餾段 mmnxx bal /64.59)1 ( 22222 2.52.5 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度 組分 飽和蒸汽壓/kpa 塔頂 (td=78.170c) 進 料 (tf=81.930c) 塔 頂 (tw=99.980c) 水43.9751.20101.2

27、5 乙醇102.58119.34223.48 33 . 2 97.43 58.102 0 0 b a p p d , 33 . 2 20.51 34.119 0 0 b a p p f , 21 . 2 25.101 48.223 0 0 b a p p w 精餾段 33 . 2 1 fd 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 15 提餾段 26. 2 2 fw 3.3. 理論塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定 3.1 回流比 06 . 2 281 . 0 477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qd xy yx r 477 . 0 281 . 0 ) 133. 2(1 28

28、1. 033 . 2 11 x x yq 由于泡點進料 那么 fq xx 477. 0 281 . 0 ) 133 . 2 (1 281. 033 . 2 11 x x yq 06 . 2 281 . 0 477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qd xy yx r min 21 . 1rr 取 09. 306. 25 . 15 . 1 min rr 3.23.2 操作線方程操作線方程 （1）精餾段操作線方程： 215. 0756 . 0 11 1 n d nn x r x x r r y （2）提餾段操作線方程： l=rd=3.09196.94=608.54kmol/h

29、 v=(r+1)d=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h l=l+f=919.71+623.46=1232.00kmol/h v=v=805.48kmol/h 0021. 053 . 1 1 m w mm x v wx x v l y 作圖 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 16 3.33.3 理論塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定 采用逐板法求理論塔板數(shù) 精餾段 第一層的汽相組成 881 . 0 1 d xy x x y xy nn ) 1(1 215 . 0 756 . 0 1 可求出 x1=0.856，再將 x1代入式可求得 y2=0.860 如此重復(fù)計算得 763.

30、0 2 x 784 . 0 3 y 655 . 0 3 x 695 . 0 4 y 544. 0 4 x 603 . 0 5 y 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 17 443. 0 5 x 520 . 0 6 y 362. 0 6 x 453 . 0 7 y 302. 0 7 x 404 . 0 8 y 262 . 0 8 x 281 . 0 262 . 0 8 f xx 故，此精餾段的理論塔板數(shù)為 6-1=5 塊 提餾段 x x y xy mm ) 1(1 0021 . 0 53 . 1 1 由 251 . 0 61 xx 可得出 382 . 0 2 y 如此重復(fù)計算得 215 .

31、0 2 x 327 . 0 3 y 177 . 0 3 x 269 . 0 4 y 140 . 0 4 x 212. 0 5 y 106 . 0 5 x 157. 0 6 y 0761. 0 6 x 114 . 0 7 y 0539 . 0 7 x 0800 . 0 8 y 0371. 0 8 x 0547. 0 9 y 0250 . 0 9 x 0362. 0 10 y 0163 . 0 10 x 0228. 0 11 y 0102 . 0 11 x 0135. 0 12 y 00602 . 0 12 x 00711 . 0 13 y 00316 . 0 13 x 00394 . 0 003

32、16. 0 13 w xx 則提餾段的理論塔板數(shù)為 13 層 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 18 50. 04005. 033 . 2 49 . 0 )(49. 0 245 . 0 245. 0 111 ）（ t e 53 . 0 314 . 0 26. 2 .49 . 0 )(49 . 0 245 . 0 245. 0 222 ）（ t e 實際塔板數(shù) 精餾段 1050 . 0 5 1 n 提餾段 23 6 . 2253. 012 2 n 所需要的實際塔板數(shù) 33 21 nnn 加料板在第 11 塊 4. 塔結(jié)構(gòu)的計算塔結(jié)構(gòu)的計算 4.14.1 塔徑的計算塔徑的計算 u v d s

33、 4 maxmax )8 . 06 . 0()(uuu 安全系數(shù) m mm v vl cu max 2 . 0 20 ) 20 ( l cc 取板間距 ht=0.45m 板上液層高度 mhl06 . 0 則 mhh ll 39 . 0 精餾段 汽液體積流量為 sm ml l l l s /0069. 0 19.7903600 35.3254.608 3600 3 1 _ 1 1 sm mv v v v s /27 . 6 31 . 1 3600 70.3648.805 3600 3 1 _ 1 1 c 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為 20 c 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 19

34、0270. 0) 31 . 1 19.790 ( 27. 6 0069. 0 )( 5 . 05 . 0 1 1 1 1 v l s s v l 查得 090 . 0 20 c 則 smu cc l /53. 2 31 . 1 31 . 1 19.790 103 . 0 103 . 0 ) 20 66.39 (090. 0) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速 m u v d smuu s 20. 2 77 . 1 14 . 3 27 . 6 44 /77. 153 . 2 7 . 07 . 0 1 max 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 d=2.2m 則塔截

35、面積為 222 80 . 3 )2 . 2( 44 mdat 實際空塔氣速 sm a v u t s /65 . 1 80 . 3 27 . 6 提餾段 汽液體積流量為 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 20 sm ml l l l s /0067. 0 95.9483600 60.181232 3600 3 2 _ 2 2 sm mv v v v s /79 . 5 03 . 1 3600 66.2648.805 3600 3 2 _ 2 2 c 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為 20 c 0351 . 0 ) 03 . 1 95.948 ( 79 . 5 0067 . 0 )( 5

36、 . 05 . 0 2 2 2 2 1 v l s s v l 查得 090 . 0 20 c 則 smu cc l /40. 3 03 . 1 03. 195.948 112 . 0 112. 0) 20 64.59 (090 . 0 ) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速 m u v d smuu s 76 . 1 38 . 2 14. 3 79 . 5 44 /38. 240 . 3 7 . 07 . 0 2 max 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 d=2.0m 則塔截面積為 222 14 . 3 )0 . 2( 44 mdat 實際空塔氣速 sm a

37、v u t s /84 . 1 14 . 3 79 . 5 5.5. 塔主要工藝尺寸的計算塔主要工藝尺寸的計算 5.15.1 溢流裝置的計算溢流裝置的計算 因塔徑 d=2.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長 w l 取 mdlw43 . 1 2 . 265 . 0 65. 0 出口堰高度 w h 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 21 而 owlw hhh 3/2 )( 1000 84 . 2 w n ow l l eh 查圖，近似去 e=1 則有精餾段： m l l eh w n ow 0190 . 0 ) 43 . 1 36000069 . 0 (1 1000 84

38、 . 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 取板上清夜高度 hl=60mm=0.06m mhhh owlw 041 . 0 0190 . 0 06 . 0 提餾段： m l l eh w n ow 0187. 0) 43 . 1 36000067 . 0 (1 1000 84. 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 mhhh owlw 0413 . 0 0187 . 0 06. 0 驗證： owwow hhh1 . 005 . 0 因此設(shè)計合理 弓形降液管寬度 wd和截面積 af 由=0.65 d lw 查弓形降液管的參數(shù)表得 =0.075 =0.117 t f a a d

39、 wd 故 af=0.075=0.75 3.80=0.285m t a wd=0.117d=0.117 2.2=0.257m 依式驗算液體在降液管中停留時間，即 精餾段的停留時間為 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 22 h tf l ha3600 ss559.18 36000069. 0 45. 0285 . 0 3600 提餾段的停留時間為 ss l ha h tf 514.19 36000067 . 0 45 . 0 285 . 0 3600 3600 故降液管設(shè)計合理。 降液管底隙高度 o h 取液體通過降液管底隙的流速為 o u 0.14m/s，依公式計降液管底隙高度，即精餾

40、o h 段： m ul l h ow s o 0345 . 0 14 . 0 43 . 1 0069 . 0 1 驗算： mmhh ow 006 . 0 0065 . 0 0345. 0041. 0 故設(shè)計合理 提餾段： m ul l h ow s o 0355 . 0 14 . 0 43 . 1 0067. 0 2 驗算： 0.025m o h 驗算符合要求。 選用凹形受液盤，深度=50mm w h 5.25.2 塔板的布置塔板的布置 塔板的分塊 因 d=2.2m,則塔板分 3 塊 邊沿寬度的確定 由于 md2 . 2 , mmwc7050 ， mmws11080 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07

41、化工（2）班 23 取邊沿寬度 mmwc60 破沫區(qū)寬度 mmws100 開孔面積計算 mww d x sd 743 . 0 ) 1 . 0257. 0( 2 2 . 2 )( 2 mw d r c 04 . 1 06 . 0 6 . 1 2 21 2 22 8 . 2) 56 . 0 39 . 0 sin 180 (2m r xrxaa 閥孔計算及其排列 取閥孔功能因子 13 o f ，用式求孔速 精餾段： sm f u v o o /36.11 31. 1 13 1 取閥孔的孔徑為 0.039m,則求每層塔板上的浮閥數(shù)，即精餾段： o d 462 36.11)039. 0( 4 270 .

42、 6 4 2 1 2 1 1 oo s ud v n 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心mmt75 則排間距 mmm tn a t a 81081 . 0 075 . 0 462 8 . 2 1 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積，因而排間距不宜采用 98m,而應(yīng)小一點，故取，按，mmt80mmt75 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 460n mmt80 按 460n 重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)： smuo/41.11 460039. 0 4 27. 6 2 1 1306.1331 . 1 41.11 1 voo uf 閥孔動能因數(shù)變化不

43、大，仍 在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率 %14%100 41.11 65 . 1 o u u 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 24 提餾段 sm f u v o o /81.12 03 . 1 13 2 2 379 4 . 378 81.12)039 . 0 ( 4 79 . 5 4 2 2 2 2 2 oo s ud v n 閥孔排列 按，估算排間距 mmmt9 .1001009 . 0 075 . 0 370 8 . 2 mmt75 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積，因而排間距不宜采用 96mm,而應(yīng)小一點，故取，按，mmt80mmt75

44、 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 370n mmt80 sm vs u/10.13 370039. 0 4 2 2 02 30.1303 . 1 10.13 22 voo uf 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率 %04.14%100 10.13 84 . 1 o u u 對于常壓精餾，開孔率在 因此以上的計算合理)%1410( 二塔板的流體力學(xué)計算二塔板的流體力學(xué)計算 1 1塔板壓降塔板壓降 1.氣體通過浮閥塔壓降、阻力 氣體通過閥板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p h （） hhhh lcp 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?c h 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 25 () l

45、c u h 175 . 0 0 9 . 19臨界空塔氣速）( 00c uu =) c v uu g u 00 l 2 0 ( 2 34 . 5 由=得 l u 175 . 0 0 9 . 19 l 2 0 2 34 . 5 g u v 1 825. 1 1 . 73 v oc u 氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?l h 取充氣系數(shù)0.5，則 o mhh lol 03 . 0 06 . 0 5000. 0 液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?h 由于很小，因此忽略不計 h 精餾段： smu v oc /06 . 9 31 . 1 1 . 73 1 . 73 1 825 . 1 則 smsmuo/

46、06. 9/41.11 m g u h l ov c 0587. 0 81 . 9 19.7902 41.1131 . 1 34 . 5 2 34 . 5 22 1 11 0.05870.030.0887 pcl hhhm 單板壓 )(7 . 058.68781 . 9 19.7900887 . 0 11 設(shè)計允許值kpapaghp lpp 提餾段： smu v oc /33.10 03. 1 1 .731 .73 1 825 . 1 smsmuoc/33.10/92.12 2 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 26 故 m g u h l ov c 0493 . 0 81. 995.9

47、482 92.1203 . 1 34 . 5 2 34 . 5 22 2 22 0.04930.030.0793 pcl hhhm 單板壓降 )(7 . 022.73881 . 9 95.9480793 . 0 22 設(shè)計允許值kpapaghp lpp 2 2液泛計算液泛計算 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，)( wtd hhh 可用計算為 d h dlpd hhhh 已知 mhl06 . 0 2 0 153 . 0 uhd 精餾段 muhd003 . 0 14 . 0 153. 0153. 0 2 2 01 則 mhhhh dlpd 152 . 0 003 . 0 06

48、. 0 0887 . 0 111 取 mhw041 . 0 ， 5 . 0 mhh wt 246 . 0 )041 . 0 45 . 0 (5 . 0 提餾段 muhd003 . 0 14 . 0 153. 0153 . 0 2 2 02 mhhhh dlpd 142 . 0 003 . 0 06 . 0 0793 . 0 222 mhh wt 246. 0)0413. 045 . 0 (50. 0 可見符合防止淹塔的要求。 wtd hhh 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 27 3 3漏液漏液 精餾段 取最小 f0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為 vsmin min0 2 0 4 nudv

49、min s sm f u v /37 . 4 31 . 1 5 1 0 min0 smvsmnudv ssmin /27 . 6 /4 . 246037 . 4 039 . 0 44 332 min0 2 0 1 提餾段 sm f u v /93. 4 03. 1 5 2 0 min0 smvsmnudv ssmin /79 . 5 /71 . 2 46093. 4039 . 0 44 332 min0 2 0 2 故全塔無明顯漏液現(xiàn)象 4 4液沫夾帶量的計算液沫夾帶量的計算 按公式計算泛點率，即 %100 36 . 1 bf ls vl v akc zlv 泛點率 及%100 78 . 0

50、v v tf l s akc v 泛點率 板上液體流徑長度 mwdz dl 69 . 1 257. 022 . 22 板上液流面積 2 23 . 3 285. 0280 . 3 2maaa ftb 苯和甲苯統(tǒng)按附錄取物性系數(shù)，又由圖 4 查得泛點負(fù)荷系數(shù)0 . 1k 126 . 0 f c 以上數(shù)值代入上兩式，得 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 28 圖 5 精餾段泛點率： %68.66 %100 23 . 3 126 . 0 0 . 1 69 . 1 0069 . 0 36 . 1 31 . 1 19.790 31 . 1 27. 6 %100 36 . 1 1 bf ls vl v

51、 akc zlv f 泛點率 %41.68%100 80 . 3 126. 00 . 178 . 0 31 . 1 19.790 31 . 1 27 . 6 %100 78 . 0 v v 1 tf l s akc v f 泛點率 泛點率取 66.68% 提餾段的液泛點率： %68.50 %100 23 . 3 126 . 0 0 . 1 69 . 1 0067 . 0 36 . 1 03 . 1 95.948 03 . 1 79 . 5 %100 36 . 1 1 bf ls vl v v akc zlv e 泛點率 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 29 %10.51%100 80

52、. 3 126. 00 . 178 . 0 03 . 1 95.948 03 . 1 79 . 5 %100 78 . 0 v v 1 tf l s akc v f 泛點率 泛點率取 51.10% 對于大塔,為避免霧沫夾帶,應(yīng)控制泛點率不超過 80%,由以上計算可知,霧沫 夾帶能夠滿足的要求。（氣）（液）kgkgev/1 . 0 5板負(fù)荷性能圖板負(fù)荷性能圖 5.15.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 精餾段霧沫夾帶線 1-1，提餾段霧沫夾帶線 1-2 泛點率= s1.36 v sl lv fb vl z kc a 據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率 80%計算： (1)精餾段 23. 312

53、6 . 0 0 . 1 69 . 1 36 . 1 31 . 1 19.790 31 . 1 8 . 0 1s1 s lv 整理得： 11 10.5695 . 7 ss lv 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取任何兩個 ls 值，算出 vs。 (2)提餾段 23. 3126 . 0 0 . 1 69 . 1 36. 1 03. 195.948 1.03 8 . 0 2s2 s lv 整理得： 22 70.6988 . 9 ss lv 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 30 )/( 3 1 smls 0.00150.0020 精餾段 )/( 3 1 smvs 7.877.84 )/

54、( 3 2 smls 0.00150.0020 提餾段 )/( 3 2 smvs 9.789.74 5.25.2 液泛線液泛線 精餾段液泛線 2-1 ，提餾段液泛線 2-2 dllclpwt hhhhhhhhhh cd h 由此確定液泛線，忽略式中 h 3/2 0 2 0 2 3600 1000 84 . 2 1153. 0 2 34 . 5 w s w w s l ov wt l l eh hl l g hh n vs 2 0 0 d 4 精餾段 3 / 22 242 2 1 2 43. 1 3600 1 1000 84 . 2 5 . 01 43 . 1 0345 . 0 153 . 0

55、19.790281 . 9 460039 . 0 14 . 3 31 . 1 4 34 . 5 246. 0 11 s w s s l h l v 整理得： 3/222 111 52667.41906123 sss llv 提餾段 3/2 242 2 2 2 43 . 1 3600 1 1000 84. 2 0413 . 0 5 . 01 78 . 0 0497 . 0 153 . 0 95.948281. 9460039 . 0 14. 3 03. 14 34 . 5 246 . 0 22 ss s ll v 整理得： 3/222 222 78966670184 sss llv 在操作線范圍

56、內(nèi)，任取諾干 ls值，算出相應(yīng)的 vs值： 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 31 )/( 3 1 smls 0.00120.00130.00140.0015 精餾段 )/( 3 1 smvs 10.8110.8010.7910.78 )/( 3 2 smls 0.00120.00130.00140.0015 提餾段 )/( 3 2 smvs 13.2313.2113.1913.17 5.35.3 液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷上限 液相負(fù)荷上限線 3 液體的最大流量應(yīng)保持降液管中停留的時間不低于 35 s 液體降液管內(nèi)停留時間 s53 f s t l ha 以=5 s 作為液體在降液管內(nèi)停留時間

57、的下限，則 m3/s 0068 . 0 5 4 . 00846 . 0 5 max tf s ha l 5.45.4 漏液線漏液線 精餾段漏液線 4-1 提餾段漏液線 4-2 對于 f1型重閥，依 f0=5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 ， 0 2 0 d 4 nvs v f 0 精餾段 smv ins /40. 2 31 . 1 5 460039. 0 4 32 m1 提餾段 smv ins /71 . 2 03 . 1 5 460039 . 0 4 32 m2 5.55.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷下限線 5 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 32 取堰上液層高度作為

58、液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線006 . 0 h ow 為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 006 . 0 3600 1000 84 . 2 3/2 min w s l l e 取 e=1.0，則 smls/0012 . 0 3600 43. 1 0 . 184. 2 1000006 . 0 3 2/3 min 負(fù)荷性能圖 由塔板的負(fù)荷性能圖可以看出: 在規(guī)定任務(wù)的氣液負(fù)荷下的操作點 p1(0.0069,6.27) p2(0.0067,5.79)(設(shè)計 點),處于適宜操作區(qū)內(nèi). 精餾段的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，提餾段的氣相負(fù)荷上限由液泛控制， 操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段： 氣相

59、負(fù)荷上限smvs/88. 7)( 3 max 氣相負(fù)荷下限smvs/40 . 2 )( 3 min 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 33 則操作彈性28 . 3 40 . 2 88 . 7 提餾段： 氣相負(fù)荷上限smvs/80 . 9 )( 3 max 氣相負(fù)荷下限smvs/71. 2)( 3 min 則操作彈性62 . 3 71 . 2 80 . 9 三塔附件及塔高的計算三塔附件及塔高的計算 1進料管進料管 本設(shè)計采用直管進料，管徑計算如下： 取 uf =1.8 m/s ， kg/m3 f s v d u 4 744.44 d 43 3 12 1010 0.0060/ 310 24

60、3600 744.44 s vms m = 65.2mm 4 0.0060 0.065265.2 3.14 1.8 dmmm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 68 3.5 2回流管回流管 采用直管回流管，取m/s ,6 . 1u r 1 44 0.0069 d0.069869.8 3.14 1.8 s r l mmm u 查表取 73 4 3.3.塔釜出料管塔釜出料管 取 m/s ，直管出料，6 . 1 w u 2 44 0.0067 0.068968.9 3.14 1.8 s w l dmmm u 查表取 73 4 4.4.塔頂蒸氣出料管塔頂蒸氣出料管 惠州學(xué)院化學(xué)工程系 07 化工（2）班 34 直管出氣