化工原理課程設(shè)計(jì)精餾塔設(shè)計(jì)

1、目目 錄錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 .1 1 目錄目錄 .2 2 一、設(shè)計(jì)概述一、設(shè)計(jì)概述 .2 2 二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明 .5 5 （一）（一） 塔板設(shè)計(jì)的要求塔板設(shè)計(jì)的要求.5 （二）裝置的確定（二）裝置的確定.5 （三）流程圖（三）流程圖.6 （四）操作條件（四）操作條件.6 三、塔的工藝計(jì)算三、塔的工藝計(jì)算 .6 6 （一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算.7 （二）全塔物料衡算（二）全塔物料衡算.7 （三）塔板數(shù)的確定（三）塔板數(shù)的確定.7 四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 .9 9 五、氣液負(fù)荷計(jì)算

2、五、氣液負(fù)荷計(jì)算 .1212 六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 .1313 七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算 .1717 八、塔板負(fù)荷性能圖八、塔板負(fù)荷性能圖 .1919 ( (一一) )精餾段精餾段.19 （二）提餾段（二）提餾段.22 九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 .2525 十、同組成員數(shù)據(jù)比較十、同組成員數(shù)據(jù)比較 .2626 十一、設(shè)計(jì)評(píng)述及討論十一、設(shè)計(jì)評(píng)述及討論 .2727 十二、重要經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式十二、重要經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)式 .2828 十三、參考文獻(xiàn)十三、參考文獻(xiàn) .2828 一、設(shè)計(jì)概述一、設(shè)計(jì)概述 高徑比很大的設(shè)備稱為塔器。用于蒸餾（精餾）和吸收

3、的塔器分別稱為蒸餾塔和吸 收塔。塔器在石化工藝過(guò)程中的作用主要是分餾、吸收、汽提、萃取、洗滌、回收、再 生、脫水及氣體凈化和冷卻等。常用的有板式塔和填料塔，國(guó)外塔器主要是在塔盤和填 料技術(shù)上不斷改進(jìn)。我國(guó)近 20 年開發(fā)了許多性能優(yōu)良的板式塔和填料塔，已在石化、煉 油裝置中得到了廣泛應(yīng)用，性能處于國(guó)際先進(jìn)水平。其中具有代表性的主要有適宜于處 理高液體通量的 dt 塔盤、適宜于處理高氣體通量的旋流塔盤、具有高操作彈性及高效率 的立體傳質(zhì)塔盤以及篩板一填料復(fù)合塔等。為洛陽(yáng)和大慶 500 萬(wàn)噸年的潤(rùn)滑油型煉油 廠分別配置的大型板式塔型和大型填料塔型的減壓塔直徑達(dá)p8400mm，由國(guó)內(nèi)研制的 p100

4、00mm 大型精餾塔即將投入使用。根據(jù)塔內(nèi)氣、液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，塔設(shè)備 可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡 罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板、舌形、s 型、多降液管塔板等；另一類是無(wú) 降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板） 、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的 塔板，如篩板、浮閥、泡罩塔板等。 1 板式塔是使用量大，應(yīng)用范圍廣的重要?dú)庖簜髻|(zhì)設(shè)備。最早的板式塔有泡罩塔和篩 板塔。到 20 世紀(jì) 50 年代出現(xiàn)了一些生產(chǎn)能力大和分離效果更好的板式塔，其中浮閥塔 由于具有塔板效率搞，操作穩(wěn)定等有點(diǎn)爾得到廣泛應(yīng)用。20 世紀(jì) 60 年代初，機(jī)構(gòu)簡(jiǎn)

5、單的 篩板塔克服了自身的某些缺點(diǎn)之后，應(yīng)用又日益增多起來(lái)。 2 為了有效實(shí)現(xiàn)氣液兩相之間的物質(zhì)傳遞，要求塔板具有一下兩個(gè)作用： 塔板是保持良好的氣液接觸條件，造成較大的接觸面，而且氣液接觸表面不斷更 新，以增加傳質(zhì)速率。 保證氣液多次逆流接觸，防止氣液短路夾帶與返混，使塔內(nèi)各處能提供最大的傳 質(zhì)推動(dòng)力。 （一）泡罩塔 泡罩塔是應(yīng)用最早的板式塔，是 celler 于 1813 年提出的，其主要構(gòu)件是泡罩、升氣 管及降液管。泡罩的種類很多，國(guó)內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩塔的主要優(yōu)點(diǎn)是：因 升氣管高出液層，不易發(fā)生漏液現(xiàn)象，操作彈性較大，液氣比范圍大，適用多種介質(zhì)， 操作穩(wěn)定可靠，塔板不易堵塞，適于

6、處理各種物料；但其結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高、安裝維修 不便，且因霧沫夾帶現(xiàn)象較嚴(yán)重，限制了起訴的提高，現(xiàn)雖已為其他新型塔板代替，但 鑒于其某些優(yōu)點(diǎn)，仍有沿用。 （a） （b） 圖圖 6 泡罩塔泡罩塔 （二）浮閥塔 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過(guò)程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮 動(dòng)的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可 根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。 浮閥有盤式、條式等多種，國(guó)內(nèi)多用盤式浮閥，此型又分為 f1 型（v1 型） 、 v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮閥結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單、節(jié)省材料，制造方便，性 能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)

7、用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb111881） 。其閥孔直 徑為 39mm，重閥質(zhì)量為 33g，輕閥為 25g。一般多采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。 f-1 型 v-4 型 a 型 十字架型 方形浮閥 圖圖 7 浮閥塔板浮閥塔板 （三）篩板塔 篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通 過(guò)板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群） 。 篩板塔是 1932 年提出的，當(dāng)時(shí)主要用于釀造，其優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便， 造價(jià)低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率 接近浮閥塔。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的

8、、臟 的和帶固體粒子的料液。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對(duì)易引起堵塞的 物系可采用大孔徑篩板，故近年我國(guó)對(duì)篩板的應(yīng)用日益增多，所以在本設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)該種 塔型。 3 垂直篩板 斜臺(tái)裝置導(dǎo)向孔 林德篩板 圖圖 8 篩板塔板篩板塔板 二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明二、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明 對(duì)塔板的要求對(duì)塔板的要求 生產(chǎn)能力要大，即單位面積上氣體和液體通量大。 板效率高。塔板效率高板數(shù)就少，對(duì)于板數(shù)一定的塔，板效率高可以提高產(chǎn)品質(zhì) 量后者減少回流比（或氣液比） ，減少能耗，降低操作費(fèi)用。 壓降小。氣體通過(guò)單板壓降小，能耗低。對(duì)于精餾則可以降低釜壓力和釜溫，這 對(duì)于處理高沸點(diǎn)和易發(fā)生自聚分解

9、的物系尤其重要。 操作范圍寬。當(dāng)塔內(nèi)操作的氣液負(fù)荷波動(dòng)使不至于影響塔的正常操作。 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)低廉。 裝置流程的確定裝置流程的確定 精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè) 備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器 和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程 時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。 苯甲苯飽和蒸汽（原料）經(jīng)預(yù)熱器加熱到指定溫度后送入精餾塔的進(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

10、傳遞過(guò)程。操作時(shí)，連續(xù)的從再沸器取出 部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并 將部分冷凝液用泵送回塔頂或是自然回流作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作 為塔頂產(chǎn)品。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。 流程圖流程圖 如右圖所示： 操作條件操作條件 操作壓力：精餾操作可在常壓、減壓 和加壓下進(jìn)行。塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅 牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度 的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，本 設(shè)計(jì)中已制定為塔頂壓力為 4kpa。 進(jìn)料熱狀態(tài)：進(jìn)料狀態(tài)有 4 種，可用 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù) q 值來(lái)表示。本設(shè)計(jì)中已制 定為飽和蒸汽進(jìn)料：。0q

11、 加熱方式：蒸餾一般采用間接蒸汽加 熱，設(shè)置再沸器，但也可采用直接蒸汽加 熱。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜內(nèi)溶液 起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、 輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng) 降低，故需在提留段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn) 要求。 回流比的選擇：對(duì)于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量 d 一定時(shí)，v 的大小取決于回流比。 一般取操作回流比為最小回流比的 1.12 倍，即。r min 0 . 21 . 1r 三、塔的工藝計(jì)算三、塔的工藝計(jì)算 已知參數(shù)：苯、甲苯混合液處理量，f5200kg/h；0.41 f x 1 0.10.99 d x ；回流比 r（自選） ；進(jìn)料熱狀況，；塔頂壓強(qiáng)，；單板壓降0.0

12、2 w x0q kpap4 塔頂 不大于。由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè) ，盧煥章等編著，化學(xué)工業(yè)出版社，kpa7 . 0 可知： 306 309 p 表表 1 苯和甲苯的物理性質(zhì)苯和甲苯的物理性質(zhì) 項(xiàng)目分子式分子量 m沸點(diǎn)（k） 臨界溫度 tc（）臨界壓強(qiáng) pc（atm） 苯 a 甲苯 b 66 78 c h c h 78.115 92.141 80.100 110.625 288.94 318.57 48.34 44.55 由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)p457 可知： 306 309 p 表表 2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓苯和甲苯的飽和蒸汽壓 溫度 c 0 60708090100110120130140 0

13、 a p 391.45550.80 757.621020.91350.42.3132.9643.7464.674 mmhg mmhgmmhgmmhgmmhg atmatmatmatm 0 b p 138.95 mmhg 203.74 mmhg 291.21 mmhg 406.73 mmhg 556.31 mmhg 746.58 mmhg 984.70 mmhg 1278.4 mmhg 1653.7 mmhg 由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)可知： 306 309 p 表表 3 液體的表面張力液體的表面張力 溫度8090100110120 苯，mn m 21.2720.0618.8517.6616.49

14、甲苯，mn m 21.6920.5919.4918.4117.34 由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)可知： 306 309 p 表表 4 苯與甲苯的液相密度苯與甲苯的液相密度 溫度()6080100120140 苯,kg/ 3 m836.6815.0792.5768.9744.1 甲苯,kg/ 3 m829.3810.0790.3770.0748.8 由石油化工基礎(chǔ)數(shù)據(jù)手冊(cè)可知： 306 309 p 表表 5 液體粘度液體粘度 l 溫度()8090100110120 苯 （）mpa s 0.3080.2790.2550.2330.215 甲苯（ ）mpa s 0.3110.2860.2640.2450.

15、228 由化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè) （下冊(cè)）國(guó)家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院編，化學(xué)工業(yè)出版 社 表表 6 6 常壓嚇苯常壓嚇苯甲苯溶液的平衡數(shù)據(jù)甲苯溶液的平衡數(shù)據(jù) 液相中苯的摩 爾分?jǐn)?shù) 氣相中苯的摩 爾分?jǐn)?shù) 溫度c 液相中苯的摩 爾分?jǐn)?shù) 氣相中苯的摩 爾分?jǐn)?shù) 溫度c 0.00.0110.659.278.989.4 8.821.2106.170.085.386.8 20.037.0102.280.391.484.4 30.050.098.690.395.782.3 39.761.895.295.097.981.2 48.971.092.1100.0100.080.2 （一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算

16、1）料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率 41/78.115 0.450 41/78.11559/92.141 f x 99/78.115 0.992 99/78.115 1/92.141 d x 2.0/78.115 0.0235 2.0/78.11498/92.141 w x 2）平均分子量 0.450 78.115(1 0.450) 92.14185.829/ f mkg kmol 0.992 78.115(1 0.992) 92.14178.227/ d mkg kmol 0.0235 78.115(1 0.0235) 92.14191.811/ w mkg kmol （二）全塔物料衡算（

17、二）全塔物料衡算 總物料衡算 （1）5200dw 易揮發(fā)組分物料衡算 （2）0.99 0.020.41 5200dw 聯(lián)立上式（1） 、 （2）解得： 5200fkg h2090.7dkg h 3109.3wkg h 則 5200 f60.59 85.829 f f m hkmol / 2090.7 d26.72 78.227 d d m hkmol / 3109.3 w33.87 91.811 w w m hkmol / （三）塔板數(shù)的確定（三）塔板數(shù)的確定 塔板數(shù)塔板數(shù)的計(jì)算的計(jì)算 t n 在本設(shè)計(jì)中，因苯甲苯屬于理想物系，可用圖解法計(jì)算理論板數(shù)。其計(jì)算方法 t n 如下： （1）根據(jù)苯甲

18、苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作 x-y 圖及 t -x-y 圖（如上一頁(yè)所示） 。通過(guò)氣液 平衡關(guān)系計(jì)算，計(jì)算結(jié)果列于上表 2，通過(guò)表在 t -x-y 圖直角坐標(biāo)系中做出平衡曲線和對(duì) 角線，并標(biāo)出 c 點(diǎn)（、） 、e 點(diǎn)（、） 、a 點(diǎn)（、）三點(diǎn)； w x w x f x f x d x d x （2）求最小回流比及操作回流比。因飽和蒸汽進(jìn)料即，所以其 q 線方程 min rr0q 為一水平直線，在 x-y 圖中對(duì)角線上自點(diǎn) e 作出進(jìn)料線（q 線） ，該線與平衡線的交點(diǎn)坐 標(biāo)為（） ，此即最小回流比時(shí)操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)。依最小回0.450,0.260 qq yx 流比計(jì)算式： min 0.9920

19、.450 2.85 0.4500.260 dq qq xy r yx 取操作回流比： min 1.51.5 2.854.275rr 精餾段操作線方程： 14.2750.992 0.8100.188 114.275 14.275 1 d r yxxxx rr 其截距為 0.188 即點(diǎn)，連接點(diǎn)和點(diǎn)可以作出精餾段操作線方程，與 q(0,0.188)bba 線交于點(diǎn)，連接點(diǎn)、點(diǎn) 可作出提餾段操作線方程。ddc 按照常規(guī)的圖解法作梯級(jí)可得：層（不包括再沸器） ，其中精餾段理13 112 t n 論板數(shù)為 7 層，提餾段為 5 層（不包括再沸器） ，第 8 層為加料板圖如上一頁(yè)所示 2. 全塔效率全塔效

20、率 t e 依式：，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查 t -x-y 圖，求得塔平均溫 mt elg616 . 0 17 . 0 度為：，溫度下進(jìn)料液相平均粘度為： 109.681.2 95.4 2 (1)0.45 0.2661 0.450.2740.2704. mff xxmpa s 苯氯苯 其中：104.9下的245 . 0 255 . 0 )255 . 0 215 . 0 ( 100120 100 9 . 104 苯 351 . 0 363 . 0 )363 . 0 313 . 0 ( 100120 100 9 . 104 氯苯 則0.170.616lg0.170.616lg0.27040.519

21、952% tm e 3. 實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)n 精餾段： 提餾段： 7 13.614 0.52 n 精 （層） 5 9.610 0.52 n 提 （層） 故實(shí)際塔板數(shù)：（層）14 1024n 四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 1. 操作壓強(qiáng)操作壓強(qiáng) m p 塔頂壓強(qiáng)，取每層板的壓降為 0.7kpa，則進(jìn)料板的壓強(qiáng)為：4 101.325105.325 d pkpa ，塔底壓強(qiáng)為：，故精餾段14 0.7 105.325115.125 f pkpa24 0.7122.125 wd ppkpa 平均操作壓強(qiáng)為：，提餾段平均操作壓強(qiáng)為： 105.325 115.125 11

22、0.225 2 m pkpa （精） 115.125 122.125 118.625 2 m pkpa （提） 2. 溫度溫度 m t 根據(jù)操作壓強(qiáng)，由下式試差計(jì)算操作溫度：，經(jīng)試差得到塔頂： bbaa xpxpp 00 ，進(jìn)料板溫度，塔底：，則精餾段的平均溫度： 0 81.6 d tc 0 102.37 f tc116.23 w tc 0 ，提餾段的平均溫度：。 0 81.6 102.37 91.985 2 m tc ，精, 116.23 102.37 109.3 2 m t 提 c 0 3. 平均分子量平均分子量 m m 塔頂：， 1 0.992 d xy 1 0.980 x 0.992

23、78.115(1 0.992) 92.14178.227/ vdm mkg kmol 0.980 78.115(1 0.980) 92.14178.396/ ldm mkg kmol 進(jìn)料板：，0.52 f y 0.31 f x 0.52 78.1151 0.5292.14184.847/ vfm mkg kmol 0.31 78.1151 0.3192.14187.793/ lfm mkg kmol 塔底： , 0.018 w x 0.065 w y 0.065 78.1151 0.06592.14191.229/ vwm mkg kmol 0.018 78.1151 0.01892.141

24、91.889/ lwm mkg kmol 則精餾段平均分子量： ， 78.22784.847 81.537/ 2 vm mkg kmol （精） ( 78.39687.793 83.0951/ 2 lm mkg kmol 精） 提精餾段平均分子量： 84.84791.229 88.038/ 2 vm mkg kmol （提） ( 87.79383.889 89.841/ 2 lm mkg kmol 提） 4. 平均密度平均密度 m 1）液相密度 lm 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 4，由內(nèi)插法得：塔頂：， 3 813.224/ la kg m ，塔底：，由 3 808.432/ lb kg m 3 77

25、3.3863/ la kg m 3 773.8831/ lb kg m （為質(zhì)量分率） 1 ab lmlalb aa a 塔頂： 0.98 78.115 0.9765 0.98 78.1150.02 92.141 a 1 0.97650.0235 b 塔底: 0.018 78.115 0.0153 0.018 78.1150.982 92.141 a 1 0.01530.9847 b 故塔頂：，即； 10.97650.0235 813.224808.432 lmd 3 813.1107/ lmd kg m 塔底：，即； 10.01530.9847 773.3863773.8831 lmw 3

26、773.8755/ lmw kg m 進(jìn)料板，由加料板液相組成0.31 f x 0.31 78.115 0.2758 0.31 78.1151 0.3192.141 a a （） 1 0.27580.7242 b ，故 10.27581 0.2758 801.1982797.8537 lmf 3 798.7733/ lmf kg m 故精餾段平均液相密度： 813.1107798.7733 805.942 2 lm （精） 3 /mkg 提餾段平均液相密度： 3 ( 798.7733773.8755 786.3244kg/m 2 lm 提） 2） 氣相密度 mv 3 110.225 81.53

27、7 2.9605/ 8.31491.985273.15 mv m mv p m kg m rt （精） （精） 3 118.625 88.038 3.2844/ 8.314109.3273.1 mv m mv p m kg m rt （提） （提） 5. 液體表面張力液體表面張力 m n i m ixi 1 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3，由內(nèi)插法得：,，21.0764/ a mn m 頂 21.514/ b mn m 頂 ,，。18.5680/ a mn m 進(jìn) 19.1701/ b mn m 進(jìn) 16.9311/ a mn m 底 17.7434/ b mn m 底 , 0.980 21.0764

28、0.02 21.51421.0852/ m mn m 頂 , 0.31 18.56800.69 19.170118.9834/ m mn m 進(jìn) , 0.018 16.9311 0.982 17.743417.7288/ m mn m 底 則精餾段平均表面張力： ( 21.0852 19.1701 20.1277/ 2 m mn m 精） 提餾段平均表面張力： 18.9834 17.7288 18.3561/ 2 m mn m （提） 6. 液體粘度液體粘度 lm n i lm ixi 1 根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表 3，由內(nèi)插法得：,，0.3034 a mpa s 頂 0.307 b mpa s 頂

29、 ,， , 。0.2498 a mpa s 進(jìn) 0.2595 b mpa s 進(jìn) 0.2218 a mpa s 底 0.2344 b mpa s 底 0.98 0.3034(1 0.98) 0.3070.3035 l mpa s 頂 0.31 0.2498(1 0.31) 0.25950.2565 l mpa s 進(jìn) 0.018 0.2218(1 0.018) 0.23440.2342 l mpa s 底 故精餾段平均液相粘度 ( 0.30350.2565 0.28 2 lm mpas 精） 提餾段平均液相粘度 0.25650.2342 0.2454 2 lm mpa s （提） 五、氣液負(fù)荷

30、計(jì)算五、氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段： 1(4.275 1) 26.72140.948/vrdkmol h (3 140.948 81.537 1.0783/ 36003600 2.9605 vm s vm vm vms 精） （精） 4.275 26.72114.228/lrdkmol h 3 114.228 83.0951 0.003271/ 36003600 805.942 lm lm lm lsms （精） （精） 3 0.003271 360011.7772/ h lmh 提餾段： 114.228/llkmol h (1)140.948(0 1) 60.5980.358/vvqfkmol h

31、 (3 80.58 88.038 0.5983/ 36003600 2.9605 vm s vm vm vms 提） （提） 3 114.228 89.0951 0.003625/ 36003600 786.3244 lm s lm l m lms （提） （提） 3 0.003625 360013.0510/ h lmh 六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 1. 塔徑塔徑d 塔板間距 ht的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 表表 6 板間距與塔徑關(guān)系板間距與塔徑關(guān)系 塔徑 dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0 板間距 ht，mm

32、200300250350300450350600400600 根據(jù)上表，初選板間距，取板上液層高度，故0.45 t hm0.05 l hm ；精餾段：0.450.050.40 tl hhm 1 1 2 2 0.003271805.942 0.05005 1.07832.9605 lms svm l v （精） （精） 查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）圖 35 史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得 160 p 20 0.087c 依式 2 . 0 20 20 cc 校正物系表面張力為時(shí)20.1277/mn m 0.20.2 20 20.1277 0.0870.08711 2020 cc max 805.9422.9

33、605 0.087111.4346/ 2.9605 lv v ucm s 可取安全系數(shù)為（安全系數(shù)） ，則0.80.60.8 max 0.80.7 1.43461.1477/um s 故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為 1.2m,則空塔氣速: 44 1.0783 1.0937 1.1477 s v dm 22 44 1.0783 0.9534/ 1.2 s v um s d 提餾段： 1 1 2 2 ( 0.003625786.3244 0.094 0.59833.2844 lm s svm l v 提） （提） 查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）圖 35 史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得；依式 160 p 20 0.08

34、c 2 . 0 20 20 cc 校正物系表面張力為時(shí)18.3561/mn m 0.20.2 20 18.3561 0.080.07864 2020 cc max 786.32443.2844 0.078641.2142/ 3.2844 lv v ucm s 可取安全系數(shù)為（安全系數(shù)） ，則0.80.60.8 max 0.80.8 1.21420.9714/um s 故。按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為 1.2m,則空塔氣速: 44 0.5983 0.8856 0.9714 s v dm 22 44 0.5983 0.5290/ 1.2 s v um s d 2. 溢流裝置溢流裝置 選用單溢流、弓形降液管、

35、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下： 精餾段： 1)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。ǎヾ，取堰長(zhǎng)為 0.66d，即 w l w l0.60.8 w l 0.66 1.20.792 w lm 2)出口堰高： w h owlw hhh 由，查化工原理-天津出版社（下冊(cè)）0.660.792 w ldm 3 11.7772/ h lmh 圖求的列線圖計(jì)算可知： 164 p39 ow h0.015 ow hm 0.050.0150.045 w hm 提餾段：，查化工原理-天津出0.660.792 w ldm 3 11.777213.0510/ h lmh 版社（下冊(cè)）圖求的列線圖計(jì)算可知： 164 p

36、39 ow h0.0165 ow hm 故0.050.01650.0435 w hm 3)降液管的寬度與降液管的面積： d w f a 由查（化工原理：圖 310 弓形降液管的寬度與面積）得：/0.66 w ld 164 p ，/0.138 d wd /0.08 ft aa 故，利用0.1380.138 1.20.1656 d wdm 222 0.080.081.20.09048 44 f adm 式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 s tf l ha （，符合要求） 0.09048 0.45 12.45 0.003271 ft s a h s l 5s 4)降液管底隙高度：取降

37、液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 即：0.0150.0450.0150.03 ow hhm 提餾段： 1)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅。ǎヾ，取堰長(zhǎng)為 0.66d，即 w l w l0.60.8 w l 0.66 1.20.792 w lm 2)出口堰高： w h owlw hhh ，查化工原理-天津出版社（下0.660.792 w ldm 3 11.777213.0510/ h lmh 冊(cè)）圖求的列線圖計(jì)算可知： 164 p39 ow h0.0165 ow hm 故0.050.01650.0435 w hm 3)降液管的寬度與降液管的面積： d w f a 由查（化工原理：圖 310 弓形降

38、液管的寬度與面積）得：/0.66 w ld 164 p ，/0.138 d wd /0.08 ft aa 故，利用0.1380.138 1.20.1656 d wdm 222 0.080.081.20.09048 44 f adm 式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 s tf l ha （，符合要求） 0.09048 0.45 11.23 0.003625 ft s a h s l 5s 4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 即：，圓整0.0150.04350.0150.0275 ow hhm0.03 o hm 3. 塔板布置塔板布置 精餾段：； 1

39、)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度mwc035 . 0 0.060 s wm 2)由式：計(jì)算開空區(qū)面積，其中： r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2 ， mw d r c 565 . 0 035 . 0 2 2 . 1 2 ； 所以 1.2 0.16560.060.3744 22 ds d xwwm 22212 0.3744 2 0.3744 0.5650.37440.565 sin0.8206 1800.565 a am 提餾段：1)取邊緣區(qū)寬度,安定區(qū)寬度0.05 c wm0.08 s wm 2)由式：計(jì)算開空區(qū)面積，其中： r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2

40、 ， 1.2 0.050.55 22 c d rwm ； 所以 1.2 0.16560.080.3544 22 ds d xwwm 22212 0.3544 2 0.3544 0.550.35440.55 sin0.7217 1800.55 a am 因此塔板布置圖如下頁(yè)所示。 4. 篩孔數(shù)篩孔數(shù)與開孔率與開孔率：n 精餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取 0 d4mm4mm ，故孔中心距。0 . 3/ 0 dt3.0 512.0tmm 開孔率 （在 515范圍內(nèi)） ，則每層板上的開孔面 0 2 0 0.907 %10.08% () a a t a d 積為，氣體通過(guò)篩孔的

41、氣速為： 0 a 2 0 0.10085 0.82060.08272 a aam ， 0 0 1.0783 13.0355/ 0.08272 s v um s a 0 2 0 0.08272 6583() 0.004 4 a n a 個(gè) 由（精餾段塔板設(shè)計(jì)圖）圖（a）可知與理論相差 296 個(gè)6287()n 個(gè) 2 0 62870.0040.0790 4 am 0 0 1.0783 13.6494/ 0.0790 s v um s a 提餾段：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為,取 0 d4mm4mm ，故孔中心距。 0 /3.2t d 3.2 412.8tmm 開孔率 （在 51

42、5范圍內(nèi)） ，則每層板上的開孔面 0 2 0 0.907 %8.857% () a a t a d 積為，氣體通過(guò)篩孔的氣速為： 0 a 2 0 0.08857 0.72170.06392 a aam ， 0 0 0.5983 9.3601/ 0.06392 s v um s a 0 2 0 0.06392 5087() 0.004 4 a n a 個(gè) 由（提餾段塔板設(shè)計(jì)圖）圖(b)可知與理論數(shù)相差 282 個(gè)4805()n 個(gè) 2 0 48050.0040.06038 4 am 0 0 0.5983 9.9089/ 0.06038 s v um s a 5.塔的有效高度塔的有效高度z 精餾段

43、：14 0.456.3zm 提餾段：10 0.454.5zm 七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算七、篩板流體力學(xué)驗(yàn)算 1. 氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葰怏w通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p h hhhh lcp 1)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得， c h 0/ 4/41d 由式 0 0.82c 2 2 0 ( 0 1113.64942.9605 0.05188 22 9.810.82805.942 v c l hm gc 精） 2 2 0 ( 0 119.90893.2844 0.03109 22 9.810.82786.3244 v c l hm gc 精） 2)氣體穿過(guò)板上液層壓降

44、相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?l h 精餾段： ， 1.0783 1.0363/ 1.131 0.09048 s a tf v m s aa 1.03632.96051.7831 aav fu 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)，所以 0 a f 0 0.56 0 0.56 0.050.028 ll hhm 提餾段： ， 0.5983 0.5750/ 1.131 0.09048 s a tf v m s aa 0.57503.28441.0421 aav fu 由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)，所以 o a f 0 0.65 0.65 0.050.0325 lol hhm 3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?/p>

45、： h 精餾段 ， 3 0 44 20.1277 10 0.002546 805.942 9.81 0.004 l hm gd 故 0.051880.0280.0025460.082426 p hm 則單板壓強(qiáng)： 0.082426 805.942 9.81615.70.7 ppl phgpakpa 提餾段 ， 3 0 44 18.3561 10 0.002380 786.3244 9.81 0.004 l hm gd 故 0.031090.03250.0023800.06597 p hm 則單板壓強(qiáng) ： 0.06597 786.3244 9.81508.90.7 ppl phgpakpa 2.

46、 霧沫夾帶量霧沫夾帶量的驗(yàn)算的驗(yàn)算 v e 精餾段： 3.2 3.2 66 3 5.7 105.7 101.0363 0.01158/0.1/ 20.1277 100.452.5 0.05 a v tf ekgkgkgkg hh 液氣液氣 提餾段： 3.2 3.2 66 3 5.7 105.7 100.575 0.001928/0.1/ 18.3561 100.452.5 0.05 a v tf ekgkgkgkg hh 液氣液氣 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。 3. 漏液的驗(yàn)算漏液的驗(yàn)算 精餾段： vllow hhc /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0 805.9424.

47、4 0.820.00560.13 0.050.002546 2.9605 5.8187/m s 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量 0 13.0355 2.24( 1.5) 5.8187 ow k 漏液。 提餾段： vllow hhc /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0 786.32444.4 0.820.00560.13 0.050.002380 3.2844 5.5039/m s 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 0 9.9089 1.8( 1.5) 5.5039 ow k 4. 液泛驗(yàn)算液泛驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度 由

48、 wtd hhh 計(jì)算， 而精餾段： dlpd hhhh 22 0 0.003271 0.1530.1530.0029 0.792 0.03 s d w l hm lh （）（） 所以 取0.00290.050.0824260.1353 d hm5 . 0 則 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液0.5 0.450.0450.2475 tw hhm wtd hhh 泛。 提餾段： 22 0 0.003625 0.1530.1530.003561 0.792 0.03 s d w l hm lh （）（） 所以 取，0.050.065970.0035610.1195 d hm5 . 0 則 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不

49、會(huì)發(fā)生0.5 0.450.04350.24675 tw hhm wtd hhh 液泛。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。 八、塔板負(fù)荷性能圖八、塔板負(fù)荷性能圖 ( (一一) )精餾段精餾段 1. 霧沫夾帶線（霧沫夾帶線（1） 2 . 3 6 107 . 5 ft a v hh e 式中 （a）0.9611 1.131 0.09048 ss as tf vv uv aa ， 2 3 3 3600 2.52.52.84 10 s fwoww w l hhhhe l 近似取 , 0 . 1e0.045 ,0.792 ww hm lm 故 （b） 2 3 32/

50、3 3600 2.5 0.0452.84 100.1125 1.9482 0.792 s fs l hl 取霧沫夾帶極限值為。 已知，并 v e氣液 kgkg/1 . 0 3 20.1277 10/n m 0.45 t hm 將代入得下式： ba , 2 . 3 6 107 . 5 ft a v hh e 整理得： 3.2 6 32/3 0.96115.7 10 0.1 20.1277 100.450.1125 1.9482 s s v l 2/3 2.1965 12.6791 ss vl 在操作范圍內(nèi)任取 4 個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中： s l s v 附表（附表（1） )/( 3

51、 smls 3 1.0 10 3 2.0 10 3 3.0 10 3 4.0 10 3 5.0 10 3 6.0 10 )/( 3 smvs2.06971.99491.93281.87701.82581.7778 依表中數(shù)據(jù)在 vsls圖中作出霧沫夾帶線，如圖 3(a)中線（1）所示。 2. 液泛線（液泛線（2） 由式 （a） twpwowd hhhhhh 近似取.0， 1e0.792 w lm 由式： 2 2 3 3 33 36003600 2.84 102.84 101.0 0.792 ss ow w ll he l 故 （） 2/3 0.7793 ows hl 由式 pcl hhhh 2

52、2 0 000 2 2 11 22 9.81 12.9605 0.04461 2 9.81 0.82 0.082805.942 vsv c ll s s uv h gcc a v v 2/32/3 02 0.560.0450.77930.02520.4364 lwows hhhll 前已算出）0.002546hm 故 2 222/3 3 0.044610.02520.43640.0025460.044610.43640.02775 pssss hvlvl （） （） 22 2 0 0.1530.153271.0183 0.792 0.03 ss ds w ll hl l h 將，及（） 、 （

53、） 、 （）代入（）得： t hm4 . 05 . 0,051. 0mhw 22/32/32 0.5 0.450.0450.044610.027750.43640.0450.7793271.0183 ssss vlll 整理得下式： 22/32 3.917327.25176075.2813 sss vll 在操作范圍內(nèi)取 4 個(gè)值，依上式計(jì)算值列于附表中： s l 附表（附表（2） 依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖 3(a)中線（2）所示。 3. 液相負(fù)荷上限線（液相負(fù)荷上限線（3） 取液體在降液管中停留時(shí)間為 4 秒， 由下式 3 ,max 0.45 0.09048 0.01018/ 4 tf s

54、 ha lms 液相負(fù)荷上限線為 vsls圖中與氣相流量無(wú)關(guān)的垂線，如圖 3(a)中線（3）所示。 s v 4. 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）漏液線（氣相負(fù)荷下限線） （4） 由、 代入漏液點(diǎn)氣速式： 2/3 0.0450.7793 lwows hhhl 0 min a vs ow smls/ 3 3 1.0 10 3 2.0 10 3 100 . 3 3 4.0 10 3 5.0 10 3 6.0 10 smvs/ 3 3.63873.46043.29583.13342.96862.7988 0 4.430.00560.13()/ owllv uchh ,min2/3 0 805.942 4.4

55、 0.820.00560.130.0450.77930.002546 2.9605 s s v l a （前已算出） ，代入上式并整理得： 2 079 . 0 mao 2/3 ,min 4.7029 0.0089040.1013 ss vl 此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取個(gè)值，依上式計(jì)算相應(yīng)的值，n s l s v 列于附表中： 附表（附表（3） )/( 3 smls 3 1.0 10 3 2.0 10 3 100 . 3 3 4.0 10 3 5.0 10 3 6.0 10 )/( 3 smvs0.46830.48220.49350.50340.51230.5205 依表中數(shù)據(jù)作氣

56、相負(fù)荷下限線，如圖 3(a)中線（4）所示。 5. 液相負(fù)荷下限線（液相負(fù)荷下限線（5）：）： 取平堰、堰上液層高度為液相負(fù)荷下限條件，取則mhow006 . 0 0 . 1e ； 即 ,min2/3 3600 2.84 () 1000 s ow w l he l 2 3 ,min 3600 2.84 0.0061 10000.792 s l 整理上式得 43 ,min 6.7557 10/ s lms 在 vsls圖 3（a）中作線（5） ，即為液相負(fù)荷下限線，如圖 3(a)所示。 將以上 5 條線標(biāo)繪于圖（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5 條線包圍區(qū)域 ss lv 為精餾段塔板操作區(qū)，p

57、為操作點(diǎn)，op 為操作線。op 線與（1）線的交點(diǎn)相應(yīng)相負(fù)荷為 ，op 線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。 max,s v min, s v 精餾段的操作彈性 ,max ,min 1.802 3.74 0.482 s s v v （二）提餾段（二）提餾段 1. 霧沫夾帶線（霧沫夾帶線（1） （a）0.9611 1.131 0.09048 ss as tf vv uv aa 近似取.0, 1e 0.0435 ,0.792 ww hm lm 故 （b） 2 3 32/3 3600 2.5 0.04352.84 100.1088 1.9482 0.792 s fs l hl 取霧沫夾帶極

58、限值為。已知，并將 v e氣液 kgkg/1 . 0 3 18.3561 10/n m 0.45 t hm 代入得下式： ba , 2 . 3 6 107 . 5 ft a v hh e 3.2 6 32/3 0.96115.7 10 0.1 18.3561 100.450.1088 1.9482 s s v l 整理得： 2/3 2.1576 12.3193 ss vl 在操作范圍內(nèi)任取 4 個(gè)值，依上式算出相應(yīng)的值列于附表中： s l s v 附表（附表（4） )/( 3 smls 3 1.0 10 3 2.0 10 3 3.0 10 3 4.0 10 3 5.0 10 3 6.0 10

59、)/( 3 smvs2.03441.96201.90131.84721.79741.7508 依表中數(shù)據(jù)在 vsls圖中作出霧沫夾帶線，如圖 3(b)中線（1）所示。 2. 液泛線（液泛線（2） 近似取，0 . 1e0.792 w lm 2 2 3 3 33 36003600 2.84 102.84 101 0.792 ss ow w ll he l 故。 2/3 0.7793 ows hl 22 0 000 2 2 11 22 13.2844 0.08684 2 9.81 0.82 0.06038786.3244 vsv c ll s s v h gcgc a v v 2/32/3 0 0.

60、650.04350.77930.028280.5065 lwowss hhhll （前已算出）0.00238hm 故 22/322/3 0.086840.028280.50650.002380.086840.50650.03066 pssss hvlvl 且 22 2 0 0.1530.153271.0183 0.792 0.03 ss ds w ll hl l h 將，及以上數(shù)據(jù)代入 得：mht4 . 05 . 0,048 . 0 mh w hhhh lcp 22/32/32 0.5 0.450.04350.086840.50650.030660.77930.0435271.0183 sss