乙醇和正丙醇物系分離系統(tǒng)設(shè)計

1、北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書20112012學(xué)年第一學(xué)期學(xué)生姓名：謝威寧 專業(yè)班級： 09化工1班指導(dǎo)教師：李青云工作部門：化工與材料學(xué)院一、課程設(shè)計題目 乙醇和正丙醇物系分離系統(tǒng)的設(shè)計二、課程設(shè)計內(nèi)容(含技術(shù)指標(biāo))1設(shè)計條件生產(chǎn)能力：25000噸/年(每年按300天生產(chǎn)日計算)原料狀態(tài)：苯含量40% (wt%);溫度：25C;壓力：100kPa;泡點進(jìn)料；分離要求：塔頂餾出液中苯含量 99% (wt%);塔釜苯含量2% (wt%)操作壓力：100kPa其它條件：塔板類型：浮閥塔板；塔頂采用全凝器；R=1.9Rm2具體設(shè)計內(nèi)容和要求(1) 設(shè)計工藝方案的選定(

2、2) 精餾塔的工藝計算(3) 塔板和塔體的設(shè)計(4) 水力學(xué)驗算(5) 塔頂全凝器的設(shè)計選型(6) 塔釜再沸器的設(shè)計選型(7) 進(jìn)料泵的選取(8) 繪制流程圖(9) 編寫設(shè)計說明書(10) 答辯i北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計三、進(jìn)度安排時間設(shè)計安排10.2610.28設(shè)計動員，下達(dá)任務(wù)書，查閱資料，擬疋設(shè)計方案，方案論證， 物性數(shù)據(jù)計算10.2811.11工藝計算（物料衡算、確定回流比、計算理論板層數(shù)、實際板 層數(shù)、實際進(jìn)料板位置）11.1111.18塔結(jié)構(gòu)設(shè)計（物性數(shù)據(jù)的計算、塔徑計算、塔結(jié)構(gòu)尺寸的計算、水力學(xué)性能校驗、負(fù)荷性能圖及塔高的計算）11.1811.25熱量衡算；附屬設(shè)備的選型和計

3、算11.25-12.02繪制帶控制點的工藝流程圖（CAD圖）12.0212.09繪制帶控制點的工藝流程圖，（借圖板和丁字尺，手工繪制圖）12.0912.16編寫設(shè)計說明書，答辯要求2012.01.03將說明書及圖紙裝訂并提交2012.1.41.5答辯四、基本要求序號設(shè)計內(nèi)容要求1設(shè)計工藝方案的選定精餾方式及設(shè)備選型等方案的選定和論證 （包括 考慮經(jīng)濟(jì)性；丄藝要求等）繪制簡單流程圖2精餾塔的工藝計算物料衡算，熱量衡算，回流比、全塔效率、實際 塔板數(shù)、實際進(jìn)料位置等的確定3塔板和塔體的設(shè)計設(shè)計塔高、塔徑、溢流裝置及塔板布置等4水力學(xué)驗算繪制塔板負(fù)荷性能圖5塔頂全凝器的設(shè)計選型計算冷凝器的傳熱面積和

4、冷卻介質(zhì)的用量6塔釜再沸器的設(shè)計選型計算冉沸器的傳熱面積和加熱介質(zhì)的用量7進(jìn)料泵的選取選取進(jìn)料泵的型號8繪圖繪制帶控制點的流程圖（CAD和手工繪制）#北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計9編寫設(shè)計說明書目錄，設(shè)計任務(wù)書，設(shè)計計算結(jié)果，流程圖，參 考資料等10答辯每班數(shù)不少于20人答辯教研室主任簽名：2011年10月14日iii北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計摘要浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。 本設(shè)計對年處理量為二萬五千噸乙醇-正丙醇的浮閥連續(xù)精餾塔進(jìn)行了設(shè)計。 通過對浮閥精 餾塔、換熱器的設(shè)計，使我更好地掌握化工原理的原理與方法。 塔頂冷凝裝置采用全凝器， 用以

5、準(zhǔn)確控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加熱，以提供足夠熱量。通過插值法計算出塔內(nèi)各部位的溫度、密度、表面張力、粘度、相對揮發(fā)度等各項物 性數(shù)據(jù)；通過逐板法計算出理論板數(shù)、板效率、實際板數(shù)、進(jìn)料位置，在板式塔工藝中計 算出塔徑、有效塔高、篩孔數(shù)并通過流體力學(xué)的驗算，符合各項指標(biāo)，最后，確定了塔頂 全凝器冷卻水的用量以及塔底再沸器中加熱蒸汽的用量，同時對輸送各股物流的管徑進(jìn)行 了設(shè)計；結(jié)果表明，本設(shè)計合理。關(guān)鍵詞：連續(xù)精餾；浮閥精餾塔；精餾塔設(shè)計；乙醇；正丙醇7目錄北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書 I.摘要IV1 緒論12 設(shè)計方案說明22.1設(shè)計方案的確定22.2工藝流程圖33 塔板的工藝設(shè)計53

6、.1精餾塔全塔物料衡算 53.2常壓下乙醇-正丙醇?xì)庖浩胶饨M成（摩爾）與溫度關(guān)系 53.3理論塔板的計算123.4塔徑的初步設(shè)計143.5溢流裝置163.6板塔分布、浮閥數(shù)目與排列 174 塔板的流體力學(xué)計算 204.1氣相通過浮閥塔板的壓降 204.2淹塔214.3霧沫夾帶224.4塔板負(fù)荷性能圖225 熱量衡算295.1熱量示意圖295.2熱量衡算296塔附件設(shè)計346.1接管346.2筒體與封頭356.3裙座356.4人孔357塔總體高度的設(shè)計 367.1塔的頂部空間高度 367.2塔的底部空間高度367.3塔總體高度 368 附屬設(shè)備設(shè)計378.1冷凝器的選擇378.2再沸器的選擇 3

7、7主要符號說明38附錄1精餾段和提餾段的浮閥孔局部排布圖 40附錄2工藝流程圖41總結(jié)42參考文獻(xiàn)43致謝44北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計1 緒論塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的傳質(zhì)介質(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他兩大類。板式塔內(nèi)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，進(jìn)行傳質(zhì)與傳 熱。在正常操作下，液相為連續(xù)相；氣相為分散相，其組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流 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，氣體逆流而上（有時 也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為連

8、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過程。本設(shè)計塔板采用板式塔中的浮閥塔板。浮閥塔板是在泡罩塔板和篩板塔的基礎(chǔ)上發(fā)展 起來的，它吸收了兩種塔板的特點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開若干個閥孔，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(jìn)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)。浮閥塔板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價方便、造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于 閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較 長，故塔板效率較高。其缺點是處理易結(jié)焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結(jié)；在操 作過程中有時會發(fā)生閥片脫落或卡死等

9、現(xiàn)象，使踏板效率和操作彈性下降。152設(shè)計方案說明2.1設(shè)計方案的確定2.1.1裝置流程的確定精餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)精餾和間歇精餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能 力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等特點，適合原料處理量大且需獲得組成一定的產(chǎn)品的混合物的分離， 工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。因此本設(shè)計中采用連續(xù)精餾。由于乙醇-正丙醇物系可以用循環(huán)水作冷卻介質(zhì)，減少冷卻費用。有必要時可以考慮 余熱的利用。譬如，用原料液作為塔頂產(chǎn)品冷卻器的冷卻介質(zhì)，即可將原料預(yù)熱，又可節(jié) 約冷卻介質(zhì)。塔頂冷凝器采用全凝器，以便準(zhǔn)確地控制回流比。2.1.2操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一

10、般除熱敏性物系 外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(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物系， 都應(yīng)采用常壓蒸餾。所以本設(shè)計中的操作壓力采用常壓。2.1.3進(jìn)料熱狀況的選擇本設(shè)計采用泡點進(jìn)料。采用接近泡點的液體進(jìn)料和飽和液體下進(jìn)料，進(jìn)料溫度就不受 季節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。且乙醇-正丙醇為一般物系，實用常用方式進(jìn)料。2.1.4加熱方式的選擇由于在低濃度下輕組分的相對揮發(fā)度較大時，宜采用直接式加熱。其優(yōu)點是可以利用 壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費用，并省掉間接加熱設(shè)備。故本設(shè)計采用再沸器加熱塔 釜料液。2.1.5回流比的選擇回流比是精餾操作的重要工藝條件，其

11、選擇的原則是使設(shè)備費和操作費用之和最低。 設(shè)計時應(yīng)根據(jù)實際需要選定回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗選定2.1.6換熱器的選擇本設(shè)計選用U型管換熱器，U型管換熱器的每根管子可以自有伸縮，而與其他管子跟 殼體無關(guān)，結(jié)構(gòu)簡便，質(zhì)量輕，使用與高溫高壓場合。2.2工藝流程圖2.2.1原料液的走向注：1 : F為進(jìn)料液物流，組成為 Xf；2 : D為塔頂餾出液物流，組成為xd ；3: W為塔底釜液物流，組成為 Xw；圖2-1精餾工藝流程圖2.2.2全凝器內(nèi)物流的走向塔頂冷瀕圖2-2全凝器物流流程圖223再沸器內(nèi)物流的走向圖2-3再沸器物流流程圖3塔板的工藝設(shè)計3.1精餾塔全塔物料衡算F:進(jìn)料量（kmol/s

12、）斥:原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）冷:塔頂組成原料乙醇組成：X40/46=46.51%40/46 60/60W:塔頂殘液流量（kmol/s）Xw：塔底組成=99.23%塔頂組成:塔底組成:99/4699/46 1/602/462/46 98/60進(jìn)料量：25000 10304/460.4/6 = 0.01803kmol/s300 漢 24 疋 3600xw-2.59%物料衡算式為：F二D WFxf 二 Dxd WXw聯(lián)立代入求解：D=0.008194kmol/s，W=0.009836kmol/s3.2常壓下乙醇-正丙醇?xì)庖浩胶饨M成（摩爾）與溫度關(guān)系表3-1氣液平衡

13、數(shù)據(jù)表溫度t/0C乙醇摩爾分?jǐn)?shù)溫度t/oC乙醇摩爾分?jǐn)?shù)液相X/%氣相y/%液相X/%氣相y/%97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.600.2100.34980.500.8840.91488.320.3580.55078.381.01.086.250.4610.6503.2.1溫度利用表1中數(shù)據(jù)差值法求tF、tD、tw86.25 -84.98tF -84.98otF :tF =86.19 C0.461 -0.5460.4651 -0.54680.50 -78.38

14、tD -78.38otD :tD =78.52 C0.884 -1.00.9923 -1.0tW：97.60-93.85tw 93.85tw =96.83°C0 0.1260.0259 -0.126精餾段平均溫度：t；二* 匕二86.19 78.52 =82.36°C 2 2提餾段平均溫度：廠Jf +如_86.19*96.83 =91 51oC2 2 2 '氣相組成yD：80.5 -78.380.9141.078.52 -78.38yD t.oyD =99.43%表3-2塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品、進(jìn)料液的摩爾組成及溫度匯總塔頂產(chǎn)品塔底產(chǎn)品進(jìn)料液Xd = 0.9923Xw

15、= 0.0259xF = 0.4651toc5 =78.52 CtW =96.83 °Ctocif =86.19 C322密度已知：混合液密度：1 01 01 1二一 A . - B（：.為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，M平均相對分子質(zhì)量） 1 沐訂混合氣密度：pTopMv -22.4TP。塔頂溫度：tD =78.52°C進(jìn)料溫度：tF =86.19°C氣相組成y86.25 -84.980.650 0.71186.19 -84.98yF -0.711yF =65.29%塔底溫度：g =96.83°C96.83 -93.85 yW -'O.240(1)精餾段氣相組成

16、yw = 97.60 一93.8500.240yw = 4.93%液相組成 X-Xj =(xD xF )/2為=72.87%氣相組成 y-y/WD yF)/2y 82.36%所以Ml1 =46 0.7287 (1-0.7287) 60 = 49.80kg/k m o IMV1 =46 0.8236 (1 -0.8236) 648.47kg/km ol(2)提餾段液相組成 x2 : x2 =(xw xF) /2x2 =24.55%氣相組成 y2: y2 = (yw yF) / 2y 35.11%所以Ml2 =46 0.2455 (1 -0.2455) 60 = 56.56kg/k m o IMv

17、2=46 0.3511 (1 -0.3511) 60 =55.08kg/k m o I表3-3不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度tc7080901001103乙醇 a , kg / m754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇凡，kg /759.6748.7737.5726.1714.2求得在tD、tF、tw下的乙醇和正丙醇的密度（kg/m3）tF =86.19°CtD =78.52°CtW = 96.83° C90-8090-86.19730.1 一 742.3 一 730.1 一 嘉90-8090-86.19737.5-748.7 一 737.5

18、- ©10.41 - 0.4=+734.75 741.7780-7080-78.52742.3- 754.2 一 742.3 -80-7080 - 78.52748.7759.6 一 748.7 一 讓10.991-0.99=+訂 744.09 750.31100-90100 - 96.83717.4- 730.1 一 717.4 - ?aW100-90100-96.83726.1 -737.6 一 726.1 - f1 0.02 1-0.02咖-721.42729.75訃=734.75匚=741.77心=738.95G 二 744.09:bD 二 750.31訂=744.15Gw

19、=721.42?bw 二 729.75：w= 729.58所以738.95 744.152= 741.55L2729.58 738.952= 734.27M LD =xD46(1- xD)60 = 46.11kg/kmolM lf =xF46(1-xF)60 = 53.49kg /kmolM LW 二 xW 46 (1xW) 60 = 59.64kg / kmolM L146.11 53.492二 49.80kg/ k m o lM L2M lw M lf259.64 53.492=56.57kg/km olM VD 二 yD 46 (1 - yD) 60 = 46.08kg / km olM

20、vf 二 yF 46 (1_yF) 60 = 50.86kg / kmolMVw=yW 46 (1-yW) 60 = 59.31kg / km olM viM VD M VF246.08 50.862=48.47kg / km olM V2;V1M vwM vf59.3150.862273.15 50.8622.4 (273.15 86.19)273.15 46.0822.4 (273.15 78.52)273.15 59.3122.4 (273.15 96.83)1.73 1.602= 1.67=55.09kg/ k m o l= 1.60= 1.951.73 1.952=1.843.2.3

21、混合液體表面張力n已知：二 m = 7 x»：i表3-4不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力名稱0C60 C0C80 C0C100 C乙醇二a,mN /m20.2518.2816.29正丙醇二b,mN/m21.2719.4017.50求得在tD、tF、tw下乙醇和正丙醇的表面張力（mN/m）tD =78.520CaD - 18.43-bD = 19.5480-60= 80-78.5218.28-20.25 18.28- Jd80-60= 80-78.5219.40-21.2719.40-6d-D =xaD (1Xd 尸bD =0.9923 18.43 (1 -0.9923) 19.54

22、= 18.44tF =86.19°C；aF =17.66bF - 18.81100-8086.19-8016.2918.28 一 匚aF 18.28100-8086.19-8017.50 -19.40 一 匚 bF 一 19.40；F =Xf6f (1xf)6f =0.4651 17.66 (1 0.4651) 18.81 =18.28= 96.83° C100-80100 - 96.83二 aW - 16.6116.29-18.2816.29 - aW100-80100-96.83-bW =17.8017.50-19.4017.50 - bw二w 二 xW；aw (1-x

23、w)二bW =0.0259 16.61 (1 -0.0259) 17.80=17.76(1)精餾段的平均表面張力： G =(二F6)/2 =18.36(2)提餾段的平均表面張力:6 = (；F ；W)/2 =18.023.2.4混合物的粘度表3-5不同溫度卜乙醇和止丙醇的粘度名稱C60 C0C80 C0C100 C乙醇 J,mPa *s0.6010.4950.361正丙醇叫，mPas0.8990.6190.444 0 100-8082.36-80t1 =82.36 CLa1 =0.4792mPa.s0.361-0.495a1-0.495100-8082.36-80b1 = 0.5984mPas

24、0.444-0.619b1 -0.619100-80100-91.51t2 = 91.51° C"a2 = 0.4179mPas0.361-0.4950.361 -叮2100-80100-91.51-b0.5183mPa.s0.444-0.6190.444- %2(1)：精餾段粘度:0溫度/ CPA(kPa)FB(kPa)oti78.52102.1147.812.1480.00108.2450.932.1382.00117.0155.422.1184.00126.3760.222.1086.19137.3265.872.0888.00146.9670.862.0790.00

25、158.2676.732.0692.00170.2883.002.0594.00183.0489.682.0496.83202.4499.882.03丄'1 = "a1xi u.-bi(1 - xi)=0.4792 0.7287 0.5984 (1 -0.7287) = 0.5093m P.a(2)提餾段粘度：-2 = "a2X2(1 - X2)-0.4 1 7 90.2 4 5 50.5 1 80.2 4 5» 5 0.4 9 3n7 P .s3.2.5相對揮發(fā)度已知：溫度-飽和蒸汽壓關(guān)系式(安托因方程)：乙醇：丙醇：相對揮發(fā)度：表3-6不同溫度下的相對

26、揮發(fā)度計算結(jié)果lg Pa = 7.33827 -Ig Pb =6.74414 -PaPbt 231.481375.14193.0 t北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計（1）精餾段的平均相對揮發(fā)度：5 2.14 2.13 2.11 2.10 2.08 =2.11（2）提餾段的平均相對揮發(fā)度:6 2.08 2.07 2.06 2.05 2.04 2.03 = 2.05(3)全塔平均相對揮發(fā)度：:-°2.14 2.13 2.11 2.10 2.08 2.07_2.06 2.05 2.04 2.03 = 2.083.3理論塔板的計算由于泡點進(jìn)料，q=1,即q為一直線，且Xq =Xf =0.4651

27、1 Xd« -1 .Xqa(1 - Xd j1 Xq10.99232.081-0.99232.08-10.46511 -0.4651= 1.9478#R = 1.9Rmin =1.9 1.9478 =3.70L= RD =3.70 0.008194 =0.03032kmol /s已知：精餾段操作線方程：yn 1R XnXd0.7872Xn 0.2111R + 1R+1提段操作線方程：L qFWym 1XmXw - 1.2554Xm 0.006615L qF -WL qF -W氣液平衡方程：y =x2.08xy-A 1 c -1)x1 1.08x2.08-1.08y以下用逐板計算法確定

28、精餾塔的理論板層數(shù)：（1）精餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）相平衡操作線相平衡操作線Xd 二Y1- -X1- -丫21 1X2- -丫31 1. - -Xn/計算到Xn4 xf則第n-1塊板即為進(jìn)料板（2）提餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）相平衡 操作線相平衡操作線Xn4yn 4Xn - - yn'Xn -1 - r計算到Xn : Xw則理論塔板數(shù)為N塊北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計計算結(jié)果如下:表3-7逐板法計算理論塔板數(shù)結(jié)果x編號x的值y編號y的值xD0.9923y10.9923x10.9841y20.9858x20.9709y30

29、.9754x30.9502y40.9591x40.9185y50.9341x50.872y60.8975x60.808y70.8472x70.7272y80.7836x80.6352y90.7111x90.542y100.6378x100.4585y110.569x110.3883Y120.4809x120.3081y130.3802x130.2277y140.2792x140.157y150.1905x150.1016y160.1209x160.06202y170.07124x170.03557y180.03804x180.001866由計算結(jié)果可知：進(jìn)料板為第10塊板，精餾段塔板數(shù)為9,提

30、餾段塔板數(shù)為& 理論板Nt =18塊(包括再沸器)由公式：板效率Et =0.494l恥5(1) 精餾段已知：=2.11叫=0.5093mPa.sEt =0.49"2.11x 0.5093 )丄245 = 0.48“卩精=吐=旦=19塊Et 0.48(2) 提餾段已知：J = 2.05=04937mPa.sI'-0 245Nt8ET =0.49x(2.05 x0.4937 . =0.49“卩提=17塊Et 0.49全塔所需實際塔板數(shù)：NP二NP精NP提=19 17 =36塊全板效率：ET二吐 二匹T 100% =47.2%Np 36實際加料板位置是從塔頂?shù)剿牡?0塊

31、板3.4塔徑的初步設(shè)計3.4.1氣液相體積流量計算(1)精餾段L=0.03032kmol/sV=(R+1)D=(3.70+1) 0.008194=0.03851kmol/s已知：M L1 = 49.80kg/km olM V1 = 48.47kg/km ol：L1 =741.55kg/m3?V1.67kg/m3質(zhì)量流量：=49.80 0.03032= 1.510kg/sV M V1V =48.47 0.03851 = 1.867kg/s27體積流量:Ls1PV11.510741.55A 3= 2.04 10 m /s1.8671.67-1.118m3/s(2)提餾段：L =L qF =0.03

32、032 1 0.01803 = 0.04835k m OSV =V (q -1)F =0.0 3 8 5m Os已知：M L2 56.57kg/km olM V2 55.09kmol/ s質(zhì)量流量：33L2 = 734.27kg/m= 1.84kg/mE 二 ML2L =56.57 0.04835 = 2.735kg/sV2 二 MV2V =55.09 0.03851 = 2.122kg/s體積流量：ls2=£=7|需皿721°訃3/sVs2 唱=需=1.153"U =：0.60.8 *Umax3.4.2精餾段U max = CLV ,式中C由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出橫坐

33、標(biāo)數(shù)值：止獨仁述曲74便12 =0.038VS1 占1 丿 1.118、1.67 丿取板間距Ht =0.4m，板上液層高度hL = 0.07m，貝U Ht -h 0.33m查圖可知C20=0.07220 獸l20丿二 0.072518.36 *-)= 0.07127u max= 0.07127741.55-1.67V167=1.50m/s5 = 0.7u max = 0.7 1.50 = 1.05m / s1.118D1 =3.14 1.05= 1.16m空塔氣速：W =空8 = 0.73m 冷1.54圓整：D 1.4m，橫截面積:3.4.3提餾段At3.14 1.41.54m24橫坐標(biāo)數(shù)值：

34、仝電羊72“0打*二0.064Vs2 1嘰丿 1.153< 1.84 丿取板間距Ht =0.4m,板上液層高度 hL = 0.07m，則Ht -hL = 0.33m z 02z x0.2查圖可知 c20 =0.0701 ,C =C20 °2 =0.0701 漢卩8.02 丨=0.06865l20丿I 20丿u max=0.06865734.27-1.84=1.37m/su2 = 0.7 umax = 0.7 1.37 = 0.96m/s-1.24m4Vs2 二 4 1.153:,：u23.14 0.96圓整：1D2 =1.4m，橫截面積：AT3.14 1.42 =1.54m24

35、空塔氣速：u2'.153 =0.75m/s1.543.5溢流裝置3.5.1堰長取 l W = 0.7D =0.7 1.4=0.98m堰上液層高度:how2.841000近似取E =1(1)精餾段2.8410003600 漢 2.0410°.0.98=0.011mhv =h_ -=0.07 - 0.011 = 0.059m(2)提餾段h ow3600 3.72 10"10000.98二 0.016mh w = h l 一h ow = 0.07 - 0.016 二 0.054m3.5.2弓形降液管的寬度和橫截面Wd /D =0.155Wd =0.155 1.4 =0.2

36、17m由訴0.7,查圖得：Af/295則：Af =0.095 1.54 = 0.146m2驗算降液管內(nèi)停留時間:精餾段:AH0.146 0.42.04 10：=28.63s提餾段：AH/146 °4= 15.70s LS23.72x10停留二5s時間，故降液管可使用3.5.3降液管底隙高度（1）精餾段取降液管底隙的流速u°=：0.09m/slWU02.04 100.98 0.09=0.0231mhw - ho = 0.059 - 0.0231 二 0.0359m 0.006m提餾段取U。=0.09m/ sh0 二J,嚴(yán) 10= 0.0422mlwu00.98 0.09h w

37、 h 0 = 0.054 0.0422 = 0.0118m0.006m36板塔分布、浮閥數(shù)目與排列3.6.1塔板分布本設(shè)計塔徑D=1.4m，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板3.6.2浮閥數(shù)目與排列（1）精餾段 取閥孔動能因子F0 =11,則孔速u01為U018.51m/ s1.67每層塔板上浮閥數(shù)目為/ d0Uoi41.1180.785 0.0392 8.51= 110 個取邊緣區(qū)寬度Wc = 0.045m，破沫區(qū)寬度Ws =0.07m鼓泡區(qū)面積：Aa = 2 X、R2 - x20 R2 a r c sn11 8 0Rj其中R = D Wc = 14 0.045 二 0.655m2 2D1

38、 4,xWd Ws0.217 0.07 二 0.413m所以，Aa =2|0.4130.6552 0.4132 +314 xo.6552 匯 arcsin 04131.005m2180<0.655；則排間距：t'A51.0050.122mNt 1109075塔徑較大，采用分塊式塔板，故采用等腰三角形叉排，按0.075m, t 0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)124個按N=124核算閥孔動能因子1.118 u 012 7.56 m / s0.785 0.039124F01 =7.56 31.67=9.77閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)I塔板開孔率二業(yè)二073

39、100%= 9.67%U01 7.56(2) 提餾段F11取閥孔動能因子F0 = 9，則孔速u02 = > 0 -. 8.11m/ s嘰<1.84每層塔板上浮閥數(shù)目為N =Vs21.153?119個20.785 0.0392 8.11d°u°241 005t=75mm,估算排間距 t1 0.113m119 漢 0.075取t' =80m m，排得閥數(shù)124個U02按N=124核算閥孔動能因子27.79m/ s0.785 0.039124Fo2 =7.79 一 1.84 =10.57閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)I塔板開孔率=羋 075 100%

40、= 9.63%U027.794塔板的流體力學(xué)計算4.1氣相通過浮閥塔板的壓降1精餾段u0c1(1)干板阻力=7.93m/ s0758 510.175因 Uoi : Uoci，故di = 19.9Uo1=19.9= 0.039mPli741.55(2) 板上充氣液層阻力取 毎0 = 0.45,hL = 0.07m，貝U= $0hL = 0.45漢0.07 =0.0315(3) 液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板相關(guān)的液柱高度為502.89Pahp1 =0.0377 0.0315= 0.0692mPp1 = hp1 'L1g = 0.0692 741.55

41、9.82、提餾段(1)干板阻力因 u 02 ： U0c2，故= 19.9V2Uoc2 二 1.820.175U02,73.1育184=7.52皿，L29.9 8 = 0.039m734.27(2)板上充氣液層阻力取 0 =0.45,hL = 0.07m貝Uhl2 = ；0hL =0.45 0.07 = 0.0315(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板相關(guān)的液柱高度為hp 0.0 3 7 70.0 3 1=50.0 6 9n2Pp2 =hp2 'L2g =0.0692 734.27 9.8 = 497.95Pa4.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制

42、降液管中清夜層高度Hd乞Ht hw，即H d = hP hL hD4.2.1精餾段（1）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p! =0.0692（2）液體通過壓降管的壓頭損失hd1 =0.153鼻21 wh0= 0.1532.04 100.98 90 2 3J= 0.0 0 1 m4(3) 板上層高度 h =0.07m,則 Hd0.0692 0.00124 0.00.1404m取即=0.5，已選定 Ht 0.4m, hw0.059m則 HT hw 1 =0.50.4 0.059 = 0.2295m可見，Hd1 .；：T：；Ht - hw ，符合防止淹塔要求4.2.2提餾段（1） 單層氣體通過

43、塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p2 = 0.0692m（2）液體通過壓降管的壓頭損失Ls2 孑，Z 3.72x 10° '2hd2 =0.153=0.153漢 =0.00124m（Iwh。丿2.98X 0.0422 丿（3）板上層高度 h0.07m，則 hd2 =0.0692 0.00124 0.07 二 0.1404m 取 =0.5，已選定 Ht = 0.4m, h w = 0.054m則 HT hw 2 =0.50.4 0.054 = 0.227m可見，Hd2 ：一： Ht * hw 2，符合防止淹塔要求4.3霧沫夾帶4.3.1精餾段泛點率二VsiV1"L1 - V

44、11.36Ls1Zl板上液流經(jīng)長度：ZL 二 D2Wd =1.4-2 0.217 = 0.966m板上液流面積：九=Ar -2Af =1.54-2 0.14 1.248m2取物性數(shù)據(jù)K=1.0,泛點負(fù)荷系數(shù)CF =0.1071.118 .1.671.36 2.04 10 0.966泛點率741.55 一伸46.48%1.0 0.107 1.248對于大塔，為避免過量物沫夾帶，泛點率應(yīng)小于80%，計算滿足要求，故物沫夾帶能滿足e ： 0.11kg （液/kg氣）的要求4.3.2提餾段取物性數(shù)據(jù)K=1.0,泛點負(fù)荷系數(shù)CF =0.1101.153*泛點數(shù)二-1.84+ 1.36疋3.72漢 10漢

45、 0.96673421.8445.66%1.0 0.110 1.248由以上計算可知，符合要求。4.4塔板負(fù)荷性能圖4.4.1霧沫夾帶線VS ； V _1.36LsZlS| PpS L泛點率L VKCfA據(jù)此可作出精餾段、提餾段負(fù)荷性能圖中霧沫夾帶線a1 a2o按泛點率80%計算（1）精餾段北京理工大學(xué)珠海學(xué)院課程設(shè)計33Vsi1.670.81741.55 -1.671.36 0.9661.0 0.107 1.248整理得：0.1068 = 0.0475VS1 1.314L&,即卩 Vs1 =2.25-27.661_&(2)提餾段Vs21.840.8 734.27 -1.841

46、.36 0.966Ls2整理得：0.1098 =0.05012Vs2 1.314Ls2,即Vs 2.19-26.22Ls21.0 0.110 1.248表4-1霧沫夾帶線取值精餾段提餾段LsVsLsVs0.00082.230.00082.170.0121.920.0121.884.4.2液泛線Hthw=hphLhd-hchihchLhd由此確定液泛線，忽略式中h.Ht hw 1=5.34vU°2?LgLs + 0.153+(1 + %"wh。j-)hw +2.84 E，Z3 6 0L01 0 0 0( lw而(1)精餾段Vsd：N41.67Vs10.2295 =5.3420

47、.785 0.0392 1242 741.55 9.80.153LS13.98匯 0.0231 丿3600 Ls1'、0.98-+(1 +0.45 )0.059 +2.84況 10“ 匯1.840.227=5.34VS2'l0.785x0.0392 燈24 丿2 734.27 9.80.153/L、2LS2:Q98X 0.0422 丿2整理得：VS1 =27.46 -56955.40L： _187.03Ls3(2)提餾段廣3600Ls2 空3、0.98 丿液體在降液管內(nèi)停留時間AfHTLs=3 5s+ (1 +0.45 )0.054 +2.8410,漢整理得：VS2 =25.4

48、9 “5337.41LS2 -168.09L：3據(jù)此可畫出精餾段、提餾段的液泛線bl、b2表4-2液泛線取值精餾段提餾段LsVsLsVs0.00085.080.00084.900.0034.840.0034.670.0064.510.0064.400.0084.040.0084.180.0123.070.0123.804.4.3液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于35s以=5s作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則(Ls)maxAfHT0.146 0.43= 0.012m /s據(jù)此可畫出液相負(fù)荷上限線 c4.4.4漏夜線對于Fi型重閥，依F。=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 VdoNUo4(1)精餾段(VS1)min0.0392 124o.573m3/s4v'1.67(1)提餾段253(VS2 )min0.0392 1240.546m3/s4(1.84據(jù)此可畫出精餾段、提餾段的漏液線d1、d24.4.5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how = 0.006 m作為液相負(fù)荷下限線的條件，作出液相下限線，該直線為與氣相流量無關(guān)的豎線2.841000E 3600 Ls minlW-0.006取 E=1.0,則（LS h = 0.006 漢1000 丫彳= 0.0008m3 / s、 2.84 勺 丿