丙酮和水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)

1、 化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：丙酮水二元物料板式精餾塔設(shè)計(jì)條件：常壓： 處理量：60000噸/年 進(jìn)料組成： 25%丙酮，75%水（質(zhì)量分率，下同）餾出液組成： 釜液組成： 餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮 塔頂全凝器 泡點(diǎn)回流 回流比： R=1.5Rmin加料狀態(tài)： 單板壓降： 設(shè)計(jì)任務(wù)：完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)（包括物料衡算、熱量衡算、篩板塔的設(shè)計(jì)算）。畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評價(jià)。摘 要利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過液相和氣相的回流，使氣、液兩相逆向多級接觸，在熱能驅(qū)動和相平衡關(guān)系的約束下，使得易揮

2、發(fā)組分（輕組分）不斷從液相往氣相中轉(zhuǎn)移，而難揮發(fā)組分卻由氣相向液相中遷移，使混合物得到不斷分離，稱該過程為精餾。該過程中，傳熱、傳質(zhì)過程同時(shí)進(jìn)行，屬傳質(zhì)過程控制原料從塔中部適當(dāng)位置進(jìn)塔，將塔分為兩段，上段為精餾段，不含進(jìn)料，下段含進(jìn)料板為提餾段，冷凝器從塔頂提供液相回流，再沸器從塔底提供氣相回流。氣、液相回流是精餾重要特點(diǎn)。在精餾段,氣相在上升的過程中，氣相輕組分不斷得到精制，在氣相中不斷地增濃，在塔頂獲輕組分產(chǎn)品。在提餾段，其液相在下降的過程中，其輕組分不斷地提餾出來，使重組分在液相中不斷地被濃縮，在塔底獲得重組分的產(chǎn)品，精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣

3、相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。通過對精餾塔的運(yùn)算，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。本設(shè)計(jì)是以丙酮水物系為設(shè)計(jì)物系，以篩板塔為精餾設(shè)備分離丙酮和水。篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)針對二元物系丙酮水的

4、精餾問題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。通過逐板計(jì)算得出理論板數(shù)11塊，回流比為1.3032,算出塔效率為0.446，實(shí)際板數(shù)為25塊，進(jìn)料位置為第7塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為1.2米，有效塔高6.6米。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。在此次設(shè)計(jì)中，對塔進(jìn)行了物料衡算，本次設(shè)計(jì)過程正常，操作合適。目錄第一部分設(shè)計(jì)概述1一、設(shè)計(jì)題目：1二、工藝條件:1三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1四、工藝流程圖1第二部分塔的工藝計(jì)算3一、查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)3二、全塔物料衡算與操作方程7三、全塔效率的估算7四、實(shí)際塔板數(shù)8五、精餾塔主題尺寸的計(jì)算101

5、精餾段與提餾段的汽液體積流量102 塔徑的計(jì)算123 塔高的計(jì)算164 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定165弓形降液管176開孔區(qū)面積計(jì)算187 篩板的篩孔和開孔率18六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算21塔板壓降22液面落差2七、塔板負(fù)荷性能圖41精餾段塔板負(fù)荷性能圖42提餾段塔板負(fù)荷性能圖7八、精餾塔的主要附屬設(shè)備。1.塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算112.料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算3管徑計(jì)算12九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表11十、符號說明15十一、附圖1十二、參考文獻(xiàn)4十三. 設(shè)計(jì)小結(jié)4 / 39第一部分 設(shè)計(jì)概述一、設(shè)計(jì)題目：篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)二、工藝條件:生產(chǎn)能力：90000噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：25%

6、丙酮，75%水（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 99%丙酮，釜液2%丙酮操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：直接蒸汽加熱回流比：R/Rmin=1.5三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1 、       確定精餾裝置流程，繪出流程示意圖。2     、   工藝參數(shù)的確定 基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的查取及估算，工藝過程的物料衡算及熱量衡算，理論塔板數(shù)，塔板效 率，實(shí)際塔板數(shù)等。3   、     主

7、要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算板間距，塔徑，塔高，溢流裝置，塔盤布置等。4    、    流體力學(xué)計(jì)算流體力學(xué)驗(yàn)算，操作負(fù)荷性能圖及操作彈性。5 、主要附屬設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算及選型塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷，載熱體用量，選型及流體力學(xué)計(jì)算。 料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算：流程計(jì)算及選型。四、工藝流程圖丙酮水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。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。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、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，

8、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。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)的傳遞過程。流程示意圖如下圖圖1：精餾裝置工藝流程圖第二部分 塔的工藝計(jì)算一、查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)（1）水和丙酮的性質(zhì)表1.水和丙酮的粘度溫度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

9、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18.02100647.4522050丙酮58.0856.2508.14701.50表5.丙酮水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/丙酮摩爾數(shù)xy1000

10、0920.010.27984.20.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.84259.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.511由以上數(shù)據(jù)可作出t-y（x）圖如下由以上數(shù)據(jù)作出相平衡y-x線圖（2）進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)酮的摩爾質(zhì)量 =58.08 Kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 =18.02 Kg/kmol平均摩爾質(zhì)量M=0.093758.08+（1-0.0937

11、）18.02=21.774kg/kmolM= 0.96858.08+ (1-0.968)18.02=56.798kg/kmolM=0.0062958.08+（1-0.00629）18.02=18.272kg/kmol=574.08Kmol/h最小回流比由題設(shè)可得泡點(diǎn)進(jìn)料q=1則=，又附圖可得=0.0937,=0.749。=確定操作回流比： 令二、全塔物料衡算與操作方程 (1)全塔物料衡算D=52.18Kmol/hW=521.9Kmol/h(2) 操作方程精餾段 =0.33Xn+0.64提餾段：因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1,代入數(shù)據(jù)（3）由圖可得當(dāng)R=0.5013時(shí)，精餾段與平衡線相切，則即使無窮多

12、塔板及組成也不能跨越切點(diǎn)，切點(diǎn)為（0.854,0.915），則： 可解得：=0.8688設(shè)R=1.5Rmin=1.3032則精餾段操作線方程：=0.57Xn+0.42利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù) 塊 ， 進(jìn)料板位置 三、全塔效率的估算用奧康奈爾法()對全塔效率進(jìn)行估算：根據(jù)丙酮水系統(tǒng)tx(y)圖可以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) 設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上： 可得： (加料板) 假設(shè)物質(zhì)同上：可得： (塔底)假設(shè)物質(zhì)同上：可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度： 查前面物性常數(shù)（粘度表）：61.85時(shí)，所以 查61.85時(shí)，丙酮-水的組成所以 同理可得：提留段的平均

13、溫度 查表可得在83.6時(shí) 四、實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)（1）精餾段：，取整15塊，考慮安全系數(shù)加一塊為15塊。（2）提餾段：，取整9塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。故進(jìn)料板為第16塊，實(shí)際總板數(shù)為25塊。全塔總效率： 五、精餾塔主題尺寸的計(jì)算1 精餾段與提餾段的汽液體積流量精餾段的汽液體積流量 整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表3(見下頁)，由表中數(shù)據(jù)可知：液相平均摩爾質(zhì)量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85表6. 精餾段的已知數(shù)據(jù)位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.09370y1=xD=

14、0.9680yf=0.7500x1=0.9500摩爾質(zhì)量/MLf=20.22MLf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08溫度/67.2056.70在平均溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，lm =852.35精餾段的液相負(fù)荷L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h Ln=LM/lm=68×39.29/852.35=3.13由所以 精餾段塔頂壓強(qiáng)若取單板壓降為0.7, 則進(jìn)料板壓強(qiáng)氣相平均壓強(qiáng)氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均密度汽相負(fù)荷 V=（R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/h精餾段的負(fù)荷列于表7

15、。表7 精餾段的汽液相負(fù)荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/50.10539.29平均密度/1.92852.35體積流量/3136.263.13提餾段的汽液體積流量QnL=Qn,L+Qn,F QnL=68+574.08=642.08Kmol/hQnV=Qn,V QnV=(R+1)Qn,D=120.18Kmol/h整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表8，采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段的負(fù)荷，結(jié)果列于表9。表8提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板摩爾分?jǐn)?shù)Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩爾質(zhì)量/Mlv =20.77MLf=20.22Mlv=18.272Mvf=43.46

16、溫度/10067.2表9提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/19.1230.846平均密度/951.371.809體積流量/12.920492 塔徑的計(jì)算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ碓谶M(jìn)料板溫度下查表面張力表：=17.9mN/m =64.74mN/m在塔底溫度下查表面張力表： =14.3mN/m =58.4mN/m精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進(jìn)料板溫度下查粘度表：在塔底溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 提餾段液相平均粘度 全塔液相平均粘度 1. 塔徑的計(jì)算精餾段的體積流率計(jì)算：提留段：Vs=0.569M2/s Ls=

17、0.0036M2/s(史密斯關(guān)聯(lián)圖)圖橫坐標(biāo)：提留段：取板間距，板上液層高度提留段：C20=0.04Umax=1.138 m/s：查附圖：表觀空塔氣速：估算塔徑：提留段：D=1.03MAt=0.83m2U=0.69m/sLw=0.6798mHow=0.0177mHw=0.043mWd=0.141Af=0.063塔截面積：實(shí)際塔氣速：精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：提留段有效高度為：在進(jìn)料板上方開一小孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：3.溢流裝置的計(jì)算堰長可取=0.66D=0.66×1.2=0.792m溢流堰高度 由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，則取液上清

18、液層高度弓形降液管寬度和截面積 由，查圖5-7（）附圖得提留段：Ho=0.032mX=0.304mR=0.48mAa=0.542mN=2789個%Uo=10.39m/s 用經(jīng)驗(yàn)公式： 故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度比低10mm，則：=0.01=0.05380.01=0.0438m 故選用凹形受液盤，深度塔板布置塔板的分塊因?yàn)镈800mm，故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊。邊緣區(qū)寬度確定 取開孔區(qū)面積 其中，篩孔計(jì)算及其排列 選用=3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑=5mm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距t=3=5mm 篩孔數(shù)目： 開孔率： 氣體通過閥孔的氣速為：3 塔高的計(jì)算塔的高度

19、可以由下式計(jì)算：-塔頂空間（不包括頭蓋部分）-板間距 N-實(shí)際板數(shù) S-人孔數(shù)-進(jìn)料板出板間距-塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=23塊，板間距HT=0.3由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，因?yàn)榘鍞?shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。 取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間HP=1m，塔底空間HW=1.5m，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：4 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板。取無效邊緣區(qū)寬度WC=35mm，破沫區(qū)寬度，查得 堰長弓形溢流管寬度弓形降液管面積降液管面積與塔截面積之比 堰長與塔徑之比降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液

20、管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 符合要求液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間 符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高-板上液層深度，一般不宜超過60-70mm-堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Francis公式計(jì)算=E-液體的收縮系數(shù)-液相的體積流量-堰長精餾段=由查手冊知 E=1 則=0.0071×1=0.0071m=0.06-0.0071=0.0529m降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小15mm即=0.0529-0.015=0.0379同理，對提餾段=由查手冊得 E=1.=0.0202×1=0.0202m=0.06-0.0202=0.0398m=0

21、.0398-0.01=0.0298m6開孔區(qū)面積計(jì)算 已知=0.12m進(jìn)取無效邊緣區(qū)寬度 =0.035m 破沫區(qū)寬度 =0.07m閥孔總面積可由下式計(jì)算提留段：x=0.304mR=0.48mAa=0.542m2/sx=r=所以 7 篩板的篩孔和開孔率因丙酮-水組分無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm提留段;N=2789個篩孔數(shù)目 開孔率 （在5-15%范圍內(nèi)）氣體通過篩孔的氣速為 則 精餾段 提餾段 六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降干板阻力計(jì)算精餾段：Hc=0.0175m液柱Ua=0.83m/sFo=1.14Hl=0.042hp=0

22、.0645<700pa(700pa=設(shè)計(jì)允許值)干板阻力 由所選用篩板，查得液柱氣體通過液層的阻力的計(jì)算 氣體通過液層的阻力 查圖得：液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力液柱氣體通過每層塔板的高度可計(jì)算： （700Pa=設(shè)計(jì)允許值）2液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。提留段：Hf=0.105mev =0.032<0.1Uo,min=6.5m/sUo=10.39m/sK=1.6>1.5 Hd=0.064+0.042+0.001=0.116<0.17645 液沫夾帶 液沫夾帶量，采用公式 由 所以 故設(shè)計(jì)中液沫

23、夾帶量允許范圍內(nèi)漏液 對于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速： =5.89m/s 實(shí)際空速： 穩(wěn)定系數(shù)： 故在本實(shí)驗(yàn)中無明顯漏液。液泛 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從式子 取 而，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有液柱 可知，本設(shè)計(jì)不會發(fā)生液泛七、塔板負(fù)荷性能圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.1漏液線查圖知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計(jì)算0.0010.0040.0080.010.21850.23930.25780.26541.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：解得VS=1.33-15.8LS2/3 0.0010.0040.0080.011.1720.9320.6980.596

24、6可作出液沫夾帶線21.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對于平直堰，取堰上液層高度=0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。=EE=1,則 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.1.4液相負(fù)荷上限線以3s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。1.5液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度令 ， 聯(lián)立得整理得：0.0322=0.08652-118.29-1.32列表計(jì)算如下0.0010.0040.0080.011.511.260.90.648由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5

25、。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下：精餾A）在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得Vs，max= 1.35m3/s Vs，min= 0.6m3/s故操彈性為Vs，max/Vs，min=2.25圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷下線，黑色線為操作線2提餾段塔板負(fù)荷性能圖2.1漏液線查圖知= 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計(jì)算0.0030.00350.0040.00450.21990.22320.22630.34222.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：h

26、f=2.5hL=2.5（hw+how），hw=（0.0398+0.0202）*2.5=0.0398how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.6798)2/3=0.927LS2/3則hf=0.0995+2.3175 LS2/3 HT-hf=0.3-0.0995-2.3175LS2/3=0.2005-2.3175 LS2/3解得VS=1.3476-15.5766LS2/3 Ls/(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.0260.990.95770.9257可作出液沫夾帶線22.3液相負(fù)荷下限線=E=1據(jù)此可作出與氣體流量無

27、關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線3。2.4液相負(fù)荷上限線以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。2.5液泛線0.054=0.102241-317.3-1.4668列表計(jì)算如下Ls/(m3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.1291.0931.05591.034由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下：B:在負(fù)荷性能圖B上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負(fù)荷下線控制。由圖查得Vs，max= 1.05m3/s Vs，min= 0.3m

28、3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min= 3.43圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷下線，黑色線為操作線八、精餾塔的主要附屬設(shè)備1.塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負(fù)荷：塔頂溫度：tD=56.5O C 進(jìn)料板溫度：tF=67.2O C塔釜溫度 ：tW=100O C塔頂：用內(nèi)插法求溫度tLD=56.757O C tVD=56.837O C 冷凝器的熱負(fù)荷：IVD塔頂上升氣體的焓IL

29、D塔頂鎦出液的焓丙酮的蒸發(fā)潛熱 水的蒸發(fā)潛熱 蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：Tr對比溫度沸點(diǎn)/O C 蒸發(fā)潛熱 KJ/KgTc/K丙酮56.5523508.1水1002257648.15在 tVD=56.837O C 丙酮：Tr,1=0.65 Tr,2=0.649=522.4KJ/Kg同理可得：在tLD=56.757O C 水：Tr,1=0.51 Tr，2=0.576=2384.6KJ/Kg因?yàn)?R=1.3032 D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/KomlD1= D *MD =2963.72Kg/hQC=因?yàn)樯綎|地區(qū)夏季平均溫度為35O C，所以選用35O C的冷卻水，升溫10O C

30、.在于是冷凝水用量： qm2 CPC在溫度為平均溫度40O C下查取為4.174KJ/（Kg*O C)WC=取冷凝器傳熱系數(shù)：K= A=16.29O C因?yàn)镼C=公稱直徑/mm管程數(shù) 管數(shù)管長/mm換熱面積/m2公稱壓力/KPa60014304500112.92.52.料液泵設(shè)計(jì)計(jì)算由于是泵加料，取 ，F(xiàn)=12500kg/h進(jìn)料管管徑設(shè)料液至加料孔的高度 z=4.78 ， 取90 彎頭le=35*0.048=1.68料液 ，Re=在料液面與進(jìn)料孔面之間列伯努利方程則流量為11.3M3/h、He=6.39m，查泵性能圖，可得選型如下：泵規(guī)格IS65-50-160流量 12.5M3/h 揚(yáng)程8m

31、轉(zhuǎn)速 1450r/min汽蝕余量2m 效率 60%軸功率 0.45kW 配帶功率 0.75kW3.管徑的計(jì)算3.1.1加料管徑管路的流量：F=90000 在進(jìn)口溫度與出口溫度范圍內(nèi)，料液的密度變化不大，在67.2時(shí) ，進(jìn)料密度為： f =951.37kg/m3取管流速u=2m/s圓整后，外徑55mm,3.1.2、塔頂蒸汽管的管徑蒸汽用量：Vs=0.87m3/s取氣速u=20m/s，圓整后，外徑D=260mm=9mm3.1.3料液排出管徑 排液量 W=521.9kmol/h*20.77kg/kmol=10839.863kg/h取=0.4 m/s液相密度951.37圓整后，外徑107mm，3.1.

32、4回流管管徑回流管的摩爾流量為：取流速圓整后，外徑D=60mm =3mm九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度61.8583.6平均流量氣相VSm3/s0.870.569液相LSm3/s0.000860.0036實(shí)際塔板數(shù)N塊1510板間距HTm0.30.3塔的有效高度Zm4.22.4塔徑Dm1.21.03空塔氣速um/s1.2591.138塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.7920.6798堰高h(yuǎn)wm0.05380.0432溢流堰寬度Wdm0.16320.141底與受液盤距離hom0.04380.0298板上清液層高度hLm0.060.0

33、6孔徑domm5.05孔中心距tmm15.015開孔率 10.110.1孔數(shù)n孔39372789開孔面積m20.7650.542篩孔氣速uom/s11.269.48穩(wěn)定系數(shù)1.911.6塔板壓降hPkPa0.58830.5973液體在降液管中停留時(shí)間s315.25降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.12230.116霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.060.032負(fù)荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負(fù)荷下限液相負(fù)荷下線控制液相負(fù)荷下線控制液相最大負(fù)荷LS·maxm3/s0.00860.00383液相最小負(fù)荷LS·minm3/s0.000660.0032操作彈性2.253.43塔頂全凝器公稱

34、直徑mm 600管長mm4500換熱面積m2112.9泵規(guī)格IS65-50-160十、符號說明英文字母A閥孔的鼓泡面積m2Af 降液管面積 m2AT 塔截面積 m2b 操作線截距c 負(fù)荷系數(shù)（無因次）c0 流量系數(shù)（無因次）D 塔頂流出液量 kmol/hD 塔徑 md0 閥孔直徑 mET 全塔效率（無因次）E 液體收縮系數(shù)（無因次）物沫夾帶線 kg液/kg氣F 進(jìn)料流量 kmol/hF0 閥孔動能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板間距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 與平板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨?mhd 與液體流徑降液管的壓降相當(dāng)液柱高度 mhr 與氣體穿過板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐?/p>

35、高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液層高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液層高度 mhp 與板上壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?mh與克服液體表面張力的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?mh2v溢液堰高度 mK 物性系數(shù)（無因次）Ls 塔內(nèi)下降液體的流量 m3/sLw 溢流堰長度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板數(shù)Np 實(shí)際塔板數(shù)NT 理論塔板數(shù)P 操作壓強(qiáng) PaP壓強(qiáng)降 Paq 進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)R 回流比Rmin最小回流比u 空塔氣速 m/sw 釜?dú)堃毫髁?kmol/hwc 邊緣區(qū)寬度 mwd 弓形降液管的寬度 mws 脫氣區(qū)寬度 mx 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率z 塔高希臘字母相對揮發(fā)度粘度 Cp密度 kg/m3表面張力下標(biāo)r 氣相L 液相l(xiāng) 精餾段q q