化工原理課程設(shè)計乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計

1、 化工原理 課程設(shè)計題目乙醇-水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院 專業(yè)班級 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號 指導(dǎo)教師 2013年12月12日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書（一） 設(shè)計題目 乙醇水二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計（二）設(shè)計條件塔頂壓力為常壓處理量：1200kg/h進料組成：0.46（質(zhì)量分率）塔頂組成：0.90（質(zhì)量分率）塔底組成：0.04（質(zhì)量分率）加料狀態(tài)：q=0.97塔頂設(shè)全凝器，泡點回流塔釜間接蒸汽加熱回流比 單板壓降 0.7kPa（三）設(shè)計內(nèi)容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數(shù)的確定。(4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。(6)塔

2、板板面布置設(shè)計。(7)塔板的流體力學(xué)驗算與負(fù)荷性能圖。(8)精餾塔接管尺寸計算。(9)塔頂全凝器工藝設(shè)計計算和選型。(10)進料泵的工藝設(shè)計計算和選型。(11)帶控制點的工藝流程圖A3、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。(12)設(shè)計說明書。目 錄摘 要1緒 論2第一章 設(shè)計思路31.1設(shè)計流程31.2設(shè)計思路3第二章精餾塔的工藝設(shè)計52.1精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)的計算52.2物料衡算52.3理論板數(shù)和進料位置的確定6 2.4平均溫度,密度，摩爾質(zhì)量的計算.72.5液體表面張力.92.5平均粘度計算122.6平均相對揮發(fā)度的計算132.7全塔效率132.8實際板數(shù)和實際加料位置的確定

3、13第三章精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算153.1塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算103.2精餾塔主要工藝尺寸的計算143.3篩板的流體力學(xué)驗算193.4塔板負(fù)荷性能圖213.5操作彈性24第四章熱量衡算264.1比熱容及汽化潛熱的計算264.2熱量衡算26第五章板式塔的結(jié)構(gòu)計算275.1進料管275.2回流管275.3塔底出料管275.4塔底蒸汽出料管285.5塔底蒸汽進料管28第六章塔的附屬設(shè)備的設(shè)計286.1冷凝器的選擇286.2再沸器的選擇286.3泵的選型29主要符號說明30參考文獻35附錄37摘 要精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采

4、用浮閥精餾塔，進行乙醇水二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為22塊，第15塊板進料，最小塔徑為0.5m，塔的實際高度為15.2m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段液體在降液管停留時間為25.97s，降液管底隙高度為12.8mm，氣相最大負(fù)荷為0.67m3/s，氣相最小負(fù)荷為0.32m3/s，操作彈性為4.79。提餾段液體在降液

5、管停留時間為12.15 s，降液管底隙高度為19mm，氣相最大負(fù)荷為0.7m3/s，氣相最小負(fù)荷為0.15m3/s，操作彈性為4.7。這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。根據(jù)物料衡算可知:進料帶入的熱量為,回流帶入的熱量為,塔頂蒸汽帶出的熱量為,殘液帶出的熱量為,塔頂上升的熱量為。由精餾塔的附屬設(shè)備的計算可知：塔頂冷凝器的型號為：JB/T4714-92，塔底再沸器的型號：JB/T4714-92，進料泵的型號為: IS 50-32-125關(guān)鍵詞：精餾，精餾塔，精餾段,浮閥。緒 論精餾過程的基礎(chǔ)是傳質(zhì)，即在能量劑的驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各

6、組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10m，塔高可達80m，板

7、數(shù)有的多達數(shù)百塊。 浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：() 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。() 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。() 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。() 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般0.7kpa。() 液面梯度小。 () 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。在本次設(shè)計中,我們進行的是乙醇水二元物系的精餾分離，我們采用的精餾裝置有精餾塔,冷凝器等設(shè)備,熱量從塔釜輸入,物料在塔內(nèi)進行精餾分離

8、,余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走,為了減少熱量,能量的損失,我們在進料前設(shè)置了節(jié)能器,把塔底熱產(chǎn)品先與進料進行熱交換,然后再冷卻.最后完成傳熱傳質(zhì).塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準(zhǔn)確控制回流比。塔底再沸器采用飽和蒸汽直接加熱，提供釜液再沸時所需熱量。輔助設(shè)備主要進行的有泵的選取，各處接管尺寸的計算并選型，冷凝器和再沸器的設(shè)計與選型等。第一章 設(shè)計方案的確定1.1設(shè)計思路1.1.1精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。1.1.2操作壓力的選取本設(shè)計采用常壓操作，一般除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實

9、現(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系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。1.1.3加料狀態(tài)的選擇為氣液混合物泡點進料1.1.4加熱方式 本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。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到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。1.1.5回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為R=(1.1-2.0)Rmin.1.1.6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，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低

10、于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。1.1.7浮閥塔的選擇在本設(shè)計中我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮鞲￠y塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用浮閥可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜。 浮閥塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。浮閥塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下

11、操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔為窄，單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。表1-1 設(shè)計參數(shù)統(tǒng)計項目方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比冷凝器冷卻介質(zhì)浮閥塔選取連續(xù)精餾常壓氣液混合蒸汽加熱R=(1.1-2.0)Rmin全凝器自來水浮閥塔1.2設(shè)計流程乙醇水汽液混合先經(jīng)過原料預(yù)熱器加熱到一定的溫度后,自塔的某適當(dāng)位置連續(xù)地送入精餾塔。塔頂設(shè)有全凝器將塔頂蒸汽冷凝為液體，冷凝液的一部分回入塔頂,稱為回流液,另一部分作為塔頂產(chǎn)品(餾出液)連續(xù)排出，經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽，在塔內(nèi)上半部(加料位置以上)上升蒸汽和回流液體之間進行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞,塔釜采用直接蒸汽加熱,并連續(xù)排除部分液體作

12、為塔底產(chǎn)品流入儲罐.圖1-1精餾設(shè)計流程示意圖第二章 精餾塔的工藝設(shè)計2.1.1精餾段進料、塔頂和塔釜產(chǎn)品摩爾分?jǐn)?shù)的計算乙醇：MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol質(zhì)量分率：xF=0.46，xD=0.90，xW=0.04摩爾分率：2.1.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量2.2物料衡算進料量： F=46.33kmol/h物料衡算式：F = D + W聯(lián)立代入求解：D = 16.09kmol/h， W =30.24 kmol/h2.3理論板數(shù)和進料位置的確定由常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)作出乙醇和水的氣液平衡組成圖表2-1氣液平衡數(shù)據(jù)表（見參考文獻【1】）溫度t液相

13、中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943過（0.779，0.779）點做與平衡線相切,截距

14、為0.4則 最小回流比 =0.9475 選最適宜回流比 R=2=2*0.9475=1.895（1）采用程序一求理論板數(shù)，求解結(jié)果為圖21 乙醇水物系的氣液平衡總理論板層數(shù)：=10塊，精餾段7塊，提餾段3塊，進料板位置：=8塊2.4.1溫度利用表中的數(shù)據(jù)插值法可求得：（1）:，=82.05（2） ，=78.35（3） ，=95.79（4）精餾段平均溫度：（5）提餾段平均溫度：2.4.2密度已知：混合液密度：混合氣密度：塔頂溫度： =78.28氣相組成： ，=0.8075進料溫度： =82.05氣相組成： ，=0.5657塔底溫度：=95.79氣相組成： ，=0.159（1）精餾段液相組成： ，

15、=0.5301氣相組成： ， =0.6866 所以=46.07*0.5301+18.02*(1-0.5301)=32.89kg/kmol=46.07*0.6866+18.02*(1-0.6866)=37.28kg/kmol(2)提餾段液相組成： ， =0.1486氣相組成： ， =0.3624所以=46.07*0.1486+18.02*(1-0.1486)=22.19 kg/kmol=46.07*0.3624 +18.02*(1-0.3624)=28.19 kg/kmol2.4.3平均密度由不同溫度下乙醇和水的密度求得下的乙醇和水的密度（單位：kg）表3-1 不同溫度下乙醇和水的密度溫度/（k

16、g）/(kg)80735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4=82.05 ， =732.95 ， =970.49 , =844.58=78.35 , =736.65 , =972.86 , =754.98=95.79 , =719.21 , =961.69 , =948.89所以， 799.78896.742.4.4平均摩爾質(zhì)量39.87kg/kmol25.90 kg/kmol18.47 kg/kmol=32.89 kg/kmol =22.19 kg/kmol0.8075*46.07+(1-0. 8075)*18.02=40.67 kg

17、/kmol=0.5657 *46.07+(1-0.5657)*18.02=33.89 kg/kmol0.159 *46.07+(1-0.159)*18.02=22.48 kg/kmol=1.16kg/m3=1.41 kg/m3=0.743 kg/m3=1.29 kg/m3=0.952 kg/m32.5液體表面張力依式 由不同溫度下乙醇和水的表面張力，求得，下乙醇和水的表面張力.表3-2 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/8090100110乙醇表面張力/10-2N/m218.2817.2916.2915.28水表面張力/10-2N/m264.5760.7158.8456.88水表面張力/10-

18、2N/m264.362.660.758.8=62.54ml =64.06 ml=62.86 ml =18.52 ml=18.74 ml =18.57 ml乙醇表面張力： ， =16.96 ， =17.29 ， =15.62水表面張力 ： ， =62.21 ， =62.88 ， =59.60經(jīng)推導(dǎo)： 塔頂表面張力： =0.0065B=lg（）=lg0.0065=-2.1871Q=0.441* =-0.7627A=B+Q=-2.1871-0.7627=-2.9498聯(lián)立方程組：A=lg（） +=1得： =0.033=0.967原料表面張力： =0.3249B=lg0.3249=-0.4883Q=0

19、.441*=-0.7504A=B+Q=-0.4883-0.7504=-1.2387聯(lián)立方程組：得 ： =0.213 =0.787 塔底表面張力： =17.044B=lg17.044=1.232Q=-0.727A=B+Q=1.232-0.727=0.505聯(lián)立方程組：A=lg【】,+=1=0.9768*+0.0232* ,=47.15 精餾段液相平均表面張力=20.71 提餾段液相平均表面張力=35.192.6平均粘度的計算不同溫度下混合液的粘度溫度t8090100110乙醇的粘度 mPa/s0.4950.4060.3610.324水的粘度 mPa/s0.3550.31480.28240.258

20、9由插值法得：=80.20時，=0.493mpa·s=0.354mpa·s=88.92時，=0.416mpa·s=0.319mpa·s（1）精餾段黏度：=0.4027mpa·s（2）提餾段黏度：=0.3334 mpa·s2.7平均相對揮發(fā)度的計算根據(jù)乙醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系表利用插值法：由 =0.2812 ，=0.5657=3.33 由 =0.779 ，=0.8075得：=1.19 由 =0.016 ，=0.159得：=11.63所以，精餾段的平均相對揮發(fā)度: =2.26提餾段的平均相對揮發(fā)度: =7.482.8全塔效率（1）精

21、餾段由奧康奈公式 得（2）提餾段同理，2.9實際板數(shù)和實際加料位置的確定精餾段板數(shù):=14塊提餾段板數(shù):=8塊實際總板數(shù)為:N= +=14+8=22塊全塔效率:=%=%=40.91%實際進料板的位置是從塔頂?shù)剿?5塊板 第三章 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.1塔的有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算3.1.1操作壓強塔頂壓強：PD=101.325kpa,取每層塔板壓降P=0.7kpa則進料板壓強：PF=101.325+0.714=111.125kPa塔釜壓強：PW=101.325+0.722=116.725kPa精餾段平均操作壓強:提餾段平均操作壓強:表3-3 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果項 目符 號單

22、位計 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段操作壓強PkPa106.225113.925操作溫度T80.2088.92平均分子量氣相37.2828.19液相32.8922.19平均密度氣相1.290.952液相799.78896.74液體表面張力20.7135.19液體粘度0.40270.33343.2精餾塔主要工藝尺寸的計算3.2.1塔體工藝尺寸的計算1精餾段 L=RD=1.895*16.09=30.49kmol/h V=(R+1)D=2.895*16.09=46.58kmol/h氣、液相質(zhì)量的流率： =32.89*30.49=1002.82kg/h=37.28*46.58=1736.5kg/h氣、液相體積

23、的流率： =1.254m3/h=1346.12m3/h提餾段： L=L+qF=75.43kmol/h V=V+(q-1)F=45.19kmol/h質(zhì)量流量： =22.19*75.43=1673.79kg/h=28.19*45.19=1273.91kg/h體積流量：=1.867 m3/h=1338.14 m3/h2塔徑的初步設(shè)計精餾段利用u=（安全系數(shù)）*;安全系數(shù)=0.6-0.8；=C（式中C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出）橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距=0.45m =0.07m =0.38m依式：查文獻1史密斯關(guān)聯(lián)圖得：C20=0.075 =0.075*=0.0755 =0.0755*=1.88m/s=0.7*

24、=1.316m/s塔徑=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑調(diào)整后為：D1=0.6m,橫截面積 :=0.785*0.62=0.2826 m2則實際空塔氣速:=1.323m/s提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距=0.45m =0.07m =0.38m查文獻1圖得, C20=0.075 =0.075*=0.084 =0.084*=2.58m/s=0.7*=1.806m/s塔徑=按標(biāo)準(zhǔn)塔徑調(diào)整后為：D2=0.5m,橫截面積： =0.785*0.52=0.196 m2則實際空塔氣速：=1.896m/s3.精餾塔高度的計算 塔頂空間Hp=2Ht=2*0.45=0.9m，考慮到需要安裝除沫器，所以選取塔頂空間1.2m 已知板間距為Ht=0

25、.45m，可取每隔7塊板設(shè)一個人孔，則人孔數(shù)s= 考慮在進口處安裝防沖設(shè)施，取進料板間距=0.8m 考慮到再沸器和裙座類型，取裙座高Hw=3m 設(shè)置人孔處板間距Ht=0.6m Z=0.9+（22-2-2）*0.45+2*0.6+0.8+3+1.2=15.2m3.2.2塔板主要工藝尺寸的計算1.溢流堰長取=0.65*D=0.65*0.6=0.39m2.堰高hw由文獻1選用平直堰，堰上液層高度（1） 精餾段：=0.006187m（2） 提餾段：=0.0081m3.弓形降液管寬度和截面積由，查文獻1弓形降液管系數(shù)圖，得精餾段 提餾段 精餾段： 故降液管設(shè)計合理提餾段： 故降液管設(shè)計合理。4.降液管底

26、隙高度取液體通過降液管底隙的流速為0.17(精餾段)和0.07(提餾段)精餾段:提餾段:3.2.3 塔板布置1塔板的分塊因D=0.6,則塔板采用整塊式2 浮閥數(shù)目與排列（1）精餾段 取閥孔動能因子孔速 取閥孔孔徑39mm每層塔板上浮閥數(shù)目N=取邊緣區(qū)寬度W=0.06m 破沫區(qū)寬度W=0.1m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積R= X= 得Aa=0.0523m2浮閥排列方式用正三角形排列，取同一個橫排的孔心距t=0.1m，估算排列間距t= 由于支撐與銜接要占一部分鼓泡區(qū)面積，故取t=85mm,t=100mm，作圖得N=27個 塔板開孔率（2）提餾段 取閥孔動能因子孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目N=取邊緣區(qū)寬度W=

27、0.06m 破沫區(qū)寬度W=0.1mR= X= 得Aa=0.03m2t= ，作圖得N=24個 塔板開孔率3.3篩板的流體力學(xué)驗算3.3.1氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨瓤筛鶕?jù)1精餾段：干板阻力板上充氣液層阻力：取液體表面張力的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?提餾段干板阻力：板上充氣液層阻力：取液體表面張力的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹楣试谠O(shè)計負(fù)荷下所取每層塔板壓降合理。3.3.2淹塔為了防止淹塔，要求控制降液管中清夜高度1.精餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?板上液層高度取可見

28、，所以符合防止淹塔的要求。2. 提餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?液體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?板上液層高度取可見，所以符合防止淹塔的要求。3.3.3霧沫夾帶1.精餾段：泛點率=，板上液體流經(jīng)的長度板上液流面積 取物性系數(shù) K=1.0,泛點負(fù)荷系數(shù) =0.103泛點率=對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足。2.提餾段：K=1.0 , =0.103，泛點率=泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足。3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1霧沫夾帶線 精餾段 泛點率=整理得 由上式知物沫夾帶為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值，可算出.

29、 提餾段 泛點率=整理得 在操作范圍內(nèi)，任取若干個值，算出相應(yīng)的值表3-4 霧沫夾帶線計算結(jié)果精餾段提餾段/（）/（）/（）/（）0.0020.46650.0020.38850.010.34470.010.24253.4.2 液泛線精餾段：,忽略5.34* 而，整理:提餾段：同理可得，表3-5 液泛線的數(shù)值精餾段，0.0010.0020.0030.004，0.6410.5660.4460.206提餾段，0.0010.0020.0030.004，0.7150.6650.5980.508依表3-5中數(shù)據(jù)在圖中分別作出精餾段和提餾段的漏夜線。3.4.3 漏液線對F1型重閥，依=5作出規(guī)定氣體最小的負(fù)

30、荷標(biāo)準(zhǔn)，則 精餾段： 提餾段：3.4.4 液相負(fù)荷上限線 取液體在降液管中停留時間為5秒,由式 精餾段： 提餾段： 據(jù)此在圖中作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線。3.4.5 液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，取E=1.0，得據(jù)此在圖中分別作出精餾段和提餾段與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。圖31精餾段負(fù)荷性能圖圖32提餾段負(fù)荷性能圖3.5操作彈性 精餾段： 其中氣相符合，確定操作點A點，連接OA 即為操作線。，即精餾段操作彈性:由圖3-1可知該篩板的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制提餾段：同理，即精餾段操作彈性=由圖3-1可知該篩板的操

31、作上限為液沫夾帶控制，下限為漏夜控制第四章 熱量衡算4.1.比熱容及汽化潛熱的計算(1)塔頂溫度下的比熱容=78.35下，查得=3.51kJ/(kg.k)=161.7kJ(kmol.k)78.35=4.194 kJ/(kg.k)=75.78kJ(kmol.k)=161.71*0.779+75.58*(1-0.779)=142.68 kJ(kmol.k)(2)進料溫度下的比熱容=82.05下，查得=3.56kJ/(kg.k)=164kJ(kmol.k)同理得82.05=4.198 kJ/(kg.k)=75.65kJ(kmol.k)=164*0.2812+75.65*(1-0.2812)=100.

32、49 kJ(kmol.k)(3)塔底溫度下的比熱容=95.79下，查得=.95kJ/(kg.k)=135.91kJ(kmol.k)同理得95.79=4.21 kJ/(kg.k)=75.95kJ(kmol.k)(4)塔頂溫度下的汽化潛熱598.0*0.779+1241*（1-0.779）=740.103kJ/kg4.2.熱量衡算(1)0時塔頂上的熱量，塔頂以0為基準(zhǔn)=46.58*142.68*78.35+46.58*740.103*40.67=1922774.283kJ/h(2)回流液的熱量，此為泡點回流。=78.00，此溫度下，=30.49*148.02*78.00=352024.124kJ/

33、h(3)塔頂餾出液的熱量，因餾出口與回流口組成相同，所以=16.09*142.68*78.35=179869.756kJ/h(4)進料的熱量=46.33*100.49*82.05=382000.325kJ/h(5)塔底殘液消耗的熱量=30.24*75.95*95.79=220003.58kJ/h(6)冷凝器消耗的熱量=-=1390880.4kJ/h(7)再沸器提供的熱量+=+=1565281.571kJ/h計算結(jié)果見表項目進料冷凝器塔頂餾液塔底殘液再沸器平均比熱容/kJ/(kmol.k)100.49-142.6875.95-熱量Q/（kJ/h）382000.3251390880.4179869

34、.756220003.581565281.57第五章 塔的接管5.1.進料管 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T形進料管，本設(shè)計采用直管進料管。 管徑計算如下：，取=1.6m/s,844.58kg/m3= 則 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.2.回流管 采用直管回流管，取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.3.塔底出料管 采用直管出料，取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.4.塔底蒸汽出料管 采用直管出氣，取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管5.5塔底蒸汽進氣管 采用直管出氣，取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取規(guī)格的熱軋無縫鋼管第六章 塔的附屬設(shè)備的設(shè)計6.1.冷凝器的選擇 有機物蒸汽

35、冷凝器設(shè)計選用總傳熱系數(shù)，一般范圍為500-1500kcal/(m3.h.) 本設(shè)計取K=700 kcal/(m3.h.)=2826kJ/(m3.h.) 出料液溫度78.35（飽和氣）78.35（飽和液） 冷卻水035 逆流操作 =58.35=43.35 則=50.48 由熱量衡算已知：=1390880.4kJ/h 傳熱面積A=9.75m2取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=9.75*1.04=10.14 m2因此換熱器選擇:JB/T4714-926.2.再沸器的選擇 選用120飽和水蒸汽，總傳熱系數(shù)k=2926kJ/(m3.h.) 料液溫度95.79100 水蒸氣120120 逆流操作 =

36、24.21=20 則=22.04 由熱量衡算已知：=1565281.571kJ/h 傳熱面積A=24.27m2取安全系數(shù)1.04，則所需傳熱面積A=24.27*1.04=25.24 m2因此換熱器的選擇為：JB/T4714-926.3.泵的選型已知：，設(shè)料液面加料孔位10m，90°標(biāo)準(zhǔn)彎頭兩個，180°彎頭一個，球心閥（全開）一個，則有關(guān)管件的局部阻力系數(shù)分別是：進口突然收縮，90°標(biāo)準(zhǔn)彎頭：，180°標(biāo)準(zhǔn)彎頭：，球心閥（全開）：，則總局部阻力系數(shù)=844.58kg/m3, , , , ,則=0.3164=0.02W/m2.p(表壓)=9.8kpa 則

37、兩截面間列柏奴力方程求泵的揚程： 流量 因此選擇泵的型號為：IS 50-32-125，表5-5 進料泵的性能參數(shù)型號IS50-32-125流量m3/h7.5揚程m22功率Kw機2.2軸0.96轉(zhuǎn)速2900效率47%泵殼許用壓力Kgf/cm332/46結(jié)構(gòu)單極主要符號說明英文字母英文字母Aa塔板開孔（鼓泡）面積，m2uo篩孔氣速，m/s;Af降液管面積，m2；h溢流堰高度，m；Ao篩孔面積，m2；K篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，無因次；AT塔截面積，m2；L塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/h；C計算Vmax時的負(fù)荷系數(shù)，無因次；LS塔內(nèi)下降液體的流量，m3/s；Co流量系數(shù)，無因次；l溢流堰長度，m；D塔頂餾

38、出液流量，kmol/h；N塔板數(shù)；理論板數(shù)；D塔徑，m；Np實際塔板數(shù)；do篩孔直徑，mm；NT理論塔板數(shù)；E液流收縮系數(shù)，無因次；n篩孔數(shù)；ET全塔效率（總板效率），無因次；P操作壓強，Pa或kPa;eV霧沫夾帶量，kg（液）/kg（氣）；P壓強降，Pa或kPa;F-進料流量，kmol/h；q進料熱狀態(tài)參數(shù)；Fa氣相動能因數(shù)，m/s(kg/m3)1/2；R回流比；開孔區(qū)半徑，m；G重力加速度，m/s2；S直接蒸汽量，kmol/h；HT板間距,m；塔高,m；t篩孔中心距，mm；hc與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；u空塔氣速，m/s; hf板上鼓泡層高度，m；uo漏液點氣速，m/s;hl進口堰與降

39、液管間的水平距離m；，V塔內(nèi)上升蒸氣流量，kmol/h；VS塔內(nèi)上升蒸氣流量，m3/s；液體密度校正系數(shù)hL板上液層高度，m；W釜殘液（塔底產(chǎn)品）流量，kmol/h；ho降液管底隙高度，m；Wd弓形降液管寬度，m； ho堰上液層高度，m；WC無效區(qū)寬度，m；y氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分率；x液相中易揮發(fā)組分的摩爾分率；Z塔有效高度，m；開孔率；uo降液管底隙處液體流速，m/s；H0與克服液體表面張力的壓降所當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺； hd與液體流經(jīng)降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m； ua按開孔區(qū)流通面積計算的氣速，m/s；hl與氣流穿過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；hP與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?m；WS安定區(qū)寬度，m；希臘字母英文字母相對揮發(fā)度，無因次；D管徑，m；干篩孔流量系數(shù)的修正系數(shù)，無因次；D換熱器殼徑，m；篩板厚度，mm；F摩擦系數(shù)；粘度，mPa·s；F溫差校正系數(shù)；液體表面張力，N/m或mN