分離丙酮---水連續(xù)浮閥式精餾塔工藝設(shè)計(jì)(共56頁)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)化工原理課程設(shè)計(jì)題 目分離丙酮-水連續(xù)浮閥式精餾塔工藝設(shè)計(jì)板式精餾塔的工藝設(shè)計(jì)系 （院）專 業(yè)班 級學(xué)生姓名學(xué) 號指導(dǎo)教師職 稱講師二一二年 六 月 十三 日精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)目目 錄錄 3.1.2 塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為：、77VDtLDtFtWt3.1.3 相對揮發(fā)度的計(jì)算 .7精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3. 3 熱量恒算 .83.3.2 加熱介質(zhì)的選擇 .93.3.3 熱量衡算93.4.1 精餾段與提餾段操作線方程及線方程11q3.4.3 實(shí)際塔板數(shù) .143.5.1 操作溫度的計(jì)算 .15

2、3.5.7 氣液負(fù)荷的計(jì)算 .223.6.1 塔徑的計(jì)算 .233.6.2 精餾塔塔有效高度的計(jì)算 .253.6.3 溢流裝置的計(jì)算 .253.6.4 塔板布置 .29精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3.7 浮閥板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .323.7.1 塔板壓降 .323.7.2 淹塔 .343.7.3 霧沫夾帶 .353.7.4 漏液363.7.5 液泛363.8.1 液沫夾帶線關(guān)系式383.8.2 液相負(fù)荷下限線關(guān)系式393.8.3 漏液線系式393.8.4 液相負(fù)荷限線關(guān)系式403.8.5 降液管液泛線關(guān)系式40第第一 主要符號說明45二 精餾塔主要工藝尺寸與主要設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表47工

3、藝流程圖工藝流程圖5151精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)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)書一、設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目分離 丙酮-水 混合液（混合氣）的連續(xù) 浮閥 式 精餾塔二、設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)及條件設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)及條件生產(chǎn)能力：年處理 丙酮-水 混合液（混合氣）： 80000 萬噸（開工率300 天/年） ；原 料：原料加料量 F11111.1kg/h丙酮 含量為 30 %（質(zhì)量百分率，下同）的常溫液體（氣體） ；分離要求： 塔頂 丙酮 含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底 丙酮 含量不高于（不低于）2.0 %。 塔頂壓力 p0.Mpa（絕壓）

4、塔釜采用 0.5Mpa（表壓）飽和蒸汽間接加熱2 2 工藝操作條件工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，冷進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明2 2、工藝計(jì)算、工藝計(jì)算3 3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑及 精、 提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)核算（3）塔板的負(fù)荷性能圖精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)4 4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖引言引言本設(shè)計(jì)是以丙酮水物系為設(shè)計(jì)物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離丙酮和水。浮閥塔

5、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。通過畫圖計(jì)算得出理論板數(shù)為 7 塊，回流比為 0.432,算出塔效率為 0.3056，實(shí)際板數(shù)為 17 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 0.8 米，有效塔高 12.80 米，浮閥數(shù)（提餾段每塊 50）。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)。本次設(shè)計(jì)過程正常，操作合適。第 1 章 前言1.11.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同

6、時進(jìn)行的。對液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點(diǎn)低的B 物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的 A 及 A-B 共沸物物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。1.21.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求精餾塔對塔設(shè)備的要求精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流 動。 二：效率

7、高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.1.3常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型常用板式塔類型及本設(shè)計(jì)的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優(yōu)點(diǎn)，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開發(fā)的主要

8、方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔多用第二章第二章 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算一一. .操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)操作條件及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)2.1.1 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，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。由于丙酮-水體系對溫度的依賴性不強(qiáng)，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費(fèi)用，操作壓力選為常壓101.325kPa。2.1.2 汽液平衡時，x、y、t 數(shù)據(jù)理想系統(tǒng)Antoine方程CTBAPlg式中:在溫度T 時的飽和蒸汽

9、壓 mmHg；PT溫度 ,；A、B、CAntoine 常數(shù)表2-1-2 丙酮的Antoine 常數(shù)名稱ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系統(tǒng) 表 2-1-2 常壓下丙酮-水氣液平衡與溫度關(guān)系丙酮（mol 分率）丙酮(mol 分率)丙酮（mol 分率）液相氣相溫度液相氣相溫度液相氣相溫度0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.2精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)0.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.4

10、0.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0注：摘自化工原理課程設(shè)計(jì) P32 表 3-9二二. .精餾塔工藝簡介精餾塔工藝簡介連續(xù)精餾裝置主要包括精餾塔，蒸餾釜（或再沸器） ，冷凝器，冷卻器，原料預(yù)熱器及貯槽等原料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至規(guī)定溫度后，由塔中部加入塔內(nèi)蒸餾釜（或再沸器）的溶液受熱后部分汽化，產(chǎn)生的蒸汽自塔底經(jīng)過各層塔上升，與板上回流液接觸進(jìn)行傳質(zhì)，從而使上升蒸汽中易揮發(fā)組分的含量逐漸提高，至塔頂引出后進(jìn)入冷凝器中冷凝成液體

11、，冷凝的液體一部分作為塔頂產(chǎn)品，另一部分由塔頂引入塔內(nèi)作為回流液，蒸餾釜中排出的液體為塔底的產(chǎn)品。原料預(yù)熱器精 餾 塔冷凝器貯槽冷卻器貯槽再沸器殘液貯槽第三章第三章 精餾塔的工藝計(jì)算精餾塔的工藝計(jì)算精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3.13.1 物料衡算物料衡算3.1.1 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率丙酮的摩爾質(zhì)量 58.08/AMkg kmol水的摩爾質(zhì)量 18.02/BMkg kmol原料加料量 F80000t/a進(jìn)料組成 xF30%(質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，下同)餾出液組成 xD98%釜液組成 xw2%塔頂壓力 p0.Mpa 所以 =kg/h=11111.1kg/hF380000 103

12、00 24進(jìn)料液、餾出液、釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)分別為、：FxDxWx =Fx117. 002.18/7008.58/3008.58/30 =Dx938. 002.18/208.58/9808.58/98 =Wx0063. 002.18/9808.58/208.58/2進(jìn)料平均相對分子質(zhì)量:=0.11758.08+(1-0.117)18.02=22.71kg/kmolFM原料液： F=489.26kmol/h11111.122.71總物料： F=W+D （1）易揮發(fā)組分： F=D+W （2）FxDxWx由（1）、（2）代入數(shù)據(jù)解得：D=58.134 W=431.126 塔頂產(chǎn)品/kmol h/kmo

13、l h的平均相對分子質(zhì)量： =58.080.938+18.02（1-0.938）=55.60kg/kmolDM精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)塔頂產(chǎn)品質(zhì)量流量： =D=55.6058.134=3232.256kg/hDDM塔釜產(chǎn)品平均相對分子質(zhì)量： =58.080.0063+18.02（1-0.0063）=18.272kg/kmolWM塔釜產(chǎn)品質(zhì)量流量： =W=431.12618.272=7877.534kg/hWWM物料衡算結(jié)果表 3-1-1(1) 物料衡算結(jié)果表塔頂出料塔底出料進(jìn)料質(zhì)量流量/（kg/h）3232.2567877.53411111.1質(zhì)量分?jǐn)?shù)/%98230摩爾流量/

14、(kmol/h)58.134431.126489.26摩爾分?jǐn)?shù)/%93.80.6311.73.1.2 塔頂氣相、液相，進(jìn)料和塔底的溫度分別為：、VDtLDtFtWt查表 3-1-1（1），用內(nèi)插法算得：塔頂： 57.125 .570 .575 .5790. 095. 090. 0938. 0LDtLDt 57.455 .570 .570 .57935. 0963. 0938. 0963. 0VDtVDt塔釜： 95.407 .9210010001. 000063. 00WtWt進(jìn)料： 65.455 .665 .664 .6310. 0117. 010. 015. 0FtFt精餾段平均溫度： =

15、61.451t2FVDtt245.6545.57提餾段平均溫度： =80.402t245.6540.952FWtt3.1.3.平均相對揮發(fā)度 精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)在溫度下丙酮和水的飽和蒸汽壓分別為：Ft精餾段： =61.451t 830. 0815. 0830. 030. 020. 030. 00 .611 .620 .6145.6111yx%39.82%,91.2511yx提餾段： =80.402t22220.050.62480.4075.803.71%,61.11%86.5075.800.020.050.4250.624xyxy將分別代入得：2121,yyxxxxy)

16、 1(178.40,38.1321 36.2378.4038.13213.23.2回流比的確定回流比的確定3.2.1回流比的確定泡點(diǎn)進(jìn)料：FxxqRmin=123.36 1 0.938110.9380.271126.36 1 0.1171 0.117axdxqaxfxf因?yàn)镽/ Rmin=1.6 所以R= Rmin*1.6=0.4323.33.3熱量恒算熱量恒算3.3.1 熱量示意圖（圖略）3.3.2 加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣泛的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá) 1001

17、000，適合于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是比熱容及傳熱系數(shù)較低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計(jì)選用 300kPa（溫度為133.3）的飽和水蒸氣做加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)但成本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不會復(fù)雜。（1）冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當(dāng)?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為 1025.如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本設(shè)計(jì)建廠地區(qū)為沈陽，沈陽市夏季最熱月份日平均氣溫為 25。故選用25的冷卻水，選升溫 10，即冷卻水的出口溫度為 35。3.3.3 熱量衡算已求得：57.12 57.40

18、95.40 65.45LDtVDtWtFt精餾段平均溫度： =61.451t2FVDtt245.6545.57提餾段平均溫度： =80.402t245.6540.952FWtt溫度下: =135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(kmolK)；LDt1pC2pC DpDppDxCxCC121=135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)；溫度下： =143.46kJ/(kmolK)； =76.40kJ/(kmolK)；Wt1pC2pC WpWppWxCxCC121=143.460.0063+76.40(1-0.0063) =76.82k

19、J/(kmolK)溫度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg；LDt12精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) DDxx121=5250.938+2812.5（1-0.938） =666.83kJ/kg塔頂： DDDxMxMM121 =58.080.938+18.02(1-0.938) =55.60kg/kmol（1）0時塔頂氣體上升的焓VQ塔頂以 0為基準(zhǔn)， DDpDVMVtCVQ =83.248132.2330.27+83.248666.8355.60 =.57kJ/h（2）回流液的焓RQ57.40溫度下： VDt=135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(

20、kmolK)；1pC2pC DpDppxCxCC121=135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)= 25.114132.20330.55=.92kJ/hVDpRtCLQ（3）塔頂餾出液的焓DQ因餾出口與回流口組成一樣，所以=58.134132.20330.27=.40kJ/hLDpDtCDQ（4）冷凝器消耗的焓CQ=.57-.40-.92=.25kJ/hDRVCQQQQ精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)（5）進(jìn)料口的焓FQ溫度下：=135.66kJ/(kmolK)； =75.68kJ/(kmolK)；Ft1pC2pC FpFppxCxCC

21、121=135.660.117+75.68(1-0.117) =82.70kJ/(kmolK)所以 =489.2682.70338.60=.16kJ/hFpFtCFQ(6)塔底殘液的焓WQ =431.12676.82368.55=.05kJ/hWpWtCWQ（7）再沸器BQ塔釜熱損失為 10%，則 =0.9設(shè)再沸器損失能量 ， BQQ1 . 0損DWCFBQQQQQQ損加熱器的實(shí)際熱負(fù)荷FDWCBQQQQQ9 . 0 =.25+.05+.92-.16=.064=.85kJ/hBQ（8）熱量衡算結(jié)果表 3-3-1（1） 熱量衡算表3.43.4 板數(shù)的確定板數(shù)的確定項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液

22、再沸器平均比熱/11KkmolkJ82.70132.2076.82熱量 Q/1 hkJ.16.52.92.05.85精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3.4.1 精餾段與提餾段操作線方程及線方程q精餾段操作線方程：10.11860.655011DnnDnnxLDRyxxxxVVRR提餾段操作線方程：16.1790.0326FDnnwnFxDxLyxxxVV氣液平衡方程： 11nnnnxyyay由于塔頂為全凝器，從塔頂最上一層塔板（序號為 1）上升的蒸汽全部冷凝成飽和溫度下的液體，故鎦出液和回流液的組成均為離開第一層理論版的氣相組成y，即=0.938,根據(jù)理論板的概念，自第一層塔板下降的

23、液相組成 x1 與 y11Dyx互成平衡，則 從第二層理111110.9380.39310.93823.26 1 0.938xyyay論板上升的氣相組成 y2 與 x1 符合精餾段操作線方程關(guān)系，由 x1 可求的 y2，即 同理210.1186 0.3930.65500.77411DxRyxRR222210.7740.12810.77423.36 1 0.774xyyay320.1186 0.1280.65500.69411DxRyxRR 則第三層理論塔板為進(jìn)料板30.6940.0880.69423.36 1 0.694x 30.117x 進(jìn)行提餾段理論塔板的計(jì)算46.179 30.03266

24、.179 0.0880.03260.511yx40.5110.04280.51123.361 0.511x 精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)56.179 40.03266.179 0.04280.03260.232yx50.2320.01280.23223.361 0.232x 656.1790.03266.179 0.01280.03260.0465yx 由于 所以此塔理論60.04650.00210.046523.361 0.0465x 60.0063x 板數(shù)為 5（不含再沸器），第三層為進(jìn)料板，精餾段塔板數(shù)為 2，提餾段塔板數(shù)為 3。 0.432 58.13425.114LD

25、R25.1141 489.26514.374/LLq Fkmol h (1)1.432 58.13483.248/VVRDkmol hW=437.126kmol/h3.4.2 全塔效率 由進(jìn)料組成0.117Fx 表 3-4-2） 不同溫度下丙酮-水黏度（mPas）溫度60708090100丙酮0.2330.2150.1980.1850.171水0.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均溫度：=76.26240.9512.572WDttt由表 2-2-3（1），利用內(nèi)插法計(jì)算得：精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)丙酮： 0.204 mPas215. 0198. 0215

26、. 070807026.76丙酮丙酮水： 0.374 mPa406. 0355. 0406. 070807026.76水水因?yàn)長iiLx所以， mPas215. 0374. 0938. 01204. 0938. 0LD mPas373. 0374. 00063. 01204. 00063. 0LW mPas410. 0435. 0117. 01223. 0117. 0F全塔液體平均黏度： mPas294. 02373. 0215. 02LWLDL已知，由表 2-1-2（2），利用內(nèi)插法計(jì)算得：26.76t 624. 0624. 0425. 005. 005. 002. 08 .7526.768

27、 .755 .86yx因此：x=4.87% y=61.54% 已求得23.36全塔效率=30.56%245. 049. 0LTE245. 0294. 036.2349. 03.4.3.3.4.3.實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)：=17 塊（不含塔釜） 第 7 塊理論板為530.56%TPTNNE加料版表 3-4-3 丙酮-水在不同溫度下的密度溫度1/ mlg丙酮1/ mlg水=57.12Dt0.7410.985=95.40Wt0.6850.962精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)=65.45Ft0.7270.980見化工原理書附錄五 P361 及附錄三 P359經(jīng)查表 得 泡點(diǎn)溫度78

28、.27dT99.86wT在此溫度下 查文獻(xiàn) 得 ： 0.38.Aamp s0.31.Bamp s則進(jìn)料液再該溫度下的平均粘度為：(0.31 0.38)/ 20.3145umpa s則板效率 E 由計(jì)算0.38710.2450.49EaE 則 實(shí)際塔板數(shù)：18N1450.3871 第 14 塊理論板為加料版3.53.5 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.5.1 操作溫度的計(jì)算表 3-5-1（1）丙酮-水在不同溫度下的密度溫度1/ mlg丙酮1/ mlg水=57.12Dt0.7410.985=95.40Wt0.6850.962=65.45Ft0.7270.

29、980精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)1.)塔頂溫度計(jì)算查附表（丙酮和水的平衡數(shù)據(jù)）丙酮-水溶液中丙酮摩爾分?jǐn)?shù)為 0.90 和 0.95時,其沸點(diǎn)分別為 57.5、57.0塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:DT， 0.938Dx 57.50.9380.900.950.9057.057.5LDT57.12LDT同理0.9630.93857.00.9630.93557.057.557.45LDTT2.)進(jìn)料板溫度查附表（丙酮和水的平衡數(shù)據(jù)）丙酮-水溶液中丙酮摩爾分?jǐn)?shù)為 0.11766.50.1170.100.150.1063.466.5FT 65.45FT3.)塔釜的溫度查附表（丙酮和水的平衡數(shù)據(jù)

30、）丙酮-水溶液中丙酮摩爾分?jǐn)?shù)為 0.00 和 0.02 時,其沸點(diǎn)分別為 100和 99.3設(shè)塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:WT，, 0.0063Wx0.001000.01 0.0092.7 100WWxT95.40WT 則 精餾段的平均溫度:精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) 257.4565.4561.452mT 提餾段的平均溫度: 195.4065.4580.402mT3.5.2 操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)：PD=101.325 kpa 取每層塔板壓降:P=0.6 kpa 則 進(jìn)料板壓力: 2101.3250.617105.40515FPkpa 塔釜 壓力: 101.3250.6 (1)112.

31、125WPPNkpa 則 精餾段的平均操作壓強(qiáng): 12101.325 20.6175103.3652mPkpa 提餾段的平均操作壓強(qiáng): 2320.6175108.7652WmPPkpa 3.5.3 氣液兩相的平均分子量 丙酮的摩爾質(zhì)量 58.08/AMkg kmol水的摩爾質(zhì)量 18.02/BMkg kmol由公式 得1iiiiMx M精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) 1.)對于塔頂 對于液相平均分子量:0.938Dx 1LDDADBMx MxM 0.938 58.081 0.93818.0255.5963/kg kmol 對于氣體平均分子量： 58.08 0.9483 18.021

32、 0.948356.0083/gMkg kmol2.)對于進(jìn)料板, 對于液相平均分子量:0.1321Fx 1LFFAFBMx MxM0.117 58.081 0.11718.0222.7070/kg kmol3.)對于塔釜 對于液相平均分子量:0.0063Wx 1LWWAWBMx MxM0.0063 58.081 0.006318.0218.2724/kg kmol4.) 平均溫度下的平均分子質(zhì)量 平均溫度 液相組分 氣相組分/oc 精餾段 61.45 0.2591 0.8239 提餾段 80.40 0.0371 0.6111故平均溫度下各段氣相的平均相對分子質(zhì)量精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心

33、-專注-專業(yè) 精餾段 58.08 0.8239 18.02 (1 0.8239)51.03gMkg 提餾段 58.08 0.6111 18.02 (1 0.6111)42.50/gMkg koml 平均溫度下各段液體的平均相對分子質(zhì)量 精餾段 0.2591 58.081 0.259118.0228.3918/LMkg kmol 提餾段 0.0371 58.081 0.037118.0219.5062/LMkg kmol3.54 各段摩爾組成 （百分含量） 0.9380.1170.0063DFWxxx平均溫度下各段組成（摩爾百分量），經(jīng)查附表（丙酮和水的平衡數(shù)據(jù)） 平均溫度 液相組分 氣相組分/

34、oc 精餾段 61.45 0.2591 0.8239 提餾段 80.40 0.0371 0.6111各段的組成（質(zhì)量百分量）塔頂：進(jìn)料板：塔釜：0.938MDx0.117MFx0.0063MWx精餾段平均溫度下的含量：58.08 0.25910.52990.2591 58.081 0.259118.02x提餾段平均溫度下的含量：0.0371 58.080.11060.0371 58.08 18.021 0.0371 !x3.5.5 精鎦塔各組分的密度精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)1.）平均壓力下氣相平均密度 由 計(jì)算：PMRT 精餾段的氣相平均密度： 1111mVmVmmp MRT

35、 3103.356 51.031.896/8.31461.45273.15kg m提餾段的氣相平均密度： 2222mVmVmmpMRT 3108.765 42.501.573/8.31480.40273.15kg m2.）液相的平均密度 由 計(jì)算11iiin （1.）對于塔頂 057.12DTC查文獻(xiàn) ， 3741/Akg m3985/Bkg m 質(zhì)量分率 0.98A 10.02BA 則 1ABDABABALBD1L D31744.689/0.980.02741985kg m精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) （2.）對于進(jìn)料板 65.45oFTC 查文獻(xiàn) ， 3727/Akg m39

36、80/Bkg m 質(zhì)量分率 0.300A 10.700BA 則 1ABFABABALB1FL F31887.3583/0.3000.700727.0980kg m（3.）對于塔釜 095.40WTC0.00063wx 查文獻(xiàn) ， 3685/Akg m3962/Bkg m 質(zhì)量分率 0.002A 10.998BA 則 1ABWABABALB1wL w31961.222/0.0020.998685962kg m精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) 平均溫度下精餾段的液相平均密度： 311832.8116/0.52990.4701733.7982.4Lmkg m 提餾段的液相平均密度： 321

37、932.3206/0.11060.8894706.04971.02Lmkg m 丙酮相對密度（相對于水）塔頂：0.7410 進(jìn)料：0.7270 塔釜：0.68504oc 精餾段平均溫度下：0.7373 提餾段平均溫度下：0.70603.5.6 平均溫度下液體表面張力的計(jì)算 由 計(jì)算1iiinx則精餾段的液體平均表面張力： 061.45TC0.2591Dx 查經(jīng)查附表（表面張力） 23.0/AmN m 66.22/BmN m 則 0.2591 23.01 0.259166.2255.02/mN m 提餾段的液體平均表面張力： 080.40TC0.0371x 查附表（表面張力） 21.0/AmN

38、m 62.82/BmN m 精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)0.0371 211 0.037162.8261.27/mN m3.4.6 氣液負(fù)荷計(jì)算 均溫下精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算： 431125.114 28.39189.378 10/36003600 832.8116VmsVmLMLms 383.248 51.030.6224/36003600 1.896VsVVMVms 均溫下提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算： 32283.248 42.500.6248/36003600 1.573VmsVmVMVms 322514.374 19.50620.002989/36003600 932.3206Lms

39、LmVMLms 3.3.6 6 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.6.1 塔徑的計(jì)算精餾段液氣流動參數(shù) 11422229.378 10832.81160.0800.62241.896sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.45THm0.05Lhm 0.450.050.40TLHhm精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 200.068fc又 液體的表面張力 20/mN m 0.22020cc 0.20.22055.020.0680.08332020cc max832.8116 1.8960.08331.2689/1.896VLLucm s

40、取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速： max0.70.7 1.26830.8882/uum s則 44 0.62240.79483.14 0.8882sVDmu按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為： 0.80Dm塔截面積： TA220.50244TADm空塔氣速0.62241.2389/0.5024um s提餾段液氣流動參數(shù) 11322222.9894 10932.30260.11650.62481.573sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.45THm0.05Lhm 0.450.050.40TLHhm精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 200.077c又 液體的表面張

41、力 20/mN m 0.22020cc 0.20.22061.270.0770.09632020cc max923.3206 1.5730.09632.3425/1.573VLLucm s取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速： max0.70.7 2.34251.6397/uum s則 344 2.9894 100.60673.14 1.6397sVDmu按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：，則0.70Dm塔截面積：TA 空塔氣速220.38464TADm1.6245/um s3.6.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 板式塔的有效塔高按下式計(jì)算 初選板間距 HT=0.45m 精餾塔有效高度有 Z 提=（N 提-3）Ht=

42、(3/0.3056-3)*0.45=3.07精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) 在進(jìn)料板處開一個人孔，其2(1)(1) 0.452.500.30560.3056TNZHm精精高度為 0.8m，故精餾塔有效高度為 Z=(Z 精+Z 提)+0.8+0.8=2.50+0.8+0.8+3.07=7.17m3.6.3 溢流裝置計(jì)算提餾段：因?yàn)?D=0.7 米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。1.）堰長 取 wl0.660.66 0.60.46wlDm2.）溢流堰高度 由 whwLowhhh選用平直堰，堰上液層高度 how 由下式計(jì)算（一般設(shè)計(jì)時，堰上液層高度不超過，可取范圍）6070mm

43、6070mm232.841000howwLhEl近似取 E=1，則232.8436000.002989410.61610000.46owhmmmm（） 而堰高需滿足wh0.10.050.082390.03939owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高一般在范圍內(nèi)，故取wh0.030.05m0.03939whm精餾段：因?yàn)?D=0.8 米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。1.）堰長 取 wl0.660.66 0.80.528wlDm精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)2.）溢流堰高度 由 whwLowhhh選用平直堰，堰上液層高度 how 由下式計(jì)算（一般設(shè)計(jì)時，堰

44、上液層高度不超過，可取范圍）6070mm6070mm232.841000howwLhEl近似取 E=1，則232.8436000.00093788.54610000.528owhmmmm（） 而堰高需滿足wh0.10.050.091460.04146owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高一般在范圍內(nèi)，故取wh0.030.05m0.04146whm3.）弓形降液管寬度和截面積dWfA提餾段：弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰高于塔徑之比得到（查化工原dWfA理 163 頁圖）3.12由0.66wlD 查 弓形降液管的參數(shù) 得, 0.10fTAA0.18dWD精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你

45、奉上專心-專注-專業(yè)故 20.100.10 0.38460.03846fTAAm 0.180.18 0.70.126dWDm降液管內(nèi)液體的停留時間 依式336003600 0.03846 0.455.79 52.9894 103600fThA HssL 故 降液管設(shè)計(jì)合理精餾段：弓形降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰高于塔徑之比得到（查化工原dWfA理 163 頁圖）3.12由0.66wlD 查 弓形降液管的參數(shù) 得, 0.0722fTAA0.2086dWD故 20.07220.0722 0.50240.03627fTAAm 0.200.20 0.80.16dWDm降液管內(nèi)液體的停留時間 依式360

46、03600 0.03627 0.4568.64 50.0009378 3600fThA HssL 故 降液管設(shè)計(jì)合理精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)4.）降液管底隙 44 高度 0h03600hoWLhl u取 00.07/um s提餾段：則302.9894 1036000.0308203600 0.46 0.08hmmm 0.03940.03180.00760.006womhh故 降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理為了保證液體由降液管流出時不至于受到很大阻力，進(jìn)口堰與降液管間的水平距離不小于1hoh選用凹形受液盤，深度131hmm精餾段： 03600hoWLhl u取 00.07/um s提餾

47、段：則409.378 1036000.02644203600 0.528 0.07hmmm 0.041460.026440.015260.006womhh故 降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理為了保證液體由降液管流出時不至于受到很大阻力，進(jìn)口堰與降液管間的水平距離不小于1hoh選用凹形受液盤，深度127hmm精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3.6.4 塔板布置1.）邊緣寬度的確定提餾段： 取 ， 60sWmm50cWmm2.）開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按下式計(jì)算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 0.70.1260.060.16422dsDxWWm 0.70.050.3022

48、cDrWm 故 22210.300.16420.164 0.300.164sin1800.30aA20.2209m精餾段：取 ， 60sWmm50cWmm開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按下式計(jì)算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 0.80.5280.060.235222dsDxWWm 0.80.050.3522cDrWm 故 22210.350.235220.164 0.350.2352sin1800.35aA精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)20.3025m3.）浮閥個數(shù)及其排布 丙酮-水對設(shè)備無腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等邊三角形3mm叉排排列浮閥， 選取

49、F1 型浮閥，重型，其閥孔直徑m 0.039od 提餾段： 用式00/10/ 1.5737.97/vuFm s22000.6248660.785 0.0397.974SVndu浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一橫排的孔心距 t=75mm，則可按下式估算排間距式，即 考慮到塔的直徑不大，必0.0450(70125)aAtmmmNt須采用整塊式塔板，排間距不宜采用 45mm,而應(yīng)采用 60mm。得閥數(shù)： 按 50 個重新核孔速及閥孔動能因數(shù)0.221500.06 0.075aAtNt 02200.624810.47/0.785 0.039504SVum sdn 閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 9

50、12 范圍0010.47/ 1.57311.93/vFum s內(nèi)塔板開孔率22050 0.785 0.03940.15520.3846TndA精餾段： 用式00/10/ 1.8967.26/vuFm s22000.6248530.785 0.0397.264SVndu浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一橫排的孔心距 t=75mm，則可按下式精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)估算排間距式，即 0.0761(70125)aAtmmmNt塔板開孔率22053 0.785 0.03940.12600.5024TndA3 3.7.7 浮閥板的流體力學(xué)驗(yàn)算浮閥板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.7.1 塔半壓

51、降氣體通過一層塔板的壓降ClPPPP 常將這些壓降折合成塔內(nèi)液體的液柱高度由；pclhhhh1.）提餾段：干板阻力的計(jì)算 干板阻力可計(jì)算如下：Chch對型重閥可用以下經(jīng)驗(yàn)公式求算1Fch閥全開前（） oocuu0.17519.9ocluh 閥全開后（） oocuu25.342vocLuhg臨界氣速 1.83573.18.6012/8.5455/ocovum sum s故 按浮閥未全開計(jì)算：0h精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)0.175019.90.0322cLUhm精餾段： 干板阻力的計(jì)算 干板阻力可計(jì)算如下：Chch對型重閥可用以下經(jīng)驗(yàn)公式求算1Fch閥全開前（） oocuu0.1

52、7519.9ocluh 閥全開后（） oocuu25.342vocLuhg臨界氣速 1.83573.18.5914/8.5455/ocovum sum s故 按浮閥未全開計(jì)算：0h0.175019.90.0338cLUhm2.）氣體通過液層的阻力計(jì)算lh 提餾段：氣體通過液層的阻力由 計(jì)算lhloLhh lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm精餾段：氣體通過液層的阻力由 計(jì)算lhloLhh lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)3.)液體表面張力所造成的阻力提餾段：因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔其表面張力可忽略不計(jì)因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板

53、的壓降相當(dāng)?shù)囊褐邽?0.0250.03220.0572pclhhhm 則氣體通過每層板的壓降：P （設(shè)計(jì)允許值）pLPhg0.0572 932.3206 9.81523.150.6aapkp精餾段：因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔其表面張力可忽略不計(jì)因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐邽?0.03380.0250.0588pclhhhm 則氣體通過每層板的壓降：P （設(shè)計(jì)允許值）pLPhg0.0588 832.8116 9.81480.420.6aapkp3.7.2 淹塔提餾段：為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降壓塔液管層高度 DTwHHh Hd 可用下式計(jì)算，即 (1)與氣體塔板的壓降相當(dāng)于的液

54、柱高度通dpldHhhh過0.0572phm（2）液體通過降夜管的壓頭損失0.00298940.1520.006680.46 0.0308dhm（3）板上液層高度，取 0.05Lhm0.05120.050.006680.114dpldHhhhm取 則0.50.45THm0.5(0.450.0394)0.245TwHhm可見，符合防止淹塔的要求。DTwHHh 精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)精餾段：了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降壓塔液管層高度 DTwHHh Hd 可用下式計(jì)算，即 (1)與氣體塔板的壓降相當(dāng)于的液柱高度通dpldHhhh過0.0572phm（2）液體通過降夜管的壓頭損

55、失0.00093780.1520.0001350.528 0.01502dhm（3）板上液層高度，取 0.05Lhm0.05880.050.0001350.1089dpldHhhhm取 則0.50.45THm0.5(0.450.04146)0.2457TwHhm可見，符合防止淹塔的要求。DTwHHh 3.7.3 霧沫夾帶為了保證板式塔能維持正常的操作效果，將霧沫夾帶限制在一定范圍內(nèi)，規(guī)定每上升氣體夾帶到上層塔板的液體不超過即控制霧沫夾帶量kg0.1kgVe0.1/kg kg 在下列泛點(diǎn)率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定的指標(biāo)，即Ve0.1/kg kg大塔 泛點(diǎn)率80%直徑小于以下 泛點(diǎn)

56、率0.9m70%減壓塔 泛點(diǎn)率75%提餾段：液沫夾帶由泛點(diǎn)率 計(jì)算精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)泛點(diǎn)率可由經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算泛點(diǎn)率100%0.78VSLVFTVKC A 經(jīng)查 170 頁圖得3 150.121.0FCK泛點(diǎn)率1.5730.2322932.3026 1.573100%68.75%70%0.78 1 0.107 0.3847 精餾段：液沫夾帶由泛點(diǎn)率 計(jì)算泛點(diǎn)率可由經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算泛點(diǎn)率100%0.78VSLVFTVKC A 經(jīng)查 170 頁圖得3 150.1071.0FCK泛點(diǎn)率1.8960.2322832.8116 1.896100%57.93%70%0.78 1 0.12

57、0.5024 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾的泛點(diǎn)率在允許的范圍內(nèi).3.7.4 漏液 當(dāng)上升氣體流速過小，氣體的動能不足以阻止液體經(jīng)孔道下流時，便會出現(xiàn)漏液現(xiàn)象。漏液量達(dá)的氣速為漏液速度，這是塔操作的下限氣速。對于浮10%閥塔，取閥孔動能因數(shù) 進(jìn)行計(jì)算，相應(yīng)的漏液量接近。56oF 10%3.7.5 液泛精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè) 提餾段：為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： dTwHHh 取 ， 則0.5 0.50.400.03940.245TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 dh液柱得24229.378 100.20.2()0.2 ()0.00890.46

58、0.0308sdowoLhuml hpLddhhhH 液柱 0.05720.050.00890.1161dHm dTwHHh為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： dTwHHh 取 ， 則0.5 0.50.400.03940.245TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 dh液柱得24229.378 100.20.2()0.2 ()0.00890.46 0.0308sdowoLhuml h精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)pLddhhhH 液柱 0.05720.050.00890.1161dHm dTwHHh精餾段：為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式

59、： dTwHHh 取 ， 則0.5 0.50.450.041460.2457TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 dh液柱2220.00298940.20.2()0.2 ()0.002540.528 0.02644sdowoLhuml h得pLddhhhH 液柱 0.05720.050.002540.1098dHm dTwHHh 故 在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象3.83.8 板負(fù)荷性能圖板負(fù)荷性能圖3.8.1 液沫夾帶線關(guān)系式精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上專心-專注-專業(yè)提餾段：在式中，令，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 1.121 23.

60、720ssVLLs 3/ms0.00100.0020Vs 3/ms1.09731.0736精餾段：在式中，令，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 0.9260 12.56ssVLLs 3/ms0.00100.0020Vs 3/ms0.85020.83663.8.2 液相下限線關(guān)系式提餾段：由，令 E=1，取，并將代入，23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL可得：3min()0.0004/sLms精餾段：;由，令 E=1，取，并將代入，23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL可得：3min()0.000