1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上 1 設(shè)計概述1.1設(shè)計題目： 篩板式連續(xù)精餾塔及其主要附屬設(shè)備設(shè)計1.2工藝條件:生產(chǎn)能力：10000噸/年（料液）年工作日：300天原料組成：50%丙酮，50%水（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成：餾出液 99.5%丙酮，釜液0.05%丙酮操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點進(jìn)料狀況：泡點加熱方式：直接蒸汽加熱回流比： 自選2 塔的工藝計算2.2全塔物料衡算與操作方程2.2.1精餾塔的物料衡算進(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=0.23758.08+（1-0.237）18.

2、02=27.514 kg/kmolM= 0.98458.08+ (1-0.984) 18.02=57.439 kg/kmolM=0.08+（1-0.0005）18.02=18.040 kg/kmol物料衡算 kmol/h 聯(lián)立 和 解得 D=12.15 kmol/h W=38.33 kol/h 2.2.2塔板數(shù)的確定.求最小回流比及操作回流比用作圖法求最小回流比【2】由題設(shè)可得泡點進(jìn)料q=1則= ，又附圖可得=0.237, =0.822。= 確定操作回流比： 令=0.556求精餾段的氣、液相負(fù)荷L=RD=0.556×12.15=6.76 kmol/hV=(R+1)D=(0.556+1

3、)12.15=18.91 kmol/hL'=L+F=6.67+50.48=57.15 kmol/hV'=V=18.91 kmol/h操作方程精餾段 提餾段 畫圖可知 利用此回流比不能求出結(jié)果則求出Rmin=1.889確定操作回流比： 令=3.778求精餾段的氣、液相負(fù)荷L=RD=3.778×12.15=45.90 kmol/hV=(R+1)D=(3.778+1)×12.15=58.05 kmol/hL'=L+F=45.90+50.48=96.38 kmol/hV'=V=58.05 kmol/h操作方程精餾段 提餾段 利用圖解法求理論班層數(shù)，可

4、得：總理論板層數(shù) NT =18塊 (包括再沸器) ， 進(jìn)料板位置 NF =152.3全塔效率的估算用奧康奈爾法()【3】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) xD=0.984 y1=0.984 x1=0.960 設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上： yB = 0.032 可得： (加料板) xF=0.237 yF=0.822 假設(shè)物質(zhì)同上：yA =0.822 xA =0.237 yB =0.178 xB=0.763可得： (塔底) xW =0.00016 yW=0.00027假設(shè)物質(zhì)同上：yA=0.00027 xA=0.00016 yB=0.9997

5、3 xB=0.99984可得： 所以全塔平均揮發(fā)度： 精餾段平均溫度tm =(61.86+56.88)/2=59.37 查前面物性常數(shù)（粘度表）：59.37 時， 所以 查85時，丙酮-水的組成y水=0.551 所以 同理可得：提留段的平均溫度 查表可得在80.93時 X水=0.964 x丙酮=0.0362.4 實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)【4】精餾段： ，取整30塊，考慮安全系數(shù)加一塊為30塊。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31塊，實際總板數(shù)為39塊。全塔總效率： 2.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算以精餾段為例計算2.5.1操作壓力計算精餾段塔頂壓強(qiáng)PD =1

6、01.325 KPa若取單板壓降為0.7, 則進(jìn)料板壓強(qiáng)精餾段平均壓強(qiáng) KPa2.5.2操作溫度計算位置進(jìn)料板塔頂(第一塊板)摩爾分?jǐn)?shù)xf=0.237y1=xD=0.984yf=0.822x1=0.960摩爾質(zhì)量/MVf=50.95MVm=56.80MLf=27.51MLm=56.08溫度/61.8656.88精餾段平均溫度tm =(61.86+56.88)/2=59.37 2.5.3平均摩爾質(zhì)量計算液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(61.86+56.88)/2=59.37 液相平均摩爾質(zhì)量 MLg=(27.51+56.08)/2=41.80 kg/kmol2.5.4平均密度計算在平均

7、溫度下查得液相平均密度為：其中，1 =0.1580 2 =0.8420所以，液相平均密度為 lm =935.0氣相平均摩爾質(zhì)量 氣相平均壓強(qiáng) KPa氣相平均密度2.5.5液體平均表面張力計算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ?=19.01 mN/m =66.53mN/m mN/m在進(jìn)料板溫度下查表面張力表：=18.60mN/m =65.68mN/m 精餾段液相平均表面張力2.5.6液體平均粘度計算在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺?在進(jìn)料板溫度下查粘度表： 精餾段液相平均粘度 2.6精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.6.1塔徑的計算精餾段的體積流率計算：汽相負(fù)荷 V=（R+1)D=(3.778+1)×12.1

8、5= 58.05kmol/h液相負(fù)荷L=RD=3.778×12.15=45.90kmol/h 圖橫坐標(biāo)：取板間距，板上液層高度 ：查附圖： 取安全系數(shù)為0.7，則表觀空塔氣速： m/s估算塔徑：塔截面積：實際塔氣速： 2.6.2精餾塔的有效高度的計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： 2.7精餾塔的塔體工藝尺寸計算2.7.1溢流裝置的計算 堰長可取=0.66D=0.66×1.28=0.84m溢流堰高度由=，選用平直堰，堰上液層高度：取用E=1，則取液上清液層高度 hL=60 mm弓形降液管寬度和截面積由，查圖5

9、-7（）附圖得 用經(jīng)驗公式【6】：故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度比低10mm，則： =0.01=0.05480.01=0.0448m故選用凹形受液盤，深度2.7.2塔板布置塔板的分塊因為D800mm，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=15mm篩孔數(shù)目： 開孔率： 氣體通過閥孔的氣速為： 2.8篩板的流體力學(xué)驗算2.8.1塔板壓降干板阻力計算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算氣體通過液層的阻力 查圖得： 液體表面張力的阻力計算

10、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算： （700Pa=設(shè)計允許值）2.8.2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。2.8.3液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式由所以故設(shè)計中液沫夾帶量允許范圍內(nèi)2.8.4漏液對于篩板塔，漏液點氣速： =6.95 m/s實際空速：穩(wěn)定系數(shù)：故在本實驗中無明顯漏液。2.8.5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)計不會發(fā)生液泛2.9塔板負(fù)荷性能圖2.9.1漏液線查圖【7】知 = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，已上式計算 0.00060.00150.003

11、00.0045 0.11430.12280.13340.1419由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線12.9.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下： 解得 0.00060.00150.00300.0045 1.1241.0690.9810.9386可作出液沫夾帶線22.9.3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3.2.9.4液相負(fù)荷上限線以4s 作為液體在降液管中停留時間的下限據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相

12、負(fù)荷上線4。2.9.5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： 0.144=0.0815-108.04-1.31列表計算如下 0.00060.00150.00300.0045 1.2891.1431.0980.978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：精餾A）在負(fù)荷性能圖A上，作出操作點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= 1.46m3/s Vs，min= 0.5m3/s故操作彈性為Vs，max/Vs，min=2.922.10精

13、餾塔接管尺寸計算2.10.1蒸汽出口管的管直徑計算由于是常壓精餾【8】，允許氣速為，故選取2.10.2回流管的管徑計算冷凝器安裝在塔頂，一般流速為，故選取2.11對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論精溜塔的設(shè)計，在化工行業(yè)有較廣的應(yīng)用，通過短短一周的設(shè)計，使我認(rèn)識到精餾在應(yīng)用是十分廣泛的，但是，要把此塔設(shè)計好，是有一定難度的，它不僅要求我們擁有較高的理論基礎(chǔ)，還要求我們掌握一定的實踐基礎(chǔ)。 本次課程設(shè)計難度非常大，主要是計算復(fù)雜，計算量大考慮的細(xì)節(jié)較多，對同一個設(shè)備分成兩部分進(jìn)行考慮，既相互獨立又須彼此照應(yīng)，始終要考慮計算是為一個設(shè)備進(jìn)行。由于是工程上的問題，我們設(shè)計的不能像理論上那樣準(zhǔn)確，存在誤

14、差是在所難免的，計算過程中數(shù)字的一步步地四舍五入逐漸積累了較大的計算誤差，但是只要我們在計算中保持高的精確度，這種誤差可以大大地減小。3 參考文獻(xiàn)1王志魁.化工原理（第三版） M.北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2005、12劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計M.山東：石油大學(xué)出版社，2001、53賈紹義、柴誠敬.化工原理課程設(shè)計M.天津：天津大學(xué)出版社，2002、84夏清、陳常貴.化工原理（下冊）M.天津：天津大學(xué)出版社，2005、15化學(xué)工程手冊編輯委員會.化學(xué)工程手冊氣液傳質(zhì)設(shè)備M。北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1989、76 陳敏恒 化工原理（下）M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1989 7 姚玉英. 化工原

15、理（下）M. 天津：天津科技出版社，1999 8 譚天恩 化工原理（下）M. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19944主要符號說明專心-專注-專業(yè)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 mh

16、r 與氣體穿過板間上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?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 釜殘液流量 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)