1、西安交通大學(xué)能源與動(dòng)力工程學(xué)院酒精連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)化工61劉敬軍060380162009/6/28目錄第一章設(shè)計(jì)任務(wù)書 錯(cuò)誤!未指定書簽第二章概述錯(cuò)誤!未指定書簽第三章設(shè)計(jì)方案的選定 錯(cuò)誤!未指定書簽一、主要設(shè)備選型 錯(cuò)誤!未指定書簽二、操作條件的確定 錯(cuò)誤!未指定書簽第四章工藝計(jì)算 錯(cuò)誤!未指定書簽一、物料衡算 錯(cuò)誤!未指定書簽二、回流比、理論塔板數(shù)的確定錯(cuò)誤!未指定書簽三、全塔效率 錯(cuò)誤!未指定書簽四、實(shí)際塔板數(shù) 錯(cuò)誤!未指定書簽五、熱量衡算 錯(cuò)誤!未指定書簽第五章精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)計(jì)算 錯(cuò)誤!未指定書簽一、塔徑的計(jì)算錯(cuò)誤!未指定書簽二、提餾段塔盤設(shè)計(jì)計(jì)算 錯(cuò)誤!未指定書簽三、精餾段塔盤設(shè)計(jì)計(jì)

2、算錯(cuò)誤!未指定書簽四、塔高的計(jì)算錯(cuò)誤!未指定書簽第六章流體力學(xué)驗(yàn)算和操作負(fù)荷性能圖錯(cuò)誤!未指定書簽一、流體力學(xué)驗(yàn)算 錯(cuò)誤!未指定書簽二、操作負(fù)荷性能圖錯(cuò)誤!未指定書簽第七章接管尺寸設(shè)計(jì) 錯(cuò)誤!未指定書簽一、進(jìn)料管錯(cuò)誤!未指定書簽二、塔頂升氣管 錯(cuò)誤!未指定書簽三、回流管錯(cuò)誤!未指定書簽四、塔釜?dú)庀嗷亓鞴?錯(cuò)誤!未指定書簽五、塔釜液相排出管 錯(cuò)誤!未指定書簽第八章附屬設(shè)備設(shè)計(jì)和選用 錯(cuò)誤!未指定書簽一、冷凝器錯(cuò)誤!未指定書簽二、再沸器錯(cuò)誤!未指定書簽四、第九章進(jìn)料泵錯(cuò)誤!未指定書簽 換熱器錯(cuò)誤!未指定書簽 設(shè)計(jì)體會(huì)錯(cuò)誤!未指定書簽3 / 37第一章設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)目的：以設(shè)定壓力的飽和蒸汽在塔釜間

3、接加熱，塔頂采用冷凝冷卻器，用水作為冷卻劑。設(shè)計(jì)題目：酒精連續(xù)精餾塔的工藝設(shè)計(jì)三、設(shè)計(jì)條件：生產(chǎn)能力（產(chǎn)量）6160噸/年操作周期8000小時(shí)/年進(jìn)料組成進(jìn)料含乙醇37.6%,其余為水 （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品（乙醇）組成紹1.6 %塔底產(chǎn)品（乙醇）組成包）.5%四、操作條件1. 加熱方式：間接蒸汽加熱2. 塔頂壓強(qiáng)：1個(gè)大氣壓（絕對(duì)壓強(qiáng)）；3. 進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料4. 回流比：計(jì)算確定5. 冷卻水進(jìn)出口溫度為 20和35度五、酒精和水溶液的表面張力：精餾段18達(dá)因/厘米；提餾段：60達(dá)因/厘米六、其它條件自選。七、設(shè)計(jì)內(nèi)容：1、設(shè)計(jì)方案的選擇和流程說(shuō)明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)

4、（1）塔徑和提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的負(fù)荷性能圖（3）總塔高、總壓降和接管尺寸的確定4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算6. 工藝流程圖和精餾塔工藝條件圖7. 設(shè)計(jì)體會(huì)和評(píng)述8. 參考文獻(xiàn)第二章概述課程設(shè)計(jì)是化工原理課程的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程和有關(guān)選修課程的基本知識(shí)去解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練。在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃中，它也起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，學(xué)生應(yīng)該注重以下幾個(gè)能力的訓(xùn)練和培養(yǎng)：1、查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)（包括從已發(fā)表的文獻(xiàn)中和從生產(chǎn)現(xiàn)場(chǎng)中搜集）的能力；2、樹(shù)立既考慮技術(shù)上的先進(jìn)性與可行性，又考慮經(jīng)濟(jì)上的合理性，并注意到操作時(shí)的勞動(dòng)條件和環(huán)境

5、保護(hù)的正確設(shè)計(jì)思想，在這種設(shè)計(jì)思想的指導(dǎo)下去分析和解 決實(shí)際問(wèn)題的能力；3、迅速準(zhǔn)確的進(jìn)行工程計(jì)算的能力；4、用簡(jiǎn)潔的文字，清晰的圖表來(lái)表達(dá)自己設(shè)計(jì)思想的能力?；ぴO(shè)備設(shè)計(jì)包括工藝設(shè)計(jì)和機(jī)械設(shè)計(jì)兩部分。工藝設(shè)計(jì)是根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)提供的工業(yè)條件（包括工作壓力、溫度、產(chǎn)量、物料性能等），確定設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式、接管方位以和設(shè)備的主 要尺寸等。機(jī)械設(shè)計(jì)是在工藝設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)上進(jìn)行強(qiáng)度、剛度和穩(wěn)定性設(shè)計(jì)或校核計(jì)算， 對(duì)設(shè)備的內(nèi)、外附件進(jìn)行選型和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)計(jì)算，最好繪制設(shè)備的裝配圖和零部件工作圖。作為化學(xué)工程與工藝的學(xué)生，本次化工原理課程設(shè)計(jì)主要是進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)。乙醇水是工業(yè)上最常見(jiàn)的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，

6、是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)致 癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日 化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲， 乙醇燃料越來(lái)越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)。長(zhǎng)期以來(lái)，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇-水體系有共沸現(xiàn)象， 普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇-水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。第三章設(shè)計(jì)方案的選定一、主要設(shè)備選型精餾設(shè)備（氣液傳質(zhì)設(shè)備）主要分為填料塔和板式塔，板式塔為逐級(jí)接觸型氣-液傳質(zhì) 設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、 穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形

7、塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。填料塔和板式塔的比較：填料塔是連續(xù)式的氣液傳質(zhì)設(shè)備，氣液兩相間呈連續(xù)逆流接觸并進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱，氣液兩相組分的濃度沿塔高呈連續(xù)變化。板式塔中氣液兩相間逐層逆流接觸并進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱，氣液兩相組分的濃度沿塔高呈階梯式變化。板式塔是目前我們酒精生產(chǎn)中使用最多的塔型，浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái) 的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體 流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板 效率、壓降、生產(chǎn)能力以和設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。浮閥塔板具有泡罩塔板和篩孔塔 板的優(yōu)點(diǎn)，其優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低，生產(chǎn)

8、能力大，操作彈性大，塔板效率較高；缺點(diǎn)是 處理易結(jié)焦、高粘度的物料時(shí)，閥片易與塔板粘結(jié)；在操作過(guò)程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥片脫落或卡 死等現(xiàn)象，使塔板效率和操作彈性下降。由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影 響，提高生產(chǎn)效率，選用浮閥塔。二、操作條件的確定1. 操作壓力根據(jù)塔頂?shù)臈l件選擇常壓操作。乙醇-水體系對(duì)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。2. 進(jìn)料根據(jù)要求，泡點(diǎn)進(jìn)料，即飽和液體進(jìn)料。飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化 和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的 塔徑相同，無(wú)論是設(shè)

9、計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易。3. 加熱方式根據(jù)工藝要求，采用飽和蒸汽在塔釜間接加熱，設(shè)置再沸器。飽和水蒸汽的溫度與壓力 互為單值函數(shù)關(guān)系，其溫度可通過(guò)壓力調(diào)節(jié)。同時(shí)，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價(jià)格較低 廉，因此使用飽和水蒸汽作為加熱劑。4. 冷卻劑和溫度根據(jù)給定的條件，塔頂采用冷凝冷卻器， 用水作為冷卻劑，水進(jìn)出口溫度為20和35度。5. 熱能的利用精餾過(guò)程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過(guò)程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過(guò) 程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過(guò)程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。與此同時(shí)，合理 利用精餾過(guò)程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計(jì)

10、進(jìn)料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所 輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失 掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級(jí)低一些的物料，可以 將塔頂蒸汽冷凝潛熱和釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。此外，通過(guò)蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中 間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔 底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。第四章工藝計(jì)算物料衡算進(jìn)料摩爾組成：乙醇J 76-hl6+U-0J76HlH；：，水 0.809已知：生產(chǎn)能

11、力（產(chǎn)量）6160噸/年操作周期8000小時(shí)/年進(jìn)料組成進(jìn)料含乙醇37.6%，其余為水（質(zhì)量分率，下冋）塔頂產(chǎn)品（乙醇）組成初1.6%塔底產(chǎn)品（乙醇）組成0.5%乙醇分子量：46,水的分子量：18塔頂摩爾組成：乙醇塔底摩爾組成：乙醇(LO時(shí)呂4苗EL nS-=-A frj-Cl -DMD S TH-J U ；匚，水 0.998804全塔總物料衡算：_ _'乙醇衡算：Z - -' 塔頂產(chǎn)品流率：求解上面的方程得：E = 72.041kir）al/h，訓(xùn)二 5（L4g7kmBl/h乙醇的回收率：水的回收率（塔頂）：表格錯(cuò)誤！未指定順序。物料衡算結(jié)果一覽名稱原料（）餾出液（D）廢液（

12、W）摩爾分?jǐn)?shù)x （乙醇）0.1910.6340.00196摩爾流率（）72.04121.54450.497二、回流比、理論塔板數(shù)的確定精餾塔設(shè)計(jì)的一個(gè)主要內(nèi)容是確定其所需的塔板數(shù)，由于塔板上兩相的傳質(zhì)情況十分復(fù) 雜，塔板數(shù)的計(jì)算常采用分解計(jì)算的方法，即先根據(jù)分離要求計(jì)算所需的理論塔板數(shù)，然后 引入總板效率（又稱為全塔效率）進(jìn)行校正，從而得實(shí)際的塔板數(shù)。精餾塔是計(jì)算可米用解析法、圖解法或簡(jiǎn)捷法。計(jì)算有兩種辦法：一是通過(guò)水-乙醇體系的相平衡數(shù)據(jù)進(jìn)行手算，二是通過(guò)軟件進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算。這里用進(jìn)行設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)計(jì)算，得出回流比和塔板數(shù)的初值后，在用進(jìn)行精確的操作型計(jì) 算。1. 設(shè)計(jì)型模擬計(jì)算：模擬條件選取如下：

13、(1) 用 的模塊進(jìn)行設(shè)計(jì)型計(jì)算；(2) 物系為乙醇-水體系；(3) 物性方法為；(4) 設(shè)定實(shí)際回流比為最小回流比的1.5倍； 乙醇的回收率為 0.993，水的回收率為 0.135；(6)塔頂(冷凝器)壓力為 1，塔底壓力為1 (先設(shè)定塔壓降為零) 結(jié)果如下：表格錯(cuò)誤！未指定順序。初始設(shè)計(jì)結(jié)果0.423886280.635829425.8265975311.80997767.811054916.81105491411204.101391600.94278.914069C99.4117042C0.298878即可以得到最小回流比、實(shí)際回流比、最小理論塔板數(shù)、實(shí)際塔板數(shù)和進(jìn)料位置等。回流比是精餾

14、塔設(shè)計(jì)和操作的重要參數(shù)，影響到理論塔板數(shù)、塔徑、塔板結(jié)構(gòu)尺寸、加 熱蒸汽和冷卻水的消耗量。它的選取范圍為至無(wú)窮大，太小則塔板數(shù)過(guò)多，設(shè)備投資大，過(guò) 小則冷熱公用工程用量大，操作費(fèi)用大。一般經(jīng)驗(yàn)地取為最小回流比的1.22倍，也可根據(jù)關(guān)系來(lái)確定合適的回流比。在上面模擬的基礎(chǔ)上進(jìn)行靈敏性分析，得到塔板數(shù)和回流比的關(guān)系如下圖：圖表錯(cuò)誤味指定順序。理論板數(shù)隨回流比變化曲線由圖可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板數(shù)減小的很慢了，此時(shí)依靠增大回流 比來(lái)減小設(shè)備投資費(fèi)用已經(jīng)不值得了。另外發(fā)現(xiàn)即便是 N接近恒定時(shí)實(shí)際的回流比也不是很大，再根據(jù)經(jīng)驗(yàn)確定。用上面確定的回流比重新計(jì)算，結(jié)果如下：表格錯(cuò)誤！未指定順

15、序。回流比、理論半數(shù)驗(yàn)證模擬結(jié)果0.423886280.847772565.8265975310.51489517.064154446.06415444462110.955442507.79678.914069C99.4117042C0.298878故可以確定回流比、塔板數(shù)和進(jìn)料位置的初值:塔板數(shù)：11塊(2) 回流比：0.85(3) 進(jìn)料位置：第7塊板進(jìn)料2. 操作型模擬計(jì)算：得到回流比、理論塔板數(shù)和進(jìn)料位置的初值后，用模塊進(jìn)行校核計(jì)算，檢驗(yàn)是否滿足分 離要求。模擬條件：(1) 選用的模塊；(2) 對(duì)乙醇-水體系進(jìn)行平衡分離模擬計(jì)算；(3) 物性方法為；(4) 飽和蒸汽進(jìn)料(氣相分率為零)，

16、模擬計(jì)算時(shí)塔板壓降對(duì)分離的效果的影響比較小， 只影響到塔頂和塔釜的溫度，故可以根據(jù)經(jīng)驗(yàn)資料設(shè)塔板壓降為0.5。據(jù)此，第七塊板進(jìn)料,進(jìn)料壓力應(yīng)該不小于第七塊板的壓力，即-_ _ -。(5) 理論塔板數(shù)為11 (全塔效率為默認(rèn)值1)；(6) 塔底選擇釜式再沸器，塔頂為全凝器；(7) 回流比為0.85；(8) 餾出液流率為 21.544；(9) 第七塊板進(jìn)料()；(10) 第一塊板和第一塊板分別以采出餾出液和廢液;(11) 塔頂壓力為1 ;塔板壓降為0.5；模擬工藝流程圖圖表 錯(cuò)誤!未指定順序。 模擬流程圖 結(jié)果如表4所示。表格錯(cuò)誤！未指定順序。精確模擬結(jié)果DW13.7613.7607.7958.2

17、850.490.640.1900.360.81121.5472.0450.5774.021683.85909.84C78.8983.86101.35101.33104.33106.33000111000DlcckjrlFMGi 即 * wf何血巾門ETHAW3Lr¥ （ith椚 tBC）WATER<R 陽(yáng)盟 HiEns=圖表錯(cuò)誤!未指定順序。組成和溫度沿塔板的分布曲線6 oo如圖表3所示，分離已達(dá)到了設(shè)計(jì)要求。故理論塔板數(shù)曲一 I塊，第7塊板進(jìn)料，回流比0.85。三、全塔效率在實(shí)際塔板上，氣液兩相并未達(dá)到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率 來(lái)表示，在設(shè)計(jì)計(jì)算中多采用

18、總板效率求出實(shí)際塔板數(shù)。采用0'（奧克勒爾）法來(lái)求取總板效率?？偘逍蔈j = 0.49 X其中：為塔頂和塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；I應(yīng)為塔頂和塔底平均溫度下進(jìn)料液相平均黏度，-。由上面的模擬可得：表格 錯(cuò)誤！未指定順序。各塔板上的溫度和各組分的平衡常數(shù)C178.89348791.128012860.77391344280.2366991.419904980.65689419382.72913572.46586720.57665459486.44459684.342219230.61174429588.47383385.337002360.64985432689.06446195.5

19、82348160.66011866789.27986385.629561010.66213501896.67789519.793950750.857690919100.15931111.98402850.9669130710101.06748312.52081070.993874811101.34593912.62375220.99899929故，此時(shí)查得:臥誠(chéng)=03150mPa -.出皿甌=0.390mPa- s進(jìn)料混合物的粘度用以下公式估算：% =宓 = 0蠱眄w 0.3150 4- 0.191 X 0.390 = 0.329由上面的表可知：11285.63012.624= 0774 =

20、1457 二崗二 3 504 =麗莎=12 637所以全塔平均相對(duì)揮發(fā)度；'；："-%：人（也可以查下的相對(duì)揮發(fā)度）總板效率為：二 049 x <5J90 x 0329）-DJSAS 二 CA2C四、實(shí)際塔板數(shù)塔釜也起到了一個(gè)平衡級(jí)的作用，也被認(rèn)為是一塊理論板，則塔內(nèi)實(shí)際塔板數(shù)為:一坯 一 0.42623.5取24塊，其中精餾段塔板數(shù)為:取16,即第16塊板進(jìn)料，提餾段塔板數(shù)為8塊。五、熱量衡算根據(jù)模擬結(jié)果整理有效信息得：表格錯(cuò)誤！未指定順序。模擬出的全塔能量衡算結(jié)果熱負(fù)荷出（進(jìn)）口物流溫度/C進(jìn)料89.3塔頂全凝器-442.88278.9塔底再沸器458.707101

21、.3第五章精餾塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)計(jì)算本過(guò)程根據(jù)工藝計(jì)算的結(jié)果，設(shè)計(jì)計(jì)算板式精餾塔塔主要尺寸，包括塔高、塔徑的設(shè)計(jì) 計(jì)算，板上液流形式的選擇、溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔板布置、氣體通道的設(shè)計(jì)等工藝計(jì)算。表格 錯(cuò)誤！未指定順序。 工藝計(jì)算結(jié)果（部分）()()()()Cm3m333178.8931657.91201.8720764.989280.2371.004551.3561431.9260.6981150.062789.7771.245382.7311.009428.6371325.370.5121143.532837.5611.159486.4461.014367.0691202.6510.4191139.3

22、38876.9041.056588.4741.019352.7651141.0820.3971137.128888.2721.003689.0641.024350.0481126.7780.3931133.699890.4160.994789.281.0291783.101124.0622.0021129.034890.6970.996896.6781.0341668.16873.26061.8301144.02911.6610.7639100.161.0391644.41758.31721.7951174.601916.1500.64610101.071.0441640.55734.5749

23、1.7891186.537916.8090.61911101.351.049909.84730.71160.9921185.795916.8070.616如表所示，各板上的氣相流量（體積流量）很接近，故精餾段和提餾段選用相同的塔徑。 精餾段的液相流量遠(yuǎn)小于提餾短，塔盤設(shè)計(jì)應(yīng)有所區(qū)別，由降液管和板間距和浮閥數(shù)進(jìn)行調(diào) 節(jié)，故也需要分別設(shè)計(jì)塔盤。根據(jù)濃度分布圖，選擇恒濃區(qū)的塔板上的數(shù)據(jù)為各段的數(shù)據(jù)， 即精餾段選第4塊板，提餾段選第10塊板，由表提取相關(guān)數(shù)據(jù)列于下表。表格錯(cuò)誤！未指定順序。用于塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)計(jì)算的工藝數(shù)據(jù)項(xiàng)目精餾段提餾段氣相液相氣相液相組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）0.6290.1710.01680.0

24、01360.3710.8290.9830.999質(zhì)量流量（）1202.651367.069734.5751640.55體積流量（m3）1139.3380.4191186.5731.789密度1.056876.9040.619916.809表面張力（2）1860溫度88.5101.1壓力（）1.021.044一、塔徑的計(jì)算塔直徑的大小主要取決于處理物料的流量和操作條件，更主要是氣相的流量，塔徑的計(jì) 算涉和塔板液流的形式，故應(yīng)先預(yù)選中其液流形式。單溢流型最常用，用于塔徑和液流量不大時(shí)，這里預(yù)選用單溢流型塔板。 提餾段氣相體積流量較大，故以提餾段的數(shù)據(jù)來(lái)確定塔徑更為安全可靠。 液氣流動(dòng)參數(shù)咕=甌帀氣

25、話莎=M鬪°提餾段取清液層高度為:丹譏小，板間距：J - =，所以液滴沉降高度HT hL = 0.3 0.05 二 0r25in查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 匚二 mi,表面張力二二僉；,校正得:液泛氣速M(fèi) -=0.0635 X設(shè)實(shí)際空塔氣速 I.八"1,、 ；iu < 丈二-J.:<氣相通過(guò)的塔截面積- 。石=塔截面積塔徑(U821 - 0.0343D i X 0.188二 0,489m圓整為0.5m。板間距和塔徑存在一定的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系, 合該關(guān)系。實(shí)際塔截面積計(jì)算出的塔徑和前面假設(shè)的板間距符At =-x0.5a = 0196m244實(shí)際氣相流通截面積塔截面積為氣相流通截面積

26、 A和降液管面積之和。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可選取則(血7 (W- (W 砧-(1-厭) (sin-1 (0,7) - 0* J1 _ (：二趾7)打A = Ar(1") =0A96 冥 0 一 0x0343) = O.lSSm"*= 0-0 3-4 i實(shí)際空塔氣速%11B&.573=A = 3600X0489 = i-?44m/s設(shè)計(jì)的泛點(diǎn)率u 1.744珥 r 2.443二（L714 靜 0J4與上面的假設(shè)相符。由于塔徑很小，選用整塊式塔盤。提餾段塔盤設(shè)計(jì)計(jì)算由于精餾段和提餾段液相流量差別較大，故需要分別設(shè)計(jì)計(jì)算其降液管和板間距大小和 閥數(shù)，分別設(shè)計(jì)塔盤。提餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算時(shí)均

27、采用提餾段的數(shù)據(jù)。圖表 錯(cuò)誤！未指定順序。 所選用的弓形降液管結(jié)構(gòu)示意圖降液管bd圖表 錯(cuò)誤!未指定順序。 單溢流型塔板布置圖I Wl/bsx1受液區(qū)be有效傳質(zhì)區(qū)1.降液管和溢流堰尺寸(1)降液管尺寸選用常用的弓形降液管，由上面的設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積=AT-A = 0.16-0.189 = 0.a07上面已經(jīng)選定精餾段，由弓形降液管堰寬與塔徑比一和堰長(zhǎng)與塔徑比一的關(guān)系得堰寬D 1-如=選用結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單且常用的平形受液盤，選取底隙 :.-(2)溢流堰尺寸堰長(zhǎng)三D(鵜二0.7 = 0.35m,，查液流收縮系數(shù)圖得收縮系數(shù)1.05。堰上液頭高度許= 2,84x 10-aE(p)2 = 2.84

28、 X lO3 X 1.05 X 曙 伽用堰高遜T由選取的清液曾高度 認(rèn)。確定h柑=hi ®>oiv = 005 0-00885 = 0.0412m液流強(qiáng)度-二-二，符合要求。降液管底隙液體流速 - ，符合一般要求。2.浮閥數(shù)和排列方式浮閥數(shù)使用Fi型浮閥，重型，閥孔直徑 _：。設(shè)閥孔動(dòng)能因數(shù) 冷一丁 ,則閥孔氣速11"I閥孔個(gè)數(shù):.JE/'acijUB二二，邊緣區(qū)寬度排列選用的是單溢流型塔板，設(shè)入、出口安定區(qū)尺寸為一:。塔盤有效傳質(zhì)區(qū)面積通過(guò)以下的公式計(jì)算：D斗.0.5x、x = -(b& + bd) = - (0.05 + 0.0715) =

29、87;.129m2 0.129 冥 J 0.23 - 0.129= + O.22 xsin二0朋55臚開(kāi)孔面積-；-°閥孔按三角形錯(cuò)排，其孔心距用下面的方法估算:1曙t3sjn60=5.907<y)2t = 1/rD.9fl7(Afl/A0)d<I = 9.039x vU907x 0.0955/0.0239 = 0 0742mn，按根據(jù)估算的孔間距t進(jìn)行布孔，并按實(shí)際可能的情況進(jìn)行調(diào)整來(lái)確定浮閥的實(shí)際個(gè)數(shù): -排孔，按圖排列可得實(shí)際浮閥數(shù)為亠宀宀個(gè)。R 200mmR 250mm圖表錯(cuò)誤！未指定順序。提餾段塔盤浮閥試排列圖 重新計(jì)算塔板的以下參數(shù)。閥孔氣速114-96nD/

30、so乩占 73X4SfiQOXZ丄：！I審動(dòng)能因子. . _-.塔板開(kāi)孔率呷-:me?：屮-；門山。開(kāi)孔面積- ''. O'.三、精餾段塔盤設(shè)計(jì)計(jì)算精餾段的液相流量比提餾段的小，故需要重新設(shè)計(jì)其塔盤，減小其塔板間距和降液管尺 寸。運(yùn)用與上面提餾段設(shè)計(jì)計(jì)算相同的方法設(shè)計(jì)計(jì)算精餾段塔盤。精餾段的設(shè)計(jì)計(jì)算時(shí)均采 用精餾段的數(shù)據(jù)。液氣流動(dòng)參數(shù)04191139.338876,9041.056取精餾段清液層高度為： n ni-f.7.，板間距=1.二“ ，所以液滴沉降高度HT hL = Q.2S 0.05 二 0.2m查史密斯關(guān)聯(lián)圖得 .二 m,表面張力-:.：.，校正得:nD21

31、.D56那么實(shí)際氣相流通截面積:選用常用的弓形降液管，由上面的設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積Ad = AT - A = 0.1% - 0.0190 = 0.006m(2)溢流堰尺寸1.04。堰上液頭高度1.降液管和溢流堰尺寸(1)降液管尺寸塔徑全塔相同0冊(cè)：。堰長(zhǎng)也- D件卜 =查液流收縮系數(shù)圖得收縮系數(shù)M - 0.0421尸爛=O.D0369m札二 0.029 = 0.0056 W餐"1乂=直隔液泛氣速.ST&»D4-l.D5fi f j-。上面已經(jīng)選定精餾段，由弓形降液管堰寬與塔徑比一和堰長(zhǎng)與塔徑比一的關(guān)系得堰寬咕取，則,(f )-如-(呦=的圧E)=詢98Lg

32、419h時(shí)=Z8+X= 2.84 X 1Q-1 X 1.G4-X f-空塔氣速 'id；二選用結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單且常用的平形受液盤，選取底隙 5：咬泡u堰高也，由選取的清液曾高度-確定hw = hL hovv = 0.046 0.00369 = AM23n液流強(qiáng)度一二一:1:二二，符合要求。降液管底隙液體流速、7t二-s：符合一般要求。2. 浮閥數(shù)和排列方式浮閥數(shù)使用Fi型浮閥，重型，閥孔直徑設(shè)閥孔動(dòng)能因數(shù)口 ：！i,則閥孔氣速閥孔個(gè)數(shù)':.- -，邊緣區(qū)寬度排列選用的是單溢流型塔板，設(shè)入、出口安定區(qū)尺寸為- 一 ' ,：.lo塔盤有效傳質(zhì)區(qū)面積通過(guò)以下的公式計(jì)算：D0.5I (

33、bs + bd)=(0.05 4- 0.(15) =D0.5_r 二亍一 b匸二 0.0 5 = 0.2m MIm20.2= _ (jigs + q.23 * Ein-i (需)=0.108m3開(kāi)孔面積：o閥孔按三角形錯(cuò)排，其孔心距用下面的方法估算:t = 0.039x V0.907X J.108/0.0299 = 0.0730mn，按根據(jù)估算的孔間距t進(jìn)行布孔，并按實(shí)際可能的情況進(jìn)行調(diào)整來(lái)確定浮閥的實(shí)際個(gè)數(shù)：.751C排孔，按圖排列可得實(shí)際浮閥數(shù)為-個(gè)。圖表 錯(cuò)誤！未指定順序。 精餾段塔板浮閥試排列圖 重新計(jì)算塔板的以下參數(shù)。閥孔氣速-們即 3fl2DKa4-X3OS93=10.05?!tt

34、/sc動(dòng)能因子f .-' . '' O開(kāi)孔面積-一 -.塔板開(kāi)孔率土 J.XTT：工四、塔高的計(jì)算塔頂?shù)谝粔K板距塔頂?shù)木嚯x塔底最后一塊板距塔底的距離 T -;精餾段塔板間距嘰I-提餾段塔板間距丨：-&：*有人孔的塔板間距：-;進(jìn)料塔板間距_ 一：；精餾段塔板數(shù)一.-(含進(jìn)料板)； 提餾段塔板數(shù)：，.-(不含塔底再沸器)；裙座高度為t i.；物料較清潔且不易結(jié)垢，可每隔810塊板設(shè)置一個(gè)人孔，塔頂和塔釜均有人孔，故只要在精餾段和提餾段分別設(shè)置一個(gè)人孔即可。所以全塔高度為：=0 8 + O.2S x (16-2-1) + 0;9 + 0.3 X (8 -1) + 1

35、-2 + 4 = 1225m第六章流體力學(xué)驗(yàn)算和操作負(fù)荷性能圖流體力學(xué)驗(yàn)算以上初步設(shè)計(jì)主要是從防止過(guò)量液沫夾帶、液泛出發(fā)考慮的，設(shè)計(jì)中選用了很多經(jīng)驗(yàn)數(shù) 據(jù)，因此設(shè)計(jì)的結(jié)果是否合適，還必須通過(guò)以下各方面的校核。1. 塔板阻力計(jì)算 干板阻力ho 精餾段：臨界孔速uDk 二卩刃Pv尸3站二(73/1.056)1；3-E"5 二 llia7m/s< % 二 10.a39ni/s.”九帖6 10.0393=斗 X 876.904 X 2XQ8提餾段： 臨界孔速故應(yīng)在浮閥處于全開(kāi)狀態(tài)下計(jì)算干板阻力：=tl.0336ni嗎女二卩習(xí)賞二13.6Sftm/s> % 二 11.496m/s故

36、應(yīng)在浮閥處于未全開(kāi)狀態(tài)下計(jì)算干板阻力:91S.8D9(2)塔板充氣液層阻力 充氣系數(shù)旬-世樂(lè)=00333m精餾段:一 丄 一. 1"'.提餾段：h-.一 ，一 -1、一 '-(3)克服表面張力阻力表面張力引起的阻力般都很小，可以忽略不計(jì)。所以提餾段塔板阻力：h.f = h0 + hL + hff = 0.033£ +0-025 + 0 = 0.0586m< 0.7kPa o精餾段塔板阻力：hj =+ h；H- hT = 0.0333 + 0.023 + 0 = 0.0563m< D.7汕。2. 液沫夾帶量校核為了控制液沫夾帶量過(guò)大，小塔徑的塔的泛

37、點(diǎn)率應(yīng)小于0.650.75。浮閥塔的泛點(diǎn)率有下面的式子計(jì)算。精餾段：查關(guān)聯(lián)圖得0.7。Z= D- 2ld = 0.5-2 x Q.05 = 04mAb =AT-2 = 0196-2 x0.00584= 0.184m:所以*卄+叫闕%1- 陸血 _1.056876.MI- L056“=Q,10 j*5孔二3600KCpA7_Neze1 - CJBKCfAt916.B09- 0.619 + 1,36 ximx 0,375 _nf.ca.uUJC 911X tt.82 x 0.1820.619118&.673 3600 * 078x7 X 9.82X046啦谿7巫“隔1,056£v

38、_ 1139.33S 円血一py 3創(chuàng)0*1 OJSKCfA- 一 0.78 X 1X 0.7 X 0.196_：.：； l；£_i不會(huì)產(chǎn)生液沫夾帶。提餾段:查關(guān)聯(lián)圖得化i-述矗Z = D - 21bd = 0.5 - 2 X 0.0715 = 0.375m=AT-2 = 0.196-0.057x2 = 0,lS2m2所以匚電不會(huì)產(chǎn)生液沫夾帶。3. 降液管液泛校核為了防止降液管液泛，應(yīng)保證降液管內(nèi)液流暢通，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)低于上快塔板溢 流堰頂。降液管中清液層高度Hu = h強(qiáng)斗+ A + hf +hd式中，-為液面落差，一般可忽略；為流體流過(guò)降液管底隙的阻力，通過(guò)下式計(jì)算。降液管

39、中泡沫層高度為 -為降液管中泡沫層的相對(duì)密度，和液體的起泡性有關(guān)，本物系可取為 0.6。降液管液泛校核條件，應(yīng)滿足：；:-門訂t 精餾段：=1.18 X 10 一日=1A8X10-50419兀= 00000256m所以H4 = hw + h + A + hf+hd 二 0.0423 + 0JQ369 + 0 + 0r0563 O.Q0002S6 二 0.102m0.102oT=0.17mHt + hw 二 0.25 + 0.0423 0-292 > R'±故精餾段不會(huì)發(fā)生降液管液泛。 提餾段：hi二 1.18 X10-°二 1.18X10-"”1-7

40、89、X 035 X 0.03Va= 0.000267m所以Het = hw + hou -IFA+hf+hd = 0.042 + 0.00S8S + 0 + 0.0586 + 0x000267 = 0.112m=0.187mHT + hw = 9.3+ 0.042 = 0.342 > Hi故提餾段也不會(huì)發(fā)生降液管液泛。4. 漏液校核當(dāng)氣速由大變小，開(kāi)始發(fā)生嚴(yán)重漏液時(shí)的閥孔氣速稱為漏液點(diǎn)氣速漏液氣速的1.52倍，他們的比值稱為穩(wěn)定性系數(shù)K。一般取虬;-時(shí)對(duì)應(yīng)的閥孔氣速為其漏液點(diǎn)氣速。精餾段：55 = = ,= 4.866m/s阿 VL056，一般要求孔速為精餾段穩(wěn)定性系數(shù)1M394.B&

41、amp;G提餾段:2.063 > Z555提餾段穩(wěn)定性系數(shù)11.4963.738=3J5 > 2故不會(huì)出現(xiàn)嚴(yán)重漏液現(xiàn)象。操作負(fù)荷性能圖作出提餾段塔板的負(fù)荷性能圖。1.液沫夾帶上限關(guān)系取泛點(diǎn)率為0.8，帶入泛點(diǎn)計(jì)算式0.8-"F1J6LSZ+x 0.375 _ lJr J0.619KCFAb1X0.82XOA82整理得V； = 16535.B19.61SL1l該億確定的線即為液沫夾帶線。2.漏液關(guān)系式因動(dòng)能因子 亠產(chǎn)上時(shí)會(huì)嚴(yán)重漏液，故取 編'一£，計(jì)算相應(yīng)的氣相流量樂(lè)=3600Aciqnnd§F024xnxx= 655 93omg4k VO619

42、 f該流量為一常數(shù)，是平行于軸的一條線，為漏液線，也稱為氣相下限線。3. 液相下限關(guān)系式對(duì)于平直堰，其堰上的液頭高度必須大于0.006m，取九注-：i；二W 即可確定液相流 量的下限線。hnw = 2.8X 10-aE(-)3 = 0,006m %1.05，整理上式得 提餾段液相流量下限線Lh = 1.075mJh4.液相上限關(guān)系式Lh = = 720AdHT = 720 x 0.007x 03 = 2r52m7s5. 降液管液泛線關(guān)系式 由下式0（Ht+ 亦）二晦十how + A + hf + hd'-，計(jì)算中可以略去其中較小的.。hc>w = 2.84xl0-a咻=2.04X

43、 10"* X 1.05耗(冷讐尸"=1.410L2帶入整理得2$ = (7.859X 1KF一 3.419 X10HL|- 4.743 X10礫尸作出負(fù)荷曲線。塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑D0.5m孔心距t75塔板間距H-rX25m邊緣區(qū)bf0.05m堰長(zhǎng)&0.3m安定區(qū)寬度b；堰寬0.05排列方式錯(cuò)排堰咼hw0.0423m流動(dòng)形式單流型入口堰咼無(wú)液體流量0.419 m3底隙0.030m氣體流里*1139.883m3At0.0298液泛氣速Hf塔截面積耐0.196m2空塔氣速Ulj666dnjfc降液管面積嶺a.ao6泛點(diǎn)率片0103有效傳質(zhì)區(qū)ab

44、0.108m堰上液頭高度11叭O.OD369m氣相流通截面積AQ.190m2塔板阻力0.0586m開(kāi)孔面積Q.028ma閥孔氣速lD.03m/s閥孔直徑40.039m閥孔動(dòng)能因子f10.316閥孔數(shù)n24穩(wěn)定系數(shù)K3.75 >2開(kāi)孔率0.146表格 錯(cuò)誤！未指定順序。提餾段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表（1724塊板）塔板主要結(jié)構(gòu)參 數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑D0.5m孔心距t80塔板間距HtQ.3m邊緣區(qū)0.05m堰長(zhǎng)1膽0.35m安定區(qū)寬度b盤0.05m堰寬“0.0715排列方式錯(cuò)排堰咼hw0.0412m流動(dòng)形式單流型入口堰咼無(wú)液體流量Lt1.789 m3底隙0.034m氣體流里Vh1186

45、.573m3At0.0343液泛氣速Uf2.443m/s塔截面積Aj0d%m3空塔氣速UL744m/s降液管面積鮎0007泛點(diǎn)率%10683有效傳質(zhì)區(qū)釘0.0955m堰上液頭高度bow9.00885na氣相流通截面積A0,189mz塔板阻力山開(kāi)孔面積An0.0286m2閥孔氣速uE11.496 m/s閥孔直徑da,0r039m閥孔動(dòng)能因子珀9.045閥孔數(shù)n24穩(wěn)定系數(shù)K3.75 > 2開(kāi)孔率0146第七章接管尺寸設(shè)計(jì)進(jìn)料管進(jìn)料質(zhì)量流量為：Fm= 72J41xO.mx 46+7Z041X DJ09 x IS = 1632,013kg/h 進(jìn)口料液密度 升一I艾;遜” few：所以進(jìn)料體積流量.。取管內(nèi)流速為用，則管徑-一：一圓整，選用熱軋無(wú)縫鋼管（8163-87），規(guī)格為045 X 4。塔頂升氣管塔頂上升蒸汽流量VSD =2&0 0取氣速為= 8m/s。則0.225ni圓整，選用承插式鑄鐵管，內(nèi)徑250