化工原理課程設(shè)計-乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計

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1 課 程 設(shè) 計 課程設(shè)計名稱 化工原理課程設(shè)計 課程設(shè)計題目 乙醇 水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計 姓 名 學(xué) 號 專 業(yè) 班 級 指導(dǎo)教師 提交日期 2 任務(wù)書 一 設(shè)計題目 乙醇 水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計 年處理量 120000 噸 料液初溫 25 料液濃度 50 質(zhì)量分率 塔頂產(chǎn)品濃度大于 95 質(zhì)量分率 塔底釜液含量小于 0 3 至 1 質(zhì)量分率 每天實際生產(chǎn)天數(shù) 310 天 冷卻水溫度 25 設(shè)備型式 浮閥塔 F1 型 二 操作條件 1 操作壓力 常壓 2 進(jìn)料熱狀態(tài) 自選 3 回流比 自選 4 塔底加熱 間接蒸汽加熱 5 單板壓降 0 7 KPa 三 設(shè)計內(nèi)容 1 設(shè)計說明書的內(nèi)容 1 精餾塔的物料衡算 2 塔板數(shù)的確定 3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 4 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 5 塔板主要工藝尺寸的計算 6 塔板的流體力學(xué)驗算 7 塔板的負(fù)荷性能圖 8 塔頂全凝器設(shè)計計算 熱負(fù)荷 載熱體用量 選型 9 精餾塔接管尺寸計算 10 對設(shè)計過程的評述和有關(guān)問題的討論 2 設(shè)計圖紙要求 1 確定精餾裝置流程 會出流程示意圖 2 繪制精餾塔裝置圖 3 相關(guān)圖表 四 參考資料 1 性數(shù)據(jù)的計算與圖表 2 化工工藝設(shè)計手冊 3 化工過程及設(shè)備設(shè)計 4 化學(xué)工程手冊 5 化工原理 3 目 錄 任務(wù)書 2 目 錄 3 前 言 5 1 設(shè)計簡介 5 2 設(shè)備選型 5 3 工藝流程確定 7 4 設(shè)計方案 8 一 設(shè)備工藝條件的計算 10 1 精餾塔物料衡算 10 1 1 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的摩爾分率 10 1 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 10 1 3 物料衡算 10 2 物性參數(shù) 12 2 1 平均摩爾質(zhì)量 12 2 2 密度 13 2 3 混合物粘度 14 2 4 表面張力 14 2 5 相對揮發(fā)度 14 3 理論塔板數(shù)的確定 15 3 1 回流比 15 3 2 操作線方程 15 3 3 理論塔板數(shù)的確定 16 4 塔結(jié)構(gòu)的計算 18 4 1 塔徑的計算 18 5 塔主要工藝尺寸的計算 20 5 1 溢流裝置的計算 20 5 2 塔板的布置 22 二 塔板的流體力學(xué)計算 24 1 塔板壓降 24 2 液泛計算 26 3 漏液 27 4 液沫夾帶量的計算 27 5 板負(fù)荷性 能圖 29 5 1 霧沫夾帶線 29 5 2 液泛線 30 5 3 液相負(fù)荷上限 31 5 4 漏液線 31 5 5 液相負(fù)荷下限線 31 4 三 塔附件及塔高的計算 33 1 進(jìn)料管 33 2 回流管 33 3 塔釜出料管 33 4 塔頂蒸氣出料管 33 5 塔釜進(jìn)氣管 34 6 冷凝器的選擇 34 7 再沸器的 選擇 34 8 塔高 35 四 主設(shè)備圖 36 五 流程圖 38 六 計算結(jié)果總匯 39 七 符號說明 40 八 參考文獻(xiàn) 41 5 前 言 1 設(shè)計簡介 1 設(shè)計內(nèi)容 蒸餾是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作 廣泛用于石油 化工 輕 工 食品 冶金等部門 精餾操作按不同方法進(jìn)行分類 根據(jù)操作方式 可分 為連續(xù)精餾和間歇精餾 本設(shè)計主要研究連續(xù)精餾 塔設(shè)備是煉油 石油化工 精細(xì)化工 生物化工 食品 醫(yī)藥及環(huán)保部門 等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備 根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可 分為板式塔和填料塔兩大類 板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板 氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層 液體橫向流過塔板 而氣體垂直穿過液層 氣液兩相成錯流流動 進(jìn)行傳質(zhì)與 傳熱 但對整個板來說 兩相基本上成逆流流動 在正常操作下 氣相為分散 相 液相為連續(xù)相 氣相組成呈階梯變化 屬逐級接觸逆流操作過程 填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層 液體自塔頂沿填料表面下流 氣體逆流 向上 有時也采用并流向下 流動 汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱 在正 常操作條件下 氣相為連續(xù)相 液相為分散相 氣相組成呈連續(xù)變化 屬微分 接觸逆流操作 板式塔的空塔速度較高 因而生產(chǎn)能力較高 本設(shè)計目的是分離乙醇 水混 合液 處理量大 盡管塔板的流動阻力大 塔板效率不及高效填料塔高 但板 式塔的效率穩(wěn)定 造價低 檢修 清理方便 故選板式塔 2 設(shè)計任務(wù) 年產(chǎn)量 120000 噸 液料初溫 25 C 液料濃度為 50 塔頂產(chǎn)品濃度 為 95 塔底釜液含苯量小于 1 每年實際生產(chǎn) 310 天 冷卻水溫為 25 2 設(shè)備選型 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔 1813 年 篩板塔 1832 年 其后 特別是在本世紀(jì)五十年代以后 隨著石油 化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展 相繼出 6 現(xiàn)了大批新型塔板 如 S 型板 浮閥塔板 多降液管篩板 舌形塔板 穿流式 波紋塔板 浮動噴射塔板及角鋼塔板等 目前從國內(nèi)外實際使用情況看 主要 的塔板類型為浮閥塔 篩板塔及泡罩塔 而前兩者使用尤為廣泛 塔板是板式塔的主要構(gòu)件 分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類 工業(yè)應(yīng)用 以錯流式塔板為主 常用的錯流式塔板主要有下列幾種 1 泡罩塔板 泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板 其主要元件為升氣管及泡罩 泡罩安 裝在升氣管的頂部 分圓形和條形兩種 國內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩 泡罩尺 寸分為 80mm 100mm 150mm 三種 可根據(jù)塔徑的大小選擇 通常塔徑 小于 1000mm 選用 80mm 的泡罩 塔徑大于 2000mm 的 150mm 選用的泡罩 泡罩塔板的主要優(yōu)點是操作彈性較大 液氣比范圍大 不易堵塞 適于處 理各種物料 操作穩(wěn)定可靠 其缺點是結(jié)構(gòu)復(fù)雜 造價高 板上液層厚 塔板 壓降大 生產(chǎn)能力及板效率低 近年來 泡罩塔板已逐漸被篩板 浮閥塔板所 取代 在設(shè)計中除特殊需要 如分離粘度大 易結(jié)焦等物系 外一般不宜選用 2 篩孔塔板 篩孔塔板簡稱篩板 機構(gòu)特點為塔板上開有許多均勻的小孔 根據(jù)孔徑的 大小 分為小孔徑篩板 孔徑為 3 8mm 和打孔篩板 孔徑為 10 25mm 兩類 工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主 大孔徑篩板多用于某些特殊場合 如分離粘度大 易結(jié)焦等物系 篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單 造價低 板上液面落差小 氣體壓降低 生產(chǎn)能 力較大 氣體分散均勻 傳質(zhì)效率高 但若設(shè)計和操作不當(dāng) 易產(chǎn)生漏液 使 得操作彈性減小 傳質(zhì)效率下降 故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎 近年來 由于 設(shè)計和控制水平的不斷提高 可是篩板的操作非常精確 彌補了上述不足 故 應(yīng)用日趨廣泛 在確保精確設(shè)計和采用先進(jìn)控制手段的前提下 設(shè)計中可大膽 選用 3 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的 它吸收了兩種塔 7 板的優(yōu)點 其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔 每個閥孔裝有一個可以上 下浮動的閥片 氣流從浮閥周邊水平地進(jìn)入塔板上液層 浮閥可根據(jù)氣流流量 的大小而上下浮動 自行調(diào)節(jié) 浮閥的類型很多 國內(nèi)常用的有 F1 型 V4 型 及 T 型等 其中以 F1 行浮閥應(yīng)用最為普遍 對比其他塔板 具有以下優(yōu)點 1 生產(chǎn)能力大 由于浮閥塔板具有較大的開孔率 故生產(chǎn)能力比泡罩塔的 答 20 40 而與篩板塔相近 2 操作彈性大 由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化 故維持正常操 作所容許的負(fù)荷波動范圍比泡罩塔和篩板塔的都寬 3 塔板效率高 因上升氣體以水平方向吹入液層 故氣液接觸時間較長而 霧沫夾帶量小 板效率較高 4 塔板壓降及液面落差較小 因為汽液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小 故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小 5 塔的造價低 因構(gòu)造簡單 易于制造 浮閥塔的造價一般為泡罩塔的 60 80 而為篩板塔的 120 130 3 工藝流程確定 1 加料方式 加料方式有兩種 高位槽加料和泵直接加料 采用高位槽加料 通過控制 液位高度 可以得到穩(wěn)定的流量和流速 通過重力加料 可以節(jié)省一筆動力費 擔(dān)由于多了高位槽 建設(shè)費用相應(yīng)增加 采用泵加料 受泵的影響 流量不太 穩(wěn)定 流速也忽大忽小 從而影響了傳質(zhì)效率 但結(jié)構(gòu)簡單 安裝方便 如采 用自動控制泵來控制泵的流量和流速 其控制原理復(fù)雜 且設(shè)備操作費用高 本設(shè)計才用泵加料 2 進(jìn)料熱狀況 進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料 泡點進(jìn)料 對于冷液進(jìn)料 當(dāng)組成一定時 流 量一定 對分離有利 省加熱費用 但冷液進(jìn)料受環(huán)境影響較大 采用泡點進(jìn) 料 不僅對穩(wěn)定塔操作較為方便 且不易受環(huán)境溫度影響 綜合考慮 本設(shè)計 采用泡點進(jìn)料 泡點進(jìn)料時 基于恒摩爾流假定 精餾段和提鎦段上升蒸氣的 8 摩爾流量相等 故精餾段和提鎦段塔徑基本相等 制造上較為方便 3 塔頂冷凝方式 塔頂冷凝采用全凝器 用水冷凝 乙醇和水不反應(yīng) 且容易冷凝 故使用 全凝器 塔頂出來的氣體溫度不高 冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高無需進(jìn)一步 冷卻 本設(shè)計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理 因本設(shè)計冷凝與 被冷凝流體溫差不大 所以選用管殼式冷凝器 被冷凝氣體走管間 以便于即 使排出冷凝液 4 回流方式 回流方式可分為重力回流和強制回流 對于小塔徑 回流冷凝器一般安裝在 塔頂 其優(yōu)點是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu) 其缺點是回流冷凝器回流控制比較 難 如果需要較高的塔處理量或塔板較多時 回流冷凝器不適合于塔頂安裝 且塔頂冷凝器不易安裝 檢修和清理 在這種情況下 可采用強制回流 塔頂 上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷回流流入塔中 由于本設(shè)計是小型塔 故采用重 力回流 5 加熱方式 加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱 直接蒸氣加熱是用蒸氣直接由塔 底進(jìn)入塔內(nèi) 由于重組分是水 故省略加熱裝置 但在一定的回流比條件下 塔底蒸氣對回流液有稀釋作用 使理論塔板數(shù)增加 費用增加 間接蒸氣加熱 通過加熱器使釜液部分汽化 上升蒸氣與回流下來的冷液進(jìn)行傳質(zhì) 其優(yōu)點是 使釜液部分汽化 維持原來的濃度 以減少理論塔板數(shù) 缺點是增加加熱裝置 本設(shè)計采用間接蒸氣加熱 6 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 但當(dāng)壓力不太低時 對設(shè)備的要求較 高 設(shè)備費用增加 因此在設(shè)計時一般采用常壓蒸餾 當(dāng)常壓下無法完成操作 時 則采用加壓或減壓蒸餾 對苯 甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大 容易分 離 故本設(shè)計采用常壓蒸餾 9 4 設(shè)計方案 本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇 水的混合物 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程 在常壓下進(jìn) 行精餾 泡點進(jìn)料 通過泵將原料液通過原料預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔 內(nèi) 塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝 冷凝器在泡點下一部份回流至塔內(nèi) 其余 部分經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲罐 操作回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用 間接蒸汽加熱 塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐 以下是浮閥精餾塔工藝簡圖 10 一 設(shè)備工藝條件的計算 1 精餾塔物料衡算 1 1 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的摩爾分率 乙醇的摩爾質(zhì)量 MA 78 1kg mol 水的摩爾質(zhì)量 MB 18 02kg kmol281 0 507 46 Fx 02 18 9 Dx 394 97 4601 Wx 1 2 原料液及塔頂 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 kmolgMF 87 250 1 28 07 46281 lD 6 4 kolgW 1 802 39 01 7 46039 11 1 3 物料衡算 原料處理量 F 120000 1000 310 24 25 87 632 46kmol h 總物料衡算 D W 623 46 苯物料衡算 623 46 0 281 0 881D 0 00394W 聯(lián)立解得 D 196 94kmol h W 426 52kmol h 乙醇 水 t x y 圖 乙醇摩爾數(shù) 乙醇摩爾數(shù) 溫度 t 液相 x 氣相 y 溫度 t 液相 x 氣相 y 100 0 0 82 27 3 56 44 99 9 0 004 0 053 81 5 32 73 58 26 99 8 0 04 0 51 81 3 33 24 58 78 99 7 0 05 0 77 80 6 42 09 62 22 99 5 0 12 1 57 80 1 48 92 64 70 99 2 0 23 2 90 79 85 52 68 66 28 99 0 0 31 3 725 79 5 61 02 70 29 98 75 0 39 4 51 79 2 65 64 72 71 97 65 0 79 8 76 78 95 68 92 74 96 95 8 1 61 16 34 78 75 72 36 76 93 91 3 1 46 29 92 78 6 75 99 79 26 87 9 7 41 39 16 78 4 79 82 81 83 85 2 12 64 47 94 78 27 83 87 84 91 83 75 17 41 51 67 78 2 85 97 86 40 82 3 25 75 55 74 78 15 89 41 89 41 利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 FtDWt 根據(jù)示差法 則有Ft 0 8251273 0 81 Ft 解得 81 93 Ft 12 根據(jù)示差法 則有Dt 2 7815 89 041 Dt 解得 78 17 Dt 根據(jù)示差法 則有Wt 8 9104 039 Wt 解得 99 98 Wt 根據(jù)以上所求的 則有 t FtDWt 精餾段的平均溫度 C0 1 5 8217 93 8 提餾段的平均溫度 ttWF 0 2 96 同理可得 51 0 x 6 01 y 1t 2 382 2 物性參數(shù) 2 1 平均摩爾質(zhì)量 精餾段 kmolgMxL 35 20 18 5 07 4651 1 2 1 yV 766 提餾段 13 kmolgMxL 60 182 06 1 7 4602 1 22 yV 3838 2 2 密度 已知混合液體密度 為質(zhì)量分率 BbALa 1 混合氣體密度 為平均相對分子質(zhì)量 RTMPvv 精餾段 728 0 1 1 BAxa 27 01 aB 查物性數(shù)據(jù)表得 80 05 時 3 6 mkgA 3 85 91mkgB 代入數(shù)據(jù) 解得 31 9 70kgL PaPNDF 1831 31 5 270 8 34 6 mkgV 提餾段 051 2 8 06 1 7 4602 1 22 BAMxa 94 0B 查物性數(shù)據(jù)表得 90 96 時 3 5 8mkgA 3 6 94mkgB 代入數(shù)據(jù)得 32 5 8mkgL kPaPNDW4 127 01 kaFM4 62 14 32 0 1 5 27396 0 314 8mkgV 2 3 混合物粘度 查物性數(shù)據(jù)表得 80 05 smPaA 4 01 smPaB 35 01 90 96 3692 2 精餾段粘度 sxBA 4 11 提餾段粘度 mPa 30222 2 4 表面張力 查物性數(shù)據(jù)表得 80 05 mNA 60 17 mNB 72 61 90 96 2 540 精餾段 xBAL 39 11 提餾段 mN6222 2 5 相對揮發(fā)度 組分 飽和蒸汽壓 kpa 塔頂 tD 78 170C 進(jìn) 料 tF 81 930C 塔 頂 tw 99 980C 水 43 97 51 20 101 25 乙醇 102 58 119 34 223 483 297 45810 BAPD 3 20 51490 BAPF 21 5 0483 BAPW 精餾段 1FD 15 提餾段 26 2 FW 3 理論塔板數(shù)的確定 3 1 回流比 06 281 47 0min qDxyR 47 3 1 q 由于泡點進(jìn)料 那么Fqx 47 0281 3 1 yq 06 281 47 0min qDxyRmin2 1R 取 09 6 5i 3 2 操作線方程 1 精餾段操作線方程 215 076 11 nDnn xRxy 2 提餾段操作線方程 L RD 3 09 196 94 608 54kmol h V R 1 D 3 09 1 196 94 805 48kmol h L L F 919 71 623 46 1232 00kmol h V V 805 48kmol h 021 53 1 1 mWmxVxy 作圖 16 3 3 理論塔板數(shù)的確定 采用逐板法求理論塔板數(shù) 精餾段 第一層的汽相組成 81 01 Dxy xynn 125 76 0 可求出 x1 0 856 再將 x1代入式可求得 y2 0 860 如此重復(fù)計算得 763 02 784 03 y 53 695 4 x 5y 17 43 05 x 520 6 y62 437 7x 8y 08 21 6 Fxx故 此精餾段的理論塔板數(shù)為 6 1 5 塊 提餾段 x xy xy mm 1 1 0021 053 1 1 由 25 6 可得出 382 02 y如此重復(fù)計算得1 02 x 7 3 73 269 04 y 4 x 151065 7 6 y7 6 x 40 39 8 y01 8 x 579259 0362 1 y63 10 x 8 512y 12x 07 3 063 94 1 Wxx 則提餾段的理論塔板數(shù)為 13 層 18 50 40 3249 0 49 0 24 25 11 TE 316 22 實際塔板數(shù) 精餾段 105 1 N 提餾段 236 2 所需要的實際塔板數(shù) 1 N 加料板在第 11 塊 4 塔結(jié)構(gòu)的計算 4 1 塔徑的計算 uVDs 4 maxmax 8 0 6 uu 安 全 系 數(shù) mVLC max 2 02 LC 取板間距 HT 0 45m 板上液層高度 hL6 則 hL39 0 精餾段 汽液體積流量為 smMLS 069 1 79360524 831 VS 7 31 C 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出 橫坐標(biāo)的數(shù)值為20 19 027 31 97 2 60 5 5 1 VLs 查得 9 20C 則 smuL 53 21 9703 10 6 max 2 2 120 取安全系數(shù)為 0 7 則空塔氣速uVDss 20 7 1436 1ax 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 D 2 2m 則塔截面積為 22280 4mAT 實際空塔氣速 sAVuTs 65 1 37 提餾段 汽液體積流量為 20 smMLS 067 95 483601232 VS 32 C 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出 橫坐標(biāo)的數(shù)值為20 0351 1948 7 506 5 21 VLs 查得 9 0 則 smuCL 40 3 195482 012 26 max 02 1 取安全系數(shù)為 0 7 則空塔氣速uVDss 76 138 2495 7 2ax 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 D 2 0m 則塔截面積為 2221 0 4mAT 實際空塔氣速 sAVuTs 84 3795 5 塔主要工藝尺寸的計算 5 1 溢流裝置的計算 因塔徑 D 2 2m 可選用單溢流弓形降液管 采用凹形受液盤 堰長 wl 取 mD43 1265 0 出口堰高度 wh 21 而 owLWh 3 2 1084 WnOWlLE 查圖 近似去 E 1 則有精餾段 mlLEhWnOW 019 43 1609 184 2 1084 2 3 23 取板上清夜高度 h L 60mm 0 06m mowL 0 9 6 提餾段 mlEhWnOW 0187 43 167 1084 2 1084 2 3 23 mowL 6 驗證 owhh 5 因此設(shè)計合理 弓形降液管寬度 Wd和截面積 A f 由 0 65DlW 查弓形降液管的參數(shù)表得 0 075 0 117 TfAd 故 A f 0 075 0 75 3 80 0 285mT Wd 0 117D 0 117 2 2 0 257m 依式驗算液體在降液管中停留時間 即 精餾段的停留時間為 22 hTfLHA360 s59 183609 4 25 提餾段的停留時間為 shTf 4 7 360 故降液管設(shè)計合理 降液管底隙高度 o 取液體通過降液管底隙的流速 為ou 0 14m s 依公式計降液管底隙高度 即精餾h 段 mulLhoWs 0345 1 4691 驗算 ow 06 0 故設(shè)計合理 提餾段 mulLhoWs 035 14 672 驗算 0 025m oh 驗算符合要求 選用凹形受液盤 深度 50mm wh 5 2 塔板的布置 塔板的分塊 因 D 2 2m 則塔板分 3 塊 邊沿寬度的確定 由于 mD2 wc70 5 mws10 8 23 取邊沿寬度 mwc60 破沫區(qū)寬度 mws10 開孔面積計算 Dxsd 743 25 2 Rc0416 222 8 5 39sin8 mRxAa 閥孔計算及其排列 取閥孔功能因子 1 oF 用式求孔速 精餾段 smuVo 36 1 1 取閥孔的孔徑 為 0 039m 則求每層塔板上的浮閥數(shù) 即精餾段 od4623 1 09 4276121 osuN 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排 取同一橫排的孔心 mt75 則排間距 mtAa 8 75 6281 考慮到塔徑比較大 而且采用塔板分塊 各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積 因而排間距不宜采用 98m 而應(yīng)小一點 故取 按 t80 t75 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 46 Nmt80 按 46N重新核算孔速及閥孔動能因數(shù) smuo 1 46039 4271 36 1 VoF 閥孔動能因數(shù)變化不大 仍 在 9 13 范圍內(nèi) 塔板開孔率 1404 165 ou 24 提餾段 smFuVo 81 203 22 3794 81 2 9 47522 osudN 閥孔排列 按 估算排間距 mt 9 10 075 3 mt75 考慮到塔徑比較大 而且采用塔板分塊 各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積 因而排間距不宜采用 96mm 而應(yīng)小一點 故取 按 t8 mt75 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 37 Nt80 smVsu 10 379 422 2 VoF 閥孔動能因數(shù)變化不大 仍在 9 13 范圍內(nèi) 塔板開孔率 04 10 1384 ou 對于常壓精餾 開孔率在 因此以上的計算合理 二 塔板的流體力學(xué)計算 1 塔板壓降 1 氣體通過浮閥塔壓降 阻力 氣體通過閥板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?ph hhlcp 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?c 25 Lcuh 175 09 臨 界 空 塔 氣 速 0c cvg0L 20 34 由 得Lu 175 09L20uv1825 1 3Voc 氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lh 取充氣系數(shù) 0 5 則o mhLl 03 6 50 液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?h 由于 很小 因此忽略不計 精餾段 smuVoc 06 931 7 1825 1 則 s 4 mguhLoVc 0587 1 97024 34 52 21 10 8 8pcl 單板壓 7 058 61 970 1 設(shè) 計 允 許 值kPaghPLp 提餾段 smuVoc 3 0 1 73825 1 soc 9 2 26 故 mguhLoVc 0493 81 954203 1 5234 22 2 7pcl 單板壓降 7 02 381 954803 2 設(shè) 計 允 許 值kPaghPLp 2 液泛計算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生 要求控制降液管中清液層高度 WTdhH 可用計算為dH dLph 已知 m06 20153 u 精餾段 muhd 4 153 220 則 mhHdLpd 152 03 608711 取 W 5 hT 246 0 1 450 提餾段 mud 3 3 15 0 2202hHdLp 142 060792 WT 41 5 可見 符合防止淹塔的要求 Td 27 3 漏液 精餾段 取最小 F0 5 相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為 VSMINmin024NUdVMINS smFv 37 41 510min0 sVsIN 2 6 2637 49 32i 1 提餾段 smFUv 03 1520min0 smVsNdVSMIN 79 5 71 24609 44 332in0 2 故全塔無明顯漏液現(xiàn)象 4 液沫夾帶量的計算 按公式計算泛點率 即 1036 bFLsVLAKCZ 泛 點 率 及 78 0VTFL s泛 點 率 板上液體流徑長度 mWDZdL 69 1257 0 2 板上液流面積 2383AfTb 苯和甲苯統(tǒng)按附錄取物性系數(shù) 又由圖 4 查得泛點負(fù)荷系數(shù) 1K126 0 FC 以上數(shù)值代入上兩式 得 28 圖 5 精餾段泛點率 68 1023 16 069 09 732 6 11 bFLsVLAKCZ 泛 點 率 41 6808 3126 078 961078 0V 1 TFLsAKC 泛 點 率 泛點率取 66 68 提餾段的液泛點率 68 50 1023 16 069 0795 47 36 11 bFLsVLVAKCZe 泛 點 率 29 10 580 3126 078 9545 1078 0V1 TFLsAKC 泛 點 率 泛點率取 51 10 對于大塔 為避免霧沫夾帶 應(yīng)控制泛點率不超過 80 由以上計算可知 霧沫 夾帶能夠滿足 的要求 氣 液 kgeV 1 0 5 板負(fù)荷性能圖 5 1 霧沫夾帶線 精餾段霧沫夾帶線 1 1 提餾段霧沫夾帶線 1 2 泛點率 s1 36VSLLFBZKCA 據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線 按泛點率 80 計算 1 精餾段 23 16 099 738 0 1S1 SLV 整理得 15SS 由上式知物沫夾帶線為直線 則在操作范圍內(nèi)取任何兩個 Ls 值 算出 Vs 2 提餾段 23 16 0995 48 0 2S2 SLV 整理得 27SS 30 31smLs 0 0015 0 0020精餾段 Vs 7 87 7 84 32s 0 0015 0 0020 提餾段 ms 9 78 9 74 5 2 液泛線 精餾段液泛線 2 1 提餾段液泛線 2 2 dLlcLPwT hhhhH d 由此確定液泛線 忽略式中 3 20202 60184 2153 34 5 wSwwSLOVwT lLEhhlgh NS20d 精餾段 3 222421 4 1608 25 0143 05 13 9708 6039 14 526 0 1 SwSS LhLV 整理得 3 2111 5 SSS LV 提餾段 3 2242 4 1608 20413 578 049 153 09481 6039 14 526 0 2 SSS LLV 整理得 222 78SSS LV 在操作線范圍內(nèi) 任取諾干 LS 值 算出相應(yīng)的 VS 值 31 31smLs0 0012 0 0013 0 0014 0 0015 精餾段 Vs 10 81 10 80 10 79 10 78 32Ls 0 0012 0 0013 0 0014 0 0015 提餾段 ms 13 23 13 21 13 19 13 17 5 3 液相負(fù)荷上限 液相負(fù)荷上限線 3 液體的最大流量應(yīng)保持降液管中停留的時間不低于 3 5 s 液體降液管內(nèi)停留時間 s5 3f STLHA 以 5 s 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限 則 m3 s 068 54086 max TfSL 5 4 漏液線 精餾段漏液線 4 1 提餾段漏液線 4 2 對于 F1 型重閥 依 F0 5 作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn) 則 2d4 NVS V 精餾段 sminS 40 231 546039 32m1 提餾段 sVinS 7 0 432m2 5 5 液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷下限線 5 32 取堰上液層高度 作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線 該線06 h ow 為與氣相流量無關(guān)的豎直線 31084 23 2min WSLE 取 E 1 0 則 smS 012 364 0 18426 32 in 負(fù)荷性能圖 由塔板的負(fù)荷性能圖可以看出 在規(guī)定任務(wù)的氣液負(fù)荷下的操作點 P1 0 0069 6 27 P2 0 0067 5 79 設(shè)計 點 處于適宜操作區(qū)內(nèi) 精餾段的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制 提餾段的氣相負(fù)荷上限由液泛控制 操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段 氣相負(fù)荷上限 smVs 8 7 3ax 氣相負(fù)荷下限 s402in 33 則操作彈性 28 340 7 提餾段 氣相負(fù)荷上限 smVs 9 3ax 氣相負(fù)荷下限 s712in 則操作彈性 6 3 80 三 塔附件及塔高的計算 1 進(jìn)料管 本設(shè)計采用直管進(jìn)料 管徑計算如下 取 u F 1 8 m s kg m3FSVD4 74 D 4331200 6 367 S ms m 65 2mm 5 2148D 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 63 2 回流管 采用直管回流管 取 m s 1u R 140 69D 869 3SRLmu 查表取 7 3 塔釜出料管 取 m s 直管出料 6 1 wu 240 67 896 31SWLDmu 查表取 734 4 塔頂蒸氣出料管 34 直管出氣 取出口氣速 m s 則 20u 146 2730SVDmu 查表取 6401 5 塔釜進(jìn)氣管 采用直管 取氣速 m s 2u 245 796031SVDm 查表取 608 6 冷凝器的選擇 本設(shè)計取 h k 23 KkJm 出料液溫度 78 178 1C C 飽 和 汽 飽 和 液 冷卻水溫度 5 逆流操作 1t3 o 2t43 o 021 718 5lnlmtt 由 查乙醇的汽化熱得078 1DtC 3 9 kJmol 乙 醇 又氣體流量 5 4 Vkolh 塔頂被冷凝量 783 7910 210 Qh 冷凝熱量 2 6 48 3 5 mAKt 則傳熱面積 選型 F400 2 5 27 7 再沸器的選擇 選用 130 飽和乙醇蒸氣加熱 傳熱系數(shù)取 h k Co 2360 KkJm 料液溫度 99 98 101 熱流體溫度 120 120oCo Coo 逆流操作 1t9 2t0 o 35 12m2t0 19 5lnlt oC 由 查乙醇的汽化熱得09 8WtC36 12 kJml 乙 醇 又氣體流量 5 4 Vkolh 塔頂被冷凝量 7036 120 940 QkJh 換熱面積 72 1 53 mAmKt 選用熱虹吸式再沸器 DN mm PN MPa 換熱面積 m2 500 2 5 28 3 8 塔高 塔頂空間高度 mH35 14 03T 頂裙 塔的底部空間高度 mARtLTVsB09 16 08 3 15 0675 7 2 塔立體高度 nHNT15 26 04 23 塔的總高度 mHB 59 203 109 151 頂裙 36 四 主設(shè)備圖 2 0 5 9 m 37 符號 名稱 指標(biāo) 1 操作壓力 常壓 2 工作介質(zhì) 乙醇 水 水蒸氣 3 塔板類型 F1 浮閥塔 4 塔徑 2 2m 5 塔高 20 59m 接管表 符號 公稱尺寸 mm 用途 a 620 塔頂產(chǎn)品出口 b 68 回流液出口 c 61 進(jìn)料口 d 614 塔釜進(jìn)氣入口 f 68 塔底釜液出口 38 五 流程圖 E 3 E 2 E 1 P 2 P 1 E 6 E 7 E 8 E 9 E 10 E 11 E 12 E 13 V 1 V 2 V 4 V 7 V 9 V 10 V 12 V 13 V 15 V 16 V 18 E 14 E 15 V 21V 22 V 23 V 24 E 16 P 3 P 4 P 5 P 3 P 6 P 8 P 9 P 5 P 10 P 11 P 12 P 13 P 14 P 15 17P 11 P 18 P 19 P 20P 11 P 21 P 22 P 4 P 23P 24 P 25 P 13 P 26 P 27 P 28 P 29P 12 P 30 12 V 26V 27 P 32 33P 11 P 34 P 35 P 36P 37 P 4 P 36 P 38 P 39 P 4 P 40 P 41 V 28 V 29 P 7 V 8 P 5 V 30 V 31 P 15 V 17 P 16V 19 V 32 P 42 P 43 P 44 P P 46 P 47 P 48 P 49 下水道 SC CWR DL WL P 50 V 33 P 52 P 53L E 18 P 56 V 35V 34 P 57 E 19 V 36 V 37 58 P 27P 59 P 28 V 101 E 102 E 101 C 101 E 104 V 102 P102 P103 V 103 E105 E103 A106 T F T L T F L F F T FT P 45 P E 5 F V 5 T P 7 P F P 26 60 P 61 P 62 V 38圖 例名 稱低 壓 蒸 汽冷 卻 水 入 冷 卻 水 出 冷 凝 水截 止 閥調(diào) 節(jié) 閥取 樣 口疏 水 器 代 號 名 稱放 空壓 力溫 度流 量液 位產(chǎn) 品釜 液代 號 分 配 器精 餾 塔冷 卻 器冷 卻 器全 凝 器再 沸 器原 料 預(yù) 熱 器產(chǎn) 品 泵釜 液 泵原 料 泵產(chǎn) 品 貯 罐釜 液 貯 罐原 料 貯 罐序 號 名 稱 規(guī) 格 備 注數(shù) 量 39 六 計算結(jié)果總匯 計算結(jié)果序號 項目 符號 單位 精餾段 提餾段 1 平均溫度 t 80 05 90 96 2 平均壓力 Pm kpa 104 8 116 4 3 氣相 Vs m3 s 6 27 5 79 4 平均流量 液相 Ls m3 s 0 0069 0 0067 5 實際塔板數(shù) Np 塊 10 23 塔徑 D m 2 2 2 0 8 板間距 H m 0 45 0 45 9 塔板溢流形式 單流型 單流型 10 空塔氣速 u m s 1 65 1 84 11 溢流管形式 弓形 弓形 12 溢流堰長度 Lw m 1 43 1 43 13 溢流堰高度 hw m 0 0410 0 0413 14 板上液層高度 hL m 0 060 0 060 15 溢流裝置 堰上液層高度 owm 0 0190 0 0187 16 安定區(qū)寬度 Ws m 0 07 0 07 17 邊緣寬度 Wc m 0 04 0 04 18 開孔區(qū)面積 Aa m2 2 8 2 8 19 閥孔直徑 d m 0 039 0 039 20 浮閥數(shù)個 N 個 460 460 21 閥孔氣速 u0 m s 11 41 13 10 22 閥孔動能因數(shù) F0 13 13 23 開孔率 14 00 14 00 24 孔心距 t m 0 075 0 075 25 排間距 t m 0 08 0 08 26 塔板壓降 P kpa 0 7 0 7 27 液體在降液管內(nèi)的停留時 間 t s 18 59 19 14 28 底隙高度 ho m 0 0345 0 0335 30 泛點率 68 41 51 10 31 液相負(fù)荷上限 Ls max m3 s 0 0257 0 0257 32 液相負(fù)荷下限 Ls min m3 s 0 0012 0 0012 33 氣相負(fù)荷下限 Vs min m3 s 2 40 2 71 34 操作彈性 3 28 3 62 40 七 符號說明 A 傳熱面積 m 2 Aa 鼓泡區(qū)面積 m2 Af 降液管截面積 m 2 Ab 板上液流面積 m 2 AT 塔截面積 m 2 d0 閥孔直徑 m CF 泛點負(fù)荷系數(shù) 無綱量 D 塔徑 m ev 液沫夾帶量 kg 液 kg 氣 F 泛點率 F0 閥孔動能因子 g 重力加速度 hc 干板阻力 m hc 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?m 液柱 hd 與液體流過降液管的壓降相 當(dāng)?shù)囊褐叨?m hf 塔板上鼓泡層高度 m hl 與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐?度 m hL 板上清液高度 m ho 降液管的底隙高度 m hOW 堰上液層高度 m hW 出口堰高度 m h 與客觀表面張力的壓降相當(dāng) 的液柱高度 m H 板式塔高度 m Hd 降液管內(nèi)清液層高度 m H 頂 塔頂空間高度 m HP 人孔處塔板間距 m HT 塔板間距 m HB 塔底部空間高度 m H 裙 裙座高度 m lW 堰長 m Vs 氣體體積流量 m 3 s Ls 液體體積流量 m 3 s Lw 堰長 m K 物性系數(shù) 無綱量 N 閥孔孔數(shù)目 NP 實際塔板數(shù) NT 理論板層數(shù) P 操作壓力 Pa 41 Pm 平均壓力 Pa R 鼓泡區(qū)半徑 m t 浮閥排間距 t 浮閥橫排孔心距 u 空塔氣速 m s uF 泛點氣速 m s u0 閥孔氣速 m s uoc 臨界閥孔氣速 u0 min 漏液點氣速 m s u 0 液體通過降液管底隙的速度 m s Umin 最小液體噴淋密度 m 3 m2 h Vh 氣體體積流量 m 3 h Vs 氣體體積流量 m 3 s Wc 邊緣無效區(qū)寬度 m Wd 弓形降液管寬度 m Ws 破沫區(qū)寬度 m x 液相摩爾分?jǐn)?shù) y 氣相摩爾分?jǐn)?shù) 希臘字母 充氣系數(shù) 無因次 o 系數(shù) 無綱量 液體在降液管內(nèi)停留時間 s 粘度 mPa s 密度 kg m3 表面張力 mN m 開孔率 下標(biāo) max 最大的 min 最小的 1 精餾段的 2 提餾段的 八 參考文獻(xiàn) 1 化工原理課程設(shè)計 王勝國編 大連理工大學(xué)出版社 2005 2 化工原理課程設(shè)計 賈紹義 柴誠敬 天津大學(xué)出版社 2002 3 化工過程及設(shè)備設(shè)計 華南理工大學(xué) 涂偉萍 陳佩珍 程達(dá)芳 化學(xué)工業(yè)出版社 2000 4 化工工藝設(shè)計手冊 第二版 國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計院 化學(xué)工業(yè)出版社 1996 5 化工原理 修訂版 天津大學(xué)化工原理教研室 天津科技出版社 2006