乙醇—水連續(xù)篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì).doc

山 東 大 學(xué) 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì) 題 目 乙醇-水連續(xù)篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì) _ 系 （院） 化學(xué)與化工系_ 專 業(yè) 應(yīng)用化工技術(shù)_ 班 級(jí) _ 學(xué)生姓名 _ 學(xué) 號(hào) _ 指導(dǎo)教師 _ 職 稱 講師_ 2012 年 6 月 6 日 濱州學(xué)院化工課程設(shè)計(jì) 前言 精餾是分離液體混合物最常用一種操作，在化工、煉油等工業(yè)中應(yīng)用很廣。它通過汽、液 兩相的直接接觸，利用組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向汽相傳遞，難揮發(fā)的由汽相 向液相傳遞，是汽、液兩相之間的傳質(zhì)過程。 精餾過程中，料液自塔的中部某適當(dāng)?shù)奈恢眠B續(xù)地加入塔內(nèi)，塔頂設(shè)有冷凝器將塔頂蒸汽 冷凝為液體。冷凝液的一部分回入塔頂，稱為回流液，其余作為塔頂產(chǎn)品（餾出液）連續(xù)排出。 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(jìn)行著逆流接觸和物質(zhì)傳遞。塔底部 裝有再沸器（蒸餾釜）以加熱液體產(chǎn)生蒸汽，蒸汽沿塔上升，與下降的液體逆流接觸并進(jìn)行物 質(zhì)傳遞，塔底連續(xù)排出部分液體作為塔底產(chǎn)品。塔的上半部分（加料位置以上）稱為精餾段， 塔的下半部分包括再沸器（蒸餾釜）稱為提餾段。 根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的，有特殊物質(zhì)的體系還可以用恒沸 精餾或萃取精餾等特殊的方法進(jìn)行分離。 精餾過程按操作過程可分為常壓精餾、加壓精餾和減壓精餾。一般說來，當(dāng)總壓強(qiáng)增大時(shí)， 平衡時(shí)氣相濃度與液相濃度接近，對(duì)分離不利，但對(duì)常壓下為氣態(tài)的混合物，可采用加壓精餾； 沸點(diǎn)高又是熱敏性的混合液可采用減壓精餾。 精餾過程所用的設(shè)備及起相互聯(lián)系總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板 式塔和填料塔兩大類。 板式塔內(nèi)沿塔高安裝了若干層塔板（亦稱塔盤） ，液體靠重力作用由頂部流向塔底，并在 各塊板面上形成流動(dòng)的液層；氣體則靠壓強(qiáng)差推動(dòng)，由塔底向上依次穿過各塔板上的液層而升 至塔頂。氣、液兩相在塔板上直接接觸完成熱、質(zhì)的傳遞，兩相組成沿著塔高呈階梯式變化。 塔板是板式塔內(nèi)汽、液接觸的主要元件。塔板的種類很多，根據(jù)塔板結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可將板式塔分為： 泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、浮舌塔、浮動(dòng)噴淋塔等多種不同的塔型。 化工原理教材已對(duì)常用的板式塔，如泡罩塔、篩板塔、浮閥塔、噴射塔、多降液管塔、無(wú)溢流 塔等的形式、結(jié)構(gòu)和優(yōu)點(diǎn)作了介紹，從中了解到不同的類型各有其優(yōu)缺點(diǎn)，各有其使用的場(chǎng)合。 塔總體結(jié)構(gòu)包括塔體、裙座、封頭、除沫器、接管、手孔、人孔等。 目錄 濱州學(xué)院化工課程設(shè)計(jì) - - 2 - 一、設(shè)計(jì)題目 3 二、設(shè)計(jì)目的 3 三、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件 3 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容 4 （一） 設(shè)計(jì)方案選定 4 （二） 精餾塔的物料衡算 5 一、摩爾分率及摩爾質(zhì)量的計(jì)算 .5 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 5 2.原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 5 二、物料衡算 .5 （三） 精餾工藝條件計(jì)算 6 一、乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)（101.3KP A） 6 二、乙醇和水 XY 圖，及精餾段操作線、提留段操作線 .7 1、理論塔板數(shù) NT 的求取 7 2、實(shí)際板層數(shù)的求取 .8 三 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 9 1、操作壓力 .9 2、操作溫度 .9 3、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 .10 4、精餾段平均密度計(jì)算 .10 5、液體平均表面張力的計(jì)算 .11 （四）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 12 一、精餾段塔徑的計(jì)算 .12 二、提餾段塔徑的計(jì)算 .13 三、 精餾塔有效高度的計(jì)算 14 1、精餾段的有效高度 .14 2、提餾段的有效高度 .15 （五）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 15 一、精餾段溢流裝置的計(jì)算因塔徑 .15 1、堰長(zhǎng) lw 15 2、溢流堰高度 hw 15 3、弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af .15 4、降液管底隙高度 h0 .16 二、提餾段溢流裝置的計(jì)算 .16 2、溢流堰高度 hw 16 3、弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af .17 4、降液管底隙高度 h0 .17 三、塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 .18 1、邊緣寬度的確定 .18 濱州學(xué)院化工課程設(shè)計(jì) - - 3 - 2、開孔區(qū)面積計(jì)算 .18 （六）. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .18 一、精餾段 .18 1、塔板壓降 .18 2、液面落差 .19 3、霧沫夾帶 .19 4、漏液計(jì)算 .20 5、液泛計(jì)算 .20 二、提餾段 .20 1、塔板壓降 .20 2、液面落差 .21 3、霧沫夾帶 .21 4、漏液計(jì)算 .22 5、液泛計(jì)算 .22 （七）塔板負(fù)荷性能圖 22 一、漏液線 .22 二、霧沫夾帶線 .23 三、液體負(fù)荷下限線 .23 四、液體負(fù)荷上限線 .23 五、液泛線 .24 六、負(fù)荷性能圖 .24 七、有關(guān)該篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表 9 25 （八）精餾塔的附屬設(shè)備 26 一、換熱器的計(jì)算 .26 1、塔頂冷凝器 .26 2、再沸器 .27 3、預(yù)熱器 .28 二、離心泵的設(shè)計(jì) .29 1、塔頂離心泵規(guī)格 .29 2、提供預(yù)熱器熱水離心泵規(guī)格 .29 三、各接管尺寸的確定 .29 1、進(jìn)料管 .29 2、釜?dú)堃撼隽瞎?.30 3、塔頂回流液管 .30 4、塔頂上升蒸汽管 .30 5、塔底回流液管 .31 （九）參考文獻(xiàn) 31 乙醇-水連續(xù)篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì) 化工原理課程設(shè)計(jì) 4 一、設(shè)計(jì)題目 乙醇水連續(xù)篩板精餾塔工藝設(shè)計(jì) 二、設(shè)計(jì)目的 綜合運(yùn)用“化工原理”和相關(guān)選修課程的知識(shí)，聯(lián)系化工生產(chǎn)的實(shí)際完成單元操作的 化工設(shè)計(jì)實(shí)踐，初步掌握化工單元操作的基本程序和方法。 熟悉查閱資料和標(biāo)準(zhǔn)、正確選用公式，數(shù)據(jù)選用簡(jiǎn)潔，文字和工程語(yǔ)言正確表達(dá)設(shè)計(jì) 思路和結(jié)果。 樹立正確設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)工程、經(jīng)濟(jì)和環(huán)保意識(shí)，提高分析工程問題的能力。 三、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件原料： 在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離乙醇水混合物。 處理量（料液） 年產(chǎn)量 100000 噸 生產(chǎn)制度 年開工 300 天，每天 24 小時(shí)連續(xù)生產(chǎn) 原料組成 28% （質(zhì)量百分率，下同） 進(jìn)料狀況 含乙醇 28%，乙醇-水的混合溶液 分離要求 塔頂乙醇含量 78%，塔底乙醇含量 0.04 操作壓力 51.032Pa 進(jìn)料熱狀況 泡點(diǎn)進(jìn)料 回流比 1.5 單板壓降 0.7KPa 全塔效率 ET=38% 設(shè)備型式 篩板 建廠地區(qū)：大氣壓為 760mmHg、自來水年平均溫度為 20的濱州市 四、設(shè)計(jì)內(nèi)容 （一） 設(shè)計(jì)方案選定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離水乙醇混合物。 化工原理課程設(shè)計(jì) 5 原料液由泵從原料儲(chǔ)罐中引出，在預(yù)熱器中預(yù)熱至 88.07后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板 塔） ，塔頂上升蒸汽流采用強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流液，其余作為產(chǎn)品經(jīng) 冷卻至 25后送至產(chǎn)品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相流，塔釜?dú)堃核椭翉U熱鍋爐。 1、精餾方式： 本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。原料液連續(xù)加入精餾塔中，并連續(xù)收集產(chǎn)物和排出殘液。其優(yōu) 點(diǎn)是集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。由于所涉濃度范圍內(nèi)乙醇和水的揮發(fā)度相差較大， 因而無(wú)須采用特殊精餾。 2、操作壓力： 本設(shè)計(jì)選擇常壓，常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于乙醇和水這類非熱敏沸 點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離。 3、塔板形式： 根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔 板效率高，壓降較低，在乙醇和水這種黏度不大的分離工藝中有很好表現(xiàn)。 4、加料方式和加料熱狀態(tài)： 加料方式選擇加料泵打入，經(jīng)換熱器加熱達(dá)到露點(diǎn)后，采用泡點(diǎn)進(jìn)料方式進(jìn)行。 5、由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。 6、再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排： 塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至 65 度回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較 低的框架上，通過回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐。塔釜產(chǎn)品接 近純水，一部分用來補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備稀釋其他工段污水排放。 （二） 精餾塔的物料衡算 原料液處理量為 13888kg/h,（每年生產(chǎn) 300 天） ，塔頂產(chǎn)品組成 78%（w/w）乙醇。原料 28%（w/w ）乙醇水溶液，釜?dú)堃汉掖?0.04%（w/w）的水溶液。 分子量 M 水=18 kg/kmol；M 乙醇=46 kg/kmol。 化工原理課程設(shè)計(jì) 6 一、摩爾分率及摩爾質(zhì)量的計(jì)算 1.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 原料摩爾分?jǐn)?shù)：x F= 0.28/460.1327 塔頂摩爾分?jǐn)?shù) ： xD= 58././ 塔釜?dú)堃旱哪柗謹(jǐn)?shù)： xW= 0.16046.9/ 2.原料及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 0.13246(0.132)81.69/FMkgmol 585470D.(.).8/W kl 二、物料衡算 原料的處理量 F= 138640./2.9kmolh 總物料衡算 FDW 乙醇的物料衡算 解得: 塔頂采出量 .21.580.16DW145.362D 塔底采出量 49.67 （三） 精餾工藝條件計(jì)算 一、乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)（101.3kPa） T/ 液相 xa/% 氣相 ya/% T/ 液相 xa/% 氣相 ya/% T/ 液相 xa/% 氣相 ya/% 100 0 0 88.3 6.9 38.1 82.4 25 55.5 化工原理課程設(shè)計(jì) 7 99.3 0.2 2.5 87.9 7.4 39.2 81.6 30.6 57.7 98.8 0.4 4.2 87.7 7.9 40.2 81.2 35.1 59.6 97.7 0.8 8.8 87.4 8.4 41.3 80.8 40 61.4 96.7 1.2 12.8 87 8.9 42.1 80.4 45.4 63.4 95.8 1.6 16.3 86.7 9.4 42.9 80 50.2 65.4 95 2 18.7 86.4 9.9 43.8 79.8 54 66.9 94.2 2.4 21.4 86.2 10.5 44.6 79.6 59.6 69.6 93.4 2.9 24 86 11 45.4 79.3 64.1 71.9 92.6 3.3 26.2 85.7 11.5 46.1 78.8 70.6 75.8 91.9 3.7 28.1 85.4 12.1 46.9 78.6 76 79.3 91.3 4.2 29.9 85.2 12.6 47.5 78.4 79.8 81.8 90.8 4.6 31.6 85 13.2 48.1 78.2 86 86.4 90.5 5.1 33.1 84.8 13.8 48.7 78.15 89.4 89.4 89.7 5.5 34.5 84.7 14.4 49.3 95 94.2 89.2 6 35.8 84.5 15 49.8 100 100 89 6.5 37 83.3 20 53.1 （1） （2） 1、理論塔板數(shù) NT 的求取理論板層數(shù) NT 的求取 甲醇水屬非理想體系，但可采用逐板計(jì)算求理論板數(shù)。 求得甲醇水體系的相對(duì)揮發(fā)度 =5.1016（詳見附錄一（1） ） 求最小回流比 采用泡點(diǎn)進(jìn)料 0.132fqx 則有氣液平衡方程求得 0.43711() fqf fxy 化工原理課程設(shè)計(jì) 8 故最小回流比為 min0.5810.43710.4214372dqxyR 可取操作回流比 R=1.5Rmin=0.70815 塔頂產(chǎn)品產(chǎn)量、釜?dú)堃毫考凹訜嵴羝康挠?jì)算 0.7815.6210.985/LDkmolh()()432.01/VR l'24.3/kmolh109856.07.985/Fkolh 求操作線方程 精餾段操作線方程為: 1 1nDnxRy 提餾段操作線方程為: ''1' 'mmwLyxxV 汽液平衡方程 (1) yx 逐板計(jì)算法求理論塔板數(shù) =1yDx0.5810.2138.6. 帶入精餾段操作線方程 2.7.0.2138.41575y40.12836.x208321fx 同理帶入提餾段操作線方程 3.9.0.318.56y 化工原理課程設(shè)計(jì) 9 30.38560.187.1.3x42,9.78249y249.630.5.06.5831057.7.21.2.2x 14.90.350.318.073y7.142.72.6.2x = 44141wx 總理論板層數(shù) （括再沸器）Nt 進(jìn)料板位置 2f 精餾段的理論塔板數(shù) N 精 =1 提餾段的理論塔板數(shù) N 提 =12（包括進(jìn)料版，不包括再沸器） 2.6.2 實(shí)際板層數(shù)的求取 精餾段實(shí)際板層數(shù) N 精=1/0.38=2.633 提餾段實(shí)際層數(shù) N 提=12/0.38=31.578932 2.7 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 2.7.1 操作壓力的計(jì)算 塔頂操作壓力 10.3251.DP 每層板的壓降 P=0.7kpa 進(jìn)料板壓力 0.325.7103.425fp 塔底壓力 18w 全塔平均壓力 pm=（101.325+125.825）/2=113.575 化工原理課程設(shè)計(jì) 10 精餾段平均壓力 Pm=（101.3+103.425）/2=102.3625kpa 提餾段平均壓力 Pw=（103.425+125.825）/2=114.625kpa 2.7.2 操作溫度的計(jì)算(詳見附錄一（1）) 由內(nèi)插法求得塔頂溫度 td=79.6532 進(jìn)料處溫度 tf =84.9967 塔釜溫度 tw =99.944 全塔平均溫度(79.6532+99.944)/2=89.7986 精餾段平均溫度 tm=（79.6532+84.996 ）/2=82.3250 提餾段平均溫度 tm=（84.996+99.944 ）/2=92.4704 3、平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 （1）塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量計(jì)算，由 ，查平衡曲線得： ，則10.58Dxy10.68x 塔頂液相的平均摩爾質(zhì)量： 0.6840.31287.64(/)LDmMkgmol 590V （2）進(jìn)料板混合物的平均摩爾質(zhì)量，由圖解理論板得： 0.1234Fy 由平衡曲線得： 0.1283Fx 0.469718.3695/LFmMkgmol1283.24/V l （3）塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由逐板計(jì)算得：yw=5.5875 xw=0.447410410 Mvwm=5.5875 46+(1-5.5875 ) 18=18.015645kg/kmol44 Mlwm=0.447 46+(1-0.447 ) 18=18.0012516 kg/kmol10 精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量： (37.2864.3952)/7.81/LmMkgmol 0136V 提餾段平均摩爾質(zhì)量： Mvm = (21.5924+18.015645)/2=19.8040kg/kmol Mlm = (18.336952+18.0012516)/2=18.1691kg/ kmol 化工原理課程設(shè)計(jì) 11 4、平均密度的計(jì)算 氣相平均密度的計(jì)算 有理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即 精餾段 vm= = =0.9674kg/PmMvRT102.3657.9184(3)3m 提餾段 vm= = =0.7468 kg/804. 3 液相平均密度方程計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 1/lm= i/i 塔頂液相平均密度的計(jì)算： 由 Td=79.6532，查手冊(cè)得 (A 水 B 乙醇) A=972.76kg/ B=736.76kg/3m3m = =0.7800 0.5814698 ldm= =./B./A10.5/736.0489/72.6 = 820.1064kg/ 3m 進(jìn)料液相平均密度的計(jì)算 由 Tf= 84.9967，查手冊(cè)得 A= 972.7341 kg/ B= 735.9381kg/33m B= =0.2733 0.12846.3.718 lm= = =888.05kg/B/+(-)/A10.23/7.5+0267/9.53m 塔底液相平均密度的計(jì)算 由 T w=99.944，查手冊(cè)得 A=959.7469 kg/ B= 716.6650kg/ 3m3m B= =0.000040895 440.16981 lwm= = B/+(-)/A10.495/76.+0.945/.769 化工原理課程設(shè)計(jì) 12 =959.674 kg/ 3m 精餾段的平均密度 lm=（820.1064+888.05 ）/2=854.0782kg/ 3m 提餾段的平均密度 lm= （888.05+959.674）/2=923.862kg/ 3 5、液體平均表面張力的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算 lm=xi i 塔頂平均液相表面張力的計(jì)算 由 Td=79.6532，查手冊(cè)得 =15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.5811 +0.4189 =0.5811 15.0259+0.4189 64.9880= 35.955mN/m 進(jìn)料平均液相表面張力的計(jì)算 由 Tf=84.9967，查手冊(cè)得 =14.1507mN/m =62.9661mN/m lfm=0.1283+0.7804 =0.1283 14.1507+0.8717 62.966=56.703 mN/m 塔底平均液相表面張力的計(jì)算 由 =99.944，查手冊(cè)得wT =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.00016 +0.99984 =0.00016 12.3591+0.99984 58.9404=58.930mN/m 精餾段平均液相表面張力 lm=（53.955+56.703 ） /2=46.329mN/m 提餾段平均液相表面張力 lm=（56.703+58.930）/2=57.818 mN/m 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 Lglm=xilgi 塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由 Td=79.6532，查手冊(cè)得 =0.3199mPa ·s =35.8805mPa·s 化工原理課程設(shè)計(jì) 13 lgldm=0.5811 +0.4189 =0.5811 0.3199+0.4189 35.8805 ldm=2.3104 mPa·s 進(jìn)料液相平均粘度的計(jì)算 由 Tf=84.9967，查手冊(cè)得 =0.2828mPa ·s =32.5181 mPa·s lglfm= 0.1283+0.8717 =0.1283 0.2828+0.8717 32.5181 lfm=17.6889 mPa·s 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由 =99.944，查手冊(cè)得wT =0.2294mPa ·s =28.6216mPa·s lglwm=0.16 +0.99984 410 =0.16 0.2294+0.99984 28.6216 lwm=28.6088 mPa·s 精餾段液相平均粘度 lm =（2.3104+17.6889 ） /2=9.9996mPa·s 提餾段液相平均粘度 lm =（17.6889+28.6088）/2=23.14885mPa ·s 1（四）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 一、精餾段塔徑的計(jì)算 精餾塔的氣，液體體積流率為 0.78154.36210.985/LRDkmolh ()()24.301/V l .9736LmLMs3248.301.61.94/60VVmm 由 計(jì)算，其中的 C 由圖 3-3 査取，圖的橫坐標(biāo)為VLCuax 化工原理課程設(shè)計(jì) 14 1 142 29.3085.67()()0.3899mLV 取板間距 HT=0.4m 板上液層高度 hL=0.06m，則0.46.34TLHhm 查化工原理課程設(shè)計(jì)P105 圖 5-1 得：C 20=0.073，則0.20.22 9()7()864LCmax 5.7.9.8642.567/Vu ms 取設(shè)計(jì)的安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為： max0.7.2571.9/ms 塔徑： 4.4.8236VDu 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整得：D=1.2m 塔截面積為： 2221.3044TAm 實(shí)際空塔氣速為： 9.76/.VTqus 二、提餾段塔徑的計(jì)算 精餾塔的氣，液體體積流率為 , DLR0.78154.36210.985/kmolh(1)()43V'24.3/kmolh'098564.072.985/LFkolh43'7.1.103.36LmMV ms3'248.094.829/6.70VV 化工原理課程設(shè)計(jì) 15 由 計(jì)算，其中的 C 由圖 3-3 査取，圖的橫坐標(biāo)為VLCumax1 142 20.5893.86()()0.757LVm 取板間距 HT=0.40m 板上液層高度 hL=0.06m，則0.46.34TLHhm 查化工原理課程設(shè)計(jì)P105 圖 5-1 得：C 20=0.073，則0.20.225781()()93LCmax .6.748.93.1/Vu ms 取設(shè)計(jì)的安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為： max0.7.17482./ms 塔徑： 4.90.3VDu 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整得：D=0.6m 塔截面積為： 2221.04.8314TAm 實(shí)際空塔氣速為： 9./.VTqus 三、 精餾塔有效高度的計(jì)算 為了便于篩板塔的檢修，塔壁上應(yīng)開若干人孔。 開設(shè)人孔的位置為：塔頂空間、塔底空間各開一個(gè)，其他人孔的位置則根據(jù) 下列原則確定：物料清潔，不需要經(jīng)常清洗時(shí)，每隔 68 塊塔板設(shè)一個(gè)人孔；物 料臟物，需經(jīng)常清洗時(shí)，則每隔 34 塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔。 設(shè)計(jì)時(shí)定位每 8 塊板開一孔，則： 孔數(shù) S=實(shí)際塔板/8=35/8 5 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.8m 實(shí)際塔高可按公式計(jì)算： H=Hd+(N-1-1-S) HT+Hb+Hf+S HT H=(N-1-1-S) 0.40+0.6 S+1.2+1.3+1.4 =（27-1-1-5 ） 0.40+0.6 5+1.2+1.3+1.4 化工原理課程設(shè)計(jì) 16 =14.9 式中：H塔高（不包括封頭和裙座高） ，m Hd塔高孔間高，m Hb塔底空間高，m HT板間距，m N實(shí)際塔板數(shù)（不包括再沸器） Hf進(jìn)料孔處板間距，m S手孔或人孔數(shù)（不包括塔頂、塔底空間所開入孔） HT 開設(shè)手孔、人孔處板間距，m 其中，Hd 一般取 1.21.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，減少 出場(chǎng)氣體中液滴的夾帶量。塔底空間 Hb 具有中間儲(chǔ)槽的作用，一般釜液最好能在 塔底有 1015min 的停留時(shí)間。因此，Hb 可按殘液量和塔徑進(jìn)行計(jì)算，也可取經(jīng) 驗(yàn)值。常取 Hb=1.32m。進(jìn)料孔處板間距決定于進(jìn)料孔的結(jié)構(gòu)形式及進(jìn)料狀況。 為減少液沫夾帶，Hf 要比 HT 大，常取 Hf=1.2 1.4m。開設(shè)手孔、人孔處塔板間 距 HT，視手孔、人孔大小而定，一般取 HT 600mm。 （五）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 一、精餾段溢流裝置的計(jì)算 因塔徑 D=1.1882m，流體量適中，可以選取單溢流弓形降管。 1、堰長(zhǎng) lw 取 lw=0.66D=0.66×1.1882=0.7842m 2、溢流堰高度 hw 由 hW=Hl-h0W，選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即 3 20)(184.WlVE 近似取 E=1，則 2 42/3330.84.849.305160()()7.511178WWh ml 取板上清液層高度 hL=0.06m，故 化工原理課程設(shè)計(jì) 17 30.67510.25WLh m 3、 弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af 由 ,得6.0DlW ,72.TfA124.0d 故 03.86f m 12480147dW 驗(yàn)算液體在降液管停留的時(shí)間，即 4.6.35.901fTLAHsV 故降液管設(shè)計(jì)合理。 4、降液管底隙高度 h0 '3600ulVWL 取 ,則smuo/7.' 40 9.510.636'0782.LWoVh ml .36.52.0 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 二、提餾段溢流裝置的計(jì)算 1、堰長(zhǎng) lw 取 lw=0.66D=0.66×1.024=0.6758m 化工原理課程設(shè)計(jì) 18 2、溢流堰高度 hw 由 hW=Hl-h0W，選用平直堰，堰上液層高度由下式計(jì)算，即 3 20)(184.WlVE 近似取 E=1，則 2 42/330.84.840.59160()().1178WWh ml 取板上清液層高度 hL=0.06m，故 0.620.38WL m 3、弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af 由 ,得6.0DlW ,72.TfA124.0d 故 083.59f m 124127dW 驗(yàn)算液體在降液管停留的時(shí)間，即 40.59851fTLAHsV 故降液管設(shè)計(jì)合理。 4、降液管底隙高度 h0 '3600ulVWL 取 ,則smo/2.' 化工原理課程設(shè)計(jì) 19 40360.58910.269336'7.LWoVh mlu 0.8.2 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 三、塔板布置及篩孔數(shù)目與排列 1 邊緣寬度的確定 因 D800mm，故塔板采用分塊式。查表（查化工原理及課程設(shè)計(jì) p154 表 83）得，塔板分為 3 塊。 取 Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m 2 開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū) Aa 按下式計(jì)算， Aa=2x（r 2x 2） 0.5+ r2/180×sin-1（x/r） 其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.512-0.207=0.305m r=D/2-Wc=0.512-0.06=0.452m 故 Aa=2×0.305×（0.452 20.305 2） 0.5+ 0.452 2/180×sin-1（0.305/0.452） =0.8087 3 篩孔計(jì)算及其排列 所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用 =3.0mm 碳鋼板，取篩孔直徑 do=5.0mm。 篩孔按正三角形排列，取孔中間距 t 為 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm 篩孔數(shù)目 n 為 n= = =4151 個(gè)21.5At2.0.8715 開孔率為 =0.907 =0.907 =10.08%20()dt2.()0 氣體通過閥空的氣速為 提餾段 = =22.4370 m/S0u1.82907SVA 精餾斷 化工原理課程設(shè)計(jì) 20 = =24.4292 m/S0u1.94807SVA （六）. 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 一、精餾段 1 、塔板壓降 （1）干板阻力 hc 的計(jì)算 由式 進(jìn)行計(jì)算，由 ，查圖得 c0=0.772，則)(051.2LVocu67.1350d 液柱2.437.964. ).8985ch m （2）氣體通過液層阻力 由 計(jì)算L011.1.87/3046saTfVu sA1220.8970.6.875/()aFuvkgsm 查得 氣系數(shù) ，則5 液柱13h （3）液體表面張力的阻力 的計(jì)算 液柱 330446.29104.10857.5Lh mgd 液柱. .82Pcl329.84.0726907Lh Pak 2、 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的 化工原理課程設(shè)計(jì) 21 影響。 3、霧沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算，即 2.5.0.6.15fLhm3.2 3.23 3.7*107*01.94e()*()46.9(.086)*(.015)vLVsAtfHthf =0.0809g 液 /kg 氣0.1kg 液/kg 氣 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。ve 4、漏液計(jì)算 對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由 計(jì)算，則VLhCu /)13.056.(4.0min0 smshCu VLL /6.10/59.74./82.)13.6.105.(72.4/)min0 穩(wěn)定系數(shù) ，故無(wú)明顯漏液現(xiàn)象。5290.47minouk 5、液泛計(jì)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng) ，一般可取 ，故)(WTdhH5.0mhHWT 265.0)5.40(.)( 溢流管內(nèi)的清液層高度 ，其中LdpdhH6.,0832.Lp ，所以420197.)'(153. ud mH.068 0.1440m0.219m 由此可知 ，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。)(wTdh 化工原理課程設(shè)計(jì) 22 二、提餾段 1 、塔板壓降 （1）干板阻力 hc 的計(jì)算 由式 進(jìn)行計(jì)算，由 ，查圖得 c0=0.772，則)(051.2LVocu67.1350d 液柱mhc 48.)6.9370.4.2 （2）氣體通過液層阻力 由 計(jì)算Lh01sAVufTsa /94.25.823.0 )/(06.7.94. 210 mkgvFa 查得 氣系數(shù) ，則0 液柱mh3.6.51 （3）液體表面張力的阻力 的計(jì)算 液柱mLgdh 330 108.50.8962.3174 液柱hlcP 69. kPaL 7.08326.3 2、 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的 影響。 化工原理課程設(shè)計(jì) 23 3、霧沫夾帶 霧沫夾帶可以由公式： 2.5.0.6.15fLhm3.2 3.23 37*17*101.8290e()*().8.54)*(.1)vLVsAtfHthf =0.0897g 液/kg 氣0.1kg 液/kg 氣 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 在允許范圍內(nèi)。ve 4、漏液計(jì)算 對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由 計(jì)算，則VLhCu /)13.056.(4.0min0 smshCu VLL /4307.2/87.1046./82.9)18.63.05.(72.4/)3min0 穩(wěn)定系數(shù) ，故無(wú)明顯漏液現(xiàn)象。5.02.87.14minouk 5、液泛計(jì)算 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng) ，一般可取 ，故)(WTdhH5.0mhHWT 219.0)38.4.0(5)( 溢流管內(nèi)的清液層高度 ，其中LdpdhH6.,09.Lp ，所以3206.7)'(13. ud mH175.0859 由此可知 ，即不會(huì)產(chǎn)生液泛。)(wTdh 化工原理課程設(shè)計(jì) 24 （七）塔板負(fù)荷性能圖 1、漏液線 0,min04.(.560.13)LLVuCh由 得 234.072.180.76024845.07256351().964.8sL 得 23,min0.279.18.64S sV 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 的值，計(jì)算結(jié)果見下表 3-3 表 3-3 由上表數(shù)據(jù)可做出漏液線 1 2、液沫夾帶線 取霧沫夾帶極限值 依式 0.kg/ve液 氣 53.2.710()avTfueHh 式中 1.048.785.SSa STfVuVA 2.()fwOWhhW=0 Ls, 3s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs， 0.344 0.357 0.374 0.387 23,min0 0.4.(.56.3()hLS WVVChEAl0.min 2,in 30 .84()10S hLwowwVhAl 化工原理課程設(shè)計(jì) 25 2233602.81().7.4sow sLh 故 235015.9f s sL 230.3.95Tf s sHL 5 .26 63.23485.717()01410.751.9a SvLTfuVehL 則 2.5.8s sVL 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 的值，計(jì)算結(jié)果見表 3-4： 表 表 3-4 由上表數(shù)據(jù)即可做出液沫夾帶線 2。 3、液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上層高度 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。 0.5mOWh 取 23362.8410().sOWLhEl 1E0.7842Wlm 2 33,min.5.784(0.76ssL 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。 4、液相負(fù)荷上限線 取 作為液體在降液管中的停留時(shí)間的下限，s 4fTsAHL3,max0.816.40.816m/s4fTsAHL 據(jù)此可作出與氣體流量 VS無(wú)關(guān)的垂直線，液相負(fù)荷上限線 4。 5、液泛線 Ls，3ms0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs，31.176 1.105 1.014 0.937 化工原理課程設(shè)計(jì) 26 令 由 ()dTWHh11;dPLdPcLOWHhhh； ； 聯(lián) 立 得 T Ocd（ -） （ ）,OWdcSVS忽 略 ， 將 與 與 ， 與 的 關(guān) 系 式 代 入 上 式 ， 并 整 理 得22aVbdS2/3L202.51'().0.9674().16(.87.85VLAC.TWbHh-1-.0.52=.147 2 20.53.398.7840.16cl3 36360.841().(.5)1.767842WdEl 2/3 /3 故 220.6.7598.1.7SVSS2/3L 106/ 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls 值，依上式計(jì)算出 Vs 的值，計(jì)算結(jié)果見下表 3-5： 表 表 3-5 由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 5 根據(jù)以上方程可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如下圖所示： Ls， 3ms0.0006 0.0015 0.003 0.0045 Vs， 1.512 1.286 0.767 0.235 化工原理課程設(shè)計(jì) 27 0 0.5 1 1.5 2 2.5 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，與原點(diǎn)連接，即為操作線。由圖可知，該篩 板的操作上線為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 ，3,max1.8/sSV3,min0.28/sSV 故彈性操作為 （操作彈性大于 4）,axmin.4.102S 化工原理課程設(shè)計(jì) 28 六、負(fù)荷性能圖 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 由圖可以看出，該篩板的操作線上限為液相負(fù)荷上限線，下限為漏液線。 由圖可據(jù)可以得出： 3,min.14/SVs3,max.79/SVs 故操作彈性為 （操作彈性大于 5）,axin0795.8.S 七、有關(guān)該篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總于表 9 表 9 篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目 數(shù)值與說明 備注 全塔平均溫度 ,mtC89.7986 全塔平均壓力 ,PKa113.575 塔徑 ,D0.6 精餾段 0.58m 提餾段 0.469m 板間距 ,THm0.4 塔板型式 單溢流弓形 整塊式塔板 化工原理課程設(shè)計(jì) 29 降液管 精餾段 1.7967空塔氣速 ,/ums 提餾段 2.2223 溢流堰長(zhǎng)度 ,Wl0.7842 精餾段 0.0525溢流堰高度 ,Wh 提餾段 0.038 板上液層高度 ,Lhm0.06 精餾段 0.01646降液管底隙 高度 0,h提餾段 0.02693 篩板孔數(shù) 個(gè),N4151 等腰三角形叉排 精餾段 24.4292篩孔氣速 0,/ums 提餾段 22.4370 孔心距 ,t0.015 同一橫排的孔心距 安定區(qū)寬度 ,sW0.08 邊緣區(qū)寬度 ,cm0.06 篩孔直徑 ,d0.005 開孔率，% 10.08 開孔區(qū)面積 2,amA0.8087 精餾段 696.55單板壓降 ,pP 提餾段 632.8639 41.8 精餾段液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間 ,s 12.6 提餾段 0.1440 精餾段 降液管內(nèi)的清液高度 ,dHm 01375 提餾段 化工原理課程設(shè)計(jì) 30 氣相負(fù)荷上限 max()SV1.18 泡沫夾帶控制 氣相負(fù)荷下限 inS0.28 液相負(fù)荷下限線控制 精 餾 段 操作彈性 4.21 氣相負(fù)荷上限 max()SV0.79 液相負(fù)荷上限線控制 氣相負(fù)荷下限 inS0.144 漏液線控制 提 餾 段 操作彈性 5.48 （八）精餾塔的附屬設(shè)備 一、換熱器的計(jì)算 1、塔頂冷凝器 設(shè)冷凝水從 2030，T D=79.6532kmolgMD/2708.34 ，hkghnLVqm /47.8509/3. 溫度 ，221tt 其中)(21tcqQpmvT 25下，水的 kJ/（kg.）308.4 查得 ， 則kgJ/6乙 kgJ/5水 )(7.9623.9.130wqmv )/(06.5149018.4723 hkgtcp .53mt 又 ，經(jīng)驗(yàn)取值 w/(m2.),則TtKQS80 化工原理課程設(shè)計(jì) 31 2395.24.5801796mS 因此可選擇列管式換熱器，規(guī)格如下： 名稱 公稱直徑 mm 公稱壓強(qiáng)kpa管程數(shù) 管子總根數(shù) 規(guī)格 273 1600 2 32 名稱 中心排管數(shù) 管程流通面 積 2m計(jì)算換熱面積 2 換熱管長(zhǎng)度m 規(guī)格 7 0.005 11.1 4500 2、再沸器 該設(shè)備是用于加熱塔底料液合之部分氣化提供蒸餾過程所需要的熱量的熱交換設(shè)備。 447.81029(7.810)258.25.3/mABrxrkJg 9.5.3.QWkw9.420.56mt 選擇 210/(.k )320.916.4985stSKt 因此選擇列管式換熱器，規(guī)格如下： 名稱 公稱直徑 mm 公稱壓強(qiáng)kpa管程數(shù) 管子總根數(shù) 規(guī)格 400 600 4 76 名稱 中心排管數(shù) 管程流通面 積 2m計(jì)算換熱面積 2 換熱管長(zhǎng)度m 規(guī)格 11 0.06 17.3 3000 化工原理課程設(shè)計(jì) 32 3、預(yù)熱器 )/(3694207.208.)1(p CkgJcwcpFFpm 水乙 醇 whktQ 7.82/15.3).5(369450)1450 8 用再沸器剩余的水蒸氣加熱，即 100水間接加熱， CLctp 7.42.08蒸 汽 所以水要從 100降到 40 2' 91.620485.1ln)().0( mtm 取 Cwk/2798.51.6098tQsm 因此選擇列管式換熱器，規(guī)格如下： 列管尺 寸 管心距 公稱壓強(qiáng) 管程數(shù) 中心排 管數(shù) 列管管 長(zhǎng) 管子總 數(shù) 換熱面 積m1925kpa3106.9m20624.7m 二、離心泵的設(shè)計(jì) 1、塔頂離心泵規(guī)格 ， ，skghkgqmc /30.14/06.59425t 3/86.9mkg Lm/48.31' 故可選用 IS65-40-200 型離心泵。 化工原理課程設(shè)計(jì) 33 2、提供預(yù)熱器熱水離心泵規(guī)格 由于流量比較低，選擇最小的離心泵足夠滿足此種操作 型號(hào) 轉(zhuǎn)速 流量 揚(yáng)程 效率 軸功率 必須汽蝕 余量 IS-32_125 min/290rsL/08.2m2%47kw96.0m0.2 三、各接管尺寸的確定 1、進(jìn)料管 進(jìn)料體積流量 368.3019.560.41/7fSfFMVms 取適宜的輸送速度 ，故.5/fums40.41.32Sfifd 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格： 4.5m 實(shí)際管內(nèi)流速： 240.1.8/3fus 2、釜?dú)堃撼隽瞎?釜?dú)堃旱捏w積流量： 358.41.02.05/936wSWMVms 取適宜的輸送速度 ，則./Wums 40.5.01971dA 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格： 326m 實(shí)際管內(nèi)流速： 24.350.97/Wus 化工原理課程設(shè)計(jì) 34 3、塔頂回流液管 回流液體積流量 318.93.70.24/526LSMVms 利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度 ，那么0.5/Lus40.70.265dA 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格： 32.5m 實(shí)際管內(nèi)流速： 24.70.48/Wus 4、塔頂上升蒸汽管 塔內(nèi)氣體可以用式塔頂氣體密度 mVPMRT 計(jì)算， 310.3254.961.40/8(78)Vmkg 塔頂上升蒸汽的體積流量： 3.2/14036SVms 取適宜速度 ，那么2/us51dA 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格： 1685m 實(shí)際管內(nèi)流速： 240.3.7/158SVus 5、塔底回流液管 328.731.0.24/596SVms 化工原理課程設(shè)計(jì) 35 取適宜速度 ，那么10/Vums4.2.76dA 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(GB8163-87)，規(guī)格： 1948m 實(shí)際管內(nèi)流速： 2408/17SVus