化工原理課程設(shè)計-乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計

吉林化工學(xué)院 化工原理 課 程 設(shè) 計 題目 乙醇 -丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 2 - 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 一 設(shè)計題目 ： 乙醇 -丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計 二 任務(wù)要求 設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯（乙醇 丙醇）， 具體工藝參數(shù)如下： 原料 加料量 F 100kmol/h 進料組成 xF 0.282 餾出液組成 xD 0.902 釜液組成 xw 0.002 塔頂壓力 p 100kpa 單板壓降 0.7 kPa 2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流。 三 主要設(shè)計內(nèi)容 1、設(shè)計方案的選擇及流程說明 2、工藝計算 3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （ 1）塔徑及精餾和提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （ 2）塔板的流體力學(xué)校核 （ 3）塔板的負荷性能圖 （ 4）總塔高 4、設(shè)計結(jié)果匯總 5、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 3 - 摘 要 精餾 是一種最常用的分離方法，它根據(jù)多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相回流、塔頂?shù)囊合嗷亓鳛榛A(chǔ)來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用篩板式精餾塔，進行苯 甲苯二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握汽液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。 通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為 50塊，第塊板 20 進料，塔徑為 1.4,2m，塔的實際高度為 30.164m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段： 液體在降液管停留時間為 13.072s，降液管底隙高度為 42.18mm，操作彈性為 3.282。提餾段： 液體在降液管停留時間為 9.147s，降液管底隙高度為 29.37mm，操作彈性為 3.248。這些值都符合實際要求，故所選的設(shè)計參數(shù)是合理。 關(guān)鍵字：精餾、物料衡算、塔板負荷性能圖、熱量衡算。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 4 - 目錄 摘 要 .2 第一章 前言 .6 1.1精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用 .6 1.2.精餾操作對塔設(shè)備的要求 .6 1.3.常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 .6 1.4本設(shè)計所選塔的特性； .6 第二章 流程的確定和說明 .7 2.1 設(shè)計思路 .7 2.1.1 精 餾方式的選定 .7 2.1.2 操作壓力的選取 .7 2.1.3 加料狀態(tài)的選擇 .7 2.1.4 加熱方式 .7 2.1.5 回流比的選擇 .7 2.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 .7 2.2 流程說明圖 . 7 第三章 精餾塔的設(shè)計計算 .8 3.1 物料衡算 .8 3.1.1 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量 .9 3.1.2.溫度計算 .9 3.1.3 密度計算 .10. 3.1.4 表面張力計算 .12 3.1.5.黏度的求取 .13 3.1.6.相對揮發(fā)度的求?。?.14 3.2 塔板數(shù)的確定 .14 3.2.1 回流比的確定 .14 3.2.2 汽液負荷計算： .15 3.2.3 理論塔層數(shù) NT 的求取 .15 3.2.4 實際板數(shù)的求取 .17 3.3.精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 .18 3.3.1 氣液相體積流量記算 .18 3.3.2 塔徑計算與選擇 .19 3.3.3 溢流裝置的計算 .20 3.3.4 塔板布置 .21 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 5 - 3.3.5 篩孔計算及其開孔率 .： 22 3.3.6 塔總體高度計算 .22 3.4 篩板的流體力學(xué)計算 .24 3.4.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?.24 3.4.2 液面落差 .25 3.4.3 液沫夾帶量的驗算 .25 3.4.4 漏液的鹽驗算 .25 3.4.5 液泛的驗算 .26 3.5 塔板負荷性能圖 .26 3.5.1 液沫夾帶線 .26 3.5.2 液泛線： .27 3.5.3 液體負荷上限線 .28 3.5.4 液相負荷下限線 .29 3.5.5 漏液線 .29 3.6 塔的接管 .30 3.6.1 進料管 .30 3.6.2回流管 .31 3.6.3 塔底出料罐 .31 參考文獻 .33 附錄（一） .33 附錄（二）程序 .36 結(jié)束語 .37 化工原理課程設(shè)計教師評分表 .38 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 6 - 第一章 前言 1.1精餾原理及其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質(zhì)的過程。 1.2.精餾操作對塔設(shè)備的要求 為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、 輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計的精餾裝置。 1.3.常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 塔板為主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板主要有：（ 1）泡罩塔板（ 2）篩孔塔板（ 3）浮閥塔板。本設(shè)計采用篩孔塔板。 1.4本設(shè)計所選塔的特性 篩孔塔板簡稱篩板，其結(jié)構(gòu)簡單，歷史悠久，至今仍是應(yīng)用最為廣泛的一種傳質(zhì)分離設(shè)備。近百年來，對篩板的流體力學(xué)和傳質(zhì)性能的研究已取得很大進展，因而篩板的設(shè)計法已漸趨成熟 。至今，許多新型塔板都采用篩板的水力學(xué)模型作為研究基礎(chǔ)和工程設(shè)計參照模型。據(jù)不完全統(tǒng)計，目前歐美許多國家工業(yè)應(yīng)用的板式塔中， 60以上的內(nèi)件都是篩板式及其改進型，國內(nèi)在運行的板式塔中篩板型也占很大比例。單溢流液體流過整個塔面塔板上返混少，塔板效率較高，結(jié)構(gòu)也最簡單。但單溢流不能承受大液量，也不適用于大塔徑。在工業(yè)生產(chǎn)中采用多降液管。最早出現(xiàn)的是 MD篩板，四十多年來， MD 篩板已在工業(yè)生產(chǎn)中得到廣泛推廣應(yīng)用，近二十年來，多降液管篩板的型式又出現(xiàn)了很多種，如我國浙江工業(yè)大學(xué)開發(fā)的 DJ 塔板系列。 篩板雖然結(jié) 構(gòu)簡單，但氣液兩相流動的規(guī)律仍有一些未被認識清楚。在工程設(shè)計中還要依賴于實驗數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)和經(jīng)驗判別。本次課程設(shè)計主要介紹篩板的結(jié)構(gòu)、性能和工程界已公認的設(shè)計方法。從總體上看，篩板塔的液相流動是呈逆流的，氣體從下而上，液體從上而下。對于常規(guī)帶有降液管的篩板，篩板上的氣液流動則是呈錯流型的，即液體水平流過篩板板面，氣體從下而上穿過塔板。液體通過降液管從一層篩板流入下一層篩板。氣體穿過塔板上的篩孔鼓入液層，形成泡沫層，進行氣液傳質(zhì)，然后離開泡沫層，上升到上一層篩板。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 7 - 第二章 流程的確定和說明 2.1 設(shè)計思路 2.1.1 精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。 2.1.2 操作壓力的選取 本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。 2.1.3 加料狀態(tài)的選擇 為氣液混合物泡點進料 2.1.4 加熱方式 本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率 一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。 2.1.5 回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為 R=(1.1-2.0)Rmin. 2.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。 在本設(shè)計 中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高，采用篩板可解決堵塞問題，且能適當(dāng)控制漏夜及液泛現(xiàn)象。 篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，近百年來通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)。對于小流量、小塔徑的實驗操作，多采用單溢流篩板塔。實際操作表明，設(shè)計良好的塔，其操作彈性將大于 3。 2.2 流程說明圖 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 8 - 塔頂出料 D 組成 xD 回流 L 進料 F 組成 xF 第三章 精餾塔的設(shè)計計算 乙醇 -丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計 設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇 丙醇 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 F 100kmol/h 進料組成 xF 0.282 餾出液組成 xD 0.902 釜液組成 xw 0.002 塔頂壓力 p 100kpa 單板壓降 0.7 kPa 3.1 物料衡算 原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率及質(zhì)量分數(shù) 乙醇的摩爾質(zhì)量 4 6 . 0 7 /AM k g k m o l 丙醇的摩爾質(zhì)量 6 0 . 1 0 /BM k g k m o l xF 0.282 xD 0.902 xw 0.002 0.231Fm 0.876Dm 0.00153Wm 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 9 - 3.1.1 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量 MF=0.282 46.07+0.718 60.10=56.144kg/kmol MD=0.902 46.07+0.098 60.10=47.445kg/kmol MW=0.002 46.07+0.998 60.10=60.072kg/kmol (1)摩爾衡算： F=100kmol/h 總物料衡算： F=D+W 即 100= D+W 物料衡算： F D WF x D x W x=+ 即 100 0.282=D 0.902+W 0.002 由得： D=31.111mol/h; W=68.889kmol/h (2)質(zhì)量衡算： 總質(zhì)量衡算 Qm=Dm+_Wm 乙醇質(zhì)量衡算 m F m D D Wq m D m W m 1 0 0 5 6 0 1 4 5 6 1 4 /mFq F M K g h 既 5614 mmDW 5 6 1 4 0 . 2 3 1 4 0 . 8 7 6 0 . 0 0 1 5 3mmDW 解得： 1 4 7 6 . 0 7 7 /mD k m o l h 4 1 3 7 . 9 2 3 /mW k m o l h 3.1.2.溫度計算 利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求的 tF， tD， tW。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 10 - tF: Ft - 9 1 . 6 0 0 99 1 . 6 0 0 8 8 . 3 2 0 =0 . 2 1 0 0 . 3 5 8 0 . 2 8 2 0 . 2 1 0 tF =90.004 tD： Dt - 7 8 . 3 8 07 8 . 3 8 0 - 8 0 . 5 9 0 =1 . 0 0 0 0 . 8 4 4 0 . 2 8 2 0 . 2 1 0 tD =79.768 tW： Wt 9 7 . 1 6 09 7 . 1 6 0 9 3 . 8 5 0 =0 0 . 1 2 6 0 . 0 0 2 0 tW =97.107 精餾段平均溫度 ： t1=（ tF+ tD） /2 =84.886 提留段平均溫度 ： t2=（ tF+ tW） /2 =93.556 3.1.3 密度計算 1. 進料溫度 tF =90.004 氣相組成 yF ： 9 1 . 6 0 0 8 8 . 3 2 0 9 1 . 6 0 0 9 0 . 0 0 4=0 . 3 3 9 0 . 5 5 0 0 . 3 3 9 - 1 0 0 y F yF=44.161% 塔頂溫度 tD =79.768 氣相組成 yD： 7 9 0 7 6 8 7 8 . 3 0 8 0 . 5 9 0 7 8 . 3 0=1 0 0 y 1 0 . 9 1 4 1 . 0 0 0D yD=94.485% 塔底溫度 tW =97.107 氣相組成 yW: 9 7 . 1 6 0 9 7 . 1 0 7 9 7 . 1 6 0 9 3 . 8 5 0=0 - 1 0 0 y 0 0 . 2 4 0w yW=0.384% 精餾段 液相組成 1x ： FD1 x + x 0 . 9 0 2 0 . 2 8 222x 1x =59.2% 氣相組成 1y : FD1 y + y 0 . 9 4 9 0 . 4 4 2y 22 1y =69.3% 所以 ML1 =46 0.592+60 (1-0.592)=51.712 kg/kmol ML2 =46 0.693+60 (1-0.693)=50.298Kg/kmol 提留段 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 11 - 液相組成 2x ： 2 ( + x )2wFxx 2x =14.2% 氣相組成 2y ： 2 ( + y )2wFyy 2y =22.27% 所以 ML1 =46 0.142+60 (1-0.142)=58.012 kg/kmol ML2=46 0.223+60 (1-0.223)=56.882Kg/koml 2. 密度計算： 求得在 tF， tD， tW。下的乙醇和丙醇的密度（單位： kg/m3） 進料溫度 tF =90.004 1 1 0 - 1 0 0 1 1 0 - 9 4 . 0 4 3=7 1 7 . 4 7 3 0 . 1 7 1 7 0 4 - 乙 乙 =730.0945 1 1 0 - 1 0 0 1 1 0 - 9 4 . 0 0 4 3=7 2 6 . 1 7 3 7 . 6 7 2 6 . 1 - 丙 丙 =737.5951 塔頂溫度 tD =79.7686 8 0 7 0 8 0 7 9 . 7 6 8=7 4 2 . 3 7 5 4 . 2 7 4 2 . 3 - 乙 =742.576 8 0 7 0 8 0 7 9 . 7 6 8=7 4 2 . 3 7 5 4 . 2 7 4 5 . 7 - 丙 =746.022 塔底溫度 tW =97.107 1 0 0 9 0 1 0 0 9 7 . 1 0 7=7 1 7 . 4 7 3 0 . 1 7 1 7 . 4 - 乙 =721.074 1 0 0 9 0 1 0 0 9 7 . 1 0 7=7 2 6 . 1 7 3 7 . 6 7 2 6 . 1 - 丙 =729427 液相密度求?。?1/ Lm= ai/ i 1 0 . 2 3 1 4 1 - 0 . 2 3 1 4+7 3 0 . 0 9 4 5 7 3 7 . 5 9 5F F =0.7975 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 12 - 1 0 . 8 7 5 8 1 0 . 2 3 1 4+7 4 2 . 5 7 6 7 4 6 . 0 2 2 4D D =0.8142 1 0 . 0 0 1 5 1 0 . 0 0 1 5+7 2 1 . 0 7 4 7 2 9 . 4 2 7W W =0.7815 精餾段密度： FDL = = 7 3 9 . 4 7 12 （ + ） 提留段密度： FWL = = 7 3 2 . 6 6 82 （ + ） 氣相密度求?。?DFL1 M + M 4 7 . 3 7 2 5 6 . 0 5 2M 5 1 . 7 1 222 kg/kmol WFL2 M + M 5 9 . 9 7 2 4 7 . 3 7 2M 5 8 . 0 1 222 Kg/kmol 3.1.4 表面張力計算（單位 10-3N.m-1） 液相平均表面張力 依下試計算，即 Lm ii 塔頂液相平均表面張力的計算： 乙醇的表面張力： 462.15107.971009010082.17768.7980708062.150043.9010090100oWoWoDoDoFoF丙醇的表面張力 : 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 13 - 431.172.17182.17107.9710090100595.18768.79807080999.172.17182.17004.9010090100wWwWwDwDwFwF液體表面張力： 428.17431 4.17998.0489.15002.0492.17999.17718.0199.16282.0346.17098.0523.18218 5.17902.0mWmFmD精餾段液相平均表面張力： LM 1 7 . 3 4 6 1 7 . 4 9 2= 1 7 . 4 1 922L D m L F m mN/m 提留段液相平均表面張力： L F m L W mLM 1 7 . 4 9 2 1 7 . 4 2 8= 1 7 . 4 6 022 mN/m 3.1.5.黏度的求取 精餾段 t1=（ tF+ tD） /2 =84.886利用插值法 : 19 0 8 4 . 8 8 6 9 0 8 00 . 3 8 0 . 3 8 0 . 4 4A1A =0.411mpa.s 29 0 8 0 9 0 8 4 . 8 8 60 . 5 4 0 . 6 2 0 . 5 4Bu1B =0.581mpa.s 提留段 t2=（ tF+ tW） /2 =97.705利用插值法 : 21 0 0 9 3 . 5 5 6 1 0 0 9 00 . 3 4 0 . 3 4 0 . 3 8A2Au =0.366 mpa.s 21 0 0 9 3 . 5 5 6 1 0 0 9 00 . 4 6 0 . 4 6 0 . 5 4B2Bu =0.516mpa.s 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 14 - 精餾段黏度： 1 1 1( 1 ) 0 . 4 1 3 6 0 . 5 9 2 0 . 5 8 0 2 ( 1 0 . 5 9 2 ) 0 . 4 8 0xx 乙 丙 mpa.s 提留段黏度： 2 2 2( 1 ) 0 . 3 6 5 7 0 . 1 4 2 0 . 5 1 1 5 ( 1 0 . 1 4 2 ) 0 . 4 9 1xx 乙 丙 mpa.s 3.1.6.相對揮發(fā)度的求取 ： 由 xF 0.282 yF=44.161%得 0 . 4 4 2 0 . 2 8 2( ) / ( ) / 2 . 0 11 1 1 0 . 4 4 2 1 0 . 2 8 2FFF FFyxyx 由 xD 0.902 yD=94.485%得 0 . 9 4 5 0 . 9 0 2( ) / ( ) / 1 . 8 6 01 1 1 0 . 9 4 5 1 0 . 9 0 2DDD DDyxyx 由 xw 0.002 yW=0.384%得 0 . 0 0 3 8 0 . 0 0 2( ) / ( ) / 1 . 9 2 31 1 1 0 . 0 0 3 8 1 0 . 0 0 2www wwyxyx 精餾段相對揮發(fā)度： 1=（ F+ D） /2=1.935 提留段相對揮發(fā)度： 2=（ F+ W） /2=1.967 全塔相對揮發(fā)度 : 3= 3 F D W 1 . 9 3 0 （ ） 3.2 塔板數(shù)的確定 3.2.1 回流比的確定 本設(shè)計為泡點進料 q=1 由 11Fqxyxqq ； 221 ( 1)xy x 可得 0 .2 8 2qFxx 0.4312qy 最小回流比： Dm i n x - y 0 . 9 0 2 0 . 4 3 1 2R = = 3 . 1 5 6- x 0 . 4 3 1 2 0 . 2 8 2qpqy 回流比選?。?m i nR = - - R（ 1 . 1 2 . 0 ） 本設(shè)計回流比選取 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 15 - m i nR = 1 .5 R = 4 .7 3 5 3 3.2.2 汽液負荷計算： L=RD=4.735 0.0086=0.0401kmol/s V=(R+1)D=(4.7353+1) 0.008641=0.0496 L=L+qF=0.0401+0.0278=0.0679 V=V+(q-1)F=0.04955 F=0.02777 W=0.01914 3.2.3 理論塔層數(shù) NT 的求取 精餾段操作線方程： Dn + 1 n nxRy = x + = 0 0 . 8 2 5 6 x + 0 . 1 5 7 2R + 1 R + 1 提留段操作線方程： n + 1 ny = 1 . 3 6 9 8 x - 0 . 0 0 0 8 0 0 6 相平衡方程： 精餾段 1 . 9 3 4 8 0 . 9 3 4 8yx y 提留段 1 . 9 6 6 5 0 . 9 6 6 5yx y 由逐板法可以求 : 序號 Y X 1 0.902 0.82630213124 2 0.83939503955 0.72982399619 3 0.75974269125 0.62040447844 4 0.6694059374 0.51137190626 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 16 - 5 0.5793886458 0.4158727008 6 0.50054450178 0.34122814979 7 0.43891796046 0.28790954879 8 0.39489812348 0.25222643416 進料處 9 0.34469916952 0.21103838018 10 0.28827977317 011 0.23315335109 012 00.10202576795 13 00.075840108053 14 0.10308518001 0.055218242763 15 0.074837348936 0.039509315795 16 0.053319260777 0.027843436781 17 0.037339339702 0.019342683753 18 0.025695008204 0.0132334867 19 0.017326630082 0.0088865732563 20 0.011372228046 0.005815483104 21 0.0071654487558 0.0036566348526 22 0.0042082584211 0.0021444090195 23 0.0021368114749 0.0010877487538 精餾段板數(shù) N 精 =7 塊 提留段板數(shù) N提 =16-1=15 塊 其中第 8 塊板是進料板，理論版 NT=23 塊（包括塔釜再沸器）。 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 17 - 3.2.4 實際板數(shù)的求取 精餾段實際板： 1=1.935 1 =0.480mpa.s 0 .2 4 51()TEl =0.49（ 1.935 0.480） -0.245=0.379 TNNE 精精 =7/0.379=18.486=19 塊 提餾段實際板： 2=1.967 2 =0.491mpa.s 0 .2 4 52 ( )TEl =0.49（ 1.967 0.491） -0.2450.494 TNNE 提提 =15/0.494=30.346=31 塊 全塔所需實際塔板數(shù) : N P=19+31=50 塊 全塔效率：-1 100%TT PNE N=（ 23-1） /50=44% 加料板在第 20 塊。 知道板塊數(shù)后可求得以下數(shù)值： 85.124265.10620.1357.0501007.01003.1137.0191007.021FWDFPDWDDFPPPPPPNPPPNPP精376.2)886.8415.273(314.8712.5165.106111 RTMPPV 3/mkg 376.2)556.9315.273(314.8012.5885.124222 RTMPP LV 3/mkg 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 18 - 3.3.精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算 3.3.1 氣液相體積流量計算 (1)精餾段 0 .0 4 0L R D kmol/s ( + 1 ) D = 0 . 0 5 0VR kmol/s 已知 L1M =51.712 kg/kmol; V1M =50.298 kg/kmol 3L1 7 3 9 . 4 7 1 /k g m 31 1 .8 5 3 /V k g m 精餾段質(zhì)量流量： 1 L 1L = M 5 1 . 7 1 2 0 . 4 0 2 . . 7 5L kg/s 1 V 1V = M V 5 0 . 2 9 8 0 . 0 5 0 =2.493kg/s 精餾段體積流量： 1S1 1 2 . 0 7 5L = 0 . 0 0 2 8 0 5 57 3 9 . 4 7 1LL m3/s 1S1 v1 2 . 4 9 3= 1 . 3 4 51 . 8 5 3VV m3/s (2)提餾段 L = L + q F = 0 . 0 6 7 8 7 7kmol/s = V + ( q - 1 ) F = 0 . 0 4 9 5 5V kmol/s 已知 012.582 LM kg/kmol ; V2M =58.882 kg/kmol ; 32 7 3 2 . 6 6 8 /L k g m 32 2 .3 7 6 /V k g m 提留段質(zhì)量流量： 2 L 2L = M 3 . 9 3 8L kg/s 2 V 2V = M V 2 . 9 1 8 kg/s 提留段體積流量： 2S2 22 . 9 3 8L = 0 . 0 0 4 0 0 9 57 3 2 . 6 6 8LL m3/s 2S2 v22 . 9 1 8= 1 . 2 2 82 . 3 7 6VV m3/s 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 19 - 3.3.2 塔徑計算與選擇 精餾段： 由 u=（安全系數(shù)） maxu ，安全系數(shù) =0.60.8 maxu =LVVc 求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)：1121( ) 0 . 0 4 1 6 6s LsVLV 設(shè)板間距 TH =0.45m ，板上清夜高度 LH =70mm 所以液體沉降高度 TH - LH =0.38m 于是查圖可知道： 20C =0.106822 0 . 2 0 . 220 1 7 . 4 1 9 1( ) 0 . 1 0 6 8 2 2 ( ) 0 . 1 0 42 0 2 0CC m a x 7 3 9 . 4 7 1 1 . 8 5 30 . 1 0 4 2 . 4 5 11 . 8 5 3U m/s 取安全系數(shù)為 0.7， 1 m a x0 . 7 0 . 7 2 . 0 7 3 1 . 4 5 1UU m/s 1114 4 1 . 3 4 5 1 . 0 8 73 . 1 4 1 . 4 5 1sVDu m 圓整到 D=1.2m 橫截面積 2 1 . 1 3 0 44TADm2 空塔氣速 1T = 1 0 1 9 0AsVu m/s 提留段 求取史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo) 1222( ) 0 . 0 5 7 3 3s LsVLV 設(shè)板間距 TH =0.45m ，板上清夜高度 LH =70mm 所以液體沉降高度 TH - LH =0.38m 于是插圖可知道： 20C =0.105 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 20 - 0 . 2 0 . 220 1 7 . 4 6 0( ) 0 . 1 0 5 ( ) 0 . 1 0 22 0 2 0CC m/s m a x7 3 2 . 6 6 9 2 . 3 7 60 . 1 0 2 1 . 7 9 22 . 3 7 6U 取安全系 數(shù)為 0.7， 2 m a x0 . 7 0 1 . 2 5 4UUm/s 22 24 4 1 . 2 2 8 1 . 1 1 6 83 . 1 4 1 . 2 5 4sVDu m 圓整到 D=1.2m 橫截面積 130.14 22 DA T m2 空塔氣速 2T = 1 4 .0 8 6AsVu m/s 3.3.3 溢流裝置的計算 本設(shè)計采用單溢流弓形降液管，凹型受液盤。 (1)溢流堰長 堰長取 w = 0 . 6 6 D = 0 . 6 6 1 . 2 = 0 . 7 9 2L m （ 2）出口堰高 出口堰采用平直堰，堰上液頭高度213ow 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）近似去 E 1 精餾段213o w 1 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）0.0155m w L owh h h =0.0545 m 提留段 22230w 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）=0.0197m 22w owLh h h =0.050 m （ 3）弓形降液管寬度和截面積 由 WL 0.66D A 0.072fTA 0.124dWD 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 21 - 所以 A 0 . 0 7 2 1 . 1 3 0 0 . 0 8 2f m2 0 . 1 2 4 1 . 2 0 . 1 4 9dW m 驗算降液管內(nèi)停留時間： 精餾段 S2 0 . 0 8 2 0 . 4 5= 9 . 1 4 7 5L 0 . 0 0 4 0 1 0f TAH ss 提留段 S1 0 . 0 8 2 0 . 4 5= 1 3 . 0 7 3 5 sL 0 . 0 0 2 8 1f TAH 所以降液管可以使用。 （ 4）降液管底縫高度 取降液管底縫的流速 0u =0.12m/s 所以： 精餾段 0294.012.0792.0 00281.01 010 ul Lh w s m hw=0.0503 mh0 提餾段 s220 W0L 0 . 0 0 4 0 1 0h = = = 0 . 0 4 2 1 8u 0 . 7 9 2 0 .1 2l m hw2=0.0545h02 降液管底隙高度設(shè)計合理。 選用凹形受液盤，深度 hw3=50 mm 3.3.4 塔板布置 塔板得分塊： D=1.4 m0.8 m塔板采用分塊式 邊緣區(qū)寬度確定： 取 Ws=Ws1=0.065 m,Wc=0.035 m 開孔區(qū)面積計算： 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 22 - Aa= 2 2 22 1 8 0 a r c s i n /x r x r r x r 其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.386 m r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.565 m Aa= 2 2 20 . 3 8 6 0 . 5 6 5 0 . 3 8 6 3 . 1 4 0 . 5 6 5 1 8 0 a r c s i n 0 . 3 8 6 / 0 . 5 6 5 =0.0799 2m 3.3.5 篩孔計算及其開孔率： 本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 =3 mm 碳鋼管，取篩孔直徑 d0=5 mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 d0=3*5=15 mm。 篩孔數(shù)目： n=1.158* Aa/t2=4111.106 個 開孔率為 =0.907*（ d0/t） 2=10.1 每層塔板上的開孔面積 A0 為： 20 081.0799.0101.0 mAA a 氣體通過篩孔的氣速為 u0=Vs/Aa 精餾段 u01= Vs1/Aa=1.345 0.101 0.081=16.675m/s 提留段 u02= Vs2/Aa=1.228 0.081=15.223 m/s 3.3.6 塔總體高度計算 塔總體高度利用下使計算 H=（ n-nF-nP-1)H 21)1( HHHHnn F HHnPnFnH BDpTT 1.塔 頂封頭 本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑 DN=1200mm，曲面高度 h1=300mm, 直邊高度 h2=40mm, 內(nèi)表面積 A=107117 2m 容積 32714.0 mV 則封頭高度 mmhhH 34 0211 2.塔頂空間 吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計 - 23 - 設(shè)計中去塔頂間距 mHH Ta 9.045.022 。 考慮安裝除沫器，所以選擇塔頂間距空間 1.2m. 3.塔底空間 塔底空間高度 BH 是指從塔底最下一層塔板到塔板到底封頭的底邊處的距離，取釜液停留時間 5min，取塔底液面之最下一層塔板之間距離 1.5m。則 5.160 TsB A VtLH 324.25.11304.1 2714.060100095.1534.人孔 對 D 1000mm 上板式塔，為安裝檢修的需要，一般每隔 6-8 塔