精餾塔的設(shè)計及選型

1、精餾塔的設(shè)計及選型目錄精餾塔的設(shè)計及選型 1目錄11設(shè)計概述01.1工藝條件01.2設(shè)計方案的確定02塔體設(shè)計計算12.1有關(guān)物性數(shù)據(jù)12.2物料衡算32.3塔板數(shù)的確定42.4精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù) 82.5塔體工藝尺寸的設(shè)計計算 112.6塔板工藝尺寸的設(shè)計計算 142.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 182.8負(fù)荷性能圖222.9精餾塔接管尺寸計算 273精餾塔輔助設(shè)備的設(shè)計和選型 313.1原料預(yù)熱器的設(shè)計323.2回流冷凝器的設(shè)計和選型 343.3釜塔再沸器的設(shè)計和選型 383.4泵的選擇403.5筒體與封頭411設(shè)計概述1.1工藝條件(1) 生產(chǎn)能力:2836.1kg/d (料液)(2

2、) 工作日：250天，每天4小時連續(xù)運(yùn)行(3) 原料組成：35.12%丙酮,64.52%水，雜質(zhì)0.35%,由于雜質(zhì)含量較小且不會和 丙酮一起蒸餾出去，所以可以忽略。所以此母液可以視為僅含丙酮和水兩種成分， 其質(zhì)量組成為：35.12%丙酮，水64.88% (下同)(4) 產(chǎn)品組成：餾出液99%丙酮溶液，回收率為90%，由此可知塔釜?dú)堃褐斜?酮含量不得高于5.16%即每天生產(chǎn)99%的丙酮905.54kg。(5) 進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)(6) 加熱方式：間接蒸汽加熱(7) 塔頂壓力：常壓(8) 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)(9) 回流比：自選(10) 加熱蒸氣壓力：0.5MPa (表壓)(11) 單板壓降 0.7kP

3、a1.2設(shè)計方案的確定(1) 、精餾方式及流程：在本設(shè)計中所涉及的濃度范圍內(nèi)，丙酮和水的揮發(fā)度相差比較大，容易分離， 且丙酮和水在操作條件下均為非熱敏性物質(zhì)，因此選用常壓精餾，并采取連續(xù)精餾方式。母液經(jīng)過換熱器由塔底采出液預(yù)熱到泡點(diǎn)，在連續(xù)進(jìn)入精餾塔內(nèi)，塔頂蒸汽經(jīng)過塔頂冷凝器冷凝后，大部分連續(xù)采出，采出部分經(jīng)冷卻器后進(jìn)入儲罐內(nèi) 備用，少部分進(jìn)行回流；塔底液一部分經(jīng)過塔釜再沸器氣化后回到塔底，一部分連續(xù)采出，采出部分可用于給原料液預(yù)熱。塔頂裝有全凝器，塔釜設(shè)有再沸器， 進(jìn)料輸送采用離心泵，回流液采用高位槽輸送。(2) 、進(jìn)料狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料。(3) 、加熱方式：間接蒸汽加熱。(4) 、加熱及冷卻方

4、式：原料用塔釜液預(yù)熱至泡點(diǎn)，再沸器采用間接蒸汽加熱， 塔頂全凝器采用自來水作為冷卻劑。優(yōu)點(diǎn)是成本低，腐蝕性小，黏度小，比熱容大，易于輸送。2.1有關(guān)物性數(shù)據(jù)1、丙酮和水的物性常數(shù)表1-1水的黏度和表面張力溫度黏度MPa表面張力500.59267.7600.46966.0700.40064.3800.3362.7900.31860.11000.24858.4表1-2丙酮的黏度和表面張力溫度黏度MPa表面張力500.26019.5600.23118.8700.20917.7800.19916.3900.17915.21000.16014.3表1-3丙酮和水的密度溫度丙酮水相對密度50758.569

5、98.10.76060737.4983.20.75070718.68977.80.73580700.67971.80.72190685.36965.30.710100669.92958.40.699表1-4丙酮和水的物理性質(zhì)分子量沸點(diǎn)臨界溫度K臨界壓強(qiáng)kpa丙酮58.0856.2508.14701.50水18.02100647.4522050表1-5丙酮-水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)表t/C丙酮摩爾數(shù)沸點(diǎn)液相x/%氣相y/%10000920.010.27984.00.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.8425

6、9.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.5112.2物料衡算1、原料液、塔頂及塔底液中丙酮的摩爾分率丙酮的摩爾質(zhì)量M a =58.08kg/kmol ；水的摩爾質(zhì)量MB=l8.02kg/kmol則Xff/Maf/Ma (1f)/Mb0.3512/58.080.3512/58.08 (1 0.3512)/18.020.144XdD / M ad/Ma (1 d)/Mb0.99/58.080.99/58.08 (1 0.99)/18.020.9680.0516/

7、58.08mfXFM A(1xf)Mb 0.144 8.08+(1-0.144) 1802=23.79 (kg/kmol)MdXD M A(1xd)Mb 0.968 8.08+(1-0.968) 1802=56.80(kg/mol)XwM A(1xw)Mb=0.017 58.08+0.983 1802=18.70(kg/mol)3、物料衡算塔頂產(chǎn)品905.54D t0=3.99( kmol/h)總物料衡算D+W=F，即 3.99+W=F丙酮物料衡算Dxd Wxw Fxf，即 0.968D+0.017W=0.144F聯(lián)立解得F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/h)2.3塔板數(shù)

8、的確定1、理論塔板數(shù)Nt的求取丙酮-水屬非理想溶液體系，故采用圖解法求取理論塔板數(shù)1) x-y 圖查手冊得丙酮-水的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表5所示，根據(jù)表5繪制x-y圖xww/MaW(1Maw)/Mb0.0516/5財0516)/18.02?！? 2、原料液、塔頂及塔底液物料的平均摩爾質(zhì)量0.000.05118.1D200.25138.35148.45158.550.60D.650.70D.751800.8D900.951.00X圖1-2 丙酮-水的x-y圖2) 回流比該精餾分離工藝的進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料，故q=1,在圖一中對角線上，自點(diǎn)e(0.144,0.144)乍垂線即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡

9、線的交點(diǎn)坐標(biāo)為RminXd yeye Xexe=0.144,ye=0.775故最小回流比為:968 a775 0.310.775 0.144操作回流比一般為最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比為最小回流比的2倍，則操作回流比：R=0.31 &=0.623) 氣相及液相負(fù)荷精餾段的氣相和液相負(fù)荷L RD 0.62 899=2.47 ( kmol/h)V (R 1)D1.62 899=6.46 (kmol/h)提餾段的氣相及液相負(fù)荷L L qF 2.47+29.9=32.37 (kmol/h)V V (1 q)F V 6.46 (kmol/h)4）操作線方程LD2.473.99精餾段：yxX

10、dx0.9680.382x 0.597VV6.466.461LW32.3725.91提餾段：yxxWx0.0198 5.01x 0.079VV6.466.46圖解法求理論塔板數(shù),如圖二1所示，總理論塔板數(shù)為5塊（包括塔釜）塊為進(jìn)料板。精餾段為3塊，提餾段1塊0.25).3(0.35).400.4.500.55).600.6.700.75).80).8 X圖1-3圖解法圖2、實(shí)際塔板數(shù)的求取1）塔內(nèi)精餾段和提溫度的求y（x）0.0(0.053.1(0.150.2(0.25).300.35).400.450.50).55).600.65).700.750.800.85).900.951.00XwX

11、F八八XD圖 1-4 t-x-y 圖據(jù)此圖可以確定進(jìn)料板，塔頂，塔底的溫度及氣相組成tF=64.40CyF =0.792tD=56.78CyD =0.970tw=90.18CyW =0.321精餾段平均溫度為t1=t-tl =60.59C2提餾段平均溫度為t2= tw3* =73.48C 2）全塔效率Et的求取選用全塔效率估算Et 0.17 0.616lg l公式計算。式中的l為全塔平均溫度下以進(jìn)料組成表示的平均粘度。精餾段：平均溫度為60.59C，在此平均溫度下查化工原理附錄得:lg L 0.144 lg0.235 (1-0.144) lg0.469=-0.372Et 0.17 0.616l

12、g l 0.17 0.616 ( 0.372)=0.399提餾段：平均溫度為73.48C，在此平均溫度下查化工原理附錄得：pABlg L 0.144 lgO.211(1-0.144) lgO.399 =-0.343Et 0.17 0.616lg L 0.17 0.616 ( 0.343)=0.3813) 實(shí)際塔板數(shù)的確定精餾段N精吐 37.52Et0.399精餾段的實(shí)際塔板數(shù)為8塊。Nt1提餾段N提二 2.62Et0.381提餾段的實(shí)際塔板數(shù)為3塊?？偹鍞?shù)為11塊，不含塔釜。2.4精餾塔的工藝條件及相關(guān)物性數(shù)據(jù)(1) 操作壓強(qiáng)取每層塔板壓降 p=0.7kPa,且塔頂操作表壓為2kPa計算。塔

13、頂操作壓強(qiáng) PD=101.3+2=103.3kPa進(jìn)料壓強(qiáng)板壓強(qiáng)Pf=Pd+0.7 8=108.9kPa塔底操作壓強(qiáng) Pw=PD+11X0.7=111.0kPa由此可計算得精餾段、提餾段的平均壓強(qiáng)。精餾段 p=( Pd+Pf) /2=106.1kPa提餾段 P=( Pf+Pw) /2=109.95kPa(2) 操作溫度據(jù)圖三得塔頂及塔底泡點(diǎn)溫度分別為tD=56.78C , tw=90.18C，進(jìn)料溫度tF =64.40C精餾段平均溫度：t=(56.78+64.40)/2=60.59C提餾段平均溫度：t =(90.18+64.40)/2=77.2C(3) 平均摩爾質(zhì)量1）塔頂組分的平均摩爾質(zhì)量y

14、仁xD =0.968,查平衡曲線得x,=0.957;故塔頂氣相和液相的平均摩爾質(zhì)量分別為氣相平均摩爾質(zhì)量 Mdv0.968 58.08 （1-0.968） 18.02=56.79 （kg/kmol）液相平均摩爾質(zhì)量 Mdl0.957 58.08 （1-0.957）18.02 =56.36（kg/kmol）2）進(jìn)料板組分的平均摩爾質(zhì)量由圖解法已知第4塊理論板為進(jìn)料板，其氣相組成 4=0.761,查平衡曲線得對應(yīng)的液相組成x4=0.117，故進(jìn)料板氣相和液相的平均摩爾質(zhì)量分別為氣相平均摩爾質(zhì)量 MFV 0.761 58.08(1-0.761) 18.02 =48.51( kg/kmol)液相平均摩

15、爾質(zhì)量Mfl 0.117 58.08(1-0.117) 18.02=22.71( kg/kmol)3)塔底組分的平均摩爾質(zhì)量塔底xw =0.017,查得平衡曲線yw =0.321，同理可求得氣相平均摩爾質(zhì)量Mwv 0.321 58.08(1-0.321) 18.02 =30.88( kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)量 Mm 0.017 58.08 (1-0.017) 18.02=18.70(kg/kmol)4)精餾段氣相和液相的平均摩爾質(zhì)量M v =(56.79+48.51)/2=52.65( kg/kmol)M L =(56.36+22.71)/2=39.54( kg/kmol)5) 提餾段氣

16、相和液相的平均摩爾質(zhì)量M v =(30.88+48.51)/2=39.70( kg/kmol)M l，=(22.71+18.70)/=20.71( kg/kmol)（4）丙酮水混合物的密度A氣相平均密度精餾段：v PMV=阿 52.65=2.01(kg/m3)RT 8.314 (60.59 273.15)PMv提餾段：v PMVRT109.95 39.701.3)8.314 (77.29 273.15)B液相平均密度塔頂：由tD=56.78C查得丙酮的密度共線圖及水的物性數(shù)據(jù)表可知33A=749(kg/m ), B=985(kg/m )；塔頂液相的質(zhì)量分率為:0.957 58.080.957

17、58.08 (1 0.957) 18.020.9863D =1/(0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/m )進(jìn)料板：由 tF =64.40C,查得 A =738(kg/ m3), p=980.5 (kg/m3)，進(jìn)料板液相質(zhì)量分率(OA=0.117 58.080.117 58.08 (1 0.117) 18.02=0.275FL =1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24 (kg/m3)塔底：由 tW= 90.18C查得 a=710 (kg/m ),則 B =965.3 (kg/m )塔釜液相質(zhì)量分率:0.017 58.080.017 58.0

18、8 (1 0.017) 18.020.0523w =1/(0.052/710+0.948/965.3)=947.58 (kg/m )精餾段液相平均密度：L =(751.52+899.24)/2=825.38 (kg/m3)提餾段液相平均密度：3l，=(899.24+947.58)/2=923.41 (kg/m )(5)丙酮-水混合物的表面張力塔頂：由 tD = 56.78C，可知 A=19.5mN/m, B =66.94mN/m,故 d =0.968 采9.5+(1-0.968) 664=21.02mN/mo進(jìn)料板：由 tF=64.40C查得 A=18.9mN/m, cB=65.27mN/m,

19、故 F = 0.16 18.9+ (1-0.16) 65.27=57.85mN/m塔底：由 tw=90.18C查得 A=15.8mN/m,b = 60.71mN/m,則 W=0.017 15.8+ (1-0.017) 60.71=59.94mN/m精餾段平均表面張力：L= (21.02+57.85)/2=39.44mN/m提餾段平均表面張力：L =(57.85+59.94)/2=58.90mN/m2.5塔體工藝尺寸的設(shè)計計算1、塔徑表1-6塔徑與塔板間距的關(guān)系塔徑D/m塔板間距HT/mm塔徑D/m塔板間距HT/mm0.3-0.5200-3001.6-2.0450-6000.5-0.8300-5

20、002.0-2.4600-8000.8-1.6350-4502.4三800(1)精餾段精餾段氣相及液相的流量分別為Vh=VMvv6.46 52.652.01=169.21(m3/h)LMlL2.47 39.54825.3830.118( m /h)3Vs=169.21/3600=0.047(m /s);53Ls =0.118/3600=3.28 10 (m /s)0.118169.21825.38 f(2.01 )0.02取塔板間距HT=0.25m,板上液層高度hL =0.05m，則日丁-=0.20口 查圖得C20 =0.043Q.DS莖二Hr Al0.20 D.M (MO 0,60 0.80

21、 LOO則復(fù)合因子：CM%。)。.2。43 (駕4)%。.049圖1-5史密斯關(guān)聯(lián)圖最大允許氣速：Umax=0.049 X 詼38 201 =0.989 (m/s)2.01取安全系數(shù)為0.7，則空氣塔速為：u=0.7Umax=0.692(m/s)塔徑：D=I4Vs= J 4 0.047=0.292m=292mm,、u ,3.14 0.692按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=300mm(2)提餾段Vh =vmv4ZP=170.971.503(m /h)LLMlIL32.37 20.71923.4130.726( m /h)3Vs=170.97/3600=0.0475(m /s);Ls=0.726/3600=

22、2.02 10 4(m3/s)L1h ) 0J26(92341)2 o.o2Vh v170.971.50取塔板間距Ht=0.25m板上液層高度hL=0.05m,則HT-hL=0.20m查圖得C2o=O.O4358 9o則復(fù)合因子：C=C20( L)o.2 = O.O43 ()02=0.05320 20最大允許氣速：Umax C一ax=0.053 X 92341 15=1.32(m/s)1.5取安全系數(shù)為0.7,則空氣塔速為：u =oumax =0.922(m/s)塔徑：D=4Vs =4。.5 =o.256m=256mm, u 、3.14 0.922按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D =300mm 精餾段與提

23、餾段塔徑相等，塔徑取 300mm。2 2塔截面積為 A -D 0.3=0.071 (tf)44精餾段和提餾段的實(shí)際空塔氣速分別為0.047U 而=.662(m/S)；u 0.0475 =o.669 (m/s)0.0712、塔咼塔高按下式計算H (N Nf NP 1)HtNfHf NpHpHd Hb(1) 塔板間距治=0.25口。(2)塔頂空間高度Hd取兩倍的塔板間距，即Hd2.0Ht =0.5m。3)塔底空間高度Hbh-ih2。塔底料液停留時間取3min，查表知DN 300mm的封頭容積為0.0053m3,總深 度為100mm。按下式計算得塔底的儲液高度為hiWMw 60話k V封頭-D2 *

24、425.91 18.70 3 600.00533600 947.58 0.287m0.25 3.14 0.32取塔底液面到最下層塔板之間的距離為 h2=0.75m,則塔底空間高度為Hbh1h2 =0.287+0.75=1.037m(4)由于本次設(shè)計的塔徑較小，所以應(yīng)設(shè)置手孔。手孔的設(shè)置應(yīng)方便人的手臂 伸入塔內(nèi)，在進(jìn)料板，塔頂及塔釜處各設(shè)一個手孔，孔徑為150mm。(5)取 H F =0.6m。(6)塔咼H (N Nf NP 1)Ht NfHf NpHp HDHb=(11-1-1) 0.25+1 區(qū).6+0+0.5+1.037=4.39m2.6塔板工藝尺寸的設(shè)計計算1、溢流裝置塔徑為0.3m,采

25、用單溢流，弓形降液管，平形受液盤。(1)溢流堰堰長精餾段：取 lW 0.65D0.65 0.3 0.195m提餾段：W 0.68D0.68 0.3 0.204m(2)溢流堰高度選用平直堰，按下式計算堰上層液的高度，E近似為1。2h 2.84嘰3howE()1000lw精餾段和提餾段的板上液層高度取為 0.05m,即hLhL0.05m，則有精餾段h 284精餾段how 10001(.0ill8)3=0.002m0.195溢流堰高度hw hlhw =0.05-0.002=0.048m21 陽S007m溢流堰高度 hw h how=0.05-0.007=0.043m(3)弓形降液管寬度和降液管截面面

26、積精餾段：由lw/D 0.65查右圖得Af/ A 0.072,Wd/D 0.13，由此可得Wd =0.13 %.3=0.039m； Af =0.072 8.07仁0.005 m2精餾段：由lw/D0.65查圖四得Af/舛 0.088,MQ&Wd/D0.15，由此可得Wd=0.15 0.3=0.045m； Af=0.088 0.071=0.006 m圖1-6弓形降液管的寬度與截面面積(4)驗(yàn)算液體在降液管中的停留時間精餾段：3600AfHT / Lh =36002005 0.25/0.118=38.1s5s提餾段：3600Af HT/ Lh =36000.006 0.25/0.726=7.44s

27、5s故降液管設(shè)計合理。(5)降液管底隙高度因物系較清潔，不會有贓物堵塞降液管底隙，故取液體通過降液管底隙得流速 Uc0.07m/s ,依式：ho“一來計算降液管底隙高度ho:3600lwUc精餾段：故ho0.118提餾段：故ho3600lwUcLh3600lwuc=0.002m3600 0.195 0.070.726=0.014m3600 0.204 0.07精餾段和提餾段降液管底隙高度ho過小，取ho0.03mhW h0 0.048 0.03 0.018m 0.006mhW h。0.043 0.03 0.013m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計合理。2、塔板布置本塔設(shè)計塔徑D=0.3m,故

28、采用整塊式塔板。(1)邊緣區(qū)域確定(1)開孔區(qū)面積依下式計算開孔區(qū)面積Aa精餾段其中:Aa2 xr2 xx 與(Wd Ws)2r . x arcs in 180r0.30(0.039 0.020)0.091mr DT WC 0300.0300.12m2 2則開孔區(qū)面積:A 2 0.091 0.122一0.09120.122arcsin 峻1800.120.039 m2提餾段其中：x DT (Wd Ws)0.30 (0.045 0.020) 0.085m2 2rWc 0.30 0.0300.12m2 c 2則開孔區(qū)面積：2220.085Aa 2 0.085 0.122 0.08520.122 a

29、rcsin0.037 m180 0.12W邊緣區(qū)寬度lW 堰長Wd 弓形降液管咼度Ws 安定區(qū)寬度Dt 塔徑鼓泡區(qū)半徑Af 降液管的面積Aa開孔區(qū)面積圖6-7單溢流塔板示意圖(1)篩孔計算及其排列丙酮-水混合溶液為無腐蝕性液體，可選厚度3mm的碳鋼板，取篩孔的孔徑do 5mm，精餾段和提餾段的篩孔都按正三角形排列，取t/do 3.0，則1.155Aa篩孔數(shù)可按下式計算1.155Aa開孔率可按下式計算AoAa0.907(；)2)10.1%精餾段:氣體通過閥孔的氣速為Uo 20.04711.93 (m/s)Aa0.101 0.039提餾段：n 1.15Aa1.155 0f37 =189.9 190

30、個)t0.0150.907(蟲)20.907 (005)10.1%t0.015氣體通過閥孔的氣速為uo 丫 0.047512.71 (m/s)Aa0.101 0.0372.7塔板流體力學(xué)驗(yàn)算1、塔板壓降塔板壓降hp包括干板壓降hc、板上層液的有效阻力h1和液體表面張力引起的的阻力h(1)干板阻力d。/5/3 1.67查圖6-5得C。0.77，按下式驗(yàn)公式估算he，5he20.051丄式中u 0 氣體通過篩孔的速度，m/s；C0 流量系數(shù)。故精餾段提餾段:he 0.051 巴C。Uohe 0.051C0.51(需)2(鵲)。.。紳液柱0.051()2(0.023m液柱0.77923.41(2)

31、氣體通過液層的阻力根據(jù)公式進(jìn)行計算hihLhow ， Fa Ua 寸 V ，UaVsAt 2Af 進(jìn)行計算。精餾段：a乜0.0470.77m/s0.071 2 0.005相應(yīng)的氣體動能因子:0.77 . 2.01 1.09查化工單元操作及設(shè)備課程設(shè)計-板式精餾塔的設(shè)計圖3-16篩板上的充氣系數(shù)與動能因子關(guān)聯(lián)圖，得:10.64則hlhLIWhOW0.64 0.050.032m液柱Vva0.04750.805m/ s相應(yīng)的氣體動能因子：Fa Ua_v 0.8051.50 0.986同理查篩板上的充氣系數(shù)與動能因子關(guān)聯(lián)圖3-16，得:0.65則 hhLhW hOW0.65 0.05 0.0325m液

32、柱(3) 液體表面張力引起的阻力由公式：h4g l do可得：4 ,4 39 44 10 3亠、精餾段：hL30.0039m液柱9.81 Ld09.81 825.38 5 10 3提餾段：h 4 l4 58.90 10 330.0052m液柱g l d。9.81 923.41 5 10 3由以上各項(xiàng)可分別計算得精餾段和提餾段的塔板壓降由公式：hphchih可得：精餾段塔板壓降：hPhchih0.0290.0320.00390.0649 m 液柱單板壓降：Fal hp g825.380.06499.81 525.49 Fa 0.7kPa提餾段塔板壓降：hphc h| h0.0230.03250.

33、00520.0607 m 液柱單板壓降：FaLhpg 923.41 0.0607 981 549.86巳 0.7k故設(shè)計中的塔板壓降符合要求。2、液面落差篩板塔液面落差很小，對于篩板塔在液體流量很大及塔徑大于2.0m是，要考慮液面落差的影響。本設(shè)計中塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差影響。3、漏液已知：C。077，hL 0.05m，h 0.0039m，h 0.0052n，L 82538kg/m3，V 2.01kg/m3，L 923.41kg/m3，v 1.50kg/m3精餾段：漏液點(diǎn)氣速 u,min 4.4CJ（0.0056 0.1嘰 h ） l/ v 6.22m/s 實(shí)際氣速 u011.93

34、m/ s 6.22m/ s11 93穩(wěn)定性系數(shù)K 1.921.5 在1.5 2.0之間6.22提餾段：漏液點(diǎn)氣速 u,min 4.4C。. （0.00560.13卜丫）廠56.98m/s實(shí)際氣速 u0 12.71m/s 6.98m/s12 71穩(wěn)定性系數(shù) K 一一 1.82 1.5在1.5 2.0之間6.98故在本設(shè)計中精餾段和提餾段的穩(wěn)定系數(shù)滿足設(shè)計要求，在設(shè)計負(fù)荷下不會 產(chǎn)生過量漏液 4、液沫夾帶本設(shè)計符合e0.1kg（液）/kg（氣）公式e 5.7 10 （出 ）3.2l Ht hf其中?。篽f 2.5hL2.5 0.050.125m精餾段：山0.77m/s，hf30.125m， L 3

35、9.44 10 N/m65.7 10（0.77）39.44 10 3 0.25 0.1250.0480.1kg液 / kg氣提餾段：蟲0.805m/ s，hf 0.125m，L 58.90 10 3N/m.5.7 100.805、3.2e v亍（丿58.90 10 3 0.25 0.1250.0370.1kg液 / kg氣液沫夾帶量在范圍內(nèi)，故符合設(shè)計要求。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛現(xiàn)象，降液管中清液層高度應(yīng)服從 Hd(Ht hw)，且Hdhp hLhd。丙酮-水物系屬于一般物系，取安全系數(shù)=0.5，當(dāng)降液管液體在板上分布均勻，且溢流堰高度滿足液封要求時，板上可不設(shè)入口堰。已知：hp 0.06

36、49m，hL0.05m，hw 0.048m，Ht 0.25m，% 0.07m/shp 0.0607m精餾段：（Ht hw） 0.5（0.25 0.048） 0.149m不設(shè)進(jìn)口堰 hd 0.153（Uc）20.153 0.0720.00075m液柱提餾段：（Ht hw） 0.5（0.25 0.043） 0.1465m不設(shè)進(jìn)口堰 hd 0.153（uc）20.153 0.0720.00075m液柱H d 0.06070.050.000750.111m0.1465m因Hd (Ht hw)成立，故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為此精餾塔塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸 是符合設(shè)計

37、要求的。2.8負(fù)荷性能圖其中，n2.84 E（Lh）2/31000 （匚丿1、漏液線精餾段：乂,minAoUo,minUO,min4.4C0、（0.0056 0.13hL h ） L/ V聯(lián)立上面四式得V。,min4.4C0A0. 0.0056 0.13hw2.84）2/3h l/ v1 w4.4 0.77 0.101 0.039 0.0056 0.130.048 2.84（3600Ls）2/3 0.003$ 825.38/2.01 ，1000 0.1950.27、0.0079 0.258Ls2IQ / O故 Vo,mins同理可求得提餾段的漏液線方程2 84 lV2.84 3600Lo,mi

38、n gA0 O。056 Oghw 1000E（i：）2/3 L/ V 4.4 0.77 0.101。.。哪。.。056 OgO.。43 忒（詔門 00052 92341/1.50s2/3故 Vo,min 0.31/0.006 0.25Ls由上述氣相流量和液相流量之間的函數(shù)關(guān)系可分別作出精餾段和提餾段的漏液線圖5-10線1.2、液沫夾帶線ev5.7 106（出 尸2以0.1為界限，計算氣相流量和液相流量之間的Ht hf函數(shù)關(guān)系。精餾段已知:lw 0.195m， L 39.44 103N/m，Ht0.25m式中UaVs16.39Vs，At 2Afhf2.5hL2.5(hwhow)how22.84

39、E(3600 Ls)32.841000f20.195S)3 倔崇1 (3600 Lhf2/32.5 (0.048 1.98L.)0.122/34.95L.Ht2/ 3hf 0.13 4.95Ls取液沫夾帶極限值e為0.1kg液/ kg氣5.7 10 616.39Vs3.23 (2/3 ) U. I39.44 100.13 4.95LsVs20.061 2.33 Ls提餾段式中Uah owlw 0.204m，l58.90 103N/m，HT 0.25mVsAt 2Af16.955，hf 2.5hL2.5(hw how)E(1000lw2.8410001 （疇芳叫12/32.5 (0.043 1.

40、93Ls)0.112/34.83Ls16.95V5.7 1016.95V s 3 2ev 5890-1(0.11 4.83LRo.1Vs20.057 2.49Ls3由上述氣相流量和液相流量之間的函數(shù)關(guān)系可分別作出精餾段和提餾段的液 沫夾帶線圖5-10線2.3、液泛線令 Hd (Ht hw)，已知公式H dhphLhd, hp hchih,hLhw howh將上述幾個式子聯(lián)立得Ht (1)hw1)how hc hdh ,即hcHthdhow因:hc0.0512(C。Aa)2Vs2hd0.1531 w h0Lihow2.84100036001 w2L3s將上述關(guān)系式代入,cL；2dLl其中0.05

41、1a2(A0C0)2(),b HtL1)hw h ,c 0.153/(lwho)2,d 2.84 103E(1)(3600)2/31 w(1)精餾段液泛線方程0.051_ (2 (AoCo)V) 13.5L0.1532(lw ho)4470.72精餾段液泛線方程：13.5V：0.066 4470.7L； 3.25Ld 2.84 10 3E(12)(譽(yù)lW3.252整理得Vs2230.0048 331.2Ls 0.24LS(2)提餾段液泛線方程0.051 (JV)L(A0 C。)210b Ht ( 1)hW h 0.0710.153(IWh。)24207.82d 2.84 10 3E(13.18

42、)(泮l W2精餾段液泛線方程：2 210Vs 0.071 4207.8Ls 3.18L?2整理得 VS 0.007 447.1 L2 0.318LS由上述氣相流量和液相流量之間的函數(shù)關(guān)系可分別作出精餾段和提餾段的液泛線圖5-10線2.4、液相負(fù)荷下線對于平直堰，取堰上液層高度0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)根據(jù)公式進(jìn)行整理 hOW 2.8410002E (3600 Ls)E0.006 mIw精餾段：0.006 1000 3/2 0.1953Ls,min ()0.000016(m /s)2.843600提餾段：0.006 1000 3/20.2043Ls,min ()0.000017(m /s

43、)2.843600由精餾段和提餾段的液相負(fù)荷下限值可分別作出其液相負(fù)荷下線，如圖5-10線4。5、液相負(fù)荷上線液相負(fù)荷上限線在Ls Vs圖中為與氣相流量Vs無關(guān)的垂線以5s作為液體在降液管中停留時間的下限根據(jù)公式整理得：LAf HtL s, max 精餾段：Af Ht 0.0050.253Ls,maxu0.00025 (m /s)5提餾段：Lsmax AfHT .0060250.0003 (m3/s)5由精餾段和提餾段的液相負(fù)荷上限值可分別作出其液相負(fù)荷上線，如圖6-10線5.Ls精餾段（a）Ls0.080.060.040.020.000.00000 0.00005 0.00010 0.000

44、15 0.00020 0.00025 0.00030 0.00035 0.00040Ls提餾段（b）圖1-10精餾分離丙酮-水體系的篩板塔負(fù)荷性能圖1. 漏液線；2.液沫夾帶；3.液泛線；4.液相負(fù)荷下限線；5.液相負(fù)荷上限線精餾段：Vs,max 0.0578m3/s，Vs,min 0.0247m/s該篩板的操作上限為液沫 夾帶控制，下限為漏液控制。操作彈性：芒牆2-提餾段：Vs,max 0.0488m3/s，Vs,min0.025m/s該篩板的操作上限為液沫夾 帶控制，下限為漏液控制。操作彈性：Vsmx 00488 2.0Vs,min0.0252.9精餾塔接管尺寸計算1、進(jìn)料管道進(jìn)料體積流量

45、qvFM f292空90.79(m3/h)899.24利用泵輸送料液，取管道內(nèi)流體流速 u 1.5m/sqv1 d2u4 0.79.3.14 1.5 36000.014m選用25mm 3mm的無縫鋼管，實(shí)際流速:4 0.793.14 (0.0250.003 2)2 36000.77m/s2、塔頂回流夜管道塔頂回流夜體積流量qvLM dD2.47 56.8751.520.19(m3/h)4 0.19 3.14 0.3 3600用高位槽輸送回流夜，取流速u 0.3m/s，0.015m選用25mm 3mm的無縫鋼管，實(shí)際流速:0.19m /s4 0.193.14 (0.0250.003 2)2 36

46、003、塔底料液排出管道塔底液體積流量qvLMww32.37 18.70974.5830.62(m /h)塔底液出塔速度取u 0.5m/s， d4 0.62.3.14 0.5 36000.021m選用32mm 3mm的無縫鋼管，實(shí)際流速:0.33m/ s4 0.6223.14 (0.032 0.003 2)36004、塔頂蒸汽出口管道塔底液體積流量qvVM DVW塔頂蒸汽密度PD M DV103.3 56.79RTd8.314 (56.79 273.15)2.14(kg/m3)所以qvVM dvV6.46 56.792.14171.43(m3/h)塔底液出塔速度取u 15m/ s , d4 1

47、71.433.14 15 36000.064 m選用76mm 4mm的無縫鋼管，實(shí)際流速:13.12m/s4 171.433.14 (0.076 0.004 2)2 36005、塔底蒸汽進(jìn)口管道塔底蒸汽體積流量qvVM wv塔底蒸汽密度 VPv M wvRTw111.0 30.888.314 (90.18 273.15)31.13(kg/m )所以qvVMwvV6.46 30.881.133176.54(m /h)塔底蒸汽流速取u 15m/s，則d4 176.54 3.14 15 36000.065m用76mm 4mm的無縫鋼管，實(shí)際流速:13.51m/s4 176.5423.14 (0.076 0.004 2)3600接管尺寸匯總于表6-10中表1-7精餾塔接管尺寸管位置進(jìn)料口塔頂回流管釜液排出管塔頂蒸汽出口管塔頂蒸汽進(jìn)口管管徑 25 X 3 25 X 3 32 X 3 76 X 4 76X4篩板塔連續(xù)精餾分離丙酮-水工藝設(shè)計結(jié)果匯總于表6-11中項(xiàng)目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均溫度tc60.5973.48平均壓強(qiáng)PkPa106.