精餾塔設(shè)計(jì)說明書

1、廣州大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)項(xiàng)目：甲醇水混合溶液精餾塔設(shè)計(jì)姓名：班級：11精工學(xué)號：1105200071指導(dǎo)教師：林璟 設(shè)計(jì)日期：2014年1月6日14日目錄前言 5課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 6第一章 設(shè)計(jì)方案的確定 71.1 概述 71.2基本原理71.3設(shè)計(jì)方案原則71.4 設(shè)計(jì)步驟71.5設(shè)計(jì)方案的內(nèi)容81.6操作壓力81.7加熱方式81.8進(jìn)料狀態(tài)81.9回流比81.10熱能利用 8第二章 精餾塔全塔物料衡算 92.1精餾塔全塔物料衡算 92.2塔板數(shù)的確定 10第三章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 163.1操作壓力的計(jì)算 163.2操作溫度的計(jì)算 163.3平均摩

2、爾質(zhì)量計(jì)算 163.4平均密度計(jì)算 173.5液體平均張力計(jì)算 193.6液體平均粘度計(jì)算 19第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算204.1 塔徑 204.2精餾塔有效高度計(jì)算 23第五章 溢流裝置的計(jì)算245.1 溢流堰 245.2受液盤 255.3 弓形降液管的寬度和橫截面積 265.4降液管底隙高度h0 275.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 28第六章 塔板的流體力學(xué)計(jì)算 326.1 精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算 326.2提餾段流體力學(xué)驗(yàn)算 34第七章 塔板負(fù)荷性能圖377.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖377.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖41第八章 熱量衡算 468.1加熱介質(zhì)的選擇468.2冷卻劑的選擇

3、468.3熱量衡算 46第九章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 519.1筒體與封頭519.2 裙座539.3人孔559.4吊柱559.5除沫器569.6操作平臺與梯子589.7塔板結(jié)構(gòu)589.8接管599.9法蘭的選擇609.10冷凝器 609.11 塔總體高度設(shè)計(jì) 61第十章設(shè)計(jì)結(jié)果的討論和說明73參考文獻(xiàn)65結(jié)束語65附錄66前 言 塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，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

4、頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導(dǎo)向篩板、新型垂直篩板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應(yīng)用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。 浮閥塔廣泛用于精餾、吸收和解吸等過程。其主要特點(diǎn)是在塔板的開孔上裝有可浮動的浮閥，氣流從浮閥周邊以穩(wěn)定的速度水平地進(jìn)入塔板上液層進(jìn)行兩相接觸。浮閥可根據(jù)氣體流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥有盤式、條式等多種，國內(nèi)多用盤式浮閥，其中F1型浮閥結(jié)構(gòu)較簡單、節(jié)省材料，制造方便

5、，性能良好，故在化工及煉油生產(chǎn)中普遍應(yīng)用，已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB111881）。一般采用重閥，因其操作穩(wěn)定性好。浮閥塔的主要優(yōu)點(diǎn)是生產(chǎn)能力大，操作彈性較大，塔板效率高，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小，塔的造價(jià)低。 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是

6、化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)書對甲醇和甲醇的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細(xì)的敘述，主要包括：工藝計(jì)算，輔助設(shè)備計(jì)算,塔設(shè)備等的附圖等?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)任務(wù)書班級 11精工 姓名 學(xué)號 設(shè)計(jì)題目：甲醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)一、設(shè)計(jì)任務(wù)：試設(shè)計(jì)一連續(xù)浮閥精餾塔以分離甲醇-水混合物。具體工藝參數(shù)如下：1、原料處理量：年處理80000+600×17 噸甲醇-水混合物。2、原料液中含甲醇 （30+0.6×17）% （質(zhì)量），其余為水。3、產(chǎn)品要求：餾出液中的甲

7、醇含量為 xD = 97 % （質(zhì)量）。 釜液中的甲醇含量不高于 xW = 1 % （質(zhì)量）。 設(shè)備的年運(yùn)行時(shí)間平均為300天。二、設(shè)計(jì)條件：1、加熱方式：直接蒸汽加熱，蒸汽壓力為 3.05.0kg/cm2（絕壓）。2、操作壓力：常壓。3、進(jìn)料狀況： 泡點(diǎn)進(jìn)料 。4、冷卻水進(jìn)口溫度： 25 ，出口溫度自定。5、塔板形式：浮閥塔板。三、應(yīng)完成的工作量：1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置。2、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，塔的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計(jì)。3、輔助裝置的設(shè)計(jì)和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量。4、編寫設(shè)計(jì)說明書一份。5、繪

8、制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。指導(dǎo)老師： 林璟 2014年 1月 6 日第一章 設(shè)計(jì)方案的確定1.1概述 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，精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時(shí)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)組分由氣相鄉(xiāng)液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過程。精餾在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。1.2基本原理 蒸餾是分離液體混合物的典型單元操作，它通過加熱造成氣、液兩相物系，利用物系的各組分揮發(fā)度不同的特性以實(shí)現(xiàn)分離的目的。當(dāng)混合物中各組

9、分的揮發(fā)度相差不大，而又有較高的分離要求時(shí)，宜采用精餾。由于甲醇比水在同樣的條件下更容易揮發(fā)，所以本設(shè)計(jì)采用精餾，其中甲醇為易揮發(fā)組分，水為難揮發(fā)組分。13確定設(shè)計(jì)方案原則 精餾塔是精餾裝置的主體核心設(shè)備，氣、液兩相在塔內(nèi)多級逆向接觸進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱、實(shí)現(xiàn)混合物的分離。為保證精餾過程能穩(wěn)定、高效地操作，適宜的塔型及合理的設(shè)計(jì)是十分關(guān)鍵的。為使精餾塔具有優(yōu)良的性能以滿足生產(chǎn)的需要，通常考慮以下幾個(gè)方面因素：（1） 生產(chǎn)能力大：即單位塔截面可通過較大的汽、液相流量，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。（2） 效率高：汽、液兩相在塔內(nèi)流動時(shí)能保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或較大的傳質(zhì)速率。（3） 流動阻

10、力?。阂后w通過塔設(shè)備的阻力小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作時(shí)易于達(dá)到所要求的真空度、（4） 有一定的操作彈性：當(dāng)氣、液相流量有一定波動時(shí)，兩相均能維持正常的波動，且不會使效率產(chǎn)生較大的變化。（5） 結(jié)構(gòu)簡單、造價(jià)低，安裝檢修方便（6） 能滿足物系某些工藝特性，如腐蝕性、熱敏性及起泡性等特殊要求。1.4設(shè)計(jì)步驟板式精餾塔的設(shè)計(jì)大體按以下步驟進(jìn)行：(1) 確定設(shè)計(jì)方案；(2) 平衡級計(jì)算和理論塔板的確定；(3) 塔板的選擇；(4) 實(shí)際板數(shù)的確定；(5) 塔體流體力學(xué)計(jì)算；(6) 管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型； (7) 撰寫設(shè)計(jì)說明書和繪圖。1.5設(shè)計(jì)方案的內(nèi)容 設(shè)計(jì)方案包括精餾流程、設(shè)備的結(jié)構(gòu)類型

11、和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設(shè)備的形式、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、調(diào)節(jié)機(jī)構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi)容可見參考文獻(xiàn)。1.6操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來綜合考慮，本設(shè)計(jì)選擇常壓操作。1.7加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時(shí)的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用。但由于直接

12、蒸汽加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。間接加熱方式的優(yōu)點(diǎn)是可以提供足夠的熱量，而且不會稀釋釜內(nèi)溶液的濃度。本次設(shè)計(jì)采用直接加熱。1.8進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有5種，可用進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)q 值來表示。進(jìn)料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點(diǎn)）：q1；氣、液混合物：0q1；飽和蒸氣（露點(diǎn)）：q0；過熱蒸氣：q0。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)和制造時(shí)比較方便。本次設(shè)計(jì)以泡點(diǎn)進(jìn)料方式進(jìn)料。1.9回流比先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最

13、小回流比的1.12 倍，即R（1.12）Rmin。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟(jì)核算決定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)之和為最低時(shí)的回流比為適宜回流比。本設(shè)計(jì)中，選1.12倍的回流比，分別計(jì)算出操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用，選和最小時(shí)的回流比。1.10熱能利用精餾過程的熱效率很低，進(jìn)入塔的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時(shí)，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當(dāng)然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時(shí)，還應(yīng)

14、考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。第二章 精餾塔全塔物料衡算2.1精餾塔全塔物料衡算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)甲醇的摩爾質(zhì)量. 水的摩爾質(zhì)量 2.1.2.原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 2.1.3.物料衡算原料處理量 .總物料衡算.解得：D=163.44kmol/h，W=410.04kmol/h式中F-原料液流量D-塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)品量表2-1 物料衡算表進(jìn)出項(xiàng)目數(shù)量（kmol/h）項(xiàng)目數(shù)量(kmol/h)進(jìn)料F573.48產(chǎn)品D163.44塔底出量W410.04合計(jì)573.48573.482.2塔板數(shù)的確定2.2.1.理論塔板數(shù)NT的求取所謂理論板

15、就是離開某塊塔板的氣液兩相互成平衡,且塔板上的液相組成也是均勻的。本設(shè)計(jì)中，甲醇水溶液的物系屬理想體系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 由手冊查得甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，并根據(jù)其平衡數(shù)據(jù)用CAD畫出平衡曲線繪出x-y圖，如圖2-1圖2-1.1實(shí)際回流比的確定1.最小回流比 采用作圖法求最小回流比。因?yàn)槭秋柡鸵后w進(jìn)料，故q=1。q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為，故最小回流比為：則最少理論塔板數(shù),即全回流時(shí)所需的理論塔板數(shù),由上圖可知, (不包括再沸器)2.實(shí)際回流比在實(shí)際操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作為實(shí)際回流比。通常情況下實(shí)際回流比取最小回流比的某個(gè)倍數(shù)。究竟取多大為宜，主要根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算

16、來決定。精餾塔的經(jīng)濟(jì)指標(biāo)主要有兩項(xiàng)：一是設(shè)備費(fèi)；二是操作費(fèi)。二者費(fèi)用之和稱總費(fèi)用。設(shè)備費(fèi)主要取決于設(shè)備的大小，如塔高和塔徑等。操作費(fèi)主要取決于加熱蒸汽和冷卻水的耗用量，而這些又取決于上升蒸氣的量。上升蒸氣量V=L+D=（R+1）D。由此可見，操作費(fèi)與（R+1）成正比，由此可見，操作費(fèi)隨回流比的加大而上升?；亓鞅葘υO(shè)備費(fèi)（包括材料、加工、儀表、安裝等費(fèi)用）的影響比較復(fù)雜。當(dāng)回流比接近最小回流比Rmin時(shí)，隨著R的增大，因所需的塔板數(shù)急劇下降，設(shè)備費(fèi)急劇下降，當(dāng)R增大到一定值后，再增大R值，則塔板數(shù)下降不多，但加熱和冷凝設(shè)備卻要增大，設(shè)備費(fèi)反而上升。所以設(shè)備費(fèi)和回流比之間有一設(shè)備費(fèi)最低的最適宜回流

17、比R適宜。所以在本次設(shè)計(jì)中，回流比的確定是一個(gè)非常重要的環(huán)節(jié)，故采取下述方法來確定回流比。令R/=，其中稱為回流剩余系數(shù)。給定不同的回流剩余系數(shù)，從而求出相應(yīng)的回流比。然后求出（R - ）與（R +1）的比值，即得到吉利蘭關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)X，然后用圖解法算出最小理論板數(shù)為6塊，因?yàn)槭侵苯诱羝訜幔惺〉袅嗽俜衅?。此時(shí)即可用吉利蘭圖李德將原始數(shù)據(jù)回歸后得到的方程化工原理P34求出理論板數(shù)N，并計(jì)算N（R+1）。在本設(shè)計(jì)系統(tǒng)中， 設(shè)R=,取=（1.12.0）,對設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用進(jìn)行計(jì)算結(jié)果如表1-4、表2-2 實(shí)際回流比-費(fèi)用數(shù)據(jù)R/Rmin1.11.21.31.41.51.6171.81.92

18、.0R0.90990.99261.07541.15811.24081.32351.40621.48901.57171.6544N17.0515.0212.0013.0912.5512.0411.5611.3310.9010.70N(R+1)32.5629.9329.0528.2528.1227.1227.8228.2028.0828.40 由表1可知，當(dāng)R/=1.7時(shí)，設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用的和最小，故本課程設(shè)計(jì)中取R/=1.7。.2精餾塔的氣、液相負(fù)荷 由于進(jìn)料方式為泡點(diǎn)進(jìn)料，故： （1）精餾段操作線方程為（2）提餾段操作線方程為(用CAD作圖，查詢點(diǎn)坐標(biāo)求出方程圖2-2圖解法求理論板層數(shù)圖2-

19、3 圖解法求理論板層數(shù)（提餾段放大圖）如圖2-2、2-3所示。求解結(jié)果為：總理論板層數(shù) NT=10精餾段理論板層數(shù) NT精=5提餾段理論板層數(shù) NT提=5（包括進(jìn)料板）進(jìn)料板位置 NF=6.實(shí)際塔板數(shù)的求取1操作溫度的計(jì)算塔底組成 塔頂組成 圖2-4根據(jù)附錄2甲醇水汽液平衡數(shù)據(jù)用CAD做出上圖，得知：塔底溫度 ；塔頂溫度 平均溫度 .2粘度的計(jì)算在tm=82.017時(shí)，查附錄6得，則.3相對揮發(fā)度計(jì)算由Antoine方程（）求算甲醇、水的飽和蒸汽壓其中，甲醇、水的Antoine常數(shù)見表3-2表2.3甲醇、水的Antoine常數(shù)組分ABC適用溫度/K甲醇7.094981521.23-39.183

20、38487水7.0740561657.459 -46.13280441結(jié)果匯總于表24揮發(fā)度相關(guān)數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)中。表2-4 揮發(fā)度相關(guān)數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)記錄項(xiàng)目塔頂塔底輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)0.94790.0056物系溫度t/65.042098.9920甲醇的飽和蒸汽壓P0A101.74193343490水的飽和蒸汽壓P0B24.894397.2076平均相對揮發(fā)度4.08703.4395塔頂相對揮發(fā)度 塔底相對揮發(fā)度 所以，全塔平均相對揮發(fā)度為故根據(jù)知Oconnell公式2得全塔效率: 注：由于Oconnell公式適用于較老式的工業(yè)塔及試驗(yàn)塔的總效率關(guān)聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當(dāng)提高。因此本設(shè)計(jì)

21、總效率設(shè)為ET =47% .4實(shí)際塔板數(shù)NP的確定精餾段實(shí)際板層數(shù) N精=5/0.47=10.6411， 提餾段實(shí)際板層數(shù) N提=5/0.47=10.6411總實(shí)際板數(shù) NP=N精+N提=11+9=22實(shí)際進(jìn)料板為第12塊板。第三章精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力 (常壓)每層塔板壓降 進(jìn)料板壓力 塔底壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.2 操作溫度的計(jì)算依據(jù)操作壓力，根據(jù)甲醇-水溫度組成（t-x-y）查得下列溫度 進(jìn)料板溫度：=78.9472 塔頂溫度： =65.0420 塔釜溫度： =98.9920 精餾段平均溫度： 提餾段平均溫度： 全塔平均溫

22、度： 3.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算用CAD查詢點(diǎn)坐標(biāo)功能查出：塔頂?shù)囊合嘟M成 塔頂?shù)臍庀嘟M成 則 進(jìn)料板液相組成 進(jìn)料板氣相組成 則 塔底液相組成塔底氣相組成精餾段的平均摩爾質(zhì)量提餾段的平均摩爾質(zhì)量 34平均密度m精餾段平均密度.1.氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即.2.液相平均密度查附錄4，回歸為公式 求得各溫度下水和甲醇的密度液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度。由按上式計(jì)算， 進(jìn)料板平均密度。由，求得，進(jìn)料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù) 精餾段平均密度提餾段的平均密度.1.氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即.2.液相平均密度進(jìn)料板平均密度進(jìn)料板平均密度由，求得，進(jìn)料板液相質(zhì)量分?jǐn)?shù)。 塔底液

23、相平均密度。由，求得，。 提餾段平均密度3.5液體平均表面張力查附錄5，液體表面的張力液相平均表面張力計(jì)算公式 塔頂液相平均表面張力由，查得，進(jìn)料板液相平均表面張力，查得，塔底液相平均表面張力 ，查得，精餾段平均表面張力：提餾段平均表面張力：3.6液體平均黏度計(jì)算查附錄6，液相平均黏度依下式計(jì)算，即：塔頂液相平均黏度的計(jì)算：由，查得： 塔頂 塔底液相平均黏度的計(jì)算：由，查得： 塔底 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算：由，查得： 精餾段液相平均黏度為：提餾段液相平均黏度為：第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算4.1 塔徑計(jì)算可依據(jù)流量公式： 式中 塔徑，m 氣體體積流量，m3/s 空塔氣速，m/s。表觀空塔

24、氣相速度（按全塔截面計(jì)）按下式進(jìn)行計(jì)算： 安全系數(shù)（0.60.8）。安全系數(shù)的選取與分離物系的發(fā)泡程度密切相關(guān)。對于不發(fā)泡的物系，可取較高的安全系數(shù)，對于直徑較小及減壓操作的以及嚴(yán)重起泡的物系，應(yīng)取較低的安全系數(shù)。本設(shè)計(jì)中取安全系數(shù)為0.7。其中， 其中（為液相密度，為氣相密度，kg/m3 C為負(fù)荷因子，為極限空塔氣速，m/s）。C值可由Smith關(guān)聯(lián)圖查得：在關(guān)聯(lián)圖中，橫坐標(biāo)為；參數(shù)反映了液滴沉降空間高度對負(fù)荷因子的影響（為板間距，為板上液層高度） 圖-Smith關(guān)聯(lián)圖設(shè)計(jì)中，板上液層高度由設(shè)計(jì)者選定，對常壓塔一般取為0.050.08m，對減壓塔一般取為0.0250.03m。本設(shè)計(jì)取0.05

25、m。本設(shè)計(jì)根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)，HT取0.45m，取0.05m。表1-6 板間距的確定8塔徑D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板間距，mm200300300350350450450600500800800精餾段精餾段的氣、液相體積流率為：= =0.45-0.05=0.4m查圖得：=0.083對作修正：則 取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為：為了與提餾段塔徑相同，經(jīng)過圓整，=1600mm 由附錄8可知，當(dāng)塔徑為1.6m時(shí)板間距可取0.45m,符合假設(shè)。塔截面積 實(shí)際的空塔氣速 提餾段提餾段的氣、液相體積流率為：= =0.45-0.05=0.4m查圖得：=0.086對作修正

26、：則 取安全系數(shù)為0.7，則空氣空速為經(jīng)過圓整，=1600mm由表1-6可知，當(dāng)塔徑為1.6m時(shí)，板間距可取0.45m,符合假設(shè)。塔截面積 實(shí)際的空塔氣速 4.2精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開1個(gè)人孔，在精餾段開1個(gè)人孔，在提餾段開1個(gè)人孔，其高度均為0.8m。故精餾塔有效高度為第五章 溢流裝置的計(jì)算溢流裝置包括降液管、溢流堰、受液盤等幾個(gè)部分，它們都是液體的通道，其結(jié)構(gòu)和尺寸對塔的性能有著非常重要的影響，因此它的設(shè)計(jì)就顯得極為重要。5.1 溢流堰溢流堰（外堰）又稱出口堰，它設(shè)置在塔板上的液體出口處，為了保證塔板上有一定高度的液層并使液流在板上能均勻流動，降液

27、管上端必須超出塔板板面一定高度，這一高度稱為堰高，以表示。弓形降液管的弦長稱為堰長，以表示。為使上一層板流入的液體能在板上均勻分布，并減少進(jìn)入處液體水平?jīng)_擊，常在液體的進(jìn)入口處設(shè)置內(nèi)堰，當(dāng)降液管為圓形時(shí)，應(yīng)有內(nèi)堰，當(dāng)采用弓形降液管時(shí)可不必設(shè)置內(nèi)堰。堰長根據(jù)液體負(fù)荷和溢流型式而定。對單溢流，一般取為（0.60.8）D,其中D為塔徑。板上液層高度為堰高與堰上液層高度之和，即： =+式中板上液層高度，m堰高，m堰上液層高度，m。堰高則由板上液層高度及堰上液層高度而定。溢流堰的高度直接影響塔板上的液層厚度。過小，液層過低使相際傳質(zhì)面積過小不利于傳質(zhì)；但過大，液層過高將使液體夾帶量增多而降低塔板效率，且

28、塔板阻力也增大。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對常壓和加壓塔，一般采取=5080mm。對減壓塔或要求塔板阻力很小的情況，可取為25mm左右。堰長的大小對溢流堰上方的液頭高度有影響，從而對塔板上液層高度也有明顯影響。對于塔徑大于800mm的大塔，常采用傾斜的降液管及凹形受液盤結(jié)構(gòu)，但不適宜用于易聚合及有懸浮固體的情況，此時(shí)比較適宜用平直堰結(jié)構(gòu)。 因此，在本設(shè)計(jì)中選擇了平直堰結(jié)構(gòu)。其堰上方液頭高度可由用弗蘭西斯（Francis）式計(jì)算： （m） （1.8）式中，為液體流量，m3/h；為堰長，m；E為液流收縮系數(shù)。E體現(xiàn)塔壁對液流收縮的影響，若不是過大，一般可近似取E=1，所引起的誤差不大。取堰長=0.65D=0.65

29、1.6=1.04m對于精餾段，近似取E=1，取板上清液層高度對于提餾段，近似取E=1，取板上清液層高度5.2受液盤塔板上接受降液管流下液體的那部分區(qū)域稱為受液盤。它有平形和凹形兩種形式，前者結(jié)構(gòu)簡單，最為常用。為使液體更均勻地橫過塔板流動，也可考慮在其外側(cè)加設(shè)進(jìn)口堰。凹形受液盤易形成良好的液封，也可改變液體流向，起到緩沖和均勻分布液體的作用，但結(jié)構(gòu)稍復(fù)雜，多用于直徑較大的塔，特別是液體流率較小的場合，它不適用于易聚合或含有固體雜質(zhì)的物系，容易造成死角而堵塞。對于600mm以上的塔，多采用凹形受液盤，其深度一般在50mm以上。本課程設(shè)計(jì)中，選取凹形受液盤。5.3 弓形降液管的寬度和橫截面積 弓形

30、降液管的寬度及截面積可根據(jù)堰長與塔徑之比查圖來求算。實(shí)際上，在塔徑D和板間距一定的條件下，確定了溢流堰長，就已固定了弓形降液管的尺寸。降液管的截面積應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)有足夠的停留時(shí)間，使溢流液體中夾帶的氣泡能來得及分離。為此液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間不應(yīng)小于35s，對于高壓下操作的塔及易起泡沫的系統(tǒng)，停留時(shí)間應(yīng)更長些。 因此，在求得降液管截面積之后，應(yīng)按下式驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即：根據(jù)單溢流型的塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)系列化標(biāo)準(zhǔn)當(dāng)時(shí),查得：,則降液管寬度，降液管的橫截面積 ；驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間：精餾段：提餾段：停留時(shí)間>5，故降液管可用。5.4降液管底隙高度h0降液管下端與受液盤之間的

31、距離稱為底隙，以表示。降液管中的液體是經(jīng)底隙和堰長構(gòu)成的長方形截面流至下塊塔板的，為減小液體阻力和考慮到固體雜質(zhì)可能在底隙處沉積，所以不可過小。但若過大，氣體又可能通過底隙竄入降液管，故一般底隙應(yīng)小于溢流堰高，以保證形成一定的液封，一般不應(yīng)低于6mm，即。按下式計(jì)算： （1.9）式中，液體通過降液管底隙時(shí)的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取。降液管底隙高度一般不宜小于2025mm。為簡便起見，有時(shí)運(yùn)用式子= -0.006 來確定對于精餾段，取，降液管底隙高度，因?yàn)?，且，所以滿足要求。對于提餾段，取，降液管底隙高度 ，因?yàn)?，且，所以滿足要求。故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。5.5塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.

32、精餾段.1 閥孔數(shù)工業(yè)實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明：閥孔臨界動能因數(shù)一般為。取，閥孔氣速為：精餾段 根據(jù)式（為閥孔直徑，F(xiàn)1型浮閥的閥孔直徑，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即5 塔板布置由上知選取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計(jì)算鼓泡區(qū)有效面積，即浮閥閥孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。則可按下式估算間距t?？紤]到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用97mm，而應(yīng)小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作圖（見圖5-3），分成4塊，共安排浮閥個(gè)數(shù)。因此，實(shí)際中閥孔氣體速度為由于閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算個(gè)數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥

33、孔動能因素變化不大，仍在912范圍內(nèi)。因此閥孔數(shù)適宜。塔板開孔率=通常，常壓操作的塔開孔率在10%-14%之間，因此該設(shè)計(jì)符合要求。提餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列.1. 閥孔數(shù)工業(yè)實(shí)驗(yàn)結(jié)果表明：閥孔臨界動能因數(shù)一般為。取，閥孔氣速為：提餾段 根據(jù)式（為閥孔直徑，F(xiàn)1型浮閥的閥孔直徑，求每層塔板上的浮閥數(shù)，即.2. 塔板布置由上知選取邊緣區(qū)寬度，破沫區(qū)寬度計(jì)算鼓泡區(qū)有效面積與精餾段相同，即浮閥閥孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。則可按下式估算間距t?？紤]到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用111mm，而應(yīng)小于此值，故取

34、。按，以等腰三角形叉排方式作圖（見圖5-4），分成5塊，共安排浮閥個(gè)數(shù)。因此，實(shí)際中閥孔氣體速度為由于閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算個(gè)數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：閥孔動能因素變化不大，仍在912范圍內(nèi)。因此閥孔數(shù)適宜。塔板開孔率=通常，常壓操作的塔開孔率在10%-14%之間，因此該設(shè)計(jì)符合要求。第六章 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算6.1 精餾段流體力學(xué)驗(yàn)算 氣相通過浮閥塔的壓降氣體通過塔壓降可根據(jù)下式計(jì)算：1、干板阻力計(jì)算：因?yàn)?，故按下式?jì)算，即2、濕板阻力計(jì)算：液柱液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋阂虼?，單板壓降為：故滿足要求。 淹

35、塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度層。可用下式計(jì)算，即1、與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨取?、液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進(jìn)口堰，故可按下式計(jì)算，即3、板上液層高度 取，則取，前已選定及求得，因此計(jì)算結(jié)果表明：設(shè)計(jì)的塔板結(jié)構(gòu)在給定的操作條件下，降液管不會發(fā)生液泛，即符合防止淹塔的要求。 霧沫夾帶校核1、計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶 按下式計(jì)算泛點(diǎn)率或板上液流徑長度 板上流液面積 苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表6-1，查取物性系數(shù)K0=1，又由圖6-1查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)0.121。將以上數(shù)值代入上式得：計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。表6-1 物

36、性系數(shù)表系統(tǒng)物性系數(shù)K0系統(tǒng)物性系數(shù)K0無泡沫，正常系統(tǒng)1.0多泡沫系統(tǒng)0.73氟化物0.9嚴(yán)重發(fā)泡系統(tǒng)0.60中等發(fā)泡系統(tǒng)0.85形成溫度泡沫的系統(tǒng)0.30圖6-1 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖6.2提餾段流體力學(xué)驗(yàn)算氣相通過浮閥塔的壓降氣體通過塔壓降可根據(jù)下式計(jì)算：1、干板阻力計(jì)算：因?yàn)?，故按下式?jì)算，即2、濕板阻力計(jì)算：液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋阂虼?，單板壓降為：故滿足要求。 淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度層。可用下式計(jì)算，即1、與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨取?、液體通過降液管的壓頭損失 因不設(shè)進(jìn)口堰

37、，故可按下式計(jì)算，即3、板上液層高度 取，則取，前已選定及求得因此計(jì)算結(jié)果表明：設(shè)計(jì)的塔板結(jié)構(gòu)在給定的操作條件下，降液管不會發(fā)生液泛，即符合防止淹塔的要求。 霧沫夾帶校核1、計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶 按下式計(jì)算泛點(diǎn)率或 板上液流徑長度 板上流液面積 苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可按表6-1，查取物性系數(shù)K0=1，又由（圖6-1）查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)0.138。將以上數(shù)值代入上式得：計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足的要求。第七章 塔板負(fù)荷性能圖7.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線對于一定物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各數(shù)據(jù)代入上式，便得出，可

38、作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下：整理得： 或 由上式可知：霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任選兩個(gè)值，代入上式算出相應(yīng)的值，并列于下表表7-1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.000.0154.5673.905 液泛線由確定液泛線。忽略式中的項(xiàng)，代入數(shù)據(jù)得： 因物系一定，塔板尺寸一定，則等均為定值，而又有如下關(guān)系，即式中閥孔數(shù)亦為定值，因此可將上式簡化成VS與LS的關(guān)系：在操作范圍內(nèi)任選若干個(gè)值，代入上式算出相應(yīng)的值，并列于下表表7-2 液泛線數(shù)據(jù)0.0010.0020.0030.0155.3195.2635.1573.204 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低

39、于35s，依下式得：液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 漏液線此線表示不發(fā)生嚴(yán)重漏夜現(xiàn)象地最底氣相荷，對于F1型重閥，因動能因數(shù)時(shí)，會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量由下式可以求得： 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，其堰上液層高度必須要大于0.006m。取，就可作出液相負(fù)荷下限線。求出的下限值（常數(shù)），依次作出液相負(fù)荷下限線，該線與氣體流量無關(guān)的豎直線。取E=1.00，則 根據(jù)以上計(jì)算的數(shù)據(jù)，可分別作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五條線（見圖9）由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：任務(wù)規(guī)定

40、的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。按照固定的液氣比，由圖7-1查出塔板的氣相負(fù)荷上限， ，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性=圖7-1精餾段操作彈性圖圖7-2精餾段操作彈性圖(放大圖)7.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖 霧沫夾帶線對于一定物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各數(shù)據(jù)代入上式，便得出，可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算如下：整理得： 或 由上式可知：霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任選兩個(gè)值，代入上式算出相應(yīng)的值，并列于表7-3表7-3 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)0.000

41、.0154.5353.747 液泛線由確定液泛線。忽略式中的項(xiàng)，代入數(shù)據(jù)得： 因物系一定，塔板尺寸一定，則等均為定值，而又有如下關(guān)系，即式中閥孔數(shù)亦為定值，因此可將上式化為：在操作范圍內(nèi)任選若干個(gè)值，代入上式算出相應(yīng)的值，并列于表7-4。表7-4 液泛線數(shù)據(jù)0.000.0010.0030.0156.756.516.303.78 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s，依下式得：液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 漏液線此線表示不發(fā)生嚴(yán)重漏夜現(xiàn)象地最底氣相荷，對于F1

42、型重閥，因動能因數(shù)時(shí)，會發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故取計(jì)算相應(yīng)的氣相流量由下式可以求得： 液相負(fù)荷下限線 對于平直堰，其堰上液層高度必須要大于0.006m。取，就可作出液相負(fù)荷下限線。求出的下限值（常數(shù)），依次作出液相負(fù)荷下限線，該線與氣體流量無關(guān)的豎直線。取E=1.021，則根據(jù)以上計(jì)算的數(shù)據(jù)，可分別作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五條線（見圖10）由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)P（設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。按照固定的液氣比，由圖7-2查出塔板的氣相負(fù)荷上限， ，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性=圖7-2

43、提餾段操作彈性圖精餾段浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1.60板間距HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.4784堰長lW/m1.04堰高h(yuǎn)W/m0.0593板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.025浮泛數(shù)N/個(gè)217等腰三角形交叉閥孔氣速u011.47閥孔動能因數(shù)F011.91臨界閥孔氣速uoc/10.07孔心距t/m0.075指同一橫排孔心距排間距t/m0.065指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降pP/Pa699.72液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s31.16降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.15884泛點(diǎn)率%57.11氣相

44、負(fù)荷上限(Vs)max/(m3/s)3.992霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限(Vs)min/(m3/s)1.247漏液控制操作彈性3.20提餾段浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果匯總表項(xiàng)目數(shù)值及說明備注塔徑D/m1.60板間距HT/m0.45塔板形式單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u/(m/s)1.4406堰長lW/m1.04堰高h(yuǎn)W/m0.0512板上液層高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.023浮泛數(shù)N/個(gè)217等腰三角形交叉閥孔氣速u011.17閥孔動能因數(shù)F010.35臨界閥孔氣速uoc/11.415孔心距t/m0.075指同一橫排孔心距排間距t/m0.065指相鄰二橫排的中心線距離單板壓降p

45、P/Pa695.85液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間/s13.37降液管內(nèi)清液層高度Hd/m0.15394泛點(diǎn)率%56.06氣相負(fù)荷上限(Vs)max/(m3/s)3.851霧沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限(Vs)min/(m3/s)1.398漏液控制操作彈性2.75第八章 熱量衡算8.1加熱介質(zhì)的選擇 常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸氣壓力準(zhǔn)確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達(dá)1001000，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點(diǎn)是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度難以控制。本設(shè)計(jì)選用直接蒸氣加熱。8.2冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜的加以選用。本設(shè)計(jì)選用25的冷卻水，選升溫10。即冷卻水的出口溫度為35。8.3熱量衡算 冷凝器的熱負(fù)荷式中-塔頂上升蒸氣的焓；-塔頂餾出液的焓又式中-甲醇的蒸發(fā)潛熱 -水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱的計(jì)算蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系 式中-對比溫度表8-