化工基礎(chǔ)學習知識原理精餾塔設(shè)計

1、!-內(nèi)蒙古科技大學化工原理課程設(shè)計說明書目：年產(chǎn)2.1萬噸乙醇浮閥精餾塔設(shè)計學生姓名：高燕學號：0866115113專業(yè)：化學工程與工藝班級：化工20081班指導教師：郎中敏前言在化學工業(yè)中，經(jīng)常需要將氣體混合物中的各個組分加以分離，其主要目的是回收氣體混合物中的有用物質(zhì)，以制取產(chǎn)品，課程設(shè)計為年產(chǎn)2.1萬噸乙醇浮閥精餾塔設(shè)計，目的即為回收水中的乙醇，以達到分離的目的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一，它可使氣（或汽）液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其

2、良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，而且乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，由于乙醇水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。所以，想要得到高純度的乙醇很困難。因此，研究和改進乙醇水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。設(shè)計采用浮閥精餾塔進行乙醇水的精餾。精餾是分離液相混合物的典型單元操作。它利用各組分各組分揮發(fā)度的不同實現(xiàn)分離的目的。這種分離通過液相和氣相之間的傳質(zhì)實現(xiàn)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須要使氣、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。

3、浮閥塔是一種板式塔，用于氣液傳質(zhì)過程中。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業(yè)中使用最普遍。浮閥的閥片可以浮動，隨著氣體負荷的變化而調(diào)節(jié)其開啟度，因此，浮閥塔的操作彈性大，特別是在低負荷時，仍能保持正常操作。并且，由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量?。ㄒ驓怏w水平吹出之故），塔板效率較高，生產(chǎn)能力較大，是化工、煉油行業(yè)中使用最廣泛的塔型之一。浮閥塔具有以下優(yōu)點：1、由于浮閥可以根據(jù)氣速大小自由升降、關(guān)閉或開啟，當氣速變化時，開度大小可以自動調(diào)節(jié)，因此它的操作“彈性”大（一般59），適于生產(chǎn)量波動和變化的情

4、況。2、浮閥塔處理能力較大，比泡罩塔約提高20%40%；與篩板塔相近。3、浮閥塔氣液兩相接觸充分，因此，塔板效率較高，一般比泡罩塔高15%左右；4、浮閥塔氣體沿閥片周邊上升時，只經(jīng)一次收縮、轉(zhuǎn)彎和膨脹。因此，浮閥塔比泡罩塔的塔板壓力降?。?、浮閥塔因浮閥不斷上下運動，閥孔不易被臟物或黏性物料堵塞，塔板的清洗也比較容易。6、浮閥塔與泡罩塔相比，結(jié)構(gòu)較簡單，制造容易，檢修方便。因此，制造費用較泡罩塔低60%80%。課程設(shè)計是化工原理課程中綜合性和實踐性較強的一個環(huán)節(jié)，它是理論聯(lián)系實際的橋梁是使學生體察工程實際問題的復雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計，要求學生能綜合運用所學課程的基本知識，進行融

5、會貫通、獨立思考，在規(guī)定的時間內(nèi)完成指定的化工設(shè)計任務(wù)，具有初步進行工程設(shè)計的能力；達到熟悉工程設(shè)計的的基本內(nèi)容，掌握化工設(shè)計的主要程序和方法；提高和進一步培養(yǎng)分析和解決工程實際問題的能力；樹立正確的設(shè)計思想，培養(yǎng)實事求是、嚴肅認真、高度負責的科學工作精神。2011年06月27日中文摘要】：年產(chǎn)2.1萬噸浮閥精餾塔設(shè)計采用F1型，常壓蒸餾。設(shè)計中乙醇水采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后經(jīng)過泵送入精餾塔內(nèi)塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余為塔頂產(chǎn)物，塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產(chǎn)物冷卻后送入貯槽。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出

6、部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。設(shè)計包括：主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算xF=0.207xD=0.818xW=0.0012F=329.54kmol/hD=64.74kmol/hW=264.8kmol/h實際塔板數(shù)精餾段30塊，提餾段3塊。工藝參數(shù)的選定泡點進料、泡點回流。設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算塔高為20.5m,閥孔數(shù)目為115個，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖

7、等內(nèi)容。關(guān)鍵字：乙醇、水、浮閥塔、工藝計算、板式塔結(jié)構(gòu)符號說明英文字母：Aa塔板鼓泡區(qū)面積，m2；aAb板上液流面積，m2；Af降液管截面積，m2；A0閥孔總面積，m2；At塔截面積，m2；C計算u時的負荷系數(shù)，量綱為1；maxCF泛點負荷系數(shù)，量綱為1；do閥孔直徑，m；D塔徑，m；ev霧沫夾帶量，kg（液kg（氣）；E液體收縮系數(shù)，量綱為1；Et總板效率,量綱為1；F0閥孔動能因素，kgi2：s-m12；g重力加速度，m/s2h1進口堰與降液管的水平距離，m；hC與干板壓強降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱；hd與液體流過降液管時的壓強降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱;J與板上層阻力相當?shù)囊褐叨?，m液柱；

8、hL板上液層高度，m；h分段填料的最大高度，m；maxh0降液管底隙高度，m；h0w堰上層高度，m；hp與單板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；hw出口堰高度，m；whb與克服表面張力的壓強降相當?shù)囊褐叨?，m液柱；Hd降液管中清液層高度，m；Ht塔板間距，m；K物性系數(shù)，量綱為1；lw堰長，m；Lh塔內(nèi)液體流量，m3fh；Ls塔內(nèi)液體流量，m3As；N一層板上的浮閥總數(shù)；Np實際板層數(shù)；Nt理論板層數(shù)；P操作壓力，Pa；Rmin最小回流比R回流比，鼓泡區(qū)半徑，m；t孔心距，m；h排間距，m；空塔氣速，m/su泛點氣速，m/smaxu閥孔氣速，m/so(u)臨界孔速，m/socVh塔內(nèi)氣相流量，m3

9、；h；Vs塔內(nèi)氣相流量，m3；s；Wc邊緣區(qū)寬度，m；Wd弓形降液管寬度，m；Ws破沫區(qū)寬度，m；Wc邊緣區(qū)寬度，m；Wc邊緣區(qū)寬度，m；x液相組成，摩爾分率，鼓泡區(qū)的1/2寬度;y氣相組成，摩爾分率；希臘字母：a相對揮發(fā)度，量綱為1；板上液層充氣系數(shù)，量綱為1；00液體在降液管中的停留時間，s；卩粘度，mNm2-sP液相密度，kg/m3L氣相密度，kgm3b液體的表面張力，N/m0系數(shù)，開孔率，量綱為1;第一章設(shè)計方案的確定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程，各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式及其某些操作指標。確定操作方案的原則：1滿足工藝和操作的要求2滿足經(jīng)濟上的要求3保證安全生產(chǎn)1.1塔型選擇根據(jù)生

10、產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，由于產(chǎn)品粘度較小，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用Fl型浮閥塔（浮閥塔型號見附表3）。1.2操作條件的確定操作壓強的選擇精餾操作可分為常壓，減壓，加壓進行。操作壓強常取決于冷凝溫度。一般除熱敏性物質(zhì)外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)的分離以及能用江水或循環(huán)水將流出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。乙醇水體系對溫度的依賴性不強，且非熱敏性物質(zhì)，常壓下為液態(tài)。并且設(shè)計任務(wù)書中給定的操作壓力為101.33KPa，故采用常壓蒸餾。進料熱狀態(tài)的選擇進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中

11、進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便，故在后面的塔徑計算只以精餾段為例。1.2.3加熱方式選擇精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量。若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，且塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大，例如：乙醇水體系中，乙醇是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，這時只需在塔底安裝一個鼓泡管，可省去一個再沸器，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液，這樣操作費用和設(shè)備費用均可降低。但在塔頂輕組分回收率

12、一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。通過上述論證，綜合考慮選用間接蒸汽加熱的方式。1.2.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50C，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。故冷卻劑選擇包頭當?shù)厮疁?2C。1.2.5熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和

13、多次部分汽化。因此熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。1.3設(shè)備操作流程概要設(shè)計中乙醇水采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后經(jīng)過泵送入精餾塔內(nèi)，塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余為塔頂產(chǎn)物，塔釜采用間接蒸汽加熱供熱，塔底產(chǎn)物冷卻后送入貯槽。原料液由高位槽經(jīng)過預熱器預熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部

14、分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。-嘉闊不厶w哭：卩：楷斥L.冷訟-厲叵芒;尹忖m益設(shè)置必要的儀表。比如流量圖1.1設(shè)備流程圖并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。為了便于了解操作中的情況及時發(fā)現(xiàn)問題和米取相應(yīng)的措施，常在流程中的適當位置計、溫度計和壓力表等，以測量物流的各項參數(shù)。第二章浮閥精餾塔工藝計算2.1工藝計算所需物料性質(zhì)表2.1設(shè)計參數(shù)物性表、一、性質(zhì)物質(zhì).分子式沸點101.33kPaC摩爾質(zhì)量(kgikmol)乙醇C2H50H78.346水

15、H20100182.2精餾塔的物料衡算2.2.1全塔物料衡算設(shè)備處理能力為2.1萬噸/年，每年按300天計算，每天24小時連續(xù)運轉(zhuǎn)。進料組分:WMX=F乙醇FWM+(100-W)MF乙醇F水40464046+(100-40)18=0.207圖2.1全塔物料衡算出料組成：WM=D乙醇WM+(100-W)M9246+(100-92)18D乙醇D水9246=0.818釜殘液組成：WM=W乙醇WM+(100-W)MW乙醇W346346+(100-3)180.012料液平均摩爾質(zhì)量：M=x-M+(1-x)MDD乙醇D水二0.818x46+(1-0.818)x18二40.904kg；kmol!-!-m出液

16、流量為：2.1x107300 x24x40.904=71.305kmolh故,由全塔物料衡算知：W-x=F-xF一D-xWDF=D+W通過計算,得：Wx0.012=Fx0.207-71.305x0.818=JW=223.422kmol/hF=64.74+WF=294.727kmolih全塔物料衡算數(shù)據(jù)如下：表2.2物料衡算數(shù)據(jù)記錄F294.727kmol/hXF0.207D71.305kmol/hXD0.818W223.422kmol/hXW0.0122.3操作線方程確定2.3.1精餾段操作線方程2.311最小回流比Rmin及操作回流比R的確定1、確定最小回流比Rmin查氣液平衡相圖（見附圖1

17、），得：x由公式，ob=d，圖中ob=0.358R+1min知：x0.818Rmm=d1=1=1.2850.3580.3582、選擇適當回流比RA、求解塔底、塔頂相對揮發(fā)度aW、aD塔底揮發(fā)度的確定aW因為x=0.012,查氣液平衡相圖(附圖1),查得y=0.102WW根據(jù)公式：y二ax1+(a-1)x代入數(shù)據(jù)：x二0.012，y=0.102WW得：xyy0.012x0.1020.102a=ww=8./83Wxyx0.012x0.1020.012WWW塔頂揮發(fā)度的確定aD因為x=0.818,則y二0.8180查氣液平衡相圖(見附圖1),查得x=0.800D11根據(jù)公式：y二1+(a1)x代入數(shù)

18、據(jù)x=0.800y=0.818。11得：xyy0.800 x0.8180.818a=-11=1.124Dxyx0.800 x0.8180.800111C、全塔平均相對揮發(fā)度a全塔平均相對揮發(fā)度采用公式a=(a-a、辺計算，得:mDW=(1.124x8.783)2=3.1243、計算最小理論板數(shù)Nmin根據(jù)公式：代入數(shù)據(jù)，得：logNminxD1-x八D八Yi-x)Wx丿W丿logam-1minlog0.818Y1-0.0121-0.818人Ilog3.1424、圖解法求回流比R1、由吉利蘭圖，分別求的理論板層數(shù)N隨機選取R=(1.1-2.0)Rmin即R1=1.1Rmin、R2=1.2Rmin

19、、R3=1.3Rmin、R4=1.4Rmin、R5=1.5RminminminminminminR7=1.7Rmin、R8=1.8Rmin、R9=1.9Rmin、R10=2.0Rmin。minminminminR6=1.6Rmin、當R1=1-1Rmin(1.1%1.285-1.4135)R-RminR+11.4135-1.2851.4135+10.0562!-!-圖2.3吉利蘭圖查吉利蘭圖，得：N-Nmin0.58N+2N-4.165即：N-0.58N+2計算，得：N=12.68同理,可計算出其它幾個。即為下表：表2.3NR值表1.4131.6701.9272.1842.441R51.542

20、51.79952.05652.31352.570R-RminR+10.0560.1120.1680.2240.2810.3370.3930.4490.5060.5632579247914N-NN+20.580.520.480.430.400.370.320.280.260.25N12.6810.849.868.828.287.797.086.566.336.222、畫圖找到最佳回流比R根據(jù)上圖，初步選定R=2.313=1.8Rmin精餾段操作線方程確定精餾段操作線方程且知：R1x+xR+1R+1D_0.6982,R_2.313R+1一2.313+1十X。818_0.2469則,精餾段操作線方程

21、為：y_0.6982x+0.24692.3.2提餾段操作線方程本設(shè)計為泡點進料，對于泡點進料，進料熱狀況參數(shù)q=1,并且，由于原料液的溫度與板上液體溫度相近，因此，原料也全部進入提餾段，作為提餾段的回流液，而兩端的上升蒸汽則相等，即：L=L+F,V=V提餾端操作線方程為：L+qFWy=x-xL+qF-WL+qF-Ww且知：L=RD=2.313X71.305=164.93kmol/hV=(R+1)D=(2.313+1)x71.305=236.23kmol/hL+qFL+qF-W=1.946+1x294.727+1x294.727-223.422WxL+qF-WWx0.012=0.01135223

22、.422+1x294.727-223.422故，提餾段操作線方程為：y=1.946x-0.011352.4塔板數(shù)確定2.4.1理論塔板數(shù)確定NT（圖解法）參見附圖2（圖解法求理論塔板數(shù)），可知理論塔板數(shù)為14（不包含再沸器）！,第13塊板為進料板。2.4.2實際塔板數(shù)確定NP計算塔板總效率ET1、計算平均溫度下的粘度u2L根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：塔頂：x=0.818,t=78.3C。DD塔底:x=0.012,t=96.63C。WW塔頂和塔底的算術(shù)平均溫度：78.3+96.632二87.465。C在87.465C下,根據(jù)公式：得：卩=0.411mN-sm2乙醇卩=0.326mN-s

23、；m2水+6-x)pp=xLF乙醇F水=0.207x0.411+(1-0.207)x0.326=0.344mN-sm22、求算全塔平均溫度tm下的相對揮發(fā)度m由于，t=87.4650C，查氣液平衡相圖，得:mx2=0.0831y2=0.410根據(jù)公式:ax1+(a1)x得:xyya=2_22-mxyx2220.0831x0.4100.4102=76780.0831x0.4100.0831-.3、利用奧康奈爾關(guān)聯(lián)式計算塔板總效率ET根據(jù)公式:E=0.49(ap)0.245TmL得:E二0.49x(7.678x0.344)-0.245二38.62%T計算實際塔板數(shù)NP根據(jù)公式：N二NEPTT得：N

24、p=140.3862沁372.5塔及塔板主要工藝尺寸的設(shè)計2.5.1設(shè)計中所用參數(shù)的確定定性溫度的確定定性溫度分為精餾段定性溫度t和提餾段定性溫度tm精m提t(yī)=(T+T)2m精頂進t=(T+T)/2m提底進xF=0.2067查氣液平衡相圖(附圖1),得：T進=83.1C=356.25K已知：T=78.3。C=351.45K頂T=96.63。C=369.78K底則：=(78.3+83.1)2=80.7。C即：t=(78.3+83.1)2+273.15=353.85Km精t=(96.63+83.1)2=89.865。Cm提即：t=(96.63+83.1).2+273.15=363.02Km提精餾段

25、參數(shù)1、平均組成t二80.70oC，參考氣液平衡相圖可確定精餾段的平均氣液相組成m精X=0.405,=0.615，液相中a=0.635。A2、精餾段氣相體積流率v及密度p的確定vV-(R+1)Dx22.4精x蟲x-sTP3600O即：TOC o 1-5 h zVs=(2.313+1)x71.305x22.4x353.85x101.33x=1.913m3：s273.15101.333600M=M-y+M-(1-y)VmAABA即：M=46x0.615+18x(1-0.615)=35.22kg-kmolVmpVPMmRTm精pV101.33x35.228.314x353.85=1.213kg.m3

26、3、精餾段液相體積流率Ls及密度P的確定查表知p=789kgm3，p=967.18kgm33TOC o 1-5 h zAB1P=1La1-a+AppAB則：pl=0.6351-0.635=845.88燉皿+789967.18并且：M=M-x+Mx)LmAABA得：M=46x0.405+18x(10.405)=29.34kgikmolLm精餾段液液相體積流率Ls為：L=LM.pTOC o 1-5 h zSmL即：=0.00159m3；s164.92x29.341x845.8836004、精餾段液體表面張力的確定Q塔頂t=78.3C頂查得q=62.9mN/mq=17.6mN/m4水乙醇0,=0.8

27、18X17.6+(10.818)X62.9=25.845mN/m頂進料t=83.1C進查得q=62.0mN/mo=16.0mN/m4水乙醇Q=0.207X16+(10.207)X62.0=52.478mN/m進塔底t=96.63OC底查得q=59.4mN/mQ=15.8mN/m4水乙醇Q=0.012X15.8+(10.012)X59.4=58.877mN/m底精餾段平均表面張力：(精)=(52.478+25.845)/2=39.16mN/m提餾段參數(shù)1、平均組成t二89.865oC，參考氣液平衡相圖可確定提餾段的平均氣液相組成m提X=0.0542,$=0.342，液相中a二0.128A2、提餾

28、段氣相體積流率vs及密度p的確定vV=(R+1)DX22.4X-m提XOXSTP3600O即：Vs=(2.313+1)x71.305x22.4x363.02x10133x=1.9535m3,273.15101.333600M=M-y+M-(1-y)VmAABA即：M=46x0.342+18xG-0.342)=27.576kg：kmolVm!p=PMm-RTm提101.33x27.5768.314x363.02=0.926kg.m33、提餾段液相體積流率Ls及密度p的確定LTOC o 1-5 h z已知p=789kgm3，查表知P=966.18kg；：m3,3AB=1la1a斗+APPAB則：1

29、0.12810.128+789966.18=939.18kgm3并且：M=M-x+M-(1x)LmAABA得：M=46x0.0542+18xG0.0542)=19.52kg：;kmolLm提餾段液液相體積流率Ls為L=LMpTOC o 1-5 h zSmL即：L=0.00265m3.s(164.92+294.727)x19.521x939.1836004、提餾段液體表面張力a（提）的確定提餾段平均表面張力：a(提)=(52.478+58.877)/2=55.68mN/m表2.4設(shè)計參數(shù)設(shè)計參數(shù)精餾段提餾段x=0.405,y=0.615,x=0.0542,y=0.342，平均組成氣相體積流率液相

30、體積流率液相a=0.635AV=1.913m3；ssL=0.00159m3sS液相中A=0128Vs=1.9535m3.sL=0.00265m3s氣相平均摩爾質(zhì)量液相平均摩爾質(zhì)量M=35.22kgkmolVmM=29.34kg.kmolLmM=27.576kg;kmolVmM=19.52kg.kmolLm氣相密度p=1.213kg.m3vp=0.926kgm3V液相密度p=845.88kgm3Lp=939.18kgm3L表面張力a(精)39.16mN/ma(提)55.68mN/m2.5.2初選塔板間距HT塔板間距ht的選定很重要，它的塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性、以及塔的安裝、

31、檢修都有關(guān)。表2.5塔板間距塔徑Dr，m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-4.0板間距HT,mm200-300250-350300-450450-600400-600初步選定HT=400mm。塔徑的計算（以精餾段數(shù)據(jù)為準）計算負荷系數(shù)CL=5.724m3.h，h選定hL=0.05m，且知，V二6886.8m3；h，Lh二1.213kg.-m3，p=845.88kgjm3故：LhVhpL0.6故，圓整后的塔徑可用,安全。2.5.5溢流裝置與流體流型板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管及受液盤，本設(shè)計采用單流型具有弓形降液管塔板的溢流裝置，單流型，液體流徑較長，板面利用

32、好，塔板結(jié)構(gòu)簡單，直徑是在2.2m以下的塔徑普遍采用此型。而方形降液管能充分利用塔內(nèi)空間，提供較大降液面積及兩相分離空間。圖2.5塔板液流形式（a）U型流（b）單流型（c）雙溢流型（d）階梯流型降液管有圓形和弓形兩種。（小（c）id）圖2.6降液管類型（a）圓形降液管（b）內(nèi)弓形降液管（c）弓形降液管（d）傾斜式弓形降液管設(shè)計采用單流型具有弓形降液管的溢流裝置。!-!-ww溢流裝置的設(shè)計計算圖2.7塔板結(jié)構(gòu)為維持培板上有一定高度的流動液層，必須設(shè)置溢流裝置。溢流裝置的設(shè)計包括堰長1W、堰高hW、堰上液層高度hOW、截面積Ar、降液管底隙高度h0、弓形降液管寬度wd、降液管中清液層咼度也U、與降

33、液管間的水平地離h1。1、溢流堰為維持塔板上一定高度的均勻流動液層，一般采用平直流堰（出口堰）。A、堰長lW堰長lw=（0.6-08）D,取堰長lw=0.6D=0.6X1.4=084m且：L=5.724m3.hh所以：5724L.1m36.00mm10000.84C、堰高hW前面步驟中已選取hL=50mm，故，根據(jù)公式：hL=hw+howhw=hl-how得到：hw=50-10.41=39.59mm2、降液管A、降液管寬度Wd和面積Af弓形降液管的寬度與截面積可根據(jù)堰長與塔徑的比值查圖得到。lw：D=0.6查圖，得：W/D=0.11A.A=0.055廠T通過塔徑D可計算得到塔截面積A，34%皿

34、=1.54m24O.i綜合以上步驟，得:W二0.11xD=0.11x1.4二0.154mdA=0.055xA=0.055x1.54=0.0847m2fT0.90.0sC03OSB、液體在降液管中的停留時間0根據(jù)公式：得：A-H0=TLSQ.40-5C.60,7凱昌CKP1J&2D圖2.9弓形降液管的寬度和面積0.0847x0.40.00159=21.31s35c、降液管底隙高度h0降液管底隙高度即降液管下端與塔板間的距離，以h0表示。為保證良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取為：h二h-(0.0060.012)m=0.0306mow2、受液盤及進口堰本設(shè)計采用凹形受液盤。不設(shè)置進口堰。圖2

35、.10凹形受液盤2.5.6塔板設(shè)計塔板布置塔板的板面一般分四部分，即：無效區(qū)（邊緣區(qū)）、安定區(qū)、開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）溢流區(qū)、安定區(qū)。（1）無效區(qū)在靠近塔壁的塔板部分需要留出圈邊緣區(qū)域或供支撐塔板的邊梁之用，稱之為無效區(qū)。其寬度:Wc=0.050m（2）安定區(qū)開孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開孔區(qū)域為安定區(qū)，其作用為使自降液管流出液體在塔板上均勻分布并防止液體夾帶泡沫進入降液管。其寬度為：Ws=0.070m（3）溢流區(qū)溢流區(qū)面積A二0.0847m2f（4）開孔區(qū)為布置篩孔，浮閥等部件的有交叉?zhèn)髻|(zhì)區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。塔板上的鼓泡面積為：兀.xxpR2一x2+R2arcsin180R其中：!-!-vvx=(D2)(w

36、d+Ws)=G.4一2)(0.154+0.070)=0.476m得：b2)Wc6.4十2)0.050二0.650m0476八6502一4762+180 x.6502xsin1牆=1.115m2浮閥塔的開孔率和閥孔排列1、閥孔孔徑選用F1型浮閥的孔徑為39mm.2、浮閥數(shù)目每層塔板上浮閥數(shù)：4Vn=snd2uOOu0浮閥全開時的閥孔氣速，閥孔臨界氣速氣閥臨界動能因素為：取閥孔動能因子(F0)c=12則：(F)=(u)0C0C(u)0CV-P10=9.08ms七1.213在常壓操作條件時，(u)且：d0=39mm.代入n=上一，得浮閥數(shù)目為:nd2uOO!-!-3、浮閥塔板的開孔率o4x1.913

37、3.14x0.0392x9.08AP0=177x0.039Y=13.7%I1.4丿4、閥孔的排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m,通10.075過下式，計算h：紅LX11150.0630mn0.075177選用h=65mm。按t=75mm，h=65mm,以等腰三角形叉排方式作圖（見附圖3）,排得閥數(shù)178個5、核算閥孔動能因素及開孔率按N=115重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：；9.00ms4x1.6023.14x0.0392x178（F）9.00 x1.2139.910C閥孔動能因數(shù)F0在（9-12），符合要求。塔板開孔率0N（yD）=178x（0.03

38、91.4）213.8%,在10-14%之間，符合要求。浮閥塔板的液體力學校驗1、氣體通過浮閥塔板的壓強降A(chǔ)、干板壓降he因為：u=1.82573.1p=1.82573.1.1213=9.45msocv貝y,可知：uu，閥已全開。oco根據(jù)公式，干板壓力為：=5.34pu2Vo2pgL=5.34x1.213x9.0022x845.88x9.81=0.032mB、板上充氣液層阻力hl計算板上充氣液層阻力一般以經(jīng)驗公式計算h=h=(h+h)l0L0wow充氣因數(shù)0液相為水，故取充氣系數(shù)=0.500貝：h=h=0.5x0.050=0.025ml0Lc、液體表面張力所造成的阻力此阻力很小忽略不計。因此，

39、氣體通過浮閥塔板的壓強降為：h=h+h+hPelb得：hP=.32+.25=.57mAP=0.057x845.88x9.81沁473Pa在265530Pa之間2、液泛為了使液體能由上層塔板穩(wěn)定的流入下層塔板，降液管必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度Hd用來克服相鄰兩塔板的壓強降。板上液層阻力和液體流過降液管的阻力。A、計算與流體流過降液管的壓強降相當?shù)囊褐叨萮d由于板上不設(shè)置進口堰，故：(L)2(1=0.153xUh丿h=0.153d0.001590.84x0.0306丿2=0.0006m流體流過降液管的壓強降相當?shù)囊褐叨菻d=h+h+hpLd將算得的數(shù)據(jù)代入公式，得：H=0.0

40、57+0.050+0.0006=0.1076md為防止液泛發(fā)生，應(yīng)保證降液管中當量清液層高度Hd不超過上層塔板的出口堰，為此應(yīng)使：H（H+h）dTW選用0=0.3，并且HT=0.40m,hW=0.0396H0.3x（0.40+0.0396）=0.132md可見HdV（HT+hw），符合防止淹塔的要求。3、霧沫夾帶通常，用操作時的空塔氣速與發(fā)生液泛時的空塔氣速的比值作為估算霧沫夾帶的指標，此比值稱為泛點率在下列泛點率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶達到規(guī)定指標，即ev0.1kg（液）/kg（氣）。泛點率80%泛點率70%泛點率75%大塔直徑0.9m以下的塔減壓塔板上液體流經(jīng)長度：ZL=D-2Wd=

41、1.4-2x0.154二1.092m板上液體面積：A二A-2A二1.54-2x0.0847二1.3706m2bTf圖2.11泛點負荷系數(shù)乙醇和水按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，由泛點負荷系數(shù)圖查并估計得CF=0.095則：泛點率VsP-PLVx100%=0.78KCAFb1.2131.913x.845.88-L213x100%=63.53%0.78x1x0.095x1.54v.：泛點率=v+1.36LZSLKCAFb1.2131.913x：8458+136x.00159x1.0921x0.095x1.3706=57.49%故泛點率63.53%泛點率在80%以下，故知霧沫夾帶量能滿足evV0.1

42、kg液/kg氣的要求。4、漏液取閥孔動能因數(shù)F0=5作為控制漏液流量的操作下限。此時漏液量接近10%塔板復合性能圖當塔板的各項結(jié)構(gòu)參數(shù)均已確定后，應(yīng)將極限條件下VL的關(guān)系標繪在直ss角坐標系中，從而得到塔板的適宜氣液相操作范圍，此即塔板的負荷性能圖。負荷性能圖由以下五條線組成。1、霧沫夾帶上限線當氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量將過大，使效率嚴重下降，塔板適宜操作區(qū)應(yīng)在霧沫夾帶線以下。對常壓，塔徑大于900mm的大塔，泛點率=80%為其霧沫夾帶上限，則：V:P+1.36LZ則據(jù)：泛點率=唄PL-PV=80%KCAFb代入數(shù)據(jù)，得霧沫夾帶上限線：i1213Vx+1.36xLx1.092上845.8

43、8-1.213s=80%1x0.095x1.3706V=39.19L+2.75SS2、液泛線指降液管內(nèi)泡沫層允許達到最大值時的VL關(guān)系ss塔板的適宜操作區(qū)操作區(qū)應(yīng)在此線以下，否則將會發(fā)生液泛，使塔不能正常工作。H=h+h+h=Q(H+h)日寸，dPIdTW!-!-!-5即：(HT+h)=h+h+h=h+h+h+h+hTwpLdcIbLd由上式確定液泛線，忽略h。項,液泛線方程為：aV2bcL2dL23SSS其中：a1.91x105p.pN2VL1.91x105x1.213沁0.00864845.88x1782bH+G1-sb0.3x0.40+(0.3-1-0.5)x0.0396沁0.0725T

44、0Wc0.1530153沁231.57l2h20.842x0.031062W0d-6+s)E0667-G+0.5)x1.02x0.667沁1.1460l230.8423W則：0.00864V2=0.0725-231.57L2-1.146L23SSS即：V2=8.391-26802.08L2-132.64L23SSS3、液相負荷上限線當降液管尺寸一定時，若液體流量超過某一限度使液體在降液管的停留時間過短，則其中氣泡來不及釋放就被帶入下一層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以e=5s作為液體在降液管中停留時間的下限，貝V：(L)SMAXAH0.0874x0.4050.0068m3,s4、漏液線氣相負荷下限線對于Fl型重閥，當F=5-6時，泄漏量接近10%為確定氣相負荷下限的依據(jù)，依據(jù)F=up=5計算：00wV（V）=-d2N=二3.14X0.0392X178x5二0.9648m3.ssmin40-p4v1.213七V5、液相負荷下限線為保證板上液流分布均勻，提高氣液接觸效果，取堰上液層上高度how=0.006m作為液相負荷下限條件ow3600(L)smin-lw23=0.006，可以推出:肛)h