乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計

1、 設(shè)計題目設(shè)計題目: 乙醇乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計設(shè)計時間：設(shè)計時間：設(shè)計成績：設(shè)計成績：指導(dǎo)教師：指導(dǎo)教師：審閱時間：審閱時間： 篩板精餾塔設(shè)計任務(wù)書篩板精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計名稱：乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計二、設(shè)計條件1 進(jìn)精餾塔的料液含乙醇 25%（質(zhì)量） ，其余為水；2產(chǎn)品乙醇含量不得低于 94%（質(zhì)量） ；3殘液中乙醇含量不得高于 0.1%（質(zhì)量） ；4生產(chǎn)能力為日產(chǎn) 94%（質(zhì)量）乙醇產(chǎn)品（200+5*56）噸/天； 5 操作條件 （1）塔頂操作壓力 4kPa（表壓） ； （2）進(jìn)料熱狀況（自選） ； （3）回流比（自選） ； （4）加熱蒸氣為低壓蒸汽； （

2、5）全塔效率 60% 。 （6）單板壓力降 kPa6工作日：每年 330 天，每天 24 小時連續(xù)運行。三、設(shè)計要求：1設(shè)計方案的確定及流程說明；2塔的工藝計算： （1）物料衡算；（2）計算塔頂 、塔底及加料板溫度；（3）計算平衡數(shù)據(jù)；（4）計算塔板數(shù)：作 X-Y 圖；求最小回流比及適宜回流比；求理論塔板數(shù)和實際塔板數(shù)。 3塔 和塔板的主要工藝尺寸計算 ：1 塔體和塔板主要尺寸的確定 ：塔徑；溢流裝置（溢流堰長 、出口堰高 、降液管的寬度及面積 、降液管下端與塔板間距離） ；塔板設(shè)計（塔板布置：包括開孔區(qū) 、溢 流區(qū) 、安定區(qū) 、無效區(qū)；篩孔數(shù)或浮閥數(shù)：包括孔徑 、塔板厚度 、開孔面積 、開孔

3、率 、孔數(shù)或浮閥數(shù) 、浮閥的選型；排列方式及孔心距） 。2 塔板的液體力學(xué)驗算：塔板壓力降；霧沫夾帶；漏液點氣速；液泛（即淹塔）。3 塔板負(fù)荷性能圖。4設(shè)計結(jié)果一覽表5板式塔的結(jié)構(gòu)：（1）塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間；塔底空間；人孔；視鏡；支座；塔高；封頭及容器法蘭。（2）塔板結(jié)構(gòu)及安裝方式。6附屬設(shè)備的計算及選型（1）再沸器（即蒸餾釜） ；（2）塔頂回流冷凝器；（3）料液預(yù)熱器；（4）塔頂 、塔底產(chǎn)品冷凝器； （5）主要接管尺寸及法蘭：包括塔頂蒸氣出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管 、飽和水蒸氣管的管徑 及各接管的法蘭。（6）蒸氣噴出器。7繪圖：生產(chǎn)工藝流程圖 、精餾塔的工藝圖 、塔板構(gòu)造圖。8

4、對本設(shè)計的評述和有關(guān)問題的分析討論。目錄目錄第第 1 章章 設(shè)計方案簡介設(shè)計方案簡介1第第 2 章章 工藝流程草圖及說明工藝流程草圖及說明2第第 3 章章 塔板的工塔板的工藝藝計算計算33.1 精餾塔全塔物料衡算33.2 乙醇和水的物性參數(shù)計算33.2.1 溫度33.2.2 密度53.2.3 混合液體表面張力 63.2.4 相對揮發(fā)度73.2.5 混合物黏度73.3 理論板數(shù)和實際板數(shù)的計算83.4 操作壓力的計算10第第 4 章章 塔塔體體的的主主要工藝尺寸計要工藝尺寸計算算114.1 塔體的主要工藝尺寸計算11 塔經(jīng)的初步計算11 溢流裝置計算134.1.3 塔板設(shè)計154.2 篩板的流體

5、力學(xué)驗算174.2.1 氣相通過浮閥塔板的壓降164.2.2 淹塔184.2.3 物沫夾帶194.2.4 漏液點氣速204.3 塔板負(fù)荷性能曲線214.3.1 物沫夾帶線214.3.2 液泛線22222323第第 5 章章 板板式式塔的結(jié)塔的結(jié)構(gòu)構(gòu)25總高的計算2525252526265.2 接管2727272728285.2.6 除沫器285.3 法蘭2929第第 6 章章 附屬附屬設(shè)設(shè)備的計備的計算算306.1 熱量衡算306.1.1 0的塔頂氣體上升的焓H306.1.2 0的塔頂氣體上升的焓 Qv30回流液的焓HR31塔頂餾出液的焓HD31冷凝器消耗的熱量QC31QF31QW326.2

6、附屬設(shè)備的選型32再沸器323233塔底產(chǎn)品冷凝器333334蒸汽噴出器35浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表35第第 7 7 章章 設(shè)計設(shè)計評評述述37參考文參考文獻(xiàn)獻(xiàn)38附頁（帶控制點的工藝流程圖、精餾塔主體設(shè)備圖、塔板構(gòu)造圖）第第 1 1 章章 方案簡介方案簡介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，使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用也想混合物中各組分揮發(fā)度的不同，是易揮發(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)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進(jìn)行傳熱、傳質(zhì)的過程。而塔設(shè)備就是使氣

7、液兩相通過精密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一1。塔設(shè)備主要包括板式塔和填料塔，而板式塔主要有浮罩塔、浮閥塔和篩板塔等，本次課程設(shè)計用的是篩板塔。 篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，近年來與浮閥塔一起成為化工生產(chǎn)中主要的傳質(zhì)設(shè)備。它的優(yōu)點是：結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價為浮泡罩塔的 60%左右，為浮閥塔的 80%左右；相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大 20%-40%；塔板效率高，比泡罩塔高，而稍低于浮閥塔；氣體壓降較小。缺點是：小孔篩板易堵塞，不適合處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性小2。本設(shè)計對乙醇水二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等過程，要求能運用所學(xué)的

8、知識，來解決實際化工問題，做到獨立進(jìn)行化工設(shè)計初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計工作打下堅實的基礎(chǔ)。第第 2 2 章章 流程圖草圖及說明流程圖草圖及說明乙醇水原料混合液由泵從儲罐中引出，先進(jìn)入原料預(yù)熱器預(yù)熱到泡點溫度（即84），后送入連續(xù)板式精餾塔（篩板塔）。進(jìn)入塔中的混合物中具有氣相混合物，又有液相混合物。氣相混合物的塔中上升，到塔頂時遇到冷凝器，溫度降到了泡點溫度，部分被冷凝下來作為產(chǎn)品進(jìn)入乙醇的儲罐，其余的液體乙醇回流到塔中。液相混合物在塔中下降，部分混合物進(jìn)入到產(chǎn)品冷凝器中，其余的進(jìn)入再沸器，在再沸器中在加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的原料液不斷重復(fù)上述過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料加入。最終

9、完成乙醇與水的分離。裝置流程圖如下：1-篩板塔；2-冷凝器；3-產(chǎn)品冷凝器；4-乙醇儲罐；5-泵；6-再沸器；7-原料預(yù)熱器第第 3 3 章章 塔板塔板的的工工藝藝計算計算 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算2F:進(jìn)料量，kmol/s D:塔頂產(chǎn)品流量，kmol/s W：塔底殘液流量，kmol/sXF ：原料組成，（mol）% XD ：塔頂組成（mol）% XF ：塔底組成，（mol）%原料乙醇組成：XF=4%187546254625塔頂組成: XD=底組成: XW=0.04%189 .99461 . 0461 . 0餾出液量 D= kmol/s3600*24)46

10、94. 01806. 0(*1000*56*5200）（物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW聯(lián)立代入求解:F=mol/s W=0.8308kmol/s3.2 乙醇和水的物性參數(shù)計算乙醇和水的物性參數(shù)計算3.2.1 溫度溫度 常壓下乙醇和水氣液平衡組成與溫度的關(guān)系2溫度 T液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩爾分率%100利用表中數(shù)據(jù)，由拉格朗日插值法求 tF、tD、tW tF：: := = tF66. 921. 77 .860 .8921. 754.110 .89Ft tD: := tD42.7443.8941.7815.7843.8998.8515.78tD tW := tW

11、 90. 105 .95100004. 0100wt全塔平均溫度 =_t42.92294.8491.992DWtt 精餾段平均溫度:=1t2DFtt221.7849 .84 提留段平均溫度:=32t2FFtt291.9949 .84 塔頂氣相組成 yD: yD=86.83%43.8910015.7821.7843.8915.7815.7841.78Dy 進(jìn)料氣相組成 yF: yF= 47.45%Fy10091.3849 .840 .8975.4391.387 .860 .89 塔底氣相組成yw: yw=0.34%wy100091.991000 .1705 .95100精餾段液相組成 x1:%6

12、7 .482%45 .11%98. 5821FDxxx氣相組成 y1:%14.672%45.47%83.8621FDyyy所以molkgML/65.31)6487. 01 (*186487. 0*461molkgMV/80.36)4671. 01 (*184671. 0*461 提留段液相組成 x2:%97 . 52%45 .11%04. 022FWxxx氣相組成 y2:%90.232%45.47%34. 022FWyyy所以molkgML/62.19)9057. 01 (*189057. 0*462molkgMV/96 .24)9023. 01 (*189023. 0*4623.2.2 密度

13、密度已知:混合液密度: （a 為質(zhì)量分率，為平均相對分子質(zhì)量）4BBAAlaa1M混合氣密度: 004 .22 TPMPTV不同溫度下乙醇和水的密度如下表【3】：溫度/80859095100/kgm-3。735730724720716/kgm-3水tF 3kg/60 . 473mF乙63.968F水3/mkg 63.96825. 0160 . 47325. 01F3/97kg.968mFtD 72.733D乙3/mkg3/87.972mkgD水 87.97294. 0172.73394. 01D3/70.744mkgDtW 53.717W乙3/mkg3/46.958mkgW水 46.95800

14、1. 0153.717001. 01w3/14.958mkgw所以31/84.820270.74497.8962mkgDFL32/56.927214.95897.8962mkgWFL300/237 . 015.27349 .84)4688. 0*184115. 0*46(3 .101*1203. 01203. 04 .22mkgTMPTTPPMVF3/215 . 115.27321.78)0241 . 0*185988 . 0*46(*)3 .1014(*1203. 0mkgVD3/588. 015.27391.99)9996. 0*180004. 0*46(*3 .101*1203. 0mk

15、gVW31/221 . 12215 . 1227 . 02mkgVDVFV32/565. 02588. 0227 . 02mkgVWVFVkmolkgxxMDDLD/70 .4218*)1 (46*kmolkgxxMFFLF/32 .2118*)1 (46*kmolkgxxMWWLW/01.1818*)1 (46*kmolkgyyMDDvD/85.4218*)1 (46*kmolkgyyMFFvF/92 .3118*)1 (46*kmolkgyyMWWvW/10.1818*)1 (46*3.2.33.2.3 混合液體表面張力混合液體表面張力乙醇和水在不用溫度下的表面張力如下表【2】：溫度/20

16、406080100乙醇的表面張力，Nm-2水的表面張力，Nm-2由內(nèi)插法求 tF tD tW下的乙醇和水的表面張力乙醇表面張力 CF=16.67N/m2 CD=17.30N/m2 CW=15.21N/m2水表面張力 w F2 w D2 w W2塔頂表面張力 N/m241414130.17*8598. 062.99*1402. 0CD31.21D原料表面張力 N/m2 41414167.16*1154. 074.61*8846. 0CF16.54F塔底表面張力 N/m241414121.15*0004. 093.58*9996. 0CW90.58W(1)精餾段的平均表面張力 1=(21.31+5

17、4.16)/2=37.74 N/m2 (2)提餾段的平均表面張力：2=（58.90+54.16）/2=56.53 N/m23.2.43.2.4 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度由 xF=11.54% yF=47.45% 得29 . 64115. 014547. 014115. 04547. 0F由 xD=85.98% yD=86.83% 得80 . 15988 . 018683. 015988 . 08683. 0D由 xW=0.04% yw=0.34% 得25 . 80004. 010034. 010004. 00034. 0W(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度27 . 280 . 1*29 . 6（2）提餾

18、段的平均相對揮發(fā)度86 . 725 . 8*29 . 63.2.53.2.5 混合物的粘度混合物的粘度不同溫度下水和乙醇的粘度如下表【4】：溫度/乙醇的粘度/mpas水的粘度/mpas80100 查表，得 水s, 醇s1t 查表，得 水s, 醇s2t(1)精餾段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.484*0.4876+0.349*(1-0.4876)=0.415 mpas(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.310*0.0579+0.310*(1-0.0579)=0.304 mpas3.33.3 塔板的計算塔板的計算（1）作乙醇-水的氣液平衡組成相同，即 X-Y 曲線圖，并作

19、進(jìn)料線泡點進(jìn)料，q=1。與平衡線的交點坐標(biāo)為 q(11.54%,44.77%)最小回流比 24. 14115. 04774 . 04774 . 05988 . 0minqqqDxyyxR（2）用簡捷法求理論塔板數(shù) NT【5】 由 芬斯克方程 計算最小理論板數(shù) N min ，式1-lg)xx-1)(x-1x(lmWWDDmingN中為全塔平均相對揮發(fā)度，當(dāng)變化不大時，。mmWDm=WDm53. 8*08. 104. 3lg)0040 . 00.0004-1)(0.8598-10.8598(lgminN .220186. 1240. 1-860. 11-minRRR由的值查吉利蘭關(guān)聯(lián)圖，得1min

20、RRR2minNNN確定精餾段理論板數(shù) N精m=1-lg)xx-1)(x-1x(lgmFFDDmin精N72. 2lg)1154. 00.1154-1)(0.8598-10.8598(lg在吉利蘭關(guān)聯(lián)圖查得 2minNNN精算得 N精所以總理論板數(shù) NT=14.39,加料板為第 7 個板。（3）全塔總效率 ET由奧康奈爾公式計算全塔效率。245.-049. 0）（TTE實際板數(shù)的計算：精餾段 2.72，s1 245.-01415. 0*72. 249. 0）（TE 14.7 塊476. 07TTPENN精15精PN提餾段 =7.68 s2 -0.2450.304)*(7.68*49. 0TE

21、=18 398. 039. 7TTPENN提實際塔板數(shù) NP=15+18=33全塔效率=45.8%458. 03315TE3.43.4 操作壓力的計算操作壓力的計算以精餾段為例塔頂壓力 kPapD3 .1053 .1014取每層塔板壓降 Pap7k. 0則進(jìn)料板壓力 kPapF.81157 . 0*513 .1053.53.5 氣液負(fù)荷計算氣液負(fù)荷計算 精餾段 提餾段 q=1 L V第第 4 4 章章 主要主要工工藝藝尺尺寸計算寸計算4.14.1 塔體主要尺寸的確定塔體主要尺寸的確定4.1.14.1.1 塔徑的初步計算塔徑的初步計算4.1.1.14.1.1.1 氣液體積流量計算氣液體積流量計算

22、（1）精餾段 質(zhì)量流量： skgLMLL/77. 72455. 0*65.3111 skgMVVV/99.135773 . 0*06.3711體積流量：smLLLS/64009. 084.82077. 73111 smVVVS/47.12221 . 199.133111（2）提留段 質(zhì)量流量：skgLMLL/23.68208. 1*62.1922 skgVMVV/324. 93775. 0*70.2422 體積流量：smLLLS/0255. 056.92768.233222 smVVVS/24.14655. 0324. 932224.1.1.24.1.1.2 精餾段塔徑計算精餾段塔徑計算由 u

23、=(安全系數(shù))* u max0.8，u max=LVVc橫坐標(biāo)數(shù)值：102. 0122. 184.820*7412.64009. 0*1111VLSSVL取板間距 Ht=0.60m,清液層高度 hL=0.06m,則 Ht-hL查 Smith 圖得 C20C=C20=0.12*2 . 020）（2 . 02074.37）（u max=0.13*=0.13*3.51 m/sVVL-122. 1122. 1-84.8201max54m. 22.46*14. 34*47.12*4111uVDS按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D1塔截面積222.62*785. 04DAT實際空塔氣速為smAVuTS/.3525.30

24、712.4714.1.1.34.1.1.3 提餾段塔徑計算提餾段塔徑計算橫坐標(biāo)數(shù)值： 670 . 0565. 056.927*24. 412550 . 0*2222VLSSVL取板間距：Ht=0.60m , hL=0.06m .則 Ht- hL查 Smith 關(guān)聯(lián)圖可知 C20=0.12，15. 0)2053.56(*12. 0)20(2 . 0120CCsmu/64. 5565. 0655. 0-56.92715. 0max取安全系數(shù)為 0.7 ，則空塔氣速smuu/95.364.5*7.07.0max1muVDS41 . 259 . 3*24. 41*4*4222按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為2D塔截

25、面積為222307. 56 . 2*785. 04mDAT實際空塔氣速為smAVuTS/68. 2307. 524.1424.1.1.44.1.1.4 精餾塔有效高度計算精餾塔有效高度計算精餾段有效高度4m. 860. 0*) 151 (1Z提餾段有效高度2m.1060. 0*) 181 (2Z4.1.24.1.2 溢流裝置的計算溢流裝置的計算（1）溢流堰高度 精餾段：因塔徑 D=2.6m,可選用雙溢流弓形降液管w雙溢流：，取7 . 05 . 0DlwmDl69. 165. 01w WhWLOWhhh選擇平直堰，堰上層高度2/32.84(/)1000OWhWhE Ll2 . 9)69. 1 (

26、3600*64009. 0)(5 . 25 . 2whll查液流收縮系數(shù)圖【6】得 E=1.03，則m202. 069. 1360094600. 003. 1100084. 2h32OW取板上清液層高度 hL=0.06m, =0.06-0.022=0.038m WLOWhhh提餾段：因塔徑 D2=2.6m,可選用雙溢流弓形降液管。w雙溢流：lw-0.7）D，取m69. 16 . 2*65. 1wl WhWLOWhhh選用平直堰，堰上液層高度how可用 Francis 計算，即2/32.84(/)1000OWhWhE Ll近似取 E=1.03，則m420 . 069. 136005502. 00

27、3. 1100084. 2h32OW取板上清液層高度 hL=0.06m, =0.06-0.042=0.018m WLOWhhh（2）弓形降液管寬度和截面積dWfA由查圖得，56 . 0DlW750 . 0TfAA13. 0DWd精餾段：Af75AT75 *=0.398m2Wd=0.13*D=0.13 * 2.6=0.338m驗算降液管內(nèi)停留時間 5s25.2s94600. 06 . 0398. 01STfLHA故降液管可使用提餾段：2398. 0307. 5750 . 0750 . 0mAATfmDWd338. 06 . 213. 013. 0驗算降液管內(nèi)停留時間5s36s. 95502. 0

28、6 . 0398. 01STfLHA故降液管可使用。（3）降液管下端與塔板間距離取sm/25. 0u0精餾段： mulLhws022. 025. 0*69. 100946. 0010提餾段：mulLhws060. 025. 0*69. 10255. 0020受液盤凹形和平形兩種，對于塔徑為以上的塔，常采用凹形受液盤，這種結(jié)mm800構(gòu)在低流量時仍能造成正液封，且有改變液體流向的緩沖作用。凹形受液盤的的深度一般在 50mm 以上。選用凹形受液盤：深度55Whmm （1）本設(shè)計塔徑 D=2.6m 采用分塊式塔板。浮閥的選型：F1Q-3B 型閥片厚度 1.5mm，閥重 24.3g，塔板厚 3mm.（

29、2）浮閥數(shù)目與排列 精餾段 取閥孔動能因子 F0=12. 則孔速32m/s.11221 . 1121001VFu 每層塔板上浮閥數(shù)目為個92232. 11*039. 0*785. 047. 214/201201udVNS 邊緣區(qū)寬度 (mm)，一般為 5075， 取邊緣區(qū)寬度（即無效區(qū)）CW 破沫區(qū)寬度（即安定區(qū)），雙溢流中間降液管寬度，mWC06. 0mWS07. 0 計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即RxRxRxRxRxRxAa1221211222sin2sin2 其中24. 106. 026 . 22CWDR 145. 007. 0215. 021sdWWx08. 107. 015. 026 .

30、 22sdWWDx故21222122219. 224. 108. 1sin24. 1145. 024. 1145. 0224. 108. 1sin24. 108. 124. 108. 12mAa浮閥排列方式采用順排方式，t/d0 應(yīng)盡可能在 34 的范圍內(nèi)，在此取同一個橫排的孔心距（）mmdo039. 0 則排間距：mmNtAta02120. 0*92219. 2 按 t=120mm , 以順排方式作圖，排得閥數(shù) 919 個mmt02按 N=919 開孔面積：22200110. 1919*039. 0*785. 04mNdA重新核算孔速及閥孔動能因子 smu/36.11919*039. 0*7

31、85. 0742.121c030 .12221 . 1*101couF 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率%7 .206 . 2039. 0*919/4/4*22220DdN提餾段 取閥孔動能因子 F0=12. 則孔速2m/s8 .14556 . 0122002VFu 每層塔板上浮閥數(shù)目為個80428 .14*039. 0*785. 024. 414/202202udVNS 按 t=120mm ,估算排間距mmNtAta32120. 0*80419. 2取 t=120mm , 以順排方式作圖，排得閥數(shù) 817 個mmt23 按 N=817 開孔面積：222002975. 0

32、817*039. 0*785. 04mNdA重新核算孔速及閥孔動能因子 smuc/60. 41817*039. 0*785. 024. 412208 . 11556 . 0*22ocouF 閥孔動能因子變化不大，仍在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率%4 .186 . 2039. 0*817/4/4*22220DdN4.24.2 篩板的流體力學(xué)驗算篩板的流體力學(xué)驗算64.2.14.2.1 氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓力降hhhfcph(1) 精餾段 干板阻力 hC 臨界流速 u0c2 故mguhLVC042. 081. 9*282.1456.927655. 034

33、. 5234. 5220222板上充氣液層阻力取 則 mhL60 . 0mhhLol03. 05 . 0*06. 0（3）液體表面張力所造成的阻力mgdhL00064. 0039. 0*81. 9*56.92753.56*10*410*430223hhhhlcp2單板的壓力降KPapghpaLpp7 . 066181. 9*56.927*6207. 0222提餾段平均壓降KPaP89 . 5112166. 0*813 .1014632. 0*513 .1014(2）4.2.24.2.2 淹塔淹塔3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，)h(HWTdH。dlphhhHd（1）精餾段

34、單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萴pl0785. 0h 液體通過液體降液管的壓頭損失 =20ws1l)lL(153. 0hhd0099. 0)0.022*1.690.00946(153. 02 則mhL60 . 0mhhhHdLpd4841 . 00990 . 060 . 05807. 011取，已選定 5 . 0mHT60. 0mhW830 . 0則mHhTW931. 060. 0380 . 0*5 . 0可見所以符合防止淹塔的要求。（2）提餾段單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hp7260 . 02液體通過液體降液管的壓頭損失 0970 . 0600 . 0*96 . 12550

35、. 0153. 0153. 022022hlLhWSd板上液層高度 則mhL60 . 0mhhhHdLpd1423. 00970 . 060 . 07260 . 022取，已選定 mHT60. 0mhW210 . 0則mHhTW31. 060. 0210 . 0*5 . 0可見所以符合防止淹塔的要求?？梢娝苑戏乐寡退囊?。4.2.34.2.3 物沫夾帶物沫夾帶4（1）精餾段 泛點率=%100 x36. 1-b11111sAKCZLVFLSVLv板上液體流經(jīng)長度：mWDZddL862. 0.10-.3380-3 . 1b-221）（板上液流面積：2f15 . 4983 . 0*2073 .

36、 52mAAATb取物料系數(shù) K=1.0，由和塔板間距0.135.31/122k. 1mgVTHFC泛點率%7815 . 4*531 . 0*0 . 1862. 0*64009. 0*36. 1221 . 184.820221 . 174 . 211為了避免過量物沫夾帶，一般的大塔應(yīng)控制泛點率在，由以上計算可知，82. 08 . 01F物沫夾帶能夠滿足的要求。)/kg(kg1 . 0氣液V（2）提餾段取物性系數(shù) K=1.0，由和塔板間距655. 02VTHFC泛點率%6515 . 4*351 . 0*0 . 1762. 0*2550 . 0*36. 1565. 056.927565. 022.

37、 412為了避免過量物沫夾帶，一般大塔應(yīng)控制泛點率 F1-0.82，由以上計算可知，物沫夾帶能滿足的要求。)/kg(kg1 . 0氣液V4.2.4 漏液點氣速。漏液點氣速。當(dāng)氣相負(fù)荷減小或踏板上開孔率增大，通過篩孔或閥孔的氣速不足以克服液層阻力時，部分液體會從篩孔或閥孔中直接落下，該現(xiàn)象稱為漏液。漏液導(dǎo)致辦效率下降，嚴(yán)重時將使塔板上不能積液而無法操作，故漏液點為篩板的下限氣速。漏液點氣速由下式計算，即VLLhhCu/13. 00056. 04 . 40（1）精餾段 查干篩板的流量系數(shù)圖【6】得 C0=0.52 11001/13. 00056. 04 . 4VLLhhCu= 122. 184/.

38、820*0.00048-06. 0*13. 00056. 052. 0*4 . 4）（1.561. 17.0332.110101uuk（2）提餾段 查干篩板的流量系數(shù)圖【6】得 C0 smu/72. 9565. 0/56.92740006. 060 . 0*13. 00056. 052. 0*4 . 402 1.552. 172. 928 .140202uuk塔板負(fù)荷性能曲線塔板負(fù)荷性能曲線4.3.14.3.1 物沫夾帶線物沫夾帶線據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率 80%計算：精餾段 0.8=15 . 4*531 . 0*0 . 1762. 0*36. 1221 . 184.820

39、221 . 1SSLV 整理得： SSLV04. 1037. 0874 . 0 即SSLV14. 216.13 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 提留段 0.8=15 . 4*351 . 0*0 . 1762. 0*36. 1556 . 056.927565. 0SSLV 整理得： SSLV04. 1602. 0487. 0 即SSLV14. 218.73在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出SLSVLs (m3/s)0. 020. 1精餾段 Vs (m3/s)Ls (m3/s)提餾段 Vs (m3/s) ，其中。（1）精餾段3/212124221267 . 0570 . 068.1

40、1081. 9*2*84.820*919*039. 0*785. 0*221 . 1*34. 5413 . 0SSSLLV整理得 3/2121212342357032829SSSLLV（2）提餾段3/212124222267 . 0270 . 088.1481. 9*2*56.927*804*039. 0*785. 0*655. 0*34. 531. 0SSSLLV整理得：3/2121223457708573481SSSLLV在操作范圍內(nèi)任取若干個值，算出相應(yīng)得值： Ls (m3/s)0. 0010. 010. 03精餾段Vs (m3/s)Ls (m3/s)0.0011提餾段 Vs (m3/s

41、)液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時間不低于s53 液體降液管內(nèi)停留時間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則smHALTfS/7704. 0560. 0*983 . 0)(3min 對于 F1 型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(1) 精餾段 smFuV/27 . 4221 . 151001 smVS/2 . 527 . 4*919*039. 0*414. 3)(32min1(2)提留段smFuV/18. 6556 . 052002smVS/93. 518. 6*804*039. 0*414. 3)(32min2 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相mh

42、ow022. 0流量無關(guān)的豎直線。 022. 03600100084. 23/2minwSlLE 取 E=1.0 3 則smlLws/10 . 0360003. 1*84. 21000*022. 0)(32/3min）（由以上 15 作出塔板負(fù)荷性能圖塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）05101520253035404500.020.040.060.080.10.120.14Vs (m3/s)Ls (m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限漏液線液相負(fù)荷下限操作線由圖可知，該塔的操作上限為液泛，下限為漏液控制。由圖可看出smVsmVSS/13,/253min3max故 彈性操作為：270 . 2128 .

43、 42min,max,SSVV塔板液相負(fù)荷圖（提餾段）05101520253035404500.020.040.060.080.1Ls (m3/s)Vs (m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷下下限漏液線操作線由圖可讀出 ，smVS/34.53max,smVS/173min,故 彈性操作為：203. 2175 .34min,max,SSVV第第 5 章章 板式塔板式塔的的結(jié)構(gòu)結(jié)構(gòu)75.1.15.1.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為1200mm。 mH2 . 1頂5.1.2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度 m

44、.5 . 13/46.958mkgLwsmVh/6002. 041 .958*189996. 0460004. 03201 . 03mZ0367. 06 . 2*14. 3*360*15*6002. 02mH5367. 15 . 10367. 0底人孔人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔塊塔板才設(shè)一個人孔， ，需經(jīng)常清洗時每隔塊塔板才設(shè)一個人孔.8643本塔中共 33 塊板，需設(shè)置 4 個人孔，每個孔直徑為 450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人

45、孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計也是如此，取人孔所在板增至 800mm.5.1.45.1.4 裙座裙座塔底常采用采用裙支座，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。選取裙座壁厚為 16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： mmDbi22321000)4 . 02 . 0()1620026(基礎(chǔ)環(huán)外徑： mmDb24321000)4 . 02 . 0(-)1620026(0按標(biāo)準(zhǔn)圓整后取，；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取mmDbi2400mmDb0026018mm；考慮到再沸器，裙座高度取 5m。進(jìn)料所在板的板間距由 600mm

46、 增至 700mm。5.1.55.1.5 筒體與封頭筒體與封頭（1）筒體 由 D=2.6m, 選鋼板材料為：GB 3274 則，100%探傷 MPat1131 mmPPDt52. 110*331.1200 . 1*113*22600*10*331.120*1 . 1233mmn3125. 052. 1取壁厚為 4mm 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，由公稱直徑D=2600mm，100%探傷1 mmPPDt52. 110*331.120*5 . 00 . 1*113*22600*10*331.120*1 . 15 . 0233，取壁厚為 4mmmmn3125. 05

47、2. 1得曲面高度，直邊高度。選用封頭 N26008,JB1154-73mmhi650mmh250塔總高：塔總高：mHHHHHHHL1117. 82)025. 065. 0(2 . 15 . 13670 . 056 . 08 . 0*26 . 07 . 0) 133(*60. 0）（封頂?shù)兹乖?.25.2 接管接管5.2.15.2.1 進(jìn)料管進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、T 型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管。管徑計算如下： ，取適宜的輸送速度，進(jìn)料溫度時4SFVDusmuF/0 . 2CtF94. 48 kg/m397. 689FsmMFVFFSF/023. 097.89

48、621.23*9628. 03_mdF121. 00 . 2230 . 04查標(biāo)準(zhǔn)系列選取2.5mm125x 5.2.25.2.2 回流管回流管 采用直流回流管 取 smuR/5 . 1muLdFR900 . 01.5*14. 300946. 0*441s查標(biāo)準(zhǔn)系列選取mm3001塔底出料管塔底出料管取 直管出料smuW/0 . 23/56.927mkgLwsMWVLWW/0161m. 056.92701.18*8308. 032_mmdw0110 . 2*14. 30161. 0*4查標(biāo)準(zhǔn)系列選取4mm081塔頂蒸汽出料管塔頂蒸汽出料管直管出氣 取出口氣速20/um s smVSD/4901

49、. 041 .958*180214. 0465988 . 07753 . 03mmuVdFsD3120*14. 30149. 0*441查標(biāo)準(zhǔn)系列選取2mm23 塔底進(jìn)氣管塔底進(jìn)氣管采用直管 取氣速 sm/20u 3/41 .958mkgLwsmVSw/7100. 041 .958*189996. 0460004. 07753 . 03 mmDw2120*14. 37100. 0*4查標(biāo)準(zhǔn)系列選取2mm255.2.65.2.6 除沫器除沫器當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫

50、器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。設(shè)計氣速選?。?系數(shù)LVVuK0.107K sm/89. 2122. 1122. 1-84.820107. 0u 除沫器直徑：44 0.4190.463.14 2.53SVDmu選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器5.35.3 法蘭法蘭公稱公稱直徑直徑/mm法蘭法蘭外徑外徑/mm螺栓孔中螺栓孔中心圓直徑心圓直徑/mm螺栓孔螺栓孔直徑直徑/mm/mm螺栓螺栓孔數(shù)孔數(shù)/mm/mm螺螺紋紋/mm/mm法蘭法蘭厚度厚度/mm/mm法蘭法蘭內(nèi)徑內(nèi)徑/mm/mm法蘭法蘭重量重量/kg進(jìn)料管進(jìn)料管12512

51、524024020020018184 4M16M161818135135塔頂蒸汽管塔頂蒸汽管3232100100757511114 4M12M1214143939塔底出料管塔底出料管10810824024020020018188 8M16M162020塔底進(jìn)氣管塔底進(jìn)氣管2525909010010011114 4M10M1014143333回流管回流管10810832032020020018188 8M16M162020由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭、平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭、回流管接管法蘭、塔底出料管法蘭、塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭都采用HGT/20607-20

52、09 鋼制管法蘭用聚四氟乙烯包覆墊片5.45.4 視鏡視鏡公稱直徑：50mm 尺寸標(biāo)準(zhǔn)：Pg2.5Pg50JB93-14-1 連接面形式：平面第六章第六章 附屬設(shè)備附屬設(shè)備的的計算計算6.16.1 熱量衡算熱量衡算6.1.16.1.1 00的塔頂氣體上升的焓的塔頂氣體上升的焓 H H， Dt13.54/()PCKJKg K24.25/()PCKJKg KKJ/(kgK)64. 31402. 0*25. 48598. 0*54. 3)1 (21DPDPPDxCxCC=30溫度下， 1t)./(59. 21KKgKJCP)./(174. 42KKgKJCP (Kg.K)/81. 214. 0*17

53、4. 486. 0*59. 2)1 (211KJxCxCCDPDPDP)./(173. 49996. 0*174. 40004. 0*59. 2)1 (211KKgKJxCxCCWPWPWP 溫度下，即 99.91 。 Wt13.88/()PCKJKg K24.24/()PCKJKg K KKgKJxCxCCWPWPPW./24. 49996. 0*24. 40004. 0*88. 3)1 (21 溫度下，即 78.21 。Dt 1720rKJ kg22117rKJ kgkgKJxrxrrDD/86.9150214. 0*21175988 . 0*720)1 (216.1.26.1.2 00的

54、塔頂氣體上升的焓的塔頂氣體上升的焓 QvQv塔頂以 0為基準(zhǔn)到 30的s/2 .49293085.42*86.915*47.1221.78*64. 3*47.1211kJMrVtCVHQDVDPDVV熱量變化 skJtCVtCVQPDPD/4 .280330*81. 2*99. 3121.78*64. 3*99. 3111111到 30的熱量變化sKJtCVtCVQPDPW/5 .278230*173. 4*324. 991.99*24. 4*324. 911222回流液的焓回流液的焓 HR用內(nèi)差法查得回流液組成下的。Dt此溫度下： 13.52/()PCKJKg K24.22/()PCKJKg

55、 KKKJxCxCCDPDPPkg./62. 30214. 0*22. 45988 . 0*52. 3)1 (21回流液組成與塔頂組成相同，故skJCLHQDPRR/2 .219815.78*62. 3*77. 7t1塔頂餾出液的焓塔頂餾出液的焓 HD 因餾出口與回流液口組成一樣，所以KKJCPkg./62. 3skJCDHQDPDD/4 .160121.78*62. 3*85.42*1320. 0t冷凝器消耗的熱量冷凝器消耗的熱量 QC s/489130.64 .1601-2198.2-2 .492930kJQQQQDRVC進(jìn)料口的熱量進(jìn)料口的熱量 QF溫度下，即 Ft )./(64. 31

56、KKgKJCP)./(253. 42KKgKJCP)./(17. 48846. 0*25. 41154. 0*54. 3)1 (21KKgKJxCxCCFPFPPF =25溫度下， 2t)./(49. 23KKgKJCP)./(1875. 44KKgKJCp )./(99. 3885. 0*174. 4115. 0*59. 2)1 (432KKgKJxCxCCFPFPP sKJtCMFtCMFQPLFFPWLFF/5 .532225*99. 3*32 .21*9628. 049 .84*24. 4*32 .21*9628. 022塔釜殘液的焓塔釜殘液的焓 QWskJCWQWPW/7 .5729

57、91.99*24. 4*01.18*7510. 0t6.26.2 附屬設(shè)備的選型附屬設(shè)備的選型6.2.16.2.1 再沸器再沸器8塔釜熱損失為 10%, 則0.9設(shè)再沸器損失能量 Q損 BCDBFWQQQQQQ損加熱器實際熱負(fù)荷0.9CDBWFQQQQQs/kJ5 .4912745 .53224 .16017 .57296 .130489skJQB/2 .710545再沸器的選型：選用飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取 K=900 C。120）/(m2W 料液溫度： 91.9994.84水蒸氣：120120 加熱水蒸氣的汽化熱：r=2259.5 kJ/kmol水蒸氣的用量 m水= QB/ r=skg

58、/434718*5 .22592 .710545查表得水蒸氣溫度為 t=120，取 k=650 ，J/(kg.)）/(m2W88.2691.99-12094.84-120ln94.84-91.99ln2121tttttm4347*4.187*1032)t/(KmpmCA 選取型號為：G500I-16-40 6有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 5001500)2/(KCalmh 本設(shè)計取 K=900）/(m2W出料液溫度：（飽和液）飽和氣CCO。21.78)(21.78冷卻水溫度：2540逆流操作：t1=53.21 t2 .304521.3821.53ln21.3821.53n2121ttltttm231200030.45900/10*489130.6/mKQAmCt）（出料液溫度：5321.78冷卻水溫度： CCO。4025逆流操作：t1=33.21 t2=10 34.191021. 33ln1021. 33n2121ttltttm23139 34.19900/10*5 .2424/1mKQAmt）（選用列管式換熱器。6.2.4 塔底產(chǎn)品冷凝器塔底產(chǎn)品冷凝器出料液溫度：CCO。3591.9