化工原理課程設計---甲醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設計

1、<p>　　《化工原理》課程設計</p><p>　　設計題目 甲醇-水二元體系浮閥精餾塔的工藝設計 </p><p>　　學生姓名 班級、學號 &l

2、t;/p><p>　　指導教師姓名 </p><p>　　課程設計時間 年 月 日 年 月 日 </p><p><b>　　課程設計成績</b></p><p>　　指導教師簽字

3、 </p><p>　　課程名稱： 化工原理課程設計</p><p>　　設計題目： 甲醇-水體系浮閥精餾塔的設計</p><p>　　學生姓名： </p><p>　　專業(yè)： 化學工程與工藝 </p><p>　　班級學號： </p><p&

4、gt;　　設計日期： 2012-12-24至2013-01-06</p><p>　　設計任務： 甲醇-水體系</p><p><b>　　設計條件及任務：</b></p><p>　　進料流量：F＝250kmol/h</p><p>　　進料組成：Xf=0.28（摩爾分率）</p><p&g

5、t;　　進料熱狀態(tài)：泡點進料</p><p>　　要求塔頂產品濃度XD=0.99</p><p>　　易揮發(fā)組分回收率η≥0.99</p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　化學工業(yè)中塔設備是化工單元操作中重要的設備之一，化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單

6、元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進行分離的。</p><p>　　塔設備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥

7、塔的特點：</b></p><p>　　1．生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方

8、向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板

9、上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。</p><p>　　本次設計就是針對甲醇——水體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設計及其輔

10、助設備的選型。</p><p>　　由于此次設計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便訂正。</p><p><b>　　2013年1月</b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　概述………………………………………………………………

11、…………………7</p><p>　　第一章 總體操作方案的確定</p><p>　　◆1.1操作壓強的選擇……………………………………………………………7</p><p>　　◆1.2物料的進料熱狀態(tài)…………………………………………………………7</p><p>　　◆1.3回流比的確定………………………………………………………………8&l

12、t;/p><p>　　◆1.4塔釜的加熱方式……………………………………………………………8</p><p>　　◆1.5回流的方式方法……………………………………………………………8</p><p>　　第二章 精餾的工藝流程圖的確定…………………………………………………9</p><p>　　第三章 理論板數(shù)的確定</p>&l

13、t;p>　　◆3.1物料衡算……………………………………………………………………9</p><p>　　◆3.2物系相平衡數(shù)據………………………………………………………… 10</p><p>　　◆3.3確定回流比…………………………………………………………………11</p><p>　　◆3.4理論板數(shù)NT的計算以及實際板數(shù)的確定…………………………………

14、11</p><p>　　◆3.5實際塔板數(shù)的確定…………………………………………………………13</p><p>　　第四章 塔體主要工藝尺寸的確定</p><p>　　◆4.1各設計參數(shù)…………………………………………………………………14</p><p>　　◆4.2精餾段塔徑塔板的實際計算………………………………………………20<

15、;/p><p>　　4.2.1精餾段汽、液相體積流率</p><p>　　4.2.2塔徑塔板的計算</p><p>　　4.2.3塔板流體力學的驗算</p><p>　　4.2.4塔板負荷性能圖及操作彈性</p><p>　　◆4.3提餾段塔徑塔板的實際計算………………………………………………33</p>&

16、lt;p>　　4.3.1精餾段汽、液相體積流率</p><p>　　4.3.2塔徑塔板的計算</p><p>　　4.3.3塔板流體力學的驗算</p><p>　　4.3.4塔板負荷性能圖及操作彈性</p><p>　　第五章浮閥塔板工藝設計計算結果………………………………………………45</p><p>　　第

17、六章 輔助設備及零件設計</p><p>　　◆1.塔頂全凝器的計算及選型……………………………………………………46</p><p>　　◆2.塔底再沸器面積的計算及選型………………………………………………51</p><p>　　◆3.其他輔助設備計算及選型……………………………………………………52</p><p>　　第七章 設計感

18、想……………………………………………………………………57</p><p>　　第八章 致謝…………………………………………………………………………58</p><p>　　第九章 參考文獻……………………………………………………………………58</p><p><b>　　概述:</b></p><p>　　塔設備一般

19、分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結構較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的優(yōu)點：</b></p><p>　　1．生產能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產

20、能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥

21、塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不

22、是越來越廣。 </p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數(shù)據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。</p><p>　　本次的課程設計任務是甲醇和水的體系，要想把低純度的甲醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為甲醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分

23、離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。</p><p>　　浮閥塔是二十世紀五十年代初開發(fā)的一種新塔型。其特點是在篩板塔基礎上，在每個篩孔處安置一個可上下移

24、動的閥片。當篩孔氣速高時，閥片被頂起、上升，孔速低時，閥片因自重而下降。閥片升降位置隨氣流量大小作自動調節(jié)，從而使進入液層的氣速基本穩(wěn)定。又因氣體在閥片下測水平方向進入液層，既減少液沫夾帶量，又延長氣液接觸時間，故收到很好的傳質效果。</p><p>　　國內常用的浮閥有三種，即圖1所示的F1型及圖2所示的V-4型與T型。V-4型的特點是閥孔被沖壓成向下彎的噴咀形，氣體通過閥孔時因流道形狀漸變可減小阻力。T型閥則

25、借助固定于塔板的支架限制閥片移動范圍。三類浮閥中，F(xiàn)1型浮閥最簡單，該類型浮閥已被廣泛使用。我國已有部頒標準（JB1118—68）。F1型閥又分重閥與輕閥兩種，重閥用厚度2mm的鋼板沖成，閥質量約33g，輕閥用厚度1.5mm的鋼板沖成，質量約25g。閥重則閥的慣性大，操作穩(wěn)定性好，但氣體阻力大。一般采用重罰。只有要求壓降很小的場合，如真空精餾時才使用輕閥。</p><p>　　圖1 浮閥（F1型）

26、 圖2 浮閥（a）V-4型，（b）T型</p><p>　　一． 總體操作方案的確定</p><p>　　1.1 操作壓強的選擇：</p><p>　　精餾可以常壓，加壓或減壓條件下進行。確定操作壓力時主要是根據處理物料的性質，技術上的可行性和經濟上的合理性來考慮的。</p><p>　　對于沸點低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓條件下進行操作

27、。在相同條件下適當提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度液會下降。對于熱敏性和高沸點的物料常用減壓蒸餾。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低位的加熱劑。但是降低壓力也導致了塔直徑的增加和塔頂冷凝溫度的降低，而且必須使用抽真空設備，增加了相應的設備和操作費用。</p><p>　　本次任務是甲醇和水體系，甲醇-水這一

28、類的溶液不是熱敏性物料，且沸點又不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類溶液在常壓下又是液態(tài)，塔頂蒸氣又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需采用加壓蒸餾。所以為了有效降低設備造價和操作費用對這類溶液可采用常壓蒸餾。</p><p>　　∴ 操作壓強:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa</p><p>　　1.2 物料的進料熱狀態(tài)：</p><p>　

29、　進料熱狀態(tài)有五種。原則上，在供熱一定的情況下，熱量應盡可能由塔底輸入，使產生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷也進料。但為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫的影響，常采用泡點進料。這樣，塔內精餾段和提留段上升的氣體量變化較小，可采用相同的塔徑，便于設計和制造。但將原料預熱到泡點，就需要增設一個預熱器，使設備費用增加。綜合考慮各方面因素，決定采用泡點進料，即q=1 。</p><p>　　1.3 回流比的確定：</

30、p><p>　　對于一定的分離任務，采用較大的回流比時，操作線的位置遠離平衡線向下向對角線靠攏，在平衡線和操作線之間的直角階梯的跨度增大,每層塔板的分離效率提高了，所以增大回流比所需的理論塔板數(shù)減少，反之理論塔板數(shù)增加。但是隨著回流比的增加，塔釜加熱劑的消耗量和塔頂冷凝劑的消耗量液隨之增加，操作費用增加，所以操作費用和設備費用總和最小時所對應的回流比為最佳回流比。本次設計任務中，綜合考慮各個因素，采用回流比為最小回流

31、比的1.6倍。</p><p>　　即：R=1.6 Rmin</p><p>　　1.4 塔釜加熱方式：</p><p>　　塔釜可采用間接蒸汽加熱或直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是，可利用壓強較低的加熱蒸汽，并省掉間接加熱設備，以節(jié)省操作費用和設備費用。但直接蒸汽加熱，只適用于釜中殘液是水或與水不互溶而易于分離的物料，所以通常情況下，多采用間接蒸汽加熱。<

32、/p><p>　　1.5 回流的方式方法: </p><p>　　液體回流可借助位差采用重力回流或用泵強制回流。采用重力回流可節(jié)省一臺回流泵，節(jié)省設備費用，但用泵強制回流，便于控制</p><p>　　回流比?？紤]各方面綜合因素，采用重力回流。</p><p>　　二. 精餾的工藝流程圖的確定</p><p>　　甲醇—水

33、溶液經預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產品經冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻后送入貯槽。</p><p>　　3. 理論板數(shù)的確定</p><p><b>　　3.1 物料衡算：</b></p><p>　　∵η= ∴D=ηFXf/XD=0.99×

34、;250×0.28/0.99=70 kmol/h</p><p>　　∵F=D+W ∴W=F- D=250-70=180 kmol/h</p><p>　　∵FXf= DXD+WXw </p><p>　　∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.00389</p>

35、<p>　　3.2 物系相平衡數(shù)據</p><p>　　a. 基本物性數(shù)據</p><p>　　b. 常壓下甲醇和水的氣液平衡表(t—x—y)</p><p>　　3.3 確定回流比:根據甲醇—水氣液平衡組成表和相對揮發(fā)度公式 ， </p><p>　　求得：算得相對揮發(fā)度α=4.83</p><p&

36、gt;　　∴平衡線方程為：y==4.83x/(1+3.83x) </p><p>　　因為泡點進料 所以 xe = Xf=0.28 代入上式得 ye = 0.6526</p><p>　　∴ Rmin = =(0.99-0.6526)/(0.6526-0.2)=0.9055</p><p>　　∴ R=1.6 Rmin =1.6*0.9055=1.4488&l

37、t;/p><p>　　3.4理論板數(shù)NT的計算以及實際板數(shù)的確定</p><p>　　1）塔的汽、液相負荷</p><p>　　L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h</p><p>　

38、　V’=V=171.416 kmol/h</p><p>　　L’=L+F=101.416 kmol/h+250 kmol/h=351.416kmol/h</p><p><b>　　2）求操作線方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程： y=x + =0.5916x+0.4043</p><p>　　提餾

39、段操作線方程為: =2.05x-0.0105</p><p>　　3)逐板計算法求理論板層數(shù)</p><p><b>　　精餾段理論板數(shù)：</b></p><p>　　平衡線方程為：y==4.83x/(1+3.83x) </p><p>　　精餾段操作方程：y=x + =0.5916x+0.0.4043</p

40、><p>　　由上而下逐板計算，自X0=0.99開始到Xi首次超過Xq =0.2時止</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　?。╔0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.95, Y1=0.99)</p><p>　　（X1=0.95,Y2=0.97）

41、 （X2=0.87,Y2=0.97）</p><p>　?。╔2=0.87,Y3=0.92） （X3=0.70,Y1=0.92）</p><p>　?。╔3=0.70,Y4=0.82） （X4=0.49,Y4=0.82）</p><p>　?。╔4=0.49,Y5=0.69）

42、（X5=0.32,Y5=0.69）</p><p>　　（X5=0.32,Y6=0.59） （X6=0.23,Y6=0.59）</p><p>　　因為X6 時首次出現(xiàn) Xi <Xq 故第6塊理論版為加料版，精餾段共有5塊理論板。</p><p><b>　　提餾段理論板數(shù)</b></p><

43、p>　　提餾段操作線方程：y=2.3147x-0.00328</p><p>　　已知X6=0.23, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=0.00389時為止。</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　?。╔6=0.23,Y7=0.46） （X7=0.15,Y7=0.46）&l

44、t;/p><p>　?。╔7=0.15,Y8=0.34） （X8=0.096,Y8=0.34）</p><p>　?。?X8=0.096,Y9=0.19） （X9=0.046,Y9=0.19）</p><p>　　（X9=0.046,Y10=0.084） （X10=0.0186,Y10=0.084）</p

45、><p>　?。╔10=0.0186,Y11=0.028） （X11=0.00593,Y11=0.028）</p><p>　?。╔11=0.00593,Y12=0.00166） （X12=0.00344,Y12=0.00166）</p><p>　　由于到X13首次出現(xiàn)Xi < X w ，故總理論板數(shù)不足12塊</p>&

46、lt;p>　　∴總的理論板數(shù)NT=11+（X11-Xw）/（X11-X12）=11.365( 包括再沸器)</p><p>　　3.5 實際板數(shù)的確定</p><p>　　實際塔板數(shù)Np=NT/ ET</p><p>　　1）總板效率ET的計算</p><p>　　根據汽液平衡表,塔釜溫度tw</p><p>　

47、　∵ (5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)</p><p>　　∴tw=99.48℃</p><p><b>　　塔底溫度</b></p><p>　　(100-99)/(100-87.41)=(64.7- tD)/(64.7-66.9)</p><p>　　tD =64.7

48、361</p><p><b>　　進料溫度</b></p><p>　?。?8.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/( tf -80.2)</p><p><b>　　tf=78.08℃</b></p><p>　　平均溫度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.4

49、8)/2=82.108℃</p><p>　　又由奧克梅爾公式：ET=0.49(αμL)-0.245</p><p>　　其中α=6.14,μL=0.3478mPa·s,代入上式得:</p><p><b>　　ET=0.4069</b></p><p><b>　　2）實際塔板層數(shù)</b>

50、;</p><p>　　∵算得ET=0.4069</p><p>　　∴ 實際塔板數(shù)Np=NT/ET=11.365/0.4069=27.93塊=28塊</p><p>　　其中： 精餾段：5/0.4069=12.29≈13塊</p><p>　　提餾段: 6.365/0.4069=15.643≈16塊</p><p>

51、;　　提餾段不算塔釜：16-1=15塊</p><p>　　四 塔體主要工藝尺寸的確定</p><p>　　4.1 列出各設計參數(shù)</p><p><b>　?、辈僮鲏毫?</b></p><p>　　1）精餾段：塔頂壓力PD=1atm=101.33kPa, ∵△p≤0.64kPa </p><p&

52、gt;　　∴取每層踏板壓強△p=0.64</p><p>　　進料板壓力=PD+0.64 ×12=109.01kPa</p><p>　　精餾段平均操作壓力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa</p><p>　　2）提餾段: 塔釜壓力PW=PD+28×0.64=119.25kPa</p><p>

53、　　提餾段平均操作壓力Pm’=(119.25+109.01)/2=114.13kPa</p><p><b>　　2.溫度tm</b></p><p>　　1）精餾段：塔頂溫度tD=64.7361℃, tf=78.08℃,</p><p>　　∴t精=(tD+tf)/2=71.408℃</p><p>　　2）提餾段:

54、t提=(tw+tf)/2 =(99.48+78.08)/2=88.78℃</p><p>　　3) 平均溫度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃</p><p>　　3.平均摩爾質量計算</p><p>　　1）精餾塔的汽、液相負荷:</p><p>　　L=RD=1.4488×70=101.41

55、6 kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.416 kmol/h</p><p>　　L’=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/h</p><p>　　V’=V=171.416kmol/h</p><p>　　2）塔頂平均分子量:</p><

56、;p>　　X1=0.99, Y1=0.998</p><p>　　MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/mol</p><p>　　MLDM=0.998×32+(1-0.998)×18=31.972g/mol</p><p>　　3)加料板上一塊塔板平均摩爾質量：</p><

57、p>　　X5=0.32, Y5=0.69</p><p>　　MVFM =0.61×32+(1-0.69) ×18=25.1 g/mol</p><p>　　MLFM =0.32×32+(1-0.32) ×18=22.48 g/mol</p><p>　　4）加料板平均分子量：</p><p>　

58、　Xf=0.28 , yf=0.547</p><p>　　MVFM=0.678×32+(1-0.678)×18=24.492g/mol</p><p>　　MLFM=0.28×32+(1-0.28)×18=21.92 g/mol</p><p>　　5）塔底平均分子量：xw=0.00389, yw=0.0185</p

59、><p>　　MVWM=0.0185×32+(1-0.0185)×18=18.259g/mol</p><p>　　MLWM=0.00389×32+(1-0.00389)×18=18.054g/mol</p><p>　　∴精餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31

60、.86+25.1)/2=24.48kg/kmol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(31.972+22.48)/2= 27.226kg/kmol</p><p>　　提餾段平均摩爾質量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(27.492+18.259)/2=22.876kg/kmol</p><p&

61、gt;　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(21.92+18.054)/2=19.987kg/kmol</p><p><b>　　4．汽相密度:</b></p><p>　　精餾段：ρV,M=P×MVM/RT精=105.17×28.48/[8.314×(273.15+71.408)]=1.0456kg/m3</p>

62、<p>　　提餾段：ρV,M’=P’×MVM’/RT提=114.13×22.876/[8.314×(273.15+88.78)]=0.8677kg/m3</p><p><b>　　5.液相密度</b></p><p>　　已知： 混合液密度: </p><p>　　甲醇與水在對應溫度下的密度</

63、p><p><b>　　1）精餾段</b></p><p>　?、偎?，tD=64.7361℃ xD=0.99</p><p>　　∵ 1/ρLD,M=WA/ρLA+WB/ρLB </p><p>　　其中WAD==0.994 , WBD=0.006,ρLA=755.2652kg/m3,ρLB=980.64kg/m3<

64、;/p><p>　　∴ρLD,M=756.659kg/m3</p><p>　　②進料板上：Xf=0.28,</p><p>　　ρLA=735.0886kg/m3, ρLB=970.41kg/m3</p><p>　　∴WAf= =0.28×32/[0.28×32+(1-0.28)×18]</p>&

65、lt;p><b>　　=0.409</b></p><p>　　又∵ 1/ρLF,M=0.409/735.0886+(1-0.409)/ 970.41</p><p>　　∴ρLF,M=858.074kg/m3</p><p>　　精餾段平均液相密度:</p><p>　　ρL,M精=(764.756+883.46

66、6)/2=807.367kg/m3</p><p><b>　　2）提餾段：</b></p><p>　　塔底: Xw=0.00389,</p><p>　　∵1/ρLW,M=WA/ρLA+WB/ρLB </p><p>　　其中WAW=0.00689 ,WBW=0.99311</p><p&

67、gt;　　ρLA=712.4242 ρLB=958.04</p><p>　　∴ρLW,M=955.749kg/m3</p><p>　　∴提餾段平均液相密ρL,M’=(957.147+883.466)/2=906.9115kg/m3</p><p><b>　　6．液體表面張力</b></p><p><b&g

68、t;　　∵бm=∑xiбi</b></p><p><b>　　1)精餾段</b></p><p>　?、偎?，tD=64.7361℃ xD=0.99</p><p>　　б水=65.9467mN/m, б甲醇=18.803mN/m</p><p>　　бm,D=0.99×65.9467+(1-0

69、.99) ×18.803=65.4753mN/m</p><p>　?、谶M料板上：Xf=0.28,</p><p>　　78.08℃時,б水=62.232mN/m, б甲醇=13.771mN/m</p><p>　　бm,F=0.28×62.232+0.72×13.771=27.34mN/m</p><p>　　

70、∴бm,精=(65.4753+27.34)/2=46.4077mN/m</p><p><b>　　2）提餾段</b></p><p>　　塔底: Xw=0.00389</p><p>　　tw=99.48℃時，б水=58.743mN/m, б甲醇=15.654mN/m</p><p>　　бm,W=0.00389&#

71、215;58.743+0.99611×15.645=15.813mN/m</p><p>　　∴бm,提=(27.34+15.813)/2=21.5765mN/m</p><p>　　7．液體粘度μL,m</p><p><b>　　1)精餾段</b></p><p><b>　　查表得:</b

72、></p><p>　　64.7361℃時,μ水=0.000440Pa·s , μ甲醇=0.0003225Pa·s</p><p>　　∴μL,D=0.99×0.0003225+0.01×0.000440=0.0003237Pa·s</p><p>　　78.08℃時,μ水=0.0003661Pa·s

73、 , μ甲醇=00.0002725Pa·s</p><p>　　∴μL,F=0.28×0 +(1-0.28)×0.0003486=0.000327Pa·s</p><p>　　∴μL,m精=(0.0002725+0.000327)/2=0.0002998Pa·s</p><p><b>　　2）提餾段<

74、;/b></p><p>　　塔底: Xw=0.00389</p><p>　　99.48℃時,μ水=0.0002840Pa·s , μ甲醇=0.0002288Pa·s</p><p>　　∴μL,W=0.00389×0.0002288+(1-0.00389) ×0.0002840=0.0002838mPa·

75、s</p><p>　　∴μL,m提=(0.0002838+0.000327)/2=0.0003054Pa·s</p><p>　　3）塔的汽、液相負荷</p><p>　　L=RD=1.4488×70=101.416 kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=(1.4488+1) ×70=171.41

76、6 kmol/h</p><p>　　L’=L+F=101.416 +250 =351.416kmol/h</p><p>　　V’=V=171.416kmol/h</p><p>　　VS=VMVM/(3600ρVM)=(171.416×28.48)/(3600×1.0456)=1.297m3/S</p><p>　　L

77、S=LMLM/(3600ρLM)</p><p>　　=(101.416×27.226)/(3600×807.367)=0.000950m3/S</p><p>　　VS’=V’MVM’/(3600ρVM’)</p><p>　　=(171.416×22.876)/(3600×0.8677)=1.2553m3/S </p

78、><p>　　LS’=L’MLM’/(3600ρLM’)</p><p>　　=(351.416×19.98)/(3600×906.9115)=0.00215m3/S</p><p>　　4.2 精餾段塔徑塔板的實際計算</p><p>　　1) 精餾段汽、液相體積流率為：</p><p>　　LS =

79、0.000950 m3/s</p><p>　　VS=1.297 m3/s</p><p><b>　　2)塔徑塔板的計算</b></p><p><b>　　a.塔徑的計算</b></p><p>　　欲求塔徑應先求出u，而u＝安全系數(shù)×umax </p><p&g

80、t;<b>　　式中： </b></p><p>　　橫坐標的數(shù)值為：(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.021</p><p>　　參考有關資料，根據塔板間距與塔徑的關系</p><p>　　塔板間距與塔徑的關系</p><p>　　初選板間距=0.4m, 取板上液層高度h1=0.06m，</p>

81、<p>　　故分離空間HT-h1=0.4-0.06=0.34m</p><p>　　根據以上數(shù)值，由史密斯關聯(lián)圖查得，C20=0.0715</p><p>　　由公式C=校正得 C=0.0904</p><p><b>　　Umax=C</b></p><p>　　=0.0904×[(807.367

82、-1.0456)/1.0456]0.5</p><p>　　=2.5103m/s</p><p>　　取安全系數(shù)0.70，則u=0.70=1.75721m/s</p><p>　　故 D==[(4×1.297)/(3.14×1.75721)]0.5=0.9697m</p><p><b>　　所以圓整取D

83、=1m</b></p><p>　　∴塔截面積： AT= =0.7854</p><p>　　空塔氣速u= VS / AT = 1.6514 m/s </p><p><b>　　b.溢流裝置的確定</b></p><p>　　單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板

84、結構簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應用最廣的降液管是弓形降液管。</p><p>　　綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。</p><p>　?、僖缌餮唛Llw=0.7D=0.7m</p><p>　?、诔隹谘吒?h w </p><p>　　Ls / l W 2.5 =0.00095×360

85、0/0.72.5= 8.342 </p><p>　　l W / D= 0.7</p><p>　　查流體收縮系數(shù)圖得：E=1.025,</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度由下式計算</p><p>　　則how=0.01198m, 又∵h1 =0.06m</p><p>　　∴h w = h1- how=

86、0.06-0.01198=0.04802m=48.02mm</p><p>　　③降液管的寬度與降液管的面積</p><p>　　∵lW / D=0.7 ,查得 =0.15,=0.09</p><p>　　∴Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2</p><p><b&g

87、t;　?、芙狄汗艿紫陡叨?lt;/b></p><p>　　降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。降液管底隙高度應低于出口堰高度，(hw-ho)不應低于6mm才能保證降液管底端有良好的液封. 工程上ho一般取20-25mm。本次設計中取22mm。</p><p>　　hw-ho=48.02- 22 =26.02 mm> 6 mm </p><p

88、>　　故降液管底隙高度設計合理。</p><p>　　d.安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定</p><p>　　取安定區(qū)寬度=0.07m，</p><p>　　邊緣區(qū)寬度取=0.04m </p><p>　　弓形降液管寬度 Wd=0.15m</p><p>　　e.鼓泡區(qū)間閥孔數(shù)的確定以及排列</p&

89、gt;<p>　　采用F1型重閥，孔徑為39mm。</p><p>　　取閥孔動能因子 FO=9.5</p><p>　?、倏姿?uo==9.5/(1.0456)0.5=9.29054 m/s</p><p><b>　　②浮閥數(shù)：</b></p><p>　　n==1.297/（1/4×3.1

90、4159×0.0392×9.29054）=107.5=108(個)</p><p><b>　?、塾行髻|區(qū)：</b></p><p><b>　　根據公式：</b></p><p>　　其中：R==0.46m</p><p><b>　　x==0.28m</b&

91、gt;</p><p>　　∴=0.4498m2</p><p><b>　?、芩宓牟贾?lt;/b></p><p>　　因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊，采用等腰三角形叉排。浮閥塔篩孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列。</p><p><b>　?、蓍y孔的排列：</

92、b></p><p>　　第一排閥孔中心距t為75mm，各排閥孔中心線間的距離t’可取65mm,80mm,100mm. </p><p>　　經過精確繪圖，得知，當t’=65mm時，閥孔數(shù)N實際=98個</p><p>　　按N=85重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：</p><p>　　孔速u0= VS/（π× 1/4 ×

93、;d2× N）=11.079 m/s</p><p>　　F0=uo×(ρV,M) 0.5=11.58</p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9～12范圍內。</p><p><b>　?、蕖嚅_孔率φ</b></p><p>　　∵空塔氣速u= VS / AT = 1.6514 m/s <

94、;/p><p>　　∴φ=u / uo =1.6514 / 11.428 =14.45 %</p><p>　　∵5%<14.45%<15%, ∴符合要求</p><p>　　故：t=75mm , t’=65mm, 閥孔數(shù)N實際=98個</p><p>　　∴則每層板上的開孔面積</p><p>　　AO

95、=A a × φ = 0.4498×14.45 %=0.065m2</p><p>　　4）塔板流體力學的驗算</p><p><b>　　a.塔板壓降</b></p><p>　　氣體通過浮閥塔板的壓力降(單板壓降)</p><p><b>　?、俑砂遄枇?: </b><

96、/p><p>　　浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為U0,c</p><p>　　U0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=10.250m/s<11.428m/s</p><p>　　∴ =5.34×1.0456×11.4282/（2×807.367×9.8）</p><p>　　=0

97、.0461m液柱</p><p><b>　?、谝簩幼枇?lt;/b></p><p>　　充氣系數(shù) =0.5,有:</p><p>　　h1’=×h1=0.5×0.06=0.03m液柱</p><p>　?、垡后w表面張力所造成阻力, 此項可以忽略不計。</p><p>　　故氣體流

98、經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：</p><p>　　hp=0.03+0.0461=0.0761m</p><p><b>　　∴常板壓降</b></p><p>　　=0.0761×807.367×9.81=602.7326Pa <640Pa,</p><p><b>　　符合

99、設計要求。</b></p><p><b>　　b. 液泛的校核</b></p><p>　　為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。</p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　hd=0.2(LS/(lwho))2 甲醇-水屬于一般物

100、系，ψ取0.5 </p><p><b>　　對于浮閥塔△≈0</b></p><p>　　則Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04802+0.01198+0.2(0.00095/(0.7×0.022))2+0.0761=0.07926m</p><p>　　ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04802)=0.224m<

101、;/p><p>　　因0.13796<0.224m， 故本設計中不會出現(xiàn)液泛</p><p><b>　　c.降液管停留時間</b></p><p>　　為使液體夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內應有足夠的停留時間。由實際經驗可知，液體在降液管內停留的時間不應小于3—5s。</p><p>　　∵lW / D=0.7

102、,查得 =0.15,=0.09</p><p>　　∴Wd=0.15×1=0.15m, Af=0.09×0.7854=0.0707m2</p><p>　　停留時間θ=AfHT/LS=0.0707×0.4/0.00095=29.768s>5s </p><p><b>　　∴符合要求</b></p&

103、gt;<p><b>　　d．霧沫夾帶</b></p><p><b>　　泛點率=100%</b></p><p>　　lL=D-2Wd=1-20.15=0.7</p><p>　　Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644</p><p>　　式中: lL——板上

104、液體流經長度，m;</p><p>　　Ab——板上液流面積，m2 ；</p><p>　　CF——泛點負荷系數(shù)，由圖查得泛點負荷系數(shù)取0.098</p><p>　　K——特性系數(shù)，查下表，取1.0.</p><p><b>　　物性系數(shù)K</b></p><p>　　由上代入數(shù)據得：泛點率=7

105、5.44% </p><p>　　∵對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%。計算出的泛點率在80%以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足ev<0.1kg液/kg(干氣)的要求。</p><p><b>　　e. 漏液驗算</b></p><p>　　0.5312 m3/s<Vs=1.2553 m3/s,可見不會產生過量漏液。

106、</p><p>　　4) 塔板負荷性能圖及操作彈性</p><p><b>　　①液相下限線</b></p><p>　　因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。</p><p>　　設how,小=0.006m</p><p><b>　　LW=0.7</b>

107、</p><p>　　推出 LS=0.000575 m3/s</p><p><b>　?、谝合嗌舷蘧€</b></p><p>　　當停留時間取最小時，LS為最大，求出上限液體流量值（常數(shù)），在—圖上，液相負荷上限線為與氣體流量無關的豎直線。</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限，</p>

108、<p>　　因Af=0.0707m2 ， HT=0.34 ∵θ=AfHT/LS </p><p>　　則LS,大=0.0707×0.34 / 5=0.0048076m3/s</p><p><b>　?、勐┮壕€</b></p><p>　　據此可作出與液體流量無關的水平漏液線。</p><p>&l

109、t;b>　?、莒F沫夾帶線</b></p><p>　　根據經驗值，因該塔徑1.0m 控制其泛點率為80%</p><p><b>　　代入上式</b></p><p>　　∵lL=D-2Wd=1-20.15=0.7</p><p>　　Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644<

110、/p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.098</p><p>　　代入計算式，整理可得：0.03601VS+0.952LS=0.0505</p><p>　　由上式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個LS值，依式算出相應的值列于下表中。 </p><p><b>　?、菀悍壕€</b&g

111、t;</p><p>　　為了防止塔內發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內泡沫層高度。</p><p><b>　　聯(lián)立以下三式：</b></p><p>　　由上式確定液泛線。忽略式中項，將以下五式代入上式，</p><p><b>　　得到：</b></p><p>　　因物系

112、一定，塔板結構尺寸一定，則、、、、、、及φ等均為定值，而與又有如下關系，即：</p><p>　　式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡化成與的如下關系式：</p><p><b>　　其中 ：</b></p><p><b>　　帶入數(shù)據：</b></p><p><b>　　由

113、</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　?、薏僮髫摵删€</b></p><p>　　由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。</p><p>　　根據生產任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點P(0.00095，1.297)在正常的操作范圍內。過圓點連

114、接OP作出操作線.</p><p>　　由塔板負荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點P（設計點），處在適宜操作區(qū)內的適中位置。</p><p>　?。?）塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　（3）操作彈性Vmax=1.8325, Vmin=0.5312<

115、/p><p>　　操作彈性=Vmax/ Vmin =1.8325/0.5312=3.45>3</p><p><b>　　∴此設計符合要求。</b></p><p>　　4.3提餾段塔徑塔板的實際計算</p><p>　　1) 提餾段汽、液相體積流率為：</p><p>　　LS’= 0.002

116、15 m3/s</p><p>　　VS’=1.2553m3/s</p><p><b>　　2)塔徑的計算</b></p><p>　　取塔板間距HT=0.4，板上液層高度h1=0.06m，那么分離空間：</p><p>　　HT – h1 =0.4 - 0.06= 0.34m</p><p>

117、　　功能參數(shù)：=0.0554</p><p>　　從史密斯關聯(lián)圖查得：=0.06</p><p>　　由公式C=校正得 C=0.0609</p><p><b>　　=1.968m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)0.70，則u’=0.7 umax’=1.3775m/s</p><p>

118、<b>　　∴=1.161</b></p><p>　　為了防止精餾段塔徑大于提留段，造成塔的穩(wěn)定性下降，所以圓整取D’=1.0m</p><p>　　∴塔截面積AT’= =0.7854 m2</p><p>　　空塔氣速: u’= VS ’/ AT’ =1.5983m/s </p><p>　　3) 溢流裝置的確定&l

119、t;/p><p>　　單溢流又稱直徑流，液體自液盤橫向流過塔板至溢流堰，流體流徑較大，塔板效率高，塔板結構簡單，加工方便，直徑小于2.2m的塔中廣泛使用。工業(yè)中應用最廣的降液管是弓形降液管。</p><p>　　綜合考慮各方面因素，本設計體系采用單溢流、弓形降液管。</p><p><b>　?、傺唛Llw’</b></p><p

120、>　　∵塔徑D’=1.0m , ∴堰長lw’=0.7D’=0.7m</p><p>　　②出口堰高 hw’=h1’-how’</p><p>　　∵L’ / l W’ 2.5 =0.00215×3600/0.72.5= 18.88</p><p>　　l W’ / D= 0.7</p><p>　　查流體收縮系數(shù)圖得：E=1.

121、04, </p><p>　　∴h w’ = hl’ - how’=0.06-0.01466=0.04534 m</p><p>　?、劢狄汗艿膶挾取c降液管的面積’：</p><p>　　由lW ’/D=0.7 查圖得查得’=0.15, ’=0.09</p><p>　　∴Wd’=0.15×1=0.15m, Af’=0.09&#

122、215;0.7854=0.0707m2</p><p>　?、?液體在降液管中停留時間 </p><p>　　θ= Af’HT/Ls’=0.0707×0.4/0.00215=13.153s>5s</p><p><b>　　故降液管設計合適</b></p><p>　?、萁狄汗艿紫陡叨萮0’ <

123、/p><p>　　降液管底隙高度是指降液管下端與塔板間的距離，以表示。Ho的大小應在20~25mm之間。降液管底隙高度應低于出口堰高度，(hw-ho)>6mm才能保證降液管底端有良好的液封。工程上ho一般取20-25mm。本次設計中取22mm。</p><p>　　hW’- h0’=0.04534-0.022=23.34mm>6mm </p><p>　　故

124、降液管底隙高度設計合理。</p><p>　　c.安定區(qū)與邊緣區(qū)的確定</p><p>　　取安定區(qū)寬度WS’=0.07m</p><p>　　邊緣區(qū)寬度 WC’=0.04m </p><p>　　弓形降液管寬度 Wd’=0.14m</p><p>　　d.鼓泡區(qū)間閥孔數(shù)的確定以及排列</p>

125、;<p>　　采用F1型重閥，，孔徑為39mm。</p><p>　　取閥孔動能因子 FO=10</p><p>　　①孔速 uo’==10/(0.836)0.5=10.735m/s</p><p><b>　?、诟￠y數(shù):</b></p><p>　　n==1.2553/（1/4×3.14159

126、×0.0392×10.735）=97.89=98(個)</p><p>　?、塾行髻|區(qū)面積 ：</p><p><b>　　根據公式：</b></p><p>　　其中：R==0.46m</p><p><b>　　x==0.29m</b></p><p&g

127、t;　　∴Aa’=0.49563m2</p><p><b>　　④塔板的布置</b></p><p>　　因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為3塊</p><p>　　采用等腰三角形叉排。浮閥塔閥孔直徑取 d=39mm,閥孔按等腰三角形排列，如下圖:</p><p><b>　?、蓍y孔的