丙酮水物系分離課程設計

1、<p><b>　　摘要</b></p><p>　　本文通過設計篩板式精餾塔達到分離丙酮-水二元混合物，需要滿足年處理量70000噸。原料中丙酮含量80%，塔頂產(chǎn)品要求丙酮含量不低于99.5%，塔底丙酮含量不高于0.5%，常壓操作，泡點進料。</p><p>　　本次設計采用連續(xù)精餾過程，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。該物系屬于易分離混合物，

2、采用塔釜直接蒸汽加熱法。塔頂上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻后送至儲罐。</p><p>　　本次設計結果為理論板數(shù)12塊，實際板數(shù)25塊，塔效率為44.0%，第17塊板為進料板。在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑1.8米，全塔高度19.5米。各項設計均通過流體力學驗算滿足設計要求。</p><p>　　關鍵詞：板式精餾塔；板式塔；丙酮-水；設計

3、計算</p><p><b>　　Abstract</b></p><p>　　In this paper, through the design of plate distillation column to achieve separation of acetone / water mixture needs two yuan, the annual handli

4、ng capacity of 70000 tons. 80% acetone content in raw material, the product requirements of acetone content of not less than 99.5%, the bottom of the tower and acetone content of not more than 0.5%, normal operation, the

5、 bubble point feed.</p><p>　　The design of a continuous distillation process, the raw material liquid through a preheater after heated to soak into the distillation tower. The system is easy to separate mixt

6、ures, the tower kettle direct steam heating method. The rise of the condenser steam, condensate point back to the next part of the tower, the rest part of products to the storage tank after cooling.</p><p>　

7、　The design results of theoretical plate number 12, the actual plate number 25, column efficiency was 44%, seventeenth boards for the feed plate. In the design and calculation of main parameters of plate tower in the tow

8、er diameter of 1.8 meters, the tower height of 19.5 meters. The design of fluid mechanics checked through to meet the design requirements.</p><p>　　Keywords: distillation column; plate ;acetone - water ; des

9、ign and calculation</p><p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　摘要I</b></p><p>　　AbstractII</p><p><b>　　引 言1</b></p><p>　　第一章

10、設計條件與任務2</p><p><b>　　1.1設計條件2</b></p><p><b>　　1.2設計任務2</b></p><p>　　第二章 設計方案的確定3</p><p>　　2.1精餾方案的選定3</p><p>　　2.1.1操作壓力3<

11、/p><p>　　2.1.2進料狀態(tài)3</p><p>　　2.1.3加熱方式3</p><p>　　2.1.4冷卻劑與出口溫度4</p><p>　　2.1.5回流比的選擇4</p><p>　　2.1.6回流方式的選擇4</p><p>　　2.1.7熱能的利用4</p>

12、<p>　　2.2確定設計方案的原則5</p><p>　　2.2.1 滿足工藝和操作的要求5</p><p>　　2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求5</p><p>　　2.2.3 保證安全生產(chǎn)6</p><p>　　第三章 塔的工藝計算7</p><p>　　3.1進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)

13、7</p><p>　　3.2 最小回流比的計算7</p><p>　　3.2.1 氣液相平衡數(shù)據(jù)7</p><p>　　3.2.2 最小回流比的計算8</p><p>　　3.3全塔物料衡算與操作線方程9</p><p>　　3.4 實際回流比9</p><p>　　3.5 精餾段

14、和提餾段理論板數(shù)的計算10</p><p>　　3.6精餾塔平均溫度的計算11</p><p>　　3.7物性參數(shù)計算11</p><p>　　3.7.1 氣相密度11</p><p>　　3.7.2 液相密度11</p><p>　　3.7.3 表面張力11</p><p>　　3

15、.7.4 粘度12</p><p>　　3.8塔效率的計算13</p><p>　　3.9實際塔板數(shù)的計算14</p><p>　　3.9.1 精餾段14</p><p>　　3.9.2 提餾段14</p><p>　　3.10塔徑的估算15</p><p>　　3.10.1 板間距

16、的初選15</p><p>　　3.10.2塔徑的估算15</p><p>　　3.10.2.1精餾段16</p><p>　　3.10.2.2提餾段17</p><p>　　第四章塔板工藝尺寸的計算18</p><p>　　4.1精餾段塔板工藝尺寸計算18</p><p>　　4.

17、1.1 溢流裝置的設計18</p><p>　　4.1.1.1降液管的類型與溢流方式18</p><p>　　4.1.1.2 溢流裝置的設計計算18</p><p>　　4.1.1.3 溢流堰18</p><p>　　4.1.1.4弓形降液管19</p><p>　　4.1.1.5受液盤20</p&g

18、t;<p>　　4.1.2塔板設計21</p><p>　　4.1.2.1 塔板布置21</p><p>　　4.1.2.2 篩孔的計算及其排列21</p><p>　　4.1.2.3篩孔的排列與篩孔數(shù)22</p><p>　　4.1.2.4開孔率22</p><p>　　4.1.2.5篩孔分布

19、圖22</p><p>　　4.2提餾段塔板工藝尺寸設計23</p><p>　　4.2.1溢流裝置計算23</p><p>　　4.2.1.1溢流堰高度23</p><p>　　4.2.1.2弓形降液管寬度和截面積23</p><p>　　4.2.1.3降液管底隙高度23</p><p

20、>　　4.2.2塔板設計24</p><p>　　4.2.2.1 塔板布置24</p><p>　　4.2.2.2 篩孔的計算及其排列24</p><p>　　4.2.2.3篩孔的排列與篩孔數(shù)24</p><p>　　4.2.2.4開孔率24</p><p>　　4.2.2.5篩孔分布圖25</

21、p><p>　　4.3板的流體力學性能驗算25</p><p>　　4.3.1 精餾段25</p><p>　　4.3.1.1塔板壓降25</p><p>　　4.3.1.2液面落差27</p><p>　　4.3.1.3液沫夾帶27</p><p>　　4.3.1.4漏液27</

22、p><p>　　4.3.1.5液泛28</p><p>　　4.3.2提餾段28</p><p>　　4.3.2.1塔板壓降28</p><p>　　4.3.2.2液面落差29</p><p>　　4.3.2.3液沫夾帶30</p><p>　　4.3.2.4漏液30</p>

23、<p>　　4.3.2.5液泛30</p><p>　　4.4塔板的負荷性能圖31</p><p>　　4.4.1精餾段31</p><p>　　4.4.1.1漏液線31</p><p>　　4.4.1.2液沫夾帶線31</p><p>　　4.4.1.3液相負荷下限32</p>

24、<p>　　4.4.1.4液相負荷上限32</p><p>　　4.4.1.5液泛線32</p><p>　　4.4.2提餾段33</p><p>　　4.4.2.1漏液線33</p><p>　　4.4.2.2液沫夾帶線34</p><p>　　4.4.2.3液相負荷下限34</p>

25、;<p>　　4.4.2.4液相負荷上限34</p><p>　　4.4.2.5液泛線34</p><p>　　第五章 接管尺寸的確定36</p><p><b>　　5.1進料管36</b></p><p>　　5.2釜殘液出料管36</p><p>　　5.3回流液管

26、37</p><p>　　5.4塔頂上升蒸汽管37</p><p>　　5.5加熱蒸汽管37</p><p>　　第六章 附屬設備39</p><p><b>　　6.1冷凝器39</b></p><p>　　6.2原料預熱器39</p><p><b>

27、;　　6.3原料泵40</b></p><p><b>　　6.4 塔釜40</b></p><p>　　第七章 板式塔的結構42</p><p>　　7.1塔體結構42</p><p>　　7.1.1筒體42</p><p>　　7.1.2封頭42</p>

28、<p>　　7.1.3塔頂空間42</p><p>　　7.1.4人孔42</p><p>　　7.1.5塔高42</p><p>　　7.2塔板結構43</p><p>　　第八章 設計結果匯總44</p><p>　　第九章 設計評價46</p><p><b&g

29、t;　　參考文獻47</b></p><p><b>　　引 言</b></p><p>　　塔設備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相進行緊密接觸，達到相際傳質及傳熱的目的?？稍谒O備中完成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法靜制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、

30、減濕等。</p><p>　　為滿足工業(yè)生產(chǎn)的需要，塔設備需滿足以下要求：⑴.生產(chǎn)能力大；⑵.操作穩(wěn)定，彈性大；⑶.流體流動阻力??；⑷.結構簡單，材耗用量少，制造和安裝容易；⑸.耐腐蝕和不易阻塞，操作方便，調節(jié)和檢修容易。因為板式塔處理量大，效率高，清洗檢修方便且造價低，故工業(yè)上多采用板式塔，因而本課程設計用板式塔。</p><p>　　本次化工原理課程設計的主要內容包括：精餾方案的選定，

31、丙酮-水體系的相平衡關系，工藝計算，精餾塔的工藝條件及相關物性參數(shù)的計算，精餾塔和塔板主要尺寸的設計，塔體總高以及輔助裝置的設計；其中，精餾方案選定包括操作壓力，進料狀態(tài)，加熱方式等；相平衡關系包括乙醇-水體系常壓下各組分T-XY曲線，Y—X曲線和相對揮發(fā)度的確定；工藝計算包括物料衡算，熱量衡算，回流比選定，理論板數(shù)和實際板數(shù)的確定等；精餾塔的工藝條件及相關物性參數(shù)的計算主要包括操作壓力，操作溫度，平均摩爾質量，平均密度，液體平均表面張

32、力計算等；精餾塔主要尺寸設計包括塔板尺寸選取，篩孔大小的選定，流體力學計算和校核以及塔負荷性能圖等；塔輔助設備設計包括塔體總高度，回流冷凝器選型等。</p><p>　　第一章 設計條件與任務</p><p><b>　　1.1設計條件</b></p><p>　　在常壓操作的連續(xù)板式精餾塔內分離丙酮-水混合物。塔釜直接蒸汽加熱，生產(chǎn)力和產(chǎn)品的

33、質量要求如下：</p><p>　　生產(chǎn)能力：年處理丙酮-水混合液70000噸(300天/年）</p><p>　　原 料：丙酮含80%(質量分數(shù)，下同）的常溫液體</p><p>　　分離要求：塔頂丙酮含量為99.5%</p><p>　　塔底丙酮含量為0.5%</p><p>　　操作條件：①塔頂壓力：4kP

34、a(表壓)；② 進料熱狀態(tài)：自選；③ 回流比：自選；④ 單板壓降 ≤0.7kPa。</p><p><b>　　建廠地址：武漢</b></p><p><b>　　1.2設計任務</b></p><p>　　1 全塔物料衡算、操作回流比和理論塔板數(shù)的確定。</p><p>　　2 計算冷凝器和再沸器

35、熱負荷。</p><p>　　3 計算精餾段、提餾段的塔板效率，確定實際塔板數(shù)。</p><p><b>　　4 估算塔徑。</b></p><p>　　5 板式塔的工藝尺寸計算，包括溢流裝置與塔板的設計計算。</p><p>　　6 塔板的流體力學性能校核，包括板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛的校核。<

36、;/p><p>　　7 繪制塔板的負荷性能圖。塔板的負荷性能圖由液相負荷下限線、液相負荷上限線、漏液線、液沫夾帶線和溢流液泛線確定。 </p><p>　　8 塔的結構確定，包括塔體結構與塔板結構。</p><p>　　塔體結構：塔頂空間，塔底空間，人孔(手孔），支座，封頭，塔高等。</p><p>　　塔板結構：采用分塊式塔板還是整塊式塔板。&

37、lt;/p><p>　　9 塔的附屬設備選型,包括塔頂冷凝器、塔底(蒸餾釜的換熱面積，原料預熱器的換熱面積與泵的選型(視情況而定）。</p><p>　　10 精餾塔各接管尺寸的確定。</p><p>　　11 繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖。</p><p>　　12 繪制精餾塔工藝條件圖。</p><p>　　13 編寫設計

38、說明書。</p><p>　　14計算機要求：編寫程序、CAD繪圖等。</p><p>　　15 英語要求：撰寫英文摘要。</p><p>　　16 設計說明書要求：邏輯清楚，層次分明，書寫工整，獨立完成。</p><p>　　第二章 設計方案的確定</p><p>　　2.1精餾方案的選定</p>&l

39、t;p>　　精餾方案的選定主要目的在于確定整個精餾裝置的流程，主要設備的結構型式和操作條件。工藝設計中選定的方案必須符合以下幾點：能滿足工藝要求，達到指定的產(chǎn)量和質量；操作平穩(wěn)，易于調節(jié)；經(jīng)濟合理；安全生產(chǎn)。</p><p>　　由于在本次化工原理課程設計的任務以及要求中，已經(jīng)確定了相關的條件。</p><p><b>　　2.1.1操作壓力</b></p

40、><p>　　精餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行精餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?/p>

41、。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　丙酮-水體系設計中，由于丙酮沸點351.4K，水沸點373.2K,此外丙酮和水在常壓下都是液體，而且都不是熱敏性物料，同時根據(jù)課程設計要求，丙酮-水體系選擇操作壓力為101.325kPa,即常壓精餾。</p><p><b>　

42、　2.1.2進料狀態(tài)</b></p><p>　　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。從精餾原理來講，如果要使回流充分發(fā)揮作用，全部冷液從塔頂進料，全部熱量從塔釜進入是最佳的進料狀態(tài)。但是考慮到實際過程中操作費用、設備費用以及操作平穩(wěn)性等，將進料預熱到飽和液體狀態(tài)。丙酮-水體系選擇泡點進料，q=1。</p><p><b>　　2.1.3加熱方式

43、</b></p><p>　　精餾塔經(jīng)常設置再沸器，采用塔釜間接蒸汽加熱，保證能提供足夠的熱量，有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(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，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽優(yōu)于簡接蒸汽加熱的幾點：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。對于丙酮--水的二元混合液，丙酮是輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，并

44、且可以利用壓力較底的蒸汽進行加熱，無論是設備費用還是操作費用都可以降低。當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。</p><p>　　2.1.4冷卻劑與出口溫度</p><p>　　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，

45、出口溫度由設計者確定。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50℃，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。</p><p>　　2.1.5回流比的選擇</p><p>　　回流比是精餾操作中的重要工藝條件，其選擇的原則是使設備費用和操作費用之和最低。設計時，應根據(jù)實際需

46、要選擇合適的回流比，也可參考同類生產(chǎn)的經(jīng)驗值，必要時可迭用若干個R值，利用逐板計算法求出對應的理論板數(shù)N,作出R/Rmin --(R+1)N曲線，從中找出適宜的回流比R。</p><p>　　2.1.6回流方式的選擇</p><p>　　在精餾塔的設計中，塔頂回流有的采用加回流泵強制回流，有的是設置塔頂冷凝器自然回流，兩種回流方式的選擇原則，采用強制回流，回流量穩(wěn)定，操作性好，塔頂冷凝器和

47、塔頂罐安裝位置低，適合于塔比較高的情況，框架等基礎設施投資較低，需要回流泵，需消耗能量。自回流適合于塔高較低的情況，回流量波動較大，可操作性差，冷凝器和塔頂罐位置較高，設備規(guī)模受到限制，適合于規(guī)模較小的裝置。選取強制回流！回流比可控，操作強度大！</p><p>　　2.1.7熱能的利用</p><p>　　精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身

48、的熱能是十分重要的。</p><p>　　選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。</p><p>　　若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去

49、加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。</p><p>　　此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。</p><p>　　2.2確定設計方案的原則</p><p>　　

50、確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：</p><p>　　2.2.1 滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要

51、采取相應的措施。在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。</p><p>　　2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基

52、建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。</p><p>　　降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務，因此在設計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要

53、作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結合具體條件，選擇最佳方案。</p><p>　　2.2.3 保證安全生產(chǎn)</p><p>　　丙酮屬易揮發(fā)物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個

54、原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。</p><p>　　第三章 塔的工藝計算</p><p>　　3.1進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)</p><p>　　丙酮的摩爾質量 MA=58.08 kg/kmol</p><p>　　水的摩爾質量 MB=18.02 kg/kmol<

55、;/p><p><b>　　釜液組成 </b></p><p><b>　　進料組成</b></p><p><b>　　塔頂組成 </b></p><p><b>　　平均摩爾質量</b></p><p>　　進料平均相對分子量kg/

56、kmol</p><p>　　塔頂平均相對分子量kg/kmol</p><p>　　塔釜平均相對分子量kg/kmol</p><p><b>　　原料處理量</b></p><p>　　3.2 最小回流比的計算</p><p>　　3.2.1 氣液相平衡數(shù)據(jù)</p><p>

57、;　　丙酮-水的氣液相平衡數(shù)據(jù)見表3-1.</p><p>　　表3-1 丙酮-水的氣液相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　將表中x,y數(shù)據(jù)進行擬合得到以下方程</p><p>　　X=0.03957y (0<y<0.253)</p><p>　　X=0.8967y3_0.9179

58、y2+0.3647y-0.0380 (0.253<y<0.755)</p><p>　　X=15.949y2-23.373y+8.6555 (0.755<y<0.815)</p><p>　　X=-7166.6y3-117987y2-15037y+4187.4 (0.815<y<0.849)</p

59、><p>　　X=201.08y3-580.29y2+559.47y-179.27 (0.849<y<1.000)</p><p>　　3.2.2 最小回流比的計算</p><p>　　丙酮-水的汽液平衡組成圖</p><p>　　圖3-1丙酮-水的汽液平衡組成</p><p>　　根據(jù)101.32

60、5KPa下，丙酮-水的汽液平衡組成關系繪出丙酮-水t-x-y和x-y圖，因為是料液是泡點進料，所以Xe=Xq，由 </p><p>　　3.3全塔物料衡算與操作線方程</p><p>　　總物料衡算方程 </p><p><b>　　其中 </b></p><p><b>　　操作線方程的計算：&

61、lt;/b></p><p><b>　　精餾段操作線</b></p><p><b>　　提餾段操作線</b></p><p><b>　　3.4 實際回流比</b></p><p>　　不同回流比下的N與R間的關系見表3-2。</p><p>

62、　　表3-2 最優(yōu)回流比確定</p><p>　　由表格可知R=1.76。</p><p><b>　　有上述可得:</b></p><p>　　D=135.51kmol/h W=479.95kmol/h S=373.33kmol/h </p><p><b>　　精餾段:</b><

63、/p><p><b>　　精餾段操作線：</b></p><p>　　=0.6370x+0.3572</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　提餾段操作線：</b></p><p>　　3.5 精餾段和提餾段理論板數(shù)的計算&

64、lt;/p><p>　　逐板計算法所得計算表格3-3</p><p>　　表3-3塔板組成分布表</p><p>　　利用上述數(shù)據(jù)表格二通過Excel程序，根據(jù)相平衡線和精餾段和提餾段段操作線方程做Excel程序，直到與板塊的液體組成小于0.020為止，由此，得到理論板12塊，加料板為第9塊理論板。</p><p>　　精餾段理論板數(shù)為九塊，提餾

65、段理論板數(shù)為三塊。</p><p>　　3.6精餾塔平均溫度的計算</p><p>　　塔頂溫度 塔釜溫度 </p><p><b>　　進料溫度 </b></p><p><b>　　精餾段平均溫度</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度<

66、/b></p><p><b>　　3.7物性參數(shù)計算</b></p><p>　　3.7.1 氣相密度</p><p>　　用理想氣體狀態(tài)方程計算：</p><p>　　查化工原理下冊書溫度組分密度表可知 丙酮在塔頂溫度下所對應的密度是0.756。</p><p>　　3.7.2 液相密度

67、</p><p>　　其中、為組分A與B的質量分數(shù)，、分別為組分A與B的液相密度。</p><p>　　3.7.3 表面張力</p><p>　　對于二元有機物-水溶液表面張力可用下試計算：</p><p>　　σW、σO分別為純水與純有機物的表面張力,mN/m。純有機物的表面張力查有機液體的表面張力共線圖。</p><p

68、>　　xW、xO分別為水與有機物的液相摩爾分數(shù)</p><p>　　VW、VO分別為水與有機物的液相摩爾體積,cm3/mol</p><p><b>　　T——溫度,K</b></p><p><b>　　3.7.4 粘度</b></p><p>　　液體平均黏度計算公式：</p>

69、<p>　　物性參數(shù)計算結果見表3-3</p><p><b>　　表3-3物性參數(shù)</b></p><p><b>　　3.8塔效率的計算</b></p><p><b>　　塔效率：</b></p><p>　　O'Connel公式(適用于非碳氫物系如

70、甲醇-水物系，丙酮-水物系)</p><p><b>　　丙酮-水</b></p><p><b>　?、佟【s段</b></p><p>　　式中：α——精餾段平均溫度下的相對揮發(fā)度；μL——精餾段平均溫度下的液相粘度, mPa.s</p><p><b>　?、?提餾段</b&

71、gt;</p><p>　　式中：α——提餾段平均溫度下的相對揮發(fā)度；μL——提餾段平均溫度下的液相粘度, mPa.s</p><p>　　3.9實際塔板數(shù)的計算</p><p>　　全塔效率：——O'Connel公式(適用于非碳氫物系)</p><p>　　式中：α——塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；</p><

72、;p>　　μL——塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度, mPa.s</p><p><b>　　3.9.1 精餾段</b></p><p>　　式中：α——精餾段平均溫度下的相對揮發(fā)度；μL——精餾段平均溫度下的液相粘度, mPa.s</p><p><b>　　3.9.2 提餾段</b></p><

73、p>　　式中：α——提餾段平均溫度下的相對揮發(fā)度；μL——提餾段平均溫度下的液相粘度, mPa.s</p><p><b>　　全塔所需塔板數(shù)：</b></p><p><b>　　全塔效率： </b></p><p>　　理論精餾段的有效高度</p><p>　　理論提餾段的有效高度<

74、/p><p><b>　　3.10塔徑的估算</b></p><p>　　3.10.1 板間距的初選</p><p>　　板間距NT的選定很重要。選取時應考慮塔高、塔徑、物系性質、分離效率、操作彈性及塔的安裝檢修等因素。</p><p>　　對完成一定生產(chǎn)任務，若采用較大的板間距，能允許較高的空塔氣速，對塔板效率、操作彈性及

75、安裝檢修有利；但板間距增大后，會增加塔身總高度，金屬消耗量，塔基、支座等的負荷，從而導致全塔造價增加。反之，采用較小的板間距，只能允許較小的空塔氣速，塔徑就要增大，但塔高可降低；但是板間距過小，容易產(chǎn)生液泛現(xiàn)象，降低板效率。所以在選取板間距時，要根據(jù)各種不同情況予以考慮。如對易發(fā)泡的物系，板間距應取大一些，以保證塔的分離效果。板間距與塔徑之間的關系，應根據(jù)實際情況，結合經(jīng)濟權衡，反復調整，已做出最佳選擇。設計時通常根據(jù)塔徑的大小，由表4

76、-1列出的塔板間距的經(jīng)驗數(shù)值選取。</p><p>　　表3-4 塔板間距與塔徑的關系</p><p>　　化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。</p><p>　　3.10.2塔徑的估算&l

77、t;/p><p>　　式中：C——操作物系的負荷因子; σL——操作物系的液體表面張力，mN/m；HT——板間距；hL——板上液層高度。</p><p>　　圖3-2史密斯關聯(lián)圖</p><p>　　3.10.2.1精餾段</p><p><b>　　查史密斯關聯(lián)圖，</b></p><p><

78、b>　　橫坐標為：</b></p><p><b>　　取板間距為 </b></p><p><b>　　查圖可得 </b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7 則空塔流速為</p><p><b>　　估計塔徑</b></p><

79、p><b>　　則取值1.8m</b></p><p><b>　　截塔面積為：</b></p><p><b>　　實際塔氣速：</b></p><p>　　3.10.2.2提餾段</p><p><b>　　查史密斯關聯(lián)圖，</b></p&

80、gt;<p><b>　　橫坐標為：</b></p><p><b>　　取板間距為 </b></p><p><b>　　查圖可得 </b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7 則空塔流速為</p><p><b>　　估計塔徑</b&g

81、t;</p><p><b>　　則取值1.6m</b></p><p><b>　　截塔面積為：</b></p><p><b>　　實際塔氣速：</b></p><p>　　綜上所述，由于要設計方便制作圓柱形設備則可知板間距取值0.5m，D取值1.8m，截塔面積取值為<

82、;/p><p>　　第四章塔板工藝尺寸的計算</p><p>　　4.1精餾段塔板工藝尺寸計算</p><p>　　4.1.1 溢流裝置的設計</p><p>　　為維持塔板上有一定高度的流動液層，必須設置溢流裝置。板式塔的溢流裝置包括溢流堰、降液管和受液盤等幾部分，其結構與尺寸對塔的性能有重要的影響。</p><p>　

83、　4.1.1.1降液管的類型與溢流方式</p><p>　　降液管的類型：圓形降液管一般用于小直徑塔；對于直徑較大的塔，常用弓形降液管。</p><p>　　溢流方式： U形流、單溢流、雙溢流及階梯式雙溢流。根據(jù)塔徑大小和液體流量選取合適的溢流方式。</p><p><b>　　選取單溢流方式。</b></p><p>

84、　　4.1.1.2 溢流裝置的設計計算</p><p>　　溢流裝置的設計包括堰長lW、堰高hW、弓形降液管的寬度Wd、截面積Af，降液管底隙高度h0，進口堰的高度與降液管間的水平距離hl等。</p><p>　　4.1.1.3 溢流堰</p><p>　　1)堰長 弓形降液管的弦長。其值據(jù)經(jīng)驗定。</p><p>　　單溢流： 雙溢流

85、：</p><p><b>　　若采用單溢流取</b></p><p>　　2)堰高 降液管端面高出塔板面的距離hw</p><p>　　堰上液層高度太小→液體在堰上分布不均勻，影響傳質效果，設計時應使hOW≥6mm，低于此值應采用齒形堰。</p><p>　　堰上液層高度太大→增大塔板壓降及液沫夾帶量，hOW≥60~7

86、0mm時改用雙溢流堰。</p><p>　　式中：hL——板上清液層高度, m；hOW——堰上液層高度,m</p><p>　　對于平直堰： </p><p>　　圖4-1 E-液相流率比圖</p><p>　　式中：E

87、——液流收縮系數(shù)，根據(jù)設計經(jīng)驗可取1。</p><p><b>　　hw的確定：</b></p><p>　　4.1.1.4弓形降液管</p><p>　　降液管的寬度Wd及截面積Af</p><p>　　圖4-2弓形降液管的確定關系</p><p>　　查圖可知 </p&g

88、t;<p><b>　　方法：</b></p><p><b>　　則設計合理</b></p><p>　　降液管底隙高度h0 ：</p><p>　　式中：——液體通過底隙時的流速，m/s。</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗，一般取=0.07~0.25m/s。</p>&l

89、t;p><b>　　空隙流速：</b></p><p>　　式中：F0,min——漏液點動能因子，F(xiàn)0,min的適宜范圍為8~10。</p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)K：</b></p><p><b>　　則可算得</b></p><p>　　K的適宜范圍為1.5~

90、2。</p><p>　　4.1.1.5受液盤</p><p>　　受液盤有平受液盤和凹受形液盤兩種形式。</p><p>　　平受液盤：一般需在塔板上設進口堰，但進口堰既占用板面，又易使沉淀物淤積此處造成阻塞。</p><p>　　凹形受液盤：既可在低液量時形成良好的液封，又有改變液體流向的緩沖作用，并便于液體從側線的抽出。對于φ600mm

91、以上的塔，多采用凹形受液盤。凹形受液盤的深度一般在50mm以上，有側線采出時宜取深些。凹形受液盤不適于易聚合及有懸浮固體的情況，因易造成死角而堵塞。</p><p>　　由上述數(shù)據(jù)查文獻選用凹形受液盤，并且取深度為90mm。</p><p><b>　　4.1.2塔板設計</b></p><p>　　4.1.2.1 塔板布置</p>

92、<p>　　塔板板面根據(jù)所起作用不同分為四個區(qū)域：開孔區(qū)、鼓泡區(qū)、安定區(qū)、邊緣區(qū)(無效區(qū))。</p><p><b>　　圖4-3塔板結構</b></p><p>　　開孔區(qū) 上圖虛線以內的區(qū)域為布置篩孔的有效傳質區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。開孔區(qū)面積以Aa表示。對單溢流型塔板，開孔區(qū)面積按下式計算：</p><p><b>　　式

93、中：m； </b></p><p>　　m；為以角度表示的反正弦函數(shù)。</p><p>　　4.1.2.2 篩孔的計算及其排列</p><p>　　表面張力為負系統(tǒng)的物系 do=10~25mm(常用4~5mm) 大孔徑，取do為10mm。碳鋼塔板： 厚度δ=3~4mm且do≥δ不銹鋼塔板：厚度δ=2~2.5mm且do≥(1.5~2)δ孔中心距 相鄰兩篩孔

94、中心的距離稱為孔中心距，以t表示。一般t=(2.5~5)do。t/do過小易使氣流相互干擾，過大則鼓泡不均勻，都會影響傳質效率。取t為30mm。</p><p>　　4.1.2.3篩孔的排列與篩孔數(shù) </p><p>　　篩孔按正三角形排列。按正三角形排列時，篩孔數(shù)目的計算式為：</p><p>　　式中：Aa——鼓泡區(qū)面積，m2；t——篩孔的中心距，m。<

95、/p><p>　　4.1.2.4開孔率</p><p>　　當按正三角形排列時 </p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　4.1.2.5篩孔分布圖</p><p>　　圖4-4 精餾段篩孔分布圖</p><p>　　4.2提餾段塔板工藝尺寸設計</p>&l

96、t;p>　　4.2.1溢流裝置計算</p><p>　　4.2.1.1溢流堰高度</p><p>　　選用平直堰，堰上液層高度：</p><p><b>　　取板上清液層高度</b></p><p>　　4.2.1.2弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　查圖可知：&

97、lt;/b></p><p><b>　　；</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間,即：</p><p><b>　　故降液管設計合理。</b></p><p>　　4.2.1.3降液管底

98、隙高度</p><p><b>　　取，則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤，深度</p><p><b>　　4.2.2塔板設計</b></p><p>　　4.2.2.1 塔板布置</p><p>　　塔板板面根據(jù)所起作用不同分為四個區(qū)

99、域：開孔區(qū)、鼓泡區(qū)、安定區(qū)、邊緣區(qū)(無效區(qū))。</p><p>　　開孔區(qū) 上圖虛線以內的區(qū)域為布置篩孔的有效傳質區(qū)，亦稱鼓泡區(qū)。開孔區(qū)面積以Aa表示。對單溢流型塔板，開孔區(qū)面積按下式計算：</p><p><b>　　式中：m； </b></p><p>　　m；為以角度表示的反正弦函數(shù)。</p><p>　　4.2.

100、2.2 篩孔的計算及其排列</p><p>　　表面張力為負系統(tǒng)的物系 do=10~25mm(常用4~5mm) 大孔徑，取do為10mm。碳鋼塔板： 厚度δ=3~4mm且do≥δ不銹鋼塔板：厚度δ=2~2.5mm且do≥(1.5~2)δ孔中心距 相鄰兩篩孔中心的距離稱為孔中心距，以t表示。一般t=(2.5~5)do。t/do過小易使氣流相互干擾，過大則鼓泡不均勻，都會影響傳質效率。取t為30mm。</p&g

101、t;<p>　　4.2.2.3篩孔的排列與篩孔數(shù) </p><p>　　篩孔按正三角形排列。按正三角形排列時，篩孔數(shù)目的計算式為：</p><p>　　式中：Aa——鼓泡區(qū)面積，m2；t——篩孔的中心距，m。</p><p>　　4.2.2.4開孔率</p><p>　　當按正三角形排列時 </p><p

102、>　　氣體通過篩孔的氣速為：</p><p>　　4.2.2.5篩孔分布圖</p><p>　　圖4-5篩孔提餾段分布圖</p><p>　　4.3板的流體力學性能驗算</p><p>　　塔板流體體力學驗算的目的在于檢驗初步設計的塔板計算是否合理，塔板能束正常操作。驗算內容有：塔板壓力降、液面落差、液沫夾帶、漏液及液泛等。</p

103、><p><b>　　4.3.1 精餾段</b></p><p>　　4.3.1.1塔板壓降</p><p>　　氣體通過篩板時，需克服篩板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了篩板的壓降。</p><p>　　式中：——與氣體通過篩板的干板壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；</p>

104、;<p>　　——與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p>　　——與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p><b>　?。?）干板阻力</b></p><p><b>　　按經(jīng)驗公式估算:</b></p><p><b>　　

105、由所選用篩板，查得</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　式中：uo——氣體通過篩孔的速度,m/s；Co——流量系數(shù),Co=f(do/δ)。</p><p>　?。?）氣體通過液層的阻力</p><p><b>　　查圖得： </b></p>

106、<p>　　β——充氣系數(shù)，反映板上液層的充氣程度。β=f(F0)，通?？扇?.5~0.6</p><p>　　（3）液體表面張力的阻力</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的高度可計算：</p><p>　?。?00Pa=設計允許值）</p><

107、p>　　4.3.1.2液面落差</p><p>　　流體橫向流過塔板時，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮閥等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液體進入板面到離開板面的液面落差。</p><p>　　篩板上由于沒有突起的氣液接觸構件，故液面落差較小。在正常的液體流量范圍內，對于D≤1600mm的篩板，液面落差可忽略不計。對于液體流量很大及D≥2000mm的篩板，需要考

108、慮液面落差的影響。</p><p>　　4.3.1.3液沫夾帶</p><p>　　液沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴重的液沫夾帶會使塔板效率急劇下降，為保證塔板效率的基本穩(wěn)定，通常將液沫夾帶量限制在一定范圍內，設計中規(guī)定液沫夾帶量eV=0.1kg液/kg氣。</p><p>　　亨特關聯(lián)圖或亨特關聯(lián)式</p><p><b>　　

109、由</b></p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　4.3.1.4漏液</b></p><p>　　當氣體通過篩孔的流速較小，氣體的動能不足以阻止液體向下流動時，便會發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗，當漏液量小于塔內液流量的10%時對塔板效率影響不大。故漏液量等于塔內液流量的 10

110、%時的氣速稱為漏液點氣速，它是塔板操作氣速的下限，以uo,min表示。</p><p><b>　　=5.89m/s</b></p><p><b>　　實際空速：</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)：</b></p><p>　　故在本實驗中無明顯漏液。</p

111、><p><b>　　4.3.1.5液泛</b></p><p>　　液泛分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況。設計中已對液沫夾帶液泛進行了驗算，故在篩板塔的流體力學驗算中通常只對降液管液泛進行驗算。</p><p>　　為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內須維持一定的液層高度 Hd。降液管內液層高度用來克服相鄰兩層板間的壓降

112、、板上清液層的阻力和液體流過降液管的阻力。</p><p>　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度應服從式子</p><p><b>　　取</b></p><p>　　而，板上不設進口堰，則有</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　可知，本設計不會發(fā)

113、生液泛。</p><p><b>　　4.3.2提餾段</b></p><p>　　4.3.2.1塔板壓降</p><p>　　氣體通過篩板時，需克服篩板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了篩板的壓降。</p><p>　　式中：——與氣體通過篩板的干板壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；

114、</p><p>　　——與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p>　　——與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨?m液柱；</p><p><b>　?。?）干板阻力</b></p><p><b>　　按經(jīng)驗公式估算:</b></p><p>&l

115、t;b>　　由所選用篩板，查得</b></p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　式中：uo——氣體通過篩孔的速度,m/s；Co——流量系數(shù),Co=f(do/δ)。</p><p>　　(2)氣體通過液層的阻力</p><p><b>　　查圖得： </b>&l

116、t;/p><p>　　β——充氣系數(shù)，反映板上液層的充氣程度。β=f(F0)，通?？扇?.5~0.6</p><p>　　(3)液體表面張力的阻力</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　氣體通過每層塔板的高度可計算：</p><p>　?。?00Pa=設計允許值）</p&

117、gt;<p>　　4.3.2.2液面落差</p><p>　　流體橫向流過塔板時，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮閥等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液體進入板面到離開板面的液面落差。</p><p>　　篩板上由于沒有突起的氣液接觸構件，故液面落差較小。在正常的液體流量范圍內，對于D≤1600mm的篩板，液面落差可忽略不計。對于液體流量很大及D≥2000

118、mm的篩板，需要考慮液面落差的影響。</p><p>　　4.3.2.3液沫夾帶</p><p>　　液沫夾帶造成液相在塔板間的返混，嚴重的液沫夾帶會使塔板效率急劇下降，為保證塔板效率的基本穩(wěn)定，通常將液沫夾帶量限制在一定范圍內，設計中規(guī)定液沫夾帶量eV=0.1kg液/kg氣。</p><p>　　亨特關聯(lián)圖或亨特關聯(lián)式</p><p>&l

119、t;b>　　由</b></p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　4.3.2.4漏液</b></p><p>　　當氣體通過篩孔的流速較小，氣體的動能不足以阻止液體向下流動時，便會發(fā)生漏液現(xiàn)象。根據(jù)經(jīng)驗，當漏液量小于塔內液流量的10%時對塔板效率影響不大。故漏液量等于塔內液流量

120、的 10%時的氣速稱為漏液點氣速，它是塔板操作氣速的下限，以uo,min表示。</p><p><b>　　=5.89m/s</b></p><p><b>　　實際空速：</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)：</b></p><p>　　故在本實驗中無明顯

121、漏液。</p><p><b>　　4.3.2.5液泛</b></p><p>　　液泛分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況。設計中已對液沫夾帶液泛進行了驗算，故在篩板塔的流體力學驗算中通常只對降液管液泛進行驗算。</p><p>　　為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板，降液管內須維持一定的液層高度 Hd。降液管內液層高度用來克服

122、相鄰兩層板間的壓降、板上清液層的阻力和液體流過降液管的阻力。</p><p>　　為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液高度應服從式子</p><p><b>　　取</b></p><p>　　而，板上不設進口堰，則有</p><p><b>　　液柱</b></p><p>　　

123、可知，本設計不會發(fā)生液泛。</p><p>　　4.4塔板的負荷性能圖</p><p><b>　　4.4.1精餾段</b></p><p>　　4.4.1.1漏液線</p><p><b>　　得 </b></p><p>　　式中：hw—堰高；how—堰上液高；lw—

124、溢流堰長度；hL—以清液高表示的液層阻力；hσ—液體表面張力的阻力。</p><p>　　4.4.1.2液沫夾帶線</p><p>　　4.4.1.3液相負荷下限</p><p>　　對于平直堰，其堰上液層高度必須要大于是0.006m。，就可作出液相負荷下限。</p><p>　　4.4.1.4液相負荷上限</p><p&

125、gt;　　液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3s,取作為液體在降液管中停留時間的下限，則：</p><p>　　4.4.1.5液泛線</p><p>　　由式可得Vs和Ls的關系，就可在操作范圍內任意取若干點，從而繪出液泛線。其中 </p><p>　　聯(lián)立解得: </p><p>　　由上述方程組合可

126、以得到精餾段操作負荷圖4-6</p><p>　　圖4-6精餾段操作負荷圖</p><p>　　由圖4-4可知 </p><p><b>　　操作彈性為： </b></p><p><b>　　4.4.2提餾段</b></p><p>　　4.4.2.1漏液線</

127、p><p><b>　　得 </b></p><p>　　式中：hw—堰高；how—堰上液高；lw—溢流堰長度；hL—以清液高表示的液層阻力；hσ—液體表面張力的阻力。</p><p>　　4.4.2.2液沫夾帶線</p><p>　　4.4.2.3液相負荷下限 </p><p>　　對于平直堰，