課程設(shè)計---甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　題 目 甲醇-水溶液連續(xù)篩板精餾塔設(shè)計</p><p>　　學(xué) 院 化學(xué)化工學(xué)院 </p><p>　　專 業(yè) 制藥工程 </p><p>

2、;　　指導(dǎo)教師 </p><p>　　二O一一 年 五 月一 日</p><p>　　設(shè)計一分離甲醇-水雙組分均相混合物常壓連續(xù)精餾篩板塔</p><p><b>　　1、工藝條件及數(shù)據(jù)</b></p><p>　?、僭诳股仡愃幬锷a(chǎn)中，需要用甲醇溶媒洗滌晶體，洗滌過濾

3、后的甲醇溶媒含甲醇43%，水57%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)），為使該甲醇溶媒重復(fù)利用，擬設(shè)計一板式精餾塔對廢甲醇溶媒進(jìn)行精餾，得到含水量≤2%（質(zhì)量含量）的甲醇溶媒，設(shè)計要求甲醇溶媒的處理量為75000噸/年，塔底廢水中含甲醇含量≤3%（質(zhì)量含量）</p><p><b>　　② 泡點進(jìn)料，</b></p><p>　?、?料液可視為理想溶液，</p><p&

4、gt;<b>　　2、操作條件</b></p><p><b>　?、?常壓操作；</b></p><p>　?、?回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；回流比自選；</p><p>　?、?直接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為3kgf/cm2(絕對壓強(qiáng))</p><p>　?、?冷卻水進(jìn)口溫度為30℃，出口溫度為4

5、5℃；</p><p>　?、?設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。</p><p>　?、?單板壓降≤0.7KPa</p><p><b>　　3、設(shè)計內(nèi)容</b></p><p>　?、?物料、熱量衡算；</p><p>　?、?塔板數(shù)、塔高、塔徑計算；</p><p>

6、　?、?溢流裝置、塔板布置設(shè)計；</p><p>　　③ 流體力學(xué)計算、負(fù)荷性能圖。</p><p><b>　?、?靈敏板位置</b></p><p>　?、?輔助設(shè)備的計算及選型</p><p><b>　　符號說明：</b></p><p><b>　　英文字

7、母</b></p><p>　　Aa---- 塔板的開孔區(qū)面積，m2</p><p>　　Af---- 降液管的截面積, m2</p><p>　　Ao---- 篩孔區(qū)面積, m2 </p><p>　　AT----塔的截面積 m2△PP----氣體通過每層篩板的壓降</p><p>　　C----負(fù)荷因

8、子 無因次t----篩孔的中心距</p><p>　　C20----表面張力為20mN/m的負(fù)荷因子</p><p>　　do----篩孔直徑 u’o----液體通過降液管底隙的速度</p><p>　　D----塔徑 mWc----邊緣無效區(qū)寬度</p><p>　　ev----液沫夾帶量 kg液/kg氣Wd----弓形降液管的

9、寬度</p><p>　　ET----總板效率Ws----破沫區(qū)寬度</p><p><b>　　R----回流比</b></p><p>　　Rmin----最小回流比 </p><p>　　M----平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol</p><p>　　tm----平均溫度 ℃</p>

10、;<p>　　g----重力加速度 9.81m/s2Z----板式塔的有效高度</p><p>　　Fo----篩孔氣相動能因子 kg1/2/(s.m1/2)</p><p>　　hl----進(jìn)口堰與降液管間的水平距離 mθ----液體在降液管內(nèi)停留時間</p><p>　　hc----與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?mυ----粘度</p>

11、;<p>　　hd----與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?mρ----密度</p><p>　　hf----塔板上鼓層高度 mσ----表面張力</p><p>　　hL----板上清液層高度 mΨ----液體密度校正系數(shù)</p><p>　　h1----與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m下標(biāo)</p><p>　　h

12、o----降液管的義底隙高度 mmax----最大的</p><p>　　how----堰上液層高度 mmin----最小的</p><p>　　hW----出口堰高度 mL----液相的</p><p>　　h’W----進(jìn)口堰高度 mV----氣相的</p><p>　　hσ----與克服表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊鹤⒏叨?m</

13、p><p>　　H----板式塔高度 m</p><p>　　HB----塔底空間高度 m</p><p>　　Hd----降液管內(nèi)清液層高度 m</p><p>　　HD----塔頂空間高度 m</p><p>　　HF----進(jìn)料板處塔板間距 m</p><p>　　HP----人孔處塔板間距

14、m</p><p>　　HT----塔板間距 m</p><p>　　H1----封頭高度 m</p><p>　　H2----裙座高度 m</p><p><b>　　K----穩(wěn)定系數(shù)</b></p><p>　　lW----堰長 m</p><p>　　Lh----液

15、體體積流量 m3/h</p><p>　　Ls----液體體積流量 m3/s</p><p>　　n----篩孔數(shù)目 </p><p>　　P----操作壓力 KPa</p><p>　　△P---壓力降 KPa</p><p>　　△Pp---氣體通過每層篩的壓降 KPa</p><p>　　

16、T----理論板層數(shù)</p><p>　　u----空塔氣速 m/s</p><p>　　u0,min----漏夜點氣速 m/s</p><p>　　uo’ ----液體通過降液管底隙的速度 m/s</p><p>　　Vh----氣體體積流量 m3/h</p><p>　　Vs----氣體體積流量 m3/s</

17、p><p>　　Wc----邊緣無效區(qū)寬度 m</p><p>　　Wd----弓形降液管寬度 m</p><p>　　Ws ----破沫區(qū)寬度 m</p><p>　　Z ---- 板式塔的有效高度 m </p><p><b>　　下標(biāo)</b></p><p>　　Max-

18、--- 最大的</p><p>　　Min ---- 最小的</p><p><b>　　L---- 液相的</b></p><p>　　V---- 氣相的 </p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　δ----篩板的厚度 m</p>&

19、lt;p>　　θ----液體在降液管內(nèi)停留的時間 s</p><p>　　υ----粘度 mPa.s</p><p>　　ρ----密度 kg/m3</p><p>　　σ----表面張力N/m</p><p>　　φ----開孔率 無因次</p><p>　　α----質(zhì)量分率 無因次</p>&

20、lt;p><b>　　目 錄</b></p><p><b>　　一、概述6</b></p><p>　　1． 精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型6</p><p>　　2．精餾塔的設(shè)計步驟7</p><p>　　二、精餾塔的熱量衡算8</p><p>　　1

21、.全凝器的熱量衡算：8</p><p>　　2.再沸器的熱負(fù)荷8</p><p>　　三、精餾塔的物料衡算8</p><p>　　1.原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率8</p><p>　　四、塔板數(shù)的確定9</p><p>　　1.理論板層數(shù)NT的求取9</p><p&g

22、t;　　五、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算12</p><p>　　1.操作壓力的計算12</p><p>　　2.平均摩爾質(zhì)量的計算12</p><p>　　3.平均密度的計算13</p><p>　　4.平均粘度的計算13</p><p>　　5.平均表面張力的計算14</p

23、><p>　　六、精餾塔的塔體工藝尺寸計算15</p><p>　　1.精餾段塔徑的計算15</p><p>　　2.提餾段塔徑的計算16</p><p>　　3.精餾塔有效高度的計算17</p><p>　　七、塔板主要工藝尺寸的計算17</p><p><b>　　

24、1.精餾段17</b></p><p><b>　　2.提餾段19</b></p><p>　　八、篩板的流體力學(xué)驗算21</p><p><b>　　1.精餾段21</b></p><p><b>　　2.提餾段23</b></p>

25、<p>　　九、塔板負(fù)荷性能圖25</p><p><b>　　1.精餾段25</b></p><p><b>　　2.提餾段27</b></p><p>　　十、篩板塔設(shè)計計算結(jié)果30</p><p>　　十一、輔助設(shè)備的計算及選型32</p>&l

26、t;p>　　1．塔頂全凝器32</p><p>　　2．原料預(yù)熱器33</p><p>　　3．塔底再沸器35</p><p>　　4．精餾塔塔高的設(shè)計36</p><p>　　5．管徑的設(shè)計36</p><p>　　6.泵的計算及選型37</p><p>　　十二、設(shè)計總

27、結(jié)：38</p><p><b>　　十三、附錄39</b></p><p>　　1.成員分工39</p><p>　　2.參考文獻(xiàn)39</p><p><b>　　概述</b></p><p>　　1． 精餾操作對塔設(shè)備的要求和類型</p>&l

28、t;p><b>　?、濉λO(shè)備的要求</b></p><p>　　精餾所進(jìn)行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：</p><p>　?、?氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫

29、夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　?、?操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣(汽)、液負(fù)荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　?、?流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系

30、的操作。</p><p>　?、?結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　⑸ 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　?、?塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，

31、抓住主要矛盾，進(jìn)行選型。</p><p><b>　?、妗“迨剿愋?lt;/b></p><p>　　氣－液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級接觸型氣－液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡

32、罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 </p><p>　　篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：</p><p

33、>　?、?結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60％，為浮閥塔的80％左右。</p><p>　　⑵ 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15％。</p><p>　?、?塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　⑷ 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30％左右。</p><p><b>　　篩板塔的缺

34、點是：</b></p><p>　?、?塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。</p><p>　?、?操作彈性較小(約2～3)。</p><p>　?、?小孔篩板容易堵塞。</p><p>　　2．精餾塔的設(shè)計步驟</p><p>　　本設(shè)計按以下幾個階段進(jìn)行：</p><p&g

35、t;　?、?設(shè)計方案確定和說明。根據(jù)給定任務(wù)，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設(shè)備型式及其材質(zhì)的選取等進(jìn)行論述。</p><p>　?、?蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。</p><p>　?、?塔板設(shè)計：計算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。</p><p>　?、?管路及附屬設(shè)備的計算與選型，如再沸器、冷凝器。&l

36、t;/p><p><b>　?、?抄寫說明書。</b></p><p>　?、?繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設(shè)備圖。</p><p>　　本設(shè)計任務(wù)為分離醇和水的混合物，對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)常壓精餾流程。設(shè)計中采用泡點進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部

37、分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至貯罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯罐。</p><p><b>　　精餾塔的熱量衡算</b></p><p><b>　　全凝器的熱量衡算：</b></p><p>　　Qc=VIVD –(LILD+DILD

38、)</p><p>　　Qc=(R+1)D(IVD-ILD)</p><p>　　因塔頂餾出液幾乎為純甲醇，故其焓可近似按純甲醇進(jìn)行計算，又操作條件下甲醇的汽化熱為1101KJ/kg</p><p>　　則Qc=(R+1)DIVD=（1.471+1）×139.49×1101×31.55=1.197×107 KJ/h</p

39、><p>　　冷卻水消耗量：Wc=Qc(1-5%)/[Cp(t2-t1)]= 1.197×107×0.95/[4.83×(45-30)]=1.812×105kg/h</p><p><b>　　再沸器的熱負(fù)荷</b></p><p>　　QB=V’(IVW-ILW)+QL</p><p&g

40、t;　　其中釜殘液幾乎為水，故其焓可按純水計算，操作條件下水的汽化熱為2258 KJ/kg</p><p>　　QB =344.68×2258×18.02+5%QB</p><p>　　得：QB=1.4763×107 KJ/h</p><p>　　在P為3kgf/cm2時，水的汽化熱為2163.3 KJ/kg</p>&l

41、t;p>　　故Wh=QB/r=1.4763×107/2163.3=6824.3 kg/h</p><p><b>　　精餾塔的物料衡算</b></p><p>　　原料液及其塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率</p><p>　　甲醇的摩爾質(zhì)量為：32.04kg/kmol</p><p>　　水的摩爾質(zhì)量為： 1

42、8.01kg/kmol</p><p><b>　　xf==0.298</b></p><p><b>　　xd==0.965</b></p><p><b>　　xw==0.016</b></p><p>　　原料液及其塔頂與塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p>&l

43、t;p>　　Mf=32.04×0.298+18.01×(1-0.298)=22.19kg/mol</p><p>　　Md=32.04×0.965+18.01×(1-0.965)=31.55kg/mol</p><p>　　Mw=32.04×0.016+18.01×(1-0.016)=18.23 kg/mol</p&g

44、t;<p><b>　　物料衡算</b></p><p>　　原料處理量：F==469.43Kmol/L</p><p>　　總物料衡算：469.43=D+W</p><p>　　甲醇物料衡算：469.43×0.298=0.965D+0.016W</p><p>　　聯(lián)立解得：D=139.49 K

45、mol/L W=329.94 Kmol/L</p><p><b>　　塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　理論板層數(shù)NT的求取</p><p>　　因為甲醇與水屬于理想物系，可采用圖解法求解（見相平衡圖）</p><p>　　由手冊查得甲醇—水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖。</p><p

46、>　　附： 汽液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　求最小回流比，在途中對角線上自點e(0.298,0.298)作垂線ef,即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點坐標(biāo)為yq=0.665,xq=0.298</p><p>　　最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.665，xδ=0.298</p><p>　　Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ)</p&

47、gt;<p>　　=(0.965-0.665)/(0.665-0.298)</p><p><b>　　=0.817</b></p><p>　　取操作回流比為：R=1.8Rmin=1.8×0.817=1.471</p><p>　　③精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L=R×D

48、=1.417×139.49=205.19kmol/h</p><p>　　V=(R+1)×D=2.417×139.49=344.68kmol/h</p><p>　　L’=L+F=205.19+469.43=674.62kmol/h</p><p>　　V’=V=344.68kmol/h</p><p>　?、芫?/p>

49、餾段、提餾段操作線方程</p><p>　　精餾段操作線：y=L/V×x+D/V×xd=0.595x+0.391</p><p>　　提餾段操作線：y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=1.878x’-0.015</p><p>　?、輬D解法求理論塔板層數(shù)</p><p>　　根據(jù)圖所示，可求得結(jié)果為

50、</p><p>　　總理論塔板數(shù)NT為10.5塊(包括再沸器)</p><p><b>　　進(jìn)料板位置NF=8</b></p><p><b>　?、薏僮鳒囟鹊挠嬎?lt;/b></p><p>　　有甲醇-水混合液的t-x-y圖查得：當(dāng)xb=0.965,xF=0.298,xw=0.016時，分別對應(yīng)：

51、塔頂溫度tD=64.9℃，進(jìn)料板溫度tF=78.2℃,塔釜溫度tW=97.4℃</p><p>　　提鎦段平均溫度：tm’=(97.4+78.2)/2=87.8℃</p><p>　　精餾段平均溫度：tm=（64.9+78.2）/2=71.6℃</p><p><b>　?、邔嶋H板層的求?。?lt;/b></p><p>&l

52、t;b>　　全塔效率為60%，</b></p><p>　　精餾段實際塔板數(shù) N精=7/60%=12塊，</p><p>　　提餾段實際塔板數(shù) N提=3.5/60%=6塊</p><p><b>　　總塔板數(shù)為18塊。</b></p><p>　　精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的計算</p

53、><p><b>　　操作壓力的計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力PD=101.3 KPa</p><p>　　設(shè)每層塔壓降： △P=0.7KPa（一般情演況下，板式塔的每一個理論級壓降約在0.4~1.1kPa）</p><p>　　進(jìn)料板壓力： PF=101.3+0.7 N精=101.3+0.7

54、5;12=109.7(KPa)</p><p>　　精餾段平均壓力：Pm=(114.6+101.3)/2=105.5(KPa)</p><p>　　塔釜板壓力： PW=PD+0.7N總=113.9(KPa)</p><p>　　提餾段平均壓力：Pm’=(109.7+113.9)/2=111.8(KPa)</p><p><b>

55、;　　平均摩爾質(zhì)量的計算</b></p><p>　　a. 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由xD=y1=0.965 查平衡曲線得 x1=0.912</p><p>　　MVDm=0.965×32.04+(1-0.965)×18.01=31.55kg/mol</p><p>　　MLDm=0.9

56、12×32.04+(1-0.912)×18.01=30.80kg/mol</p><p>　　b. 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由yF=0.587 查平衡曲線得 x1=0.213</p><p>　　MVFm=0.587×32.04+(1-0.587)×18.01=26.25kg/mol</

57、p><p>　　MLFm=0.213×32.04+(1-0.213)×18.01=20.99kg/mol</p><p>　　c. 塔釜平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由y1’=0.044 查平衡曲線得 x1’=0.006</p><p>　　M’VWm=0.044×32.04+(1-0.044)

58、×18.01=18.63kg/mol</p><p>　　M’LWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09kg/mol</p><p>　　d. 精餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　MVm=(31.55+26.25)/2=28.90kg/mol</p><p>　　MLm=(30

59、.80+20.99)/2=25.90kg/mol</p><p>　　e. 提餾段平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　M’Vm=(26.25+18.63)/2=22.44kg/mol</p><p>　　M’Lm=(20.99+18.09)/2=19.54kg/mol</p><p><b>　　平均密度的計算</b>&l

60、t;/p><p>　　a. 精餾段平均密度的計算</p><p>　　Ⅰ　氣相　　由理想氣體狀態(tài)方程得</p><p>　　ρVm=PmMvw/RTm=(105.5×28.9)/[8.314×(273.15+71.6)]=1.09kg/m3</p><p>　?、颉∫合唷　〔榈胻D=64.9℃時 ρA＝981.1kg/m3

61、 ρB=751.7kg/m3</p><p>　　tF=78.2℃時 ρA＝973.0kg/m3 ρB=740.8kg/m3</p><p>　　ρLDm=1/(0.98/751.7+0.02/981.1)=755.3kg/m3</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率</p><p>　　αA=(0.213×32.04)/(

62、0.213×32.04+0.787×18.01)=0.325</p><p>　　ρLFm=1/(0.325/740.8+0.675/973.0)=883.1kg/m3</p><p>　　精餾段液相平均密度為</p><p>　　ρLm=(755.3+883.1)/2=819.2 kg/m3</p><p>　　b. 提

63、餾段平均密度的計算</p><p>　?、?氣相　　由理想氣體狀態(tài)方程得</p><p>　　ρ’Vm=PmMvw/RTm=(111.8×22.44)/[8.314×(273.15+87.82)]=0.88kg/m3</p><p>　　Ⅱ 液相　　查⑵可得tw=97.4℃時 ρA＝960.2kg/m3 ρB=724.8kg/m3</p

64、><p>　　αA=(0.03×32.04)/(0.03×32.04+0.97×18.01)=0.052</p><p>　　ρ’Lwm=1/(0.052/224.8+0.948/960.2)=944.29kg/m3</p><p><b>　　提餾段平均密度</b></p><p>　　ρ’L

65、m=(883.1+944.29)/2=913.7kg/m3</p><p><b>　　平均粘度的計算</b></p><p>　　液相平均粘度依下式計算 即</p><p>　　lgμLm=∑xilgμi</p><p>　　a．塔頂液相平均粘度的計算 由tD=64.9℃查得</p><p&g

66、t;　　μA=0.45mPa.s μB=0.34mPa.s</p><p>　　lgμLDm=0.965lg(0.34)+0.035lg(0.45)</p><p><b>　　=-0.46</b></p><p>　　μLDm=0.347mPa.s</p><p>　　b．進(jìn)料板平均粘度的計算由tF=78.

67、2℃查得</p><p>　　μA=0.36mPa.s μB=0.29mPa.s</p><p>　　lgμLFm=0.213lg(0.29)+0.787lg(0.36)</p><p><b>　　=-0.47</b></p><p>　　μLFm=0.339mPa.s</p><p&

68、gt;<b>　　精餾段平均粘度</b></p><p>　　μLm=(0.347+0.339)/2=0.343mPa.s</p><p>　　c．塔底液相平均粘度的計算 由tW=97.4℃查得</p><p>　　μA=0.27mPa.s μB=0.23mPa.s</p><p>　　lgμLWm=0.0

69、16lg(0.23)+0.9841lg(0.27)</p><p><b>　　=-0.57</b></p><p>　　μLWm=0.269mPa.s</p><p><b>　　提餾段平均粘度</b></p><p>　　μL’m=(0.269+0.339)/2=0..04mPa.s</p

70、><p><b>　　平均表面張力的計算</b></p><p>　　液相平均表面張力依下式計算 即</p><p><b>　　σLm=∑xiσi</b></p><p>　　a. 塔頂液相平均表面張力的計算 由tD=64.9℃查得</p><p>　　σA=65.22

71、mN/m σB=18.10mN/m</p><p>　　σLDm=0.965×18.10+0.035×65.22=19.75 mN/m</p><p>　　b. 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由tF=78.2℃查得</p><p>　　σA=63.25mN/m σB=16.60N/m</p><p>　　σ

72、LFM=0.213×16.6+0.787×63.25=53.31 mN/m</p><p>　　c. 塔底液相平均表面張力的計算 由tW=97.4℃查得</p><p>　　σA=59.50mN/m σB=14.70N/m</p><p>　　σLWm=0.016×14.70+0.984×59.5=58.78 m

73、N/m</p><p>　　精餾段液相平均表面張力</p><p>　　σLm=(53.31+19.75)/2=36.53 mN/m</p><p>　　提餾段液相平均表面張力</p><p>　　σ’Lm=(53.31+58.78)/2=56.05 mN/m</p><p>　　精餾塔的塔體工藝尺寸計算</p&

74、gt;<p><b>　　精餾段塔徑的計算</b></p><p>　　由上面可知精餾段 L=205.19kmol/h ，V=344.68kmol/h</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　VS=VMVm/3600ρVm=(344.68×28.9)/(3600×1.09)=2.53

75、9m3/s</p><p>　　LS=LMLm/3600ρLm=(205.19×25.9)/(3600×819.2)=0.001802m3/s</p><p>　　式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得C20再求</p><p>　　圖的橫坐標(biāo)為 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.0195</p><p>

76、　　取板間距，HT=0.40m,板上清液層高度取hL=0.05m，則HT-hL=0.35 m</p><p><b>　　史密斯關(guān)聯(lián)圖如下</b></p><p>　　由上面史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知　　C20=0.073</p><p>　　氣體負(fù)荷因子　C= C20×(σ/20)0.2=0.08235</p><p&g

77、t;<b>　　Umax=2.26</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 U=0.7Umax=0.7×2.26=1.582m/s</p><p><b>　　=1.43m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m</p><p>　　塔截面積為A

78、t=3.14×1×0.7=1.539 m2</p><p>　　實際空塔氣速為U實際=2.539/1.539=1.65m/s</p><p>　　U實際/ Umax=1.65/2.26=0.73(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)　</p><p><b>　　提餾段塔徑的計算</b></p><p&

79、gt;　　由上面可知提餾段 L=674.62kmol/h ，V=344.68kmol/h</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(344.68×22.44)/(3600×0.88)=2.441m3/s</p><p>　　L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(674.62&#

80、215;19.54)/(3600×913.7)=0.004m3/s</p><p>　　式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖⑶查得C20再求</p><p>　　圖的橫坐標(biāo)為 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.053</p><p>　　取板間距，HT=0.40m，板上清液層高度取hL=0.06m，則HT-hL=0.34 m</p>

81、<p>　　由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 C20=0.072</p><p>　　氣體負(fù)荷因子　　 C= C20×(σ/20)0.2=0.088</p><p>　　Umax=2.83m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為 U=0.6Umax=0.6×2.83=1.698m/s</p>&l

82、t;p><b>　　=1.353m</b></p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=1.4m</p><p>　　塔截面積為At=3.14×0.7×0.7=1.539 m2</p><p>　　實際空塔氣速為U實際=2.441/1.539=1.586 m/s </p><p>　　U實際/ U

83、max=1.586/2.83=0.56(安全系數(shù)在充許的范圍內(nèi)，符全設(shè)計要求)</p><p>　　精餾塔有效高度的計算</p><p>　　精餾段有效高度為 Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.40=4.4m</p><p>　　提餾段有效高度為 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2.0 m</p>&l

84、t;p>　　在進(jìn)料板上方開一個人孔，其高度為0.8 m</p><p>　　故精餾塔有效高度為Z=Z精+Z提+0.5=4.4+2+0.8=7.2m</p><p>　　塔板主要工藝尺寸的計算</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　a．溢流裝置計算</b><

85、;/p><p>　　因塔徑　D=1.4m，</p><p>　　所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項計算如下：</p><p><b>　　1) 堰長lw</b></p><p>　　可取lw=0.70D=0

86、.98m</p><p>　　2) 溢流堰高度hw</p><p>　　由hw=hL－h(huán)ow</p><p>　　選用平直堰，( 溢流堰板的形狀有平直形與齒形兩種，設(shè)計中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上層液高度how由下列公式⑷計算，即有 </p><p>　　how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)<

87、;/p><p>　　并由圖液流收縮系數(shù)計算圖⑷，則可取用E= 1.0 ，則</p><p>　　how=0.01253m</p><p>　　取板上清液層高度hL=0.05 m</p><p>　　故 hw=0.03747m</p><p>　　3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af</p><p>

88、;　　由Wd/D=0.7m 查得</p><p>　　Af/AT=0.094 Wd/D=0.151 </p><p>　　Af=0.094×1.539=0.1447 m2</p><p>　　Wd=0.151×1.4=0.2714 m</p><p>　　并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即</

89、p><p>　　θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.0018027)=32.12s＞5s </p><p>　　驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。</p><p>　　4）降液管底隙高度ho</p><p>　　ho= Lh/（3600×lw

90、15;uo'）</p><p>　　取uo'=0.08m/s</p><p>　　則ho=0.001802×3600/(3600×0.98×0.08) </p><p><b>　　=0.2289m</b></p><p>　　Hw-ho=0.03747-0.02298=0.

91、01449＞0.006 m</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度h’w=50mm。</p><p><b>　　b．塔板布置</b></p><p><b>　　1) 塔板的分塊</b></p><p>　　因為D≥ 800m

92、m，所以選擇采用分塊式，查⑷可得，塔板可分為3塊。</p><p>　　2) 邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取Ws=W’s= 40mm , Wc=35mm</p><p><b>　　c．開孔區(qū)面積計算</b></p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有</p><p>　　A

93、a=2[x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）]</p><p>　　其中 x=D/2－(Wd＋Ws)</p><p>　　r= D/2－Wc=1.4/2-0.035=0.665</p><p>　　并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125</p><p>　　由上面推出 Aa=1.

94、095m2</p><p>　　d 篩孔計算與排列</p><p>　　本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用δ= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=3do=15mm</p><p><b>　　篩孔的數(shù)目n為</b

95、></p><p>　　n=1.155Ao/t2=5621個</p><p>　　開孔率為φ=0.907（do/t）2=10.1%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>　　uo=Vs/Ao=1.095/（Aa×φ）=22.96m/s</p><p><b>　　提餾段&l

96、t;/b></p><p>　　(計算公式和原理同精餾段)</p><p><b>　　a．溢流裝置計算</b></p><p>　　因塔徑D=1.0m，</p><p>　　所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤（同精餾段）。各項計算如下：</p><p><b>　　1)

97、 堰長lw</b></p><p>　　可取lw=0.70D=0.98m</p><p>　　2) 溢流堰高度hw</p><p>　　由hw=hL－h(huán)ow可選取平直堰，堰上層液高度how由下列公式計算，即有</p><p>　　how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)</p>

98、<p>　　并由圖液流收縮系數(shù)計算圖，則可取用E= 1.0 ，則</p><p>　　how=0.01704m</p><p>　　取板上清液層高度hL=0.06 m</p><p>　　故 hw=0.06-0.01704=0.043 m</p><p>　　3) 弓形降液管的寬度Wd和截面積Af</p><p&

99、gt;　　由Wd/D=0.7m 查圖可求得</p><p>　　Af/AT=0.094 Wd/D=0.151</p><p>　　Af=0.094×1.539=0.1447 m2</p><p>　　Wd=0.151×1.4=0.2114m</p><p>　　并依據(jù)下式驗算液體在降液管中的停留時間，即&l

100、t;/p><p>　　θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.004)=14.47s＞5s </p><p>　　驗證結(jié)果為降液管設(shè)計符合要求。</p><p>　　4）降液管底隙高度ho</p><p>　　ho= Lh/（3600×lw

101、5;uo'）</p><p>　　取 uo'=0.18m </p><p>　　則ho=0.004×3600/(3600×0.98×0.18) </p><p>　　=0.022 68m＞0.02m</p><p>　　Hw-hO=0.043-0.02268=0.0203m＞0.006 m<

102、/p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度h’w=50mm。</p><p><b>　　b．塔板布置</b></p><p><b>　　1) 塔板的分塊</b></p><p>　　因為D≥ 800mm，所以選擇采用分塊式，查⑷可得，

103、塔板可分為3塊。</p><p>　　2) 邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　取Ws=W’s= 40mm , Wc=35mm</p><p><b>　　c．開孔區(qū)面積計算</b></p><p>　　開孔區(qū)面積Aa按下面式子計算，則有</p><p>　　Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏

104、 r2/180×sin-1（x/r）]</p><p>　　其中 x=D/2－(Wd＋Ws)</p><p>　　r= D/2－Wc=1.4/2-0.035=0.665</p><p>　　并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125</p><p>　　由上面推出 Aa=1.095m2</p>

105、<p>　　d 篩孔計算與排列</p><p>　　本實驗研究的物系基本上沒有腐蝕性，可選用δ= 3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p>　　t=3do=15mm</p><p><b>　　篩孔的數(shù)目n為</b></p>&

106、lt;p>　　n=1.155Ao/t2=5621個</p><p>　　開孔率為φ=0.907（do/t）2=10.1%</p><p>　　氣體通過閥孔的氣速為</p><p>　　uo=V’s/Ao=2.441/（0.101×1.095）=22.07m/s</p><p><b>　　篩板的流體力學(xué)驗算</

107、b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　1) 塔板的壓降</b></p><p>　　a 干板的阻力hc計算</p><p>　　干板的阻力hc計算由公式</p><p>　　hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl

108、）</p><p>　　并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，co=0.772</p><p>　　所以hc=0.051(22.96/0.772) 2×(1.01/819.2)=0.0556m液柱</p><p>　　b 氣體通過液層的阻力hl的計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力hl由公式</p&g

109、t;<p><b>　　hl=βhL</b></p><p>　　ua=Vs/（AT－Af）=2.539/(1.539-0.1447)=1.821m/s</p><p>　　Fo=1.821(1.09)1/2=1.901kg1/2/(s m1/2)</p><p>　　可查得，得β=0.54</p><p>

110、;　　所以hl=βhL=0.54×(0.03747+0.0125)=0.027 m液柱</p><p>　　c 液體表面張力的阻力hσ計算</p><p>　　液體表面張力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）計算,則有</p><p>　　hσ=(4×36.53×10-3)/(819.1×9.8

111、1×0.005)=0.0036 m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按下面公式計算</p><p>　　hP=hc+hl+hσ=0.0556+0.027+0.0036=0.0862m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降為</p><p>　　Pp= hP×ρl×g =0.08

112、62×819.2×9.81=692.73Pa＜0.7KPa（設(shè)計允許值）</p><p><b>　　2) 液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。</p><p><b>　　3) 液沫夾帶</b></p><

113、;p>　　液沫夾帶量，采用公式</p><p>　　ev=5.7×106/σL×[ua/(HT－h(huán)f)]3.2</p><p>　　由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以：</p><p>　　ev=(5.7×10-6/36.53×10-3) [1.65/(0.4-0.125)]<

114、;/p><p>　　=0.046kg液/kg氣＜0.1kg液/kg氣</p><p>　　可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。</p><p><b>　　4) 漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式</p><p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.

115、13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=8.91m/s</p><p>　　實際孔速為Ｕo＞Uo,min</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 Ｋ=Uo/Uo,min=22.96/8.91=2.58＞1.5</p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p><p><b>　　5) 液泛</b></p>

116、<p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子</p><p>　　Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p>　　甲醇與水屬于一般物系，取ψ= 0.5，則</p><p>　　ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.037477）=0.219m</p><p>　　而Hd=hp+hL+hd</p><

117、;p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有</p><p>　　hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.08)2=0.00098m液柱</p><p>　　Hd=hp+hL+hd=0.076+0.05+0.00098=0.137m液柱</p><p>　　則有： Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p>　　于是可知本設(shè)計不會發(fā)生

118、液泛</p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　1) 塔板的壓降</b></p><p>　　a 干板的阻力hc計算</p><p>　　干板的阻力hc計算由公式</p><p>　　hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl）&l

119、t;/p><p>　　并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查圖得，co=0.772</p><p>　　所以h’c= 0.040液柱</p><p>　　b 氣體通過液層的阻力hl計算</p><p>　　氣體通過液層的阻力hl由公式</p><p><b>　　hl=βhL</b></p&g

120、t;<p>　　ua=Vs/（AT－Af）=1.751m/s</p><p>　　Fo=1.751×0.880.5=1.64kg1/2/s m1/2</p><p>　　可查圖得β=0.58</p><p>　　所以hl=βhL=0.0348m液柱</p><p>　　c 液體表面張力的阻力hσ計算</p>

121、<p>　　液體表面張力的阻力hσ</p><p>　　由公式hσ=σL/（ρl×g×do）計算,則有</p><p>　　hσ=0.005m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的液柱高度hP，可按公式</p><p>　　hP=hc+hl+hσ=0.0798m液柱</p><p&g

122、t;　　氣體通過每層塔板的壓降為　</p><p>　　△Pp= hP×ρl×g = 669.3Pa＜0.7kPa 計算結(jié)果在設(shè)計值內(nèi)</p><p><b>　　2) 液面落差</b></p><p>　　對于篩板塔，液面落差很小，因塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影響。</p><p>

123、;<b>　　3) 液沫夾帶</b></p><p>　　液沫夾帶量，采用公式</p><p>　　ev=5.7×10-6/σL×[ ua/(HT－h(huán)f)]3.2 由</p><p>　　hf=2.5hL=0.125m</p><p>　　所以ev=5.7×10-6/56.05

124、15;10-3[1.586/(0.40-0.125)]3.2 </p><p>　　=0.028 kg液/kg氣＜0.1 kg液/kg氣</p><p>　　可知液沫夾帶量在設(shè)計范圍之內(nèi)。</p><p><b>　　4) 漏液</b></p><p>　　對于篩板塔，漏液點氣速uo,min可由公式</p>

125、;<p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=9.22m/s</p><p>　　Uo=27.38m/s＞Uo,min</p><p>　　穩(wěn)定系數(shù)為 K= Uo / Uo,min =22.07/9.22=2.39＞1.5</p><p>　　故在本設(shè)計中無明顯漏液。</p>&l

126、t;p><b>　　5) 液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度Hd應(yīng)服從式子</p><p>　　Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p>　　甲醇與水屬于一般物系，取ψ= 0.5 則</p><p>　　ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.043）=0.2215m</

127、p><p>　　而Hd=hp+hL+hd</p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有</p><p>　　hd=0.153(uo’)2=0.005m液柱</p><p>　　Hd=hp+hL+hd=0.0678+0.05+0.005=0.135m液柱</p><p><b>　　則有：</b></

128、p><p>　　Hd≤ψ(HT＋hw)</p><p>　　于是可知本設(shè)計不會發(fā)生液泛。</p><p><b>　　塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　a　漏液線</b></p>&

129、lt;p>　　Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2</p><p>　　Uo,min=Vs, min/Ao</p><p>　　hL= h w +hOW</p><p>　　hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)</p><p>　　Vs, min

130、 =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2</p><p>　　=6.142(0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2 </p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表</p><p><b>

131、　　b 液沫夾帶線</b></p><p>　　ev =0.1kg液/kg氣為限，求Vs—Ls關(guān)系如下：</p><p>　　ev=5.7×10-6/σL×[ua/(HT－h(huán)f)]3.2</p><p>　　ua=Vs/(AT-Af)=0.717 Vs</p><p>　　hf=2.5hL=2.5(hw+ h

132、ow)</p><p>　　hw=0.03747</p><p>　　how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)</p><p>　　hf=2.5(0.03747+ 0.676 Ls2/3)=0.0937+1.69 Ls2/3</p><p>　　HT－h(huán)f=0.40-0.0937-1.69Ls2/3=0.3

133、063-1.69 Ls2/3 </p><p>　　ev=5.7×10-6/36.53×10-3[0.717Vs/(0.3063-1.69Ls2/3)]3.2 =0.1</p><p>　　整理得 Vs=3.54-19.70 Ls2/3</p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取幾個Ls值，依上式計算出Vs值計算結(jié)果列于下表</p>