【正文】 名稱(chēng) 氣相密度（ Kg/m3） 液相密度（ Kg/m3） 氣相體積流率（ m3/h） 液相體積流率（ m3/h） 液相表面張力（ mN/m） (2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果 名稱(chēng) 名稱(chēng) 塔內(nèi)徑 D（ m） 空塔氣速 u（ m/s） 板間距 HT（ m） 泛點(diǎn)率 u/uf 液流型式 單流式 動(dòng)能因子 F0 降液管截面積與塔截面積比Ad/AT 孔口流速 U0（ m/s） 出口堰堰長(zhǎng) lw（ m） 降液管流速 Ub（ m/s） 弓形降液管寬度 bd（ m） 穩(wěn)定系數(shù) k 出口堰堰高 hw（ mm） 溢流強(qiáng)度 QL（ m3/mh） 降液管底隙 hb（ mm） 堰上液層高度 how（ mm） 邊緣區(qū)寬度 bc（ mm） 每塊塔板阻力 hf（ mm） 安定區(qū)寬度 bs（ mm） 降液管清液層高度 Hd（ mm） 板厚度 b（ mm） 4 降液管泡沫層高度Hd/216。39。 負(fù)荷性能圖 1) 過(guò)量液沫夾帶線(xiàn) 規(guī)定 ev=，則 代入得： qvvh’= 32)( ?VLhq 由上述關(guān)系可作得線(xiàn) ① 2) 液相下限線(xiàn) )( 3/23 ???? ? lw hq v lhow qvLh’==*= 是與 y 軸平行的線(xiàn) ???????? ??????? ? )(WV L hWTV V h lqhHAq ? 19 由上述關(guān)系可作得線(xiàn) ② 3）嚴(yán)重漏液線(xiàn) q’VVh =a(b+cq’VLh2/3)1/2 其中： 3089 . 07 86 21059 44 ???????? VLA oC oa ?? 0 1 1 3 0 0 7 9 2 0 5 0 5 ???????? hahwb 43/243/24 ??? ?????? lwc q’VVh =(+’VLh2/3)1/2 由上述關(guān)系可作得線(xiàn) ③ 4）液相上限線(xiàn) 令 =5s 得： = 由上述關(guān) 系可作得線(xiàn) ④ 5）降液管液泛線(xiàn) ?????? 3/222 39。 4）液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于 3～ 5s，才能保證液體所夾帶氣體的釋出 T=Ad*Ht/qvL’=*3，故所夾帶氣體可以釋放。 整個(gè)塔板面積 : 受液區(qū)和降液區(qū)面積 2Ad= ㎡ 入口安定區(qū)和出口安定區(qū) bs=100mm= 邊緣區(qū) bc=50mm= 選擇塔板為單流型，有效傳質(zhì)面積 rxrxrxAa a r c s in(2 222 ???) 其中 ： Bd= x=D/2(Bd+bs)=, r=D/2bc= 求得 aA = 2. 篩孔的尺寸和排列：選用正三角形排列 取篩孔直徑： do=5mm,t=19mm 開(kāi)孔率 2)( td o?? =% 篩孔面積 Ao=? Aa= 篩孔氣速 uo=qv’/Ao= 篩孔個(gè)數(shù) 24 odAon ?? =4004 塔板流動(dòng)性能校核 1）液沫夾帶量的校核 由 LVF = 和實(shí)際泛點(diǎn)率 ，查《化工原理》（下冊(cè)） P117的圖 可得 φ=，則 17 0 0 3 4 6 0283 2 1 0 0 2 0 5 0 0 5 ??????? VVqv LLqve V ????kg 液體 /kg 氣體 10%, 故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶。 3. 受液盤(pán)和底隙 取平形受液盤(pán)，底隙 hb 取 液體流經(jīng)底隙的流速： ub=qvLs’/（ lw*hb） =（ *）3/233/2,3 )17 36 0001 87 ( ????????????? ??Wn L how lqEh 16 =。 kg/s 塔頂溫度 tbd ℃ 42 塔底溫度 tbw ℃ 58 塔頂壓力 Pd MPa （絕） 塔底壓力 Pw MPa （絕） 精餾塔工藝設(shè)計(jì) 1 物性數(shù)據(jù) ， 48℃ 下，丙烷的物性數(shù)據(jù)（以塔底為標(biāo)準(zhǔn)）：查得 氣相密度： ρV =液相密度： ρL =液相表面張力： ζ= 14 氣相流量： qmVs’=’=qmVs’/ρV=液相流量： qmLs’=’=qmLs’/ρL=兩相流動(dòng)參數(shù)： 45 ???????? LVVqm LqmVLVqv LqvF ???? 設(shè)間距： TH = 查費(fèi)克關(guān)聯(lián)圖得 20C = 氣體負(fù)荷因子 C： 20 20CC ???? ???? )(? = 液泛氣速 fu ： LVf VuC ?????= ?= 泛點(diǎn)率取fuu =， 操作氣速 u=所需氣體流道截面積 A： sVA u? =選取單流型，弓形降液管板，取 DTAA =，則TAA =1 DTAA = 故塔板截面積 AT =A/=， 塔徑 D： = m ， 圓整：取 則實(shí)際塔板截面面積 TA = m2， 降液管截面積 DA = m2 氣體流道截面積 A= ，實(shí)際操作氣速 u=qV’/A= m2 實(shí)際泛點(diǎn)率fuu =，在 ～ 之內(nèi) 且選 TH =， D= 符合經(jīng)驗(yàn)關(guān)系 實(shí)際板數(shù) 152 塊，初選塔板間距 ， 則塔高 Z=152*=。 回流比 R= 塔底壓力 P=+ N**460*（絕） 塔底溫度：已知在 P 頂 = t 頂 = 42℃ ； P 底 = t 底 = 48℃ ； 流量：精餾段： qmLs=R?qmDs= qmVs=(R+1)?qmDs= 提餾段： qmL’s=qmLs+qmFs= qmV’s= qmVs =4．計(jì)算結(jié)果 WnWnFnL nWnnWnFnL nFnLn xqqqq qxqqqq qqqy ????? ??? 1 13 名 稱(chēng) 數(shù) 值 理論塔板數(shù) NT 92 進(jìn)料板位置 NF 30 回流比 R 相對(duì)揮發(fā)度 α 塔頂產(chǎn)品量 qnD ,kmol/h 塔底產(chǎn)品量 qnW ,kmol/h 精餾段氣相流量 qmV kg/s 精餾段液相流量 qmL, kg/s 提餾段氣相流量 qmV39。 其中 NT 是假設(shè) 理論 塔板數(shù)， P 單位為 Mpa 3 給出假設(shè)，進(jìn)行迭代： 具體為： 假設(shè)實(shí)際板數(shù) ——確定塔頂塔底壓力 ——根據(jù)壓力和組成算出相對(duì)揮發(fā)度 ——平均相對(duì)揮發(fā)度 ——理論板數(shù) —— 實(shí)際板數(shù) ——與假設(shè)比較 其中：eeeD xy yXR ???m in RR? q 線(xiàn)方程 ey = 平衡關(guān)系 eee yyx )1( ??? ?? 精餾線(xiàn)方程 11 ???? RxRRy D 12 提餾線(xiàn) 用 excal 進(jìn)行迭代計(jì)算 首先假設(shè) 92 塊實(shí)際板 ， 利用 excel 計(jì)算出塔底壓力 ，由 PTKT 圖：溫度： 48℃， KA=， KB= ， α2= 得： αavg= xe = xF = ， ye = 所以： Rmin= ， R= qnV=， qnL=qnV’=， qnL’=由 excal 迭代 計(jì)算出 NT=92 時(shí)， x= 與假設(shè)板數(shù)相近，可以使用。 再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量： Gr= Qr / rw 2）冷凝器熱流量： Qc = qnV ? Cp ? r’ 11 冷凝器冷卻劑的質(zhì)量流量： Gc= Qc / [Cpw?(t2 t1)] 塔板數(shù)的計(jì)算 1 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算： 通過(guò)對(duì)給定的 PTK 圖，計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度 α=Ka/Kb 塔頂： KA=， KB= 計(jì)算后平均，算得， （絕）下 α1= 平衡關(guān)系： x=y/(α(α1)y). 2 估算塔底的壓力： 已知塔頂?shù)膲毫?（表），即 （絕） 工程經(jīng)驗(yàn)每塊塔板壓降 100mm 液柱，丙烷 丙烯：密度 。 其中 q=1； 則： qnL’ = qnL+qnF 。 qnV’=qnV (1q)?qnF。 qnV = (R+1)?qnD。塔底，進(jìn)料物流質(zhì)量流量 kg/s。 MF=*42+*44= kg/kmol 則 qmD = qnD?MD/3600 = kg/s 。 3．塔板形式： 篩板 4．處理量： qnF=60kmol/h 5．安裝地點(diǎn) ：大連 6．塔板設(shè)計(jì)位置： 塔底 物料衡算及熱量衡算 1 物料衡算： WnWDnDFnFnWnDnF xqxqzq qqq ?? ?? 其中： qnD ——塔頂采出 qnW ——塔底采出 10 qnF ——進(jìn)料量 xD——塔頂產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù) xW ——塔底產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù) zF ——進(jìn)料組成，摩爾分?jǐn)?shù) 解得結(jié)過(guò)果： hk m olq nD /37 ? hk m olq nW /? 2．求質(zhì)量流量： MD=*42+*44= kg/kmol。 處理能力及產(chǎn)品質(zhì)量 處理量： 60kmol/h 產(chǎn)品質(zhì)量：（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計(jì)） 進(jìn)料： xF＝ 65％ 塔頂產(chǎn)品： xD＝ 98％ 塔底產(chǎn)品 : xW≤2％ 9 第三章 精餾過(guò)程系統(tǒng)設(shè)計(jì) ————丙烯、丙烷精餾裝置設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)條件 1. 工藝條件 ：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料丙烯含量 xF＝ 65％（摩爾分?jǐn)?shù)） 塔頂丙烯含量 xD＝ 98％，釜液丙烯含量 xW≤2％，總板效率為 。 調(diào)節(jié)裝置 由于實(shí)際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定值，應(yīng)在適當(dāng)?shù)奈恢梅胖靡欢〝?shù)量的閥門(mén)進(jìn)行調(diào)節(jié)，以保證達(dá)到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自動(dòng)和手動(dòng)兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時(shí)進(jìn)行切換。 必要的檢測(cè)手段 為了方便解決操作中的問(wèn)題，需在流程中的適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表，以及時(shí)獲取壓力、溫度、液位等各項(xiàng)參數(shù)。當(dāng)流至塔底時(shí)，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返回塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品采出。另一部分凝液作為回流返回塔頂。氣相沿塔上升直至塔頂，由塔頂冷凝器將其進(jìn)行全部或部分冷凝。 7 第二章 方案流程簡(jiǎn)介 精餾裝置流程 精餾就是通過(guò)多級(jí)蒸餾，使混合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分離，并進(jìn)行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達(dá)到高程度的分離，進(jìn)而得到高純度的產(chǎn)品。 ▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。 6 ▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。液體在自下而上通過(guò)換熱器管程時(shí)部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。 再沸器 作用：用以將塔底液 體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進(jìn)行。但易漏液，易堵塞。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度和壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底最高。兩相在塔板上相互接觸時(shí)，液相被加熱，液相中易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離。 鑒于學(xué)生的經(jīng)驗(yàn)和知識(shí)水平有限，設(shè)計(jì)中難免存在錯(cuò)誤和不足之處，請(qǐng)老師給予指正 感謝老師的指導(dǎo)和參閱！ 3 目錄 前言 2 第一章 概述 5 精餾塔 5 再沸器 5 冷凝器 6 第二章 方案流程簡(jiǎn)介 7 精餾裝置流程