精選優質文檔-----傾情為你奉上精選優質文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業專心---專注---專業精選優質文檔-----傾情為你奉上專心---專注---專業引言精餾原理及其在化工生產上的應用實際生產中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進行的。對理想液態混合物精餾時，最后得到的餾液(氣相冷卻而成)是沸點低的B物質，而殘液是沸點高的A物質，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。精餾塔對塔設備的要求精餾設備所用的設備及其相互聯系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設備，和其他傳質過程一樣，精餾塔對塔設備的要求大致如下：生產能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產生液泛等不正常流動。效率高：氣液兩相在塔內保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質效率。流體阻力?。毫黧w通過塔設備時阻力降小，可以節省動力費用，在減壓操作是時，易于達到所要求的真空度。有一定的操作彈性：當氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發生較大的變化。結構簡單，造價低，安裝檢修方便。能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。常用板式塔類型及本設計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。由于浮閥塔有如下優點：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。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。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。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。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。而且近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產經驗越來越豐富，積累的設計數據比較完整，因此設計浮閥塔比較合適。

設計條件與任務在一常壓操作的連續板式精餾塔(自選塔板類型)內分離乙醇-水混合物,直接蒸汽加熱。生產能力和產品的質量要求見下表。組號處理量/t.a-1料液組成(質量分數)/%塔頂產品濃度(質量分數)/%塔釜產品濃度(質量分數)/%9200004592.5≤5操作條件：①塔頂壓力：4kPa(表壓)；②進料熱狀態：自選；③回流比：自選；④單板壓降≤0.7kPa。工作日：每年300天，每天24小時。廠址：武漢地區。

設計方案的確定設計思路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，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：(1)滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務書上規定的要求，而且質量要穩定，這就要求各流體流量和壓頭穩定，入塔料液的溫度和狀態穩定。其次，設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在適當的位置安裝調節閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再次，要考慮必需裝置的儀表位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因。(2)滿足經濟上的要求要節省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。比如在精餾過程中適當地利用塔頂、塔底的廢熱，就能節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。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是否選得合適等，均要作全面考慮，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。(3)滿足安全生產的要求酒精屬易燃物料，如果其蒸氣在車間擴散，一碰到火花就可能發生爆炸。分離酒精的版式塔是在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個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。加熱方式精餾塔通常設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的熱量。本設計采用的冷卻方式為全凝器冷卻。選擇適宜回流比適宜的回流比應該通過經濟核算來確定，即操作費用和設備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比Rmin，根據經驗取操作回流比為最小回流比的1.2～2.0倍，考慮到原始數據和設計任務，本方案取1.6，即：R＝1.6Rmin；采用釜液產品去預熱原料，可以充分利用釜液產品的余熱，節約能源?；亓鞣绞剑号蔹c回流泡點回流易于控制,設計和控制時比較方便,而且可以節約能源。流程圖

精餾塔的工藝設計精餾塔全塔物料衡算F：進料量（kmol/s）：原料組成（摩爾分數，下同）D：塔頂產品流量（kmol/s）：塔頂組成W：塔底殘液流量（kmol/s）：塔底組成原料乙醇組成：x塔頂組成：x塔底組成：x進料量：F=20000t?間接蒸汽加熱，所以：物料衡算式：F=D+W聯立代入求解：D=0.0086kmol/s實際回流比由數據手冊查得乙醇-水物系的汽-液平衡數據如下：表4-1乙醇—水系統的氣液平衡數據沸點t/℃乙醇摩爾數/%沸點t/℃乙醇摩爾數/%液相氣相液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41

由數據可作出下圖：圖4.1乙醇-水的t-x-y汽液平衡相圖圖4.2乙醇-水的相平衡曲線其中：a(xD,xD);g（xg,xg）點為a點過平衡線的切線；因此：我們可以通過公式:x求出：R操作回流比取最小回流比的1.6倍，所以：R理論塔板數的確定通過圖解法可作下圖：圖4.3乙醇—水的y-x圖及圖解理論塔板其中：a(xD,xD),c(xW,xW),e(xF,xF);b為精餾段操作線在Y軸上的截距，b=ab為精餾段操作線；d點坐標為（24.26,42.01）；cd為提餾段操作線。由圖可知：精餾段塔板數NT1=13;提餾段塔板數總理論塔板數NT實際塔板數的確定效率與塔板結構、操作條件、物質的物理性質及流體力學性質有關，它反應了實際塔板上傳質過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計算：E注：——塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發度——塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa?s精餾段由圖4.2可得t精餾段平均溫度：t1在圖4.2中查得，該溫度下乙醇的液相組成為x1=0.4301，汽相組成為在數據手冊中查的該溫度下乙醇的黏度μA1=0.40，水的黏度丙酮和水的相對揮發度：α液相黏度：

lg得：μ塔板效率：

E實際塔板數：

N為了安全起見，精餾段實際塔板數為26塊。提餾段由圖4.2可得t提餾段平均溫度：t2在圖4.2中查得，該溫度下乙醇的液相組成為x2=0.0959，汽相組成為在數據手冊中查的該溫度下乙醇的黏度μA2=0.37，水的黏度丙酮和水的相對揮發度：α液相黏度：

lg得：μ塔板效率：

E實際塔板數：

N為了安全起見，提餾段實際塔板數為6塊。故可知，實際塔板數：

N其中，第27塊板為加料板。全塔效率：

E精餾塔的工藝條件及有關物性數據計算操作壓力計算塔頂操作壓力：P每層塔板壓降：?P=0.7kPa進料板的壓力：P塔底的壓力：P精餾段平均壓力：P提餾段平均壓力：P操作溫度計算塔頂溫度：tD=78.21℃；進料板的溫度：tF=82.56℃(1)精餾段平均溫度：t(2)提餾段平均溫度：t平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量：MLDmMVDm進料板平均摩爾質量：MLFmMvFm塔底平均摩爾質量：MLWmMLWm可得出：（1）精餾段平均摩爾質量：MM(2)提餾段平均摩爾質量：MM平均密度計算氣相平均密度計算：由理想氣體狀態方程，即，ρ液相平均密度計算：1注：αi塔頂平均密度計算：由tD=78.21℃αρ進料板平均密度計算：由tF=82.56℃αρ塔底平均密度計算：由tW=95.29℃αρ(1)精餾段平均密度：ρρ(2)提餾段平均密度：ρρ液體平均表面張力計算對于二元有機物-水溶液表面張力可用下試計算：σ求φB=lg?(φA=B+QA=lg?(Q=0.411φφ式中：下標w表示水，o表示有機物；Vw（1）精餾段平均表面張力：由tm1σxVVφφB=Q=0.411A=B+Q=-0.959-0.698=-1.657A=φ由?（2）提餾段平均表面張力：由tm2σxVVφφB=Q=0.411A=B+Q=-0.671+0.790=0.119A=φ由?液體平均黏度計算液體平均黏度計算公式：lg塔頂平均黏度計算：由tD=78.21℃，查手冊得得：

μ進料板平均黏度計算：由tF=82.56℃，查手冊得得：

μ塔底平均黏度計算：由tW=95.29℃，查手冊得得：

μ（1）精餾段液體平均黏度μ（2）提餾段液體平均黏度μ精餾塔的塔體工藝尺寸計算氣液相流率計算（1）精餾段LV（2）提餾段LV塔徑計算（1）精餾段LV查史密斯關聯圖（圖4.4），橫坐標為：L圖4.4史密斯關聯圖取板間距H查圖得：CC=u取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u=0.7D=按標準塔徑圓整后為D=0.8m截塔面積為：A實際空塔氣速：u=（2）提餾段LV查史密斯關聯圖，橫坐標為：L取板間距H查圖得：CC=u取安全系數為0.7，則空塔氣速為：u=0.7D=按標準塔徑圓整后為D=0.8m截塔面積為：A實際空塔氣速：u=精餾塔有效高度計算（1）精餾段有效高度Z（2）提餾段有效高度Z在進料板上方開一個人孔，其高度為0.5m，故精餾塔有效高度：Z=Z

塔板工藝尺寸的計算精餾段塔板工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：堰長l取l溢流堰高度h由hw=h其中，hLslwE為收縮系數，可由液流收縮系數算圖求得，近似為h所以選取平直堰，則取板上流層高度hL對一般的塔，板上流層高度hL可在50~100mm范圍內選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-故h弓形降液管寬度W圖5.1弓形降液管參數圖由lw/D=0.70故

AW驗算液體在降液管中停留時間，即：θ=所以降液管設計合理。降液管底隙高度hh液體流經底隙的流速一般不大于降液管內的線速度，一般可取0.07~0.25m/s,則取u0'=0.07m/s,所以降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤（對于直徑在800mm以上的大盤，一般多采用凹形受液盤）。又因為凹形受液盤深度一般在50mm以上，有側線出料時宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設入口堰。塔板設計塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。D=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整塊式。邊緣區寬度確定①安定區的寬度WS是指入口堰或出口堰與離它當塔徑D>1.5m，時，WS當D<1.5m，時，WS直徑小于1m的小塔，安定區可依具體情況適當縮小。所以取W②邊緣區的寬度Wc要根據塔板支撐的需要而定，小塔約為30~50mm，大塔約為50~75mm，這里取浮閥數目與開孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用F1型重閥，直徑均為39mm。對F1型浮閥，當板上所有浮閥剛剛全開時，F0c的大小在9~12之間。在設計時，F對于常壓操作的浮閥塔板，u0=u0c，所以其閥孔u浮閥數閥孔的排列鼓泡區面積Aa在確定了弓形寬度Wd，安定區的寬度WS和邊緣區的寬度WA式中Ax=Dr=Darcsinx計算：x=r=A=0.2866在塔板鼓泡區間，閥孔的排列有正三角形和等腰三角形兩種方式。按照閥孔中心聯線與液流方向的關系，正三角形排列又分為順排和叉排兩種方式。對于整塊式塔板，多采用正三角形叉排，其孔心距有75mm、100mm、125mm、150mm等幾種。閥孔按照等邊三角形排列時t=式中td0A0計算：

t=0.039取整得t=0.07m.根據已確定的孔徑作圖，圖5.2邊緣區擋板設置圖在鼓泡區內實際布置得出的確定的閥孔總數N=63，由式N=u則

F開孔率因此作圖得到的閥孔數能滿足要求。提餾段塔板工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=0.8m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項計算如下：溢流堰高度h由hw=h所以選取平直堰，則取板上流層高度hL對一般的塔，板上流層高度hL可在50~100mm范圍內選取，這樣，在求出how后可按下式給出的范圍確定hw：50-故h弓形降液管寬度W由lw/D=0.70故

AW驗算液體在降液管中停留時間，即：θ=所以降液管設計合理。降液管底隙高度hh液體流經底隙的流速一般不大于降液管內的線速度，一般可取0.07~0.25m/s,則取u0'=0.07m/s,所以降液管底隙高度設計合理，選用凹形受液盤（對于直徑在800mm以上的大盤，一般多采用凹形受液盤）。又因為凹形受液盤深度一般在50mm以上，有側線出料時宜取深些，故在這里取深度h=80mm。設置入口堰既要多占用一定的塔板面積，還易使沉淀物在此淤積而造成堵塞，因此不設入口堰。塔板設計塔板分塊塔板有整塊式和分塊式兩種，直徑在800mm一下的小塔多采用整塊式塔板，直徑在900mm以上的多采用分塊式塔板。D=800mm，塔徑采用整塊式或分塊式皆可，在此我們選取整塊式。邊緣區寬度確定取W取W浮閥數目與開孔率浮閥的形式有很多種，在這里使用F1型重閥，直徑均為39mm。對F1型浮閥，當板上所有浮閥剛剛全開時，F0c的大小在9~12之間。在設計時，Fu浮閥數閥孔的排列鼓泡區面積Aa在確定了弓形寬度Wd，安定區的寬度WS和邊緣區的寬度A式中Ax=Dr=Darcsinx計算：x=r=A=0.2866計算：

t=取整得t=0.09m.根據已確定的孔徑作圖，圖5.3邊緣區擋板設置圖在鼓泡區內實際布置得出的確定的閥孔總數N=63，由式N=u則

F0開孔率φ=因此作圖得到的閥孔數能滿足要求。塔板的流體力學性能的驗算精餾段塔板壓降核算氣體通過浮閥塔頂的靜壓頭降h其中hhchlhσ（1）干板靜壓頭降h浮閥塔板在浮閥全開前與全開后，靜壓頭降有不同的大小，對F1型重閥可按下式計算：全開前：全開后：式中hu0ρLρV計算臨界閥孔u0c19.9×將g=9.81m/u所以

h(2)板上液層阻力h氣體通過板上液層所引起的靜壓頭降稱為板上靜壓頭降，它受堰高、氣速、液流強度、氣泡狀況等各種因素影響，一般用下述經驗公式計算，即h式中hε計算：此處ε0取0.5，h（3）液體表面張力所造成的靜壓頭降hσ所以

h液泛降液管內的液面隨氣、液流量的增大而升高，嚴重時可將泡沫層升舉到降液管的頂部甚至液面超過上一層塔板的堰頂，產生液體倒流，使板上液體無法順利流下而造成液泛，破壞了全塔的正常操作。液泛是氣、液兩相做逆向流動時的操作極限，在操作時應避免。為此，降液管內的液面應維持一定的高度，以避免液泛，保證液體能由上層塔板穩定的流入下層塔板。降液管內液面高度可用下式計算，即H式中HhfhWhd?h為板上液體落差，h0w對浮閥塔，一般塔板上液面落差?h很小，可忽略；液體流過降液管的靜壓頭降hd主要是由降液管塔板上不設入口堰時，h塔板上設入口堰時，h式中Llwh0u0計算：hhhh?h所以此處算出的應是降液管內當量清液層高度Hd，是清液層高度與液面上泡沫層阻力相當的液層高度之后。所以降液管內流體和泡沫的實際高度應大于HH式中HhW?為考慮降液管內液體充氣及操作安全兩種因素而設置的校正系數。對易起泡的物系，取為0.3~0.4；對不易起泡的物系取為0.6~0.7;對一般物系取為0.5。在此，?=0.5，HT?故本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。霧沫夾帶