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前 言
精餾塔是化學(xué)工業(yè)中常用氣液傳質(zhì)設(shè)備，可進(jìn)行吸收、解吸、精餾、萃取等操作。本次設(shè)計針對乙烯——乙烷體系對篩板精餾塔進(jìn)行設(shè)計，包括對其塔體、再沸器的詳細(xì)設(shè)計和對輔助設(shè)備的設(shè)計及選型。設(shè)計中疏漏、不足之處請老師指正。
第一章 概 述
精餾操作可分離物料，獲得較高濃度產(chǎn)品。精餾操作所用設(shè)備是精餾塔及再沸器、冷凝器、儲罐等輔助設(shè)備。
1、 精餾塔
精餾塔是一個圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔頂設(shè)冷凝器，塔底設(shè)再沸器，塔中部適宜位置設(shè)進(jìn)料板。當(dāng)釜中料夜建立起適當(dāng)液位時，再沸器進(jìn)行加熱，使之部分氣化返回塔內(nèi)。氣相升至塔頂后由冷凝器冷凝，凝液全部或部分返回塔中。氣液兩相在塔板上接觸時，難揮發(fā)組分向液相中轉(zhuǎn)移，易揮發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移，該分離過程在各板上進(jìn)行，從而高度分離物料。
進(jìn)料口以上塔體稱精餾段，以下稱提餾段。塔頂、塔底分別得輕、重組分濃度高的產(chǎn)品。塔內(nèi)氣液兩相溫度、壓力自上到下逐漸增加。
本次所設(shè)計的篩板塔結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔板阻力小，缺點為易漏液，易堵塞，操作彈性小，但可滿足生產(chǎn)要求且效率較高。
2、 再沸器
再沸器可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。
本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式換熱器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程內(nèi)的載熱體供熱。
立式熱虹吸特點：
▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差。
▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高。
▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱介質(zhì)。
▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖區(qū)。
冷凝器
用于將塔頂蒸汽冷凝，部分凝液回流，部分作為產(chǎn)品。常用管殼式換熱器。
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第三章 精餾塔設(shè)計
3．1設(shè)計條件
工藝條件：飽和液體進(jìn)料，進(jìn)料乙烯含量(摩爾百分?jǐn)?shù))
塔頂乙烯含量，釜液乙烯含量，總板效率為0.6。
操作條件：塔頂操作壓力2.6MPa(絕)。
安裝地點：大連。
塔板設(shè)計位置：塔頂
塔板形式：篩板
處理量：180kmol/h
回流比系數(shù)：1.7
3.2操作方程
D=117.55kmol/h W=62.45kmol/h
相對揮發(fā)度由P-T-K圖求得為1.464
x=0.65, y=α*x/(1+(α-1)x)=0.731
R=1.7Rmin=5.436
精餾段操作方程：
提餾段操作方程：
3.3塔板數(shù)計算
編程運算得Nt=37,第18塊板為進(jìn)料板
運算結(jié)果為x[1]=0.985428,y[1]=0.990000
x[2]=0.979837,y[2]=0.986139
x[3]=0.973029,y[3]=0.981419
x[4]=0.964778,y[4]=0.975670
x[5]=0.954836,y[5]=0.968703
x[6]=0.942941,y[6]=0.960308
x[7]=0.928828,y[7]=0.950263
x[8]=0.912249,y[8]=0.938346
x[9]=0.892999,y[9]=0.924346
x[10]=0.870950,y[10]=0.908092
x[11]=0.846083,y[11]=0.889473
x[12]=0.818523,y[12]=0.868475
x[13]=0.788565,y[13]=0.845204
x[14]=0.756677,y[14]=0.819907
x[15]=0.723484,y[15]=0.792980
x[16]=0.689729,y[16]=0.764953
x[17]=0.656204,y[17]=0.736450
x[18]=0.623680,y[18]=0.708141
x[19]=0.585894,y[19]=0.674408
x[20]=0.541425,y[20]=0.633498
x[21]=0.490905,y[21]=0.585354
x[22]=0.435760,y[22]=0.530658
x[23]=0.378131,y[23]=0.470954
x[24]=0.320584,y[24]=0.408561
x[25]=0.265670,y[25]=0.346258
x[26]=0.215493,y[26]=0.286804
x[27]=0.171428,y[27]=0.232479
x[28]=0.134061,y[28]=0.184772
x[29]=0.103302,y[29]=0.144316
x[30]=0.078595,y[30]=0.111014
x[31]=0.059137,y[31]=0.084265
x[32]=0.044051,y[32]=0.063199
x[33]=0.032495,y[33]=0.046866
x[34]=0.023724,y[34]=0.034354
x[35]=0.017115,y[35]=0.024859
x[36]=0.012160,y[36]=0.017703
x[37]=0.008461,y[37]=0.012339
nf=0,nt=0
程序：
#include
#include
#define N 200
main()
{int i=0,nt,nf;
FILE *fp;
double x[N],y[N],e,f,R,Rm,L,V;
double a=1.464,d=0.99,w=0.01,z=0.65,q=1,D=117.55,F=180;
fp=fopen("text.txt","w");
e=0.65;
f=a*e/(1+(a-1)*e);
Rm=(d-f)/(f-e);
R=Rm*1.7;
x[0]=d;
y[0]=d;
y[1]=d;
while(x[i]>z)
{i++;
x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
y[i+1]=R*x[i]/(R+1)+d/(R+1);
printf("x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
fprintf(fp,"x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
}
printf("the %dth tray is the input tray\n",i);
L=D*R;
V=D*(R+1);
while(x[i]>w)
{i++;
y[i]=(L+F)/V*(x[i-1]-w)+w;
x[i]=y[i]/(a-(a-1)*y[i]);
printf("x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
fprintf(fp,"x[%d]=%lf,y[%d]=%lf\n",i,x[i],i,y[i]);
}
printf("the total population of the trays is %d\n",i);
fprintf(fp,"nf=%d,nt=%d\n",nf,nt);
fclose(fp);
3.4 精餾塔工藝設(shè)計
1、物性數(shù)據(jù)：
操作溫度： 塔頂：-6.0， 塔底9.8
塔頂按純乙烯處理：t=-6.0,P=2.6Mpa(絕)
物性：摩爾質(zhì)量：M=28.052kg/kmol
，，
2、流量
精餾段氣液相流量：
提餾段氣液相流量：
3、塔徑塔高計算
選取塔板間距Ht=0.45m，
查圖得：=0.0061
C=
液泛氣速
取泛點率0.8，
所需氣體流通截面積
選取Ad/At=0.08，
塔徑D= =1.583m
圓整取D=1.6m
根據(jù)塔徑、流量，塔板間距合適，液流形式為單流型。
實際塔板尺寸如下：
1.850
實際氣速：
實際泛點率：=0.7833
實際塔板數(shù) 精餾31，提餾29
塔有效高度
釜液流出量4.836
設(shè)釜液停留時間20min
則釜液高度m
進(jìn)料板兩板間距0.9m
設(shè)6人孔，=0.8m
裙座取5m
塔頂及釜液上方氣液分離高度取1.5m
總塔高Z= + +(0.8-0.45)*6+1.5×2+5=37.9m
3.5溢流裝置設(shè)計
采用單流型弓形降液管
D=1.6m =2.011 查得，堰長=1.088m
取塔板厚4mm，堰高50mm，底隙30mm
3.6 塔板布置及其他結(jié)構(gòu)尺寸選取
取進(jìn)出口安定區(qū)寬度=0.07m，邊緣寬度=0.05m，查圖得=0.14，降液管寬度=0.224m
)=0.653m
=0.75m
=1.670
取篩孔直徑，篩孔中心距t=3=120mm
篩孔總截面積
篩孔氣速
篩孔個數(shù)個
3.7塔板校核
1、液沫夾帶量校核
，泛點率0.7833，查得
0.0533
小于0.1,液沫夾帶量符合校核要求
2、塔板阻力計算
干板阻力d/=4/4=1,可查得=0.82
故=0.055m
塔板清液層阻力，
由m/s
氣體動能因子
查圖得，
故=0.0667m
表面張力阻力
塔板阻力
3降液管液泛校核
，取，=1.18××=0.0256
，不會產(chǎn)生降液管液泛
4 液體在降液管內(nèi)停留時間
，符合校核要求
5嚴(yán)重漏液校核
0.531
k=1.887>1.5，不發(fā)生嚴(yán)重漏液
3.8塔板性能負(fù)荷圖
1 過量液沫夾帶線
設(shè)ev = 0.1（ kg 液體 / kg氣體）
得：
=8087.54-233.50qVLh2/3
由上述關(guān)系可作得線①
2 液相下限線
整理出：qVLh=3.3402
由上述關(guān)系可作得線②
3 嚴(yán)重漏液線
將下式分別代入
得：qVVh =a(b+cqVLh2/3)1/2
其中：a= =2456.24
b=0.0056+0.13hw-hσ=0.01201
c= =0.000349
得：qVVh =2456.24(0.01201+0.000349qVLh2/3)1/2
由上述關(guān)系可作得線③
4 液相上限線
令 =5s
得： =52.115
由上述關(guān)系可作得線④
5 降液管液泛線
Hd’=HT+hW=
將
以及how與qVLh , hd 與qVLh ，hf 與qVVh , qVLh 的關(guān)系全部代入前式整理得：
式中：a’= =1.6568×
b’= =0.211
c’= =1.1076×10
d’= =0.004779
上述關(guān)系可作得降液管液泛線⑤
上五條線聯(lián)合構(gòu)成負(fù)荷性能圖
操作點為：qVLh =51.52m/s
qVVh =687.26 m/s
負(fù)荷性能圖：
設(shè)計點位于四條線包圍的區(qū)間內(nèi)
操作彈性：qVVhmax / qVVhmin=2.337
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第四章 再沸器的設(shè)計
一 設(shè)計任務(wù)與設(shè)計條件（經(jīng)Excel計算 見附表2）
1．選用立式熱虹吸式再沸器
塔頂壓力：2.6MPa
壓力降：Np×hf=60×0.1×0.464×9.8×10－3=0.0284MPa
塔底壓力=2.6+0.0284=2.628MPa
2．再沸器殼程與管程的設(shè)計
殼程
管程
溫度（℃）
25
9.8
壓力（MPa絕壓）
0.1013
2.628
蒸發(fā)量：Db= q,mVs =5.897kg/s
1． 物性數(shù)據(jù)
1） 殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)：
潛熱：rc=2422kJ/kg
熱導(dǎo)率：λc =0.618W/(m*K)
粘度：μc =0.801mPa*s
密度：ρc =995.7kg/m3
2） 管程流體在（25℃ 2.628MPa）下的物性數(shù)據(jù)：
潛熱：rb=285.8kJ/kg
液相熱導(dǎo)率：λb =618mw/(m*K)
液相粘度：μb =0.0571mPa*s
液相密度：ρb 383kg/m3
液相定比壓熱容：Cpb= 3.39kj/(kg*k)
表面張力：σb＝0.00295N/m
氣相粘度：μv =0.00889mPa*s
氣相密度：ρv =49.51kg/m3
蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.00018 m2 K/kg
二 估算設(shè)備尺寸
熱流量： = 1685362w
傳熱溫差： =100-52.5=23.07K
假設(shè)傳熱系數(shù)：K=600W/( m2 K)
估算傳熱面積Ap = 121.7571594m2
擬用傳熱管規(guī)格為：Ф38×3mm,管長L=4500mm
則傳熱管數(shù)： =226.646=227
若將傳熱管按正三角形排列，按式 NT =3a(a+1)+1;b=2a+1
得：b= 16.57317109
管心距：t=47.5mm
則 殼徑： =815.726mm
取 D=630 L/D=5.5166(4-6之間)
取 管程進(jìn)口直徑：Di=0.15m
管程出口直徑：Do=0.25m
三 傳熱系數(shù)的校核
1．顯熱段傳熱系數(shù)K
假設(shè)傳熱管出口汽化率 Xe=0.282
則循環(huán)氣量： =20.911kg/s
1) 計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)αi
傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：
di=25-2×2.5=20mm
= 114.601kg/( m2? s)
雷諾數(shù)： =64224.5
普朗特數(shù)： =2.111
顯熱段傳熱管內(nèi)表面系數(shù)： = 623.5828w/( m2 K)
2) 殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算αo
蒸氣冷凝的質(zhì)量流量： = 20.1747kg/s
傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流量： =0.04006kg/(m? s)
=564.7387132
管外冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：
= 1886.46w/ (m2 K)
3) 污垢熱阻及管壁熱阻
沸騰側(cè)：Ri=0.000176 m2? K/w
冷凝側(cè)：Ro=0.00026 m2? K/w
管壁熱阻：Rw=b/λw= 0.0001536 m2? K/w
4）顯熱段傳熱系數(shù)
dm=(di+do)/2
=325.72w/( m2? K)
2. 蒸發(fā)段傳熱系數(shù)KE計算
傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600 qmws = 412561kg/( m2? h)
Lockhut-martinel參數(shù)：
則1/Xtt=0.995845
查設(shè)計書P96圖3－29
得：α=0.2
在Xe=0.282 X＝3Xe=0.846的情況下
=0.3609
再查圖3－29，α’=0.8
2）泡核沸騰壓抑因數(shù)：α=(αE+α’)/2=0.5
泡核沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù):
=34628 w/( m2? K)
3）單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) ：
= 566.65w/( m2? K)
沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：KE
對流沸騰因子 ： = 2.1025
兩相對流表面?zhèn)鳠嵯禂?shù): = 1191.375w/( m2? K)
沸騰傳熱膜系數(shù)： = 18506.2w/( m2? K)
=813.017w/( m2? K)
3.顯熱段長度
= 0.02772
LBC = 0.024842313L= 0.125m
LCD =L- LBC = 4.375m
4．傳熱系數(shù) = 799.51 m2
實際需要傳熱面積： =91.374m2
5．傳熱面積裕度： = 0.33251>0.3
所以，傳熱面積裕度合適，滿足要求
四 循環(huán)流量校核
1．循環(huán)系統(tǒng)推動力：
1）當(dāng)X=Xe/3= 0.094時
=3.3275
兩相流的液相分率： = 0.3676
兩相流平均密度： =172.09kg/m3
2）當(dāng)X=Xe=0.282
= 1.00417
兩相流的液相分率： = 0.20895
兩相流平均密度： = 119.19kg/m3
根據(jù)課程設(shè)計表3－19 得：L=1.1
則循環(huán)系統(tǒng)的推動力： = 7766.19pa
2．循環(huán)阻力⊿Pf：
①管程進(jìn)出口阻力△P1
進(jìn)口管內(nèi)質(zhì)量流速： = 1183.94kg/(m2·s)
釜液進(jìn)口管內(nèi)流動雷諾數(shù)： = 3110176
進(jìn)口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)：
= 0.01484
進(jìn)口管長度與局部阻力當(dāng)量長度：
=17.815m
管程進(jìn)出口阻力:
=3225.6Pa
① 傳熱管顯熱段阻力△P2
=114.60kg/(m2·s)
=64224
=0.02351
= 1.571Pa
② 傳熱管蒸發(fā)段阻力△P3
a. 氣相流動阻力△Pv3
=114.60kg/(m2·s)
=77552
=0.02273
=14.568Pa
b. 液相流動阻力△PL3
GL=G-Gv=93.0556kg/(m2·s)
=52150
= 0.02443
= 37.762Pa
= 386.0425Pa
④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻力△P4
動量變化引起的阻力系數(shù):`
= 2.2449
= 76.979
⑤管程出口段阻力△P5
a. 氣相流動阻力△Pv5
= 426.219kg/(m2·s)
= 120.194kg/(m2·s)
管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度之和：
= 29.299m
=3380023
= 0.01476
=252.40Pa
b. 液相流動阻力△PL5
=306.025（m2·s）
= 1139863
= 0.01581
= 226.559Pa
= 3827.518Pa
所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1 + △P2 + △P3 + △P4 + △P5
= 7517.724
故 =1.033051
所以 (⊿PD-⊿Pf)/⊿PD=0.03199
符合要求
塔計算結(jié)果表
（1）操作條件及物性參數(shù)
操作壓力：塔頂2.6 MPa（絕壓） 塔底2.66 MPa（絕壓）
操作溫度：塔頂 -6℃ 塔底 9.8 ℃
名稱
氣相密度（Kg/m3）
30
液相密度（Kg/m3）
372
氣相體積流率（m3/h）
688.57
液相體積流率（m3/h）
48.175
液相表面張力（dyn/cm）
2.1665
(2) 塔板主要工藝尺寸及水力學(xué)核算結(jié)果
名稱
名稱
塔內(nèi)徑D（m）
1.6
空塔氣速u（m/s）
0．1034
板間距HT（m）
0.45
泛點率u/uf
0．7833
液流型式
單流型
動能因子F0
\
降液管截面積與塔截面積比Ad/AT
0．08
孔口流速U0（m/s）
1．145
出口堰堰長lw（m）
1．088
降液管流速Ub（m/s）
0．28
弓形降液管寬度bd（m）
0．224
穩(wěn)定系數(shù)k
1．887
出口堰堰高h(yuǎn)w（mm）
50
溢流強度uL（m3/mh）
44.28
降液管底隙hb（mm）
30
堰上液層高度how（mm）
35.55
邊緣區(qū)寬度bc（mm）
50
每塊塔板阻力hf（mm）
126.2
安定區(qū)寬度bs（mm）
70
降液管清液層高度Hd（mm）
0．1865
板厚度b（mm）
5
降液管泡沫層高度Hd/?(mm)
0．3108
浮閥（篩孔）個數(shù)
12733
降液管液體停留時間ι（s）
5.424
浮閥（篩孔）直徑（mm）
40
底隙流速ub（m/s）
0．28
開孔率（%）
0．1
氣相負(fù)荷上限（m3/h）
687.26
氣相負(fù)荷下限（m3/h）
297.45
操作彈性
2．337
再沸器主要結(jié)構(gòu)尺寸和計算結(jié)果表
管程
殼程
物料名稱
進(jìn)口
釜液
熱水
出口
釜液
熱水
流量
Kg/h
進(jìn)口
98388
88128
出口
98388
88128
操作溫度
oC
進(jìn)口
9.8
30
出口
9.8
25
操作壓力MPa
2.66
0.1013
定性溫度oC
9.8
25
液
體
密度kg/m3
383
995.7
導(dǎo)熱系數(shù)W/m●oC
0.0917
0.621
熱容kJ/kg●oC
3.39
4.174
粘度Pa●S
0.0571
0.801
表面張力N/m
0.00295
0.071
氣化潛熱kJ/kg
285.8
2422
氣
體
密度kg/m3
49.51
—
導(dǎo)熱系數(shù)W/m●oC
15.5
—
熱容kJ/kg●oC
49.20
—
粘度Pa●S
0.000059
—
氣化潛熱kJ/kg
—
—
設(shè)
備
結(jié)
構(gòu)
參
數(shù)
形式
立式熱虹吸
臺數(shù)
1
殼體內(nèi)徑mm
800
殼程數(shù)
1
管徑mm
38*3
管心距mm
47.5
管長mm
4500
排列方式
三角形
管數(shù)目（根）
227
折流板數(shù)（個）
14
傳熱面積m2
121.757
折流板間距mm
300
管程數(shù)
1
材質(zhì)
碳鋼
接管尺寸mm
進(jìn)口
150
出口
250
主要計算結(jié)果
管程
殼程
流速m/s
0.4928
0.48
傳熱膜系數(shù)W/m2●oC
623.58
1886.46
污垢熱阻m2●oC /w
0.000176
0.00026
阻力損失MPa
/
熱負(fù)荷kW
1685
傳熱溫差oC
23.07
總傳熱系數(shù)W/m2●oC
817.54
裕度%
36.2607
備注