乙醇水連續(xù)板式精餾塔的設計

1、化工原理課程設計目錄摘 要3前 言3課程設計任務書3課程設計綜合成績評定表3第一章 設計概述31.1塔設備在化工生產(chǎn)中的作用與地位31.2塔設備的分類31.3板式塔31.3.1泡罩塔31.3.2篩板塔31.3.3浮閥塔3第二章 設計方案的確定及流程說明32.1塔型選擇32.2操作壓力32.3進料狀態(tài)32.4加熱方式32.5回流比32.6產(chǎn)品純度或回收率32.7熱能的利用32.8操作流程3第三章 精餾塔的工藝計算33.1摩爾分數(shù)33.2最小回流比和最佳回流比的確定33.3物料橫算33.4塔板數(shù)的確定33.4.1理論塔板數(shù)nt的確定33.4.2全塔效率的估算33.4.3實際塔板數(shù)3第四章 精餾塔主

2、題尺寸的計算34.1 精餾段與提餾段的汽液體積流量34.1.1 精餾段的汽液體積流量34.1.2 提餾段的汽液體積流量34.2 塔徑的計算34.3塔高的計算34.4 塔板結構尺寸的確定34.4.1溢流裝置34.4.2降液管34.4.3塔板布置3第五章 塔板的流體力學驗算35.1 氣體通過塔板的壓力降35.1.1 干板阻力35.1.2 板上充氣液層阻力35.1.3 由表面張力引起的阻力35.2 液面落差35.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）35.4 漏液35.5 液泛3第六章 塔板負荷性能圖36.1精餾段塔板負荷性能圖36.1.1漏液線36.1.2液沫夾帶線36.1.3液相負荷下限線36.1.4液相負荷

3、上限線36.1.5液泛線36.2提餾段塔板負荷性能圖36.2.1漏液線36.1.2液沫夾帶線36.1.3液相負荷下限線36.1.4液相負荷上限線36.1.5液泛線3第七章 接管尺寸的確定及選型37.1進料管尺寸的確定及選型37.2釜液出口管尺寸的確定及選型37.3回流管尺寸的確定及選型37.4塔頂蒸汽出口徑及選型37.5水蒸汽進口管口徑及選型3第八章 精餾塔的主要附屬設備38.1冷凝器38.1.1冷凝器的選擇38.1.2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量38.2預熱器38.3泵的選用3設計結果一覽表3設計小結3參考文獻3摘 要篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質設備，此設計針對乙醇-水的精餾問題進行

4、分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是否合理，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。關鍵詞：篩板塔，精餾段，提餾段，乙醇，水a(chǎn)bstractthe sieve tray tower is one kind of main gas-liduid mass transfer equipment in chemical production . this design for ethanol - water distillation analysis of the problem, sele

5、ction, calculation, accounting, graphics, etc, is a more complete distillation design process.through the calculation of sieve tray tower,we can get various designs of sieve tray tower,such as tower process,production operating conditions and physical parameters is reasonable to ensure the smooth pr

6、ogress of distillation process and to improve efficiency as much as possible.keywords: sieve tray tower，rectifying section, stripping section, ethanol,water前 言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，可采用連續(xù)精餾的方法，因

7、為乙醇和水的揮發(fā)度相差較大。精餾是傳質分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？梢?，單有精餾塔主體還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個精餾操作。塔設備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中都得到了廣泛的應用，因此我們進行板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的?；づc制藥學院課程設計任務

8、書一、 課題名稱乙醇-水連續(xù)板式精餾塔的設計二、 課題條件（文獻資料、儀器設備、指導力量）1.文獻資料：【1】陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋編，化工原理。北京：化學工業(yè)出版社。2000.02【2】賈紹義，柴誠敬編?；ぴ碚n程設計。天津：天津大學出版社。2003.12【3】華東理工大學化工原理教研室編。化工過程開發(fā)設計。廣州：華南理工大學出版社。1996.02【4】劉道德編。化工設備的選擇與設計。長沙：中南大學出版社。2003.04【5】王國勝編?；ぴ碚n程設計。大連：大連理工大學出版社。2005.02【6】化工原理課程設計指導/任曉光主編。北京：化學工業(yè)出版社，2009，01.2.儀器設備

9、：板式精餾塔3.指導老師：方繼德三、 設計任務（包括設計、計算、論述、實驗、應繪圖紙等）1 設計一連續(xù)板式精餾塔以分離乙醇和水，具體工藝參數(shù)如下：原料乙醇含量：質量分率 = 25.5%，原料處理量： 質量流量 = 9.5 t/h 產(chǎn)品要求： 摩爾分率：xd = 0.83, xw= 0.025 2 工藝操作條件：塔頂壓強為4kpa(表壓)，單板壓降<0.7kpa，塔頂全凝，泡點回流，r =（1.22）rmin。 3 確定全套精餾裝置的流程，繪出工藝流程示意圖，標明所需的設備、管線及有關控制或觀測所需的主要儀表與裝置； 4 精餾塔的工藝計算與結構設計： 1） 物料衡算確定理論板數(shù)和實際板數(shù)；

10、（可采用計算機編程）2） 按精餾段首、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整； 3） 確定塔板和降液管結構； 4） 按精餾段和提餾段的首、末板進行流體力學校核；5） 進行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2。 5 計算塔高和接管尺寸； 6 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量或再沸器換熱面積。 7 繪制塔板結構布置圖和塔板的負荷性能圖；（如果精餾段和提餾段設計結果不同，則應分別繪出）8 設計結果概要或設計一覽表；9 設計小結和參考文獻；10 繪制裝配圖一張（可采用cad繪圖）四、 設計所需技術參數(shù)乙醇-水在常壓下的相平衡數(shù)據(jù)五、 設計說明書內(nèi)容(指設計說明書正文中包括的主要設計內(nèi)容，根據(jù)目錄列出大

11、標題即可)1精餾塔全塔物料衡算.2塔板數(shù)的確定3餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算4精餾塔的塔體工藝尺寸計算5塔板主要尺寸的計算6篩板的流體力學驗算7塔板負荷性能圖8塔件設計9篩板塔設計計算結果六、 進度計劃（列出完成項目設計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1. 查找資料，初步確定設計方案及設計內(nèi)容，3天 6.27到6.292. 根據(jù)設計要求進行設計，確定設計說明書初稿，6.30到7.23. 撰寫設計說明書，7.3到7.54. 繪制工藝流程圖及總裝圖，答辯，7.6到7.8指導教師（簽名）： 年 月 日 學科部（教研室）主任（簽名）： 年 月 日化工與制藥學院課程設計綜合成績評定表學生姓名學生班級設計

12、題目乙醇-水連續(xù)板式精餾塔的設計指導教師評語指導教師簽字：年 月 日答辯記錄答辯組成員簽字： 記錄人：年 月 日成績綜合評定欄設計情況答辯情況項 目權重分值項 目權重分值1、計算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設計能力56、書寫情況（文字能力、整潔度）5綜合成績指導教師簽名： 學科部主任簽名： 年 月 日 年 月 日第一章 設計概述1.1塔設備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸

13、，達到相際傳質及傳熱的目的?？稍谒O備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設備的設計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設備的分類塔設備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結構，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面

14、的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結構分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質設備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應多種介質泡罩塔的不足之處在于結構復雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的

15、設計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產(chǎn)能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.壓力降低（降低3050），而且結構簡單，塔盤造價減少40左右，安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔 20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質過程。浮閥式之所以廣泛的應用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有f1型和v-4型，f1型浮閥的結構簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。f1型浮閥又分為輕閥和重閥兩

16、種。v-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應加長外，其余結構尺寸與f1型輕閥無異，v-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章 設計方案的確定及流程說明設計方案包括精餾流程、設備的結構類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi)容可見參考文獻。2.1塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務，若按年工作日300天，每天開動設備24小時計算，產(chǎn)品流量為10.8t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過

17、程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。2.2操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關。根據(jù)所處理的物料性質，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則： 壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導致設備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導致操作費用或設備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6mpa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式； 考慮利用較高溫度

18、的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設備費用的增加，可以使用加壓操作； 真空操作不僅需要增加真空設備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設備費用增加。2.3進料狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q1；飽和液體（泡點）：q1；氣、液混合物：0q1；飽和蒸氣（露點）：q0；過熱蒸氣：q0。q值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導致的操作費用的變化與塔頂出料量d和進料量f的比值d/f有關；對于低溫精餾，不論d/f值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，當d/f值大時宜采用較小

19、的q值，當d/f值小時宜采用q值較大的氣液混合物。如果實際操作條件與上述要求不符，是否應對進料進行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷： 進料預熱的熱源溫度低于蒸餾釜的熱源溫度，可節(jié)省高溫熱源時，對進料預熱有利，但會增加提餾段的塔板數(shù)； 當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用時，對進料預冷有利。泡點進料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，設計和制造時比較方便。2.4加熱方式塔釜采用直接蒸汽加熱，直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設備費用和操作費用。2.5回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔

20、內(nèi)蒸氣量v。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量d一定時，v的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結構尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設計，要進行這種核算是困難的，可以利用該方法確定：先求出最小回流比rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.22倍，即r（1.22）rmin； 2.6產(chǎn)品純度或回收率產(chǎn)品純度通常是根據(jù)客戶的要求決定的。若客戶對精

21、餾塔頂和塔底產(chǎn)品的純度都有要求，則產(chǎn)品的回收率也已確定；若用戶僅指定其中一種產(chǎn)品的純度，設計人員則可根據(jù)經(jīng)濟分析決定產(chǎn)品的回收率。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率，可獲得一定的經(jīng)濟效益。但是產(chǎn)品純度的提高或者是通過增加塔板數(shù)或者是增加回流比來達到的，這意味著設備費用或操作費用的增加，因此只能通過經(jīng)濟分析來決定產(chǎn)品的純度或回收率。2.7熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入蒸餾釜的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大

22、量的冷卻介質。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應考慮到所需增加設備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。2.8操作流程乙醇水溶液經(jīng)預熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上

23、部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。第三章 精餾塔的工藝計算3.1摩爾分數(shù) 質量分率w乙醇=0.255 質量流量 =9.5 t/hm乙醇=46 g/mol m水=18 g/mol =0.118平均摩爾質量m=0.11846+（1-0.118）18=21.30kg/kmolm= 0.8346+ (1-0.83) 18=41.24kg/kmolm=0.02546+（1-0.025）18=18.70kg/kmol3.2最小回流比和最佳回流比的確定通過 由rmin專用計算程序知 rmin=1.48最佳回流比r=（1.22.0）

24、rmin捷算法求理論板層數(shù)吉利蘭圖最小理論板數(shù)nmin可根據(jù)表1確定：表1 乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相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

25、.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 根據(jù)表1：乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)可得到圖1：全回流下乙醇水的平衡圖如下：圖1 全回流下乙醇水的相平衡圖由該圖得出精餾塔的最小理論板數(shù)nmin=8吉利蘭的原始數(shù)據(jù)回歸方程式【3】： 整理數(shù)據(jù)如表2：表2 n-r數(shù)據(jù)表以n-r作圖可得圖2：圖2：n-r圖該圖拐點r為最佳回流比，該點為：

26、r=2.22，n=15.293.3物料橫算物料衡算 d+w=f+s （1）易揮發(fā)組分物料衡算 f = d + ww （2）恒摩爾流假設 s=v=(r+1)d (3） 聯(lián)立上式（1）、（2）、(3)得：s=150.84kmol/h w=549.98kmol/h d=46.8kmol/h3.4塔板數(shù)的確定3.4.1理論塔板數(shù)nt的確定理論塔板數(shù)可根據(jù)圖3確定圖3：乙醇水的相平衡圖由圖3可知總理論板數(shù)為17，第16塊板為進料板（精確位置為15.2塊板），精餾段理論板數(shù)為16（精確板數(shù)為15.2），提餾段理論板數(shù)為1（精確板數(shù)為1.8）（包括蒸餾釜）3.4.2全塔效率的估算根據(jù)乙醇水體系的相平衡數(shù)據(jù)可

27、以查得： (塔頂?shù)谝粔K板) （進料口) （塔底）由相平衡方程式可得因此可以求得： 全塔的相對平均揮發(fā)度：（1） 精餾段： （2） 提餾段： 全塔的平均溫度：（1） 精餾段： （2） 提餾段： 在82時，根據(jù)上圖知對應的x=0.273，由化工原理（陳敏恒版）課本附錄二（水與蒸汽的物理性質）查得，由附錄四（液體及水溶液的物理性質液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的x=10.5，y=13.8）。在89.9時，根據(jù)上圖知對應的x=0.056，由化工原理（陳敏恒版）課本附錄二（水與蒸汽的物理性質）查得，由附錄四（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的x=10.5，y=13.8）。因為所以，平均黏度：（1） 精

28、餾段：（2） 提餾段：用奧康奈爾法()計算全塔效率：（1） 精餾段：（2） 提餾段：3.4.3實際塔板數(shù)實際塔板數(shù) （1） 精餾段：，取整28塊，考慮安全系數(shù)加一塊為29塊。（2） 提餾段：，取整5塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為6塊。（3） 進料口：n進料=29+1=30故進料板為第30塊，實際總板數(shù)為35塊。第四章 精餾塔主題尺寸的計算4.1 精餾段與提餾段的汽液體積流量4.1.1 精餾段的汽液體積流量平均摩爾質量的計算：進料口： 塔頂： 數(shù)據(jù)整理如表3： 表3 精餾段的數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分數(shù)xf=0.118y1=xd=0.83yf=0.468x1=0.813質量分數(shù)摩爾質量/m

29、lf=21.3mld=41.76mvf=31.3mvd=41.24溫度/85.778.3平均摩爾質量： 液相平均質量分數(shù)：wlm=（+）/2=(+0.917)/2=0.586氣相平均質量分數(shù)：wvm=（+）/2=（0.692+0.923）/2=0.808平均溫度：tm=（tf+td）/2=(85.7+78.3)/2=82 在平均溫度下查得 4.1.1.1液相的計算 已知wlm=0.586，液相平均密度計算： 代入：求得：精餾段的液相負荷l=rd= kmol/hlsj=l/=103.9×31.53/817.3=4.1.1.2氣相的計算已知tm=82，精餾段塔頂壓強 若取單板壓降為, 則

30、進料板壓強 n105.325+0.7氣相平均壓強 由 所以 氣相平均密度計算: =氣相負荷 v=（r+1)d= =精餾段的負荷列于表4：表4 精餾段的汽液相負荷名稱氣相液相平均摩爾質量/36.2731.53平均密度/1.420817.3體積流量/3851.94.014.1.2 提餾段的汽液體積流量采用和精餾段相同的計算方法可以得到下表：平均溫度：tm=（tf+tw）/2=（94+85.7）/2=89.85表5 提餾段的數(shù)據(jù)位置塔釜進料板摩爾分數(shù)xf=0.118yf=0.468質量分數(shù)摩爾質量/mlf=21.3mvf=31.3溫度/94.085.7表6 提餾段的汽液相負荷名稱氣相液相平均摩爾質量

31、/27.420平均密度/1.067918.5體積流量/3873.511.984.2 塔徑的計算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的計算結果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量： =汽塔的平均液相流量： 汽塔的汽相平均密度： 汽塔的液相平均密度： 塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。不同塔徑的板間距參考表7【1】：表7 不同塔徑的板間距參考表塔徑d/mm80012001400240026006600板間距ht/mm300 350 400 450 500400 450 500 550 600 650 700450 50

32、0 550 600 650 700 750 800參照上表,取板間距0.35m,板上液層高度=0.06m，那么分離空間：由已知條件可以計算出二相流動參數(shù)【2】： 從史密斯關聯(lián)圖圖4 史密斯關聯(lián)圖查得：=0.062，由于由于 ，需先求平均表面張力：1乙醇 2水 塔頂: 進料板：=17.5mn/m =61.6mn/m 塔底： =16.6mn/m =58.9mn/m 精餾段液相平均表面張力 提餾段液相平均表面張力 全塔液相平均表面張力 c=0.062×()0.2=0.0735 =0.0735× u=0.65×1.95=1.27m/s =1.086m根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為

33、d=1000mm此時，精餾段的上升蒸汽速度為： =提餾段的上升蒸汽速度為： =安全系數(shù)： =0.7 =0.702和均在0.60.8之間，符合要求4.3塔高的計算精餾段有效高度提餾段有效高度塔的高度可以由下式計算： 塔頂空間（不包括頭蓋部分） 板間距 n實際板數(shù) s人孔數(shù) 進料板出板間距 塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為n=35塊，板間距，由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設一個人孔，則人孔的數(shù)目為： 個取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度： 4.4 塔板結構尺寸的確定4.4.1溢流裝置 由于塔徑大于800mm，采用單溢流、弓形降液管、平形

34、受液盤及平形溢流堰，不設進流堰。各計算如下【2】：4.4.1.1溢流堰長為0.7d，即：；4.4.1.2出口堰高 精餾段：由,查液流收縮系數(shù)圖5可知：圖5 液流收縮系數(shù)圖e為1.02，依下式得堰上液高度： e 故：提餾段：,查液流收縮系數(shù)表可知：e為1.067，依下式得堰上液高度： e 故：4.4.2降液管4.4.2.1降液管寬度與降液管面積有，查弓形降液管參數(shù)圖6【2】得,故： 圖6 弓形降液管參數(shù)圖液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間【3】： ）液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時間： ）4.4.2.2降液管底隙高度精餾段：取液體通過精餾段降液管底隙的流速 依式計算降液管底隙高度， 即：提餾段：取液體通

35、過精餾段降液管底隙的流速 依式計算降液管底隙高度， 即：4.4.3塔板布置4.4.3.1邊緣區(qū)寬度的確定取安定區(qū)寬度取邊緣區(qū)寬度：4.4.3.2開孔區(qū)面積的計算開孔區(qū)面積按下式計算：）【3】其中 故4.4.3.3篩孔數(shù)n與取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為4mm,取故孔中心距t=2.9 5.0=14.5mm，依下式計算塔板上篩孔數(shù)n ,即 孔依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即： 每層板上的開孔面積為 氣孔通過篩孔的氣速：精餾段： 提餾段： 4.4.3.4篩孔排列篩孔按正三角形排列第五章 塔板的流體力學驗算5.1 氣體通過塔板的壓力降氣體通過塔板的壓力降(單板壓降) 氣體通過

36、每層塔板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱氣體通過篩板的干板壓降，m液柱氣體通過板上液層的阻力，m液柱克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力干板壓降 【2】篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，kg/m3根據(jù) ， 查干篩孔的流量系數(shù)圖c0 =0.751精餾段 =0.0466m 液柱提餾段 =0.0306m液柱5.1.2 板上充氣液層阻力板上液層阻力用下面的公式計算： 【2】板上清液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積 塔橫截面積 精餾段 動能因子 查充氣系數(shù)0.6，則提餾段 動能因子 查充氣系數(shù)0.63，則 5.1.3 由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻

37、力 【2】精餾段 提餾段 綜上，故 精餾段 hf=0.0466+0.036+0.00403=0.08663m液柱 提餾段 =0.0306+0.0378+0.00507=0.07347m液柱 5.2 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果， 【2】精餾段 提餾段 故在本設計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會發(fā)生過量液沫夾帶。5.4 漏液 漏液驗算 【2】 精餾段 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù) 提餾段 實際孔速 穩(wěn)定系數(shù) 故在本設計中無明顯漏液5.5 液泛為防止

38、塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高hd應服從的關系 【2】乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取精餾段 ： 提餾段： 第六章 塔板負荷性能圖6.1精餾段塔板負荷性能圖6.1.1漏液線 據(jù)此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液體/kg干氣為限，求vs-ls關系如下： hf=2.5hl=2.5（， e 解得： 列表計算如下：ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008vs/(m3/s)1.2521.1261.0200.926可作出液沫夾帶線26.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由=0.817 解得：據(jù)此

39、可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.6.1.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 , 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上線4。6.1.5液泛線令 聯(lián)立得： 整理得： e 列表計算如下ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010vs/(m3/s)1.651.4791.2200.900由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔精餾段的負荷性能圖7如下：圖7 精餾段的負荷性能圖在精餾段塔板負荷性能圖上，作出操作點a，連接oa，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負荷下限控制。由圖查得： 故操作彈性為6.2提餾段塔

40、板負荷性能圖6.2.1漏液線 據(jù)此可以做出與流體流量無關的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液體/kg干氣為限，求vs-ls關系如下： hf=2.5hl=2.5（， e 解得： 列表計算如下：ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008vs/(m3/s)1.5621.4171.2951.186可作出液沫夾帶線26.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由=0.855 解得：據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限3.6.1.4液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限 , 據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負

41、荷上線4。6.1.5液泛線令 聯(lián)立得： 整理得： e 列表計算如下：ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010vs/(m3/s)1.7411.5731.3791.139由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔提餾段的負荷性能圖8如下圖8 提餾段的負荷性能圖在提餾段塔板負荷性能圖上，作出操作點a，連接oa，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得： 故操作彈性為第七章 接管尺寸的確定及選型7.1進料管尺寸的確定及選型料液質量流量 進料溫度 ，在此溫度下 則 取管內(nèi)流速：則進料管管徑：則可選擇進料管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液

42、體流速7.2釜液出口管尺寸的確定及選型釜液質量流量 塔釜溫度 ，在此溫度下 則 取釜液出塔的速度：則釜液出口管管徑：則可選擇釜液出口管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速7.3回流管尺寸的確定及選型回流液質量流量 回流溫度 ，在此溫度下 則 取回流速度：則回流出口管管徑：則可選擇回流出口管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速7.4塔頂蒸汽出口徑及選型 塔頂上升蒸汽的質量流量： 取適當流速： 所選規(guī)格為，此時管內(nèi)流速13.97.5水蒸汽進口管口徑及選型進入塔的水蒸汽體積流量： 取適當速度 所選規(guī)格為，此時管內(nèi)流速15.7第八章 精餾塔的主要附屬設備8.1冷凝器8.1.1冷凝器的選擇冷凝器選擇選擇強制循環(huán)式冷凝器，冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。8.1.2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量塔頂全凝器的熱負荷： 單位時間內(nèi)的傳熱量，； 熱、冷流體的質量流量，； 熱流體的汽化潛熱， 查表得r=925kj/kg則 取水為冷凝器介質其進出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 cpc =4.203于是冷凝水用量： 又 k取700所以，傳熱面積： 8.2預熱器以釜殘液對預熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為