乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔地設(shè)計(jì)

1、乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)前言精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（低沸點(diǎn)）組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)（高沸點(diǎn)）組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高， 而下降液愈接近塔底,其難揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返 回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸 氣返回塔中，另一部分液體作

2、為釜?dú)堃喝〕觥＞s塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點(diǎn)（或沸點(diǎn)）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達(dá)到分離提純的目 的。化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多 數(shù)分離過程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操 作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一

3、定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔 外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔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(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。本次設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計(jì)針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。本設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算一一物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運(yùn)算，調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性

4、參數(shù)，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。目錄前言 2化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書 6.第一章設(shè)計(jì)概述71.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 71.2塔設(shè)備的分類81.3板式塔8.泡罩塔&篩板塔&浮閥塔9.第二章設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明 9.2.1塔型選擇92.2操作流程9第三章塔的工藝計(jì)算103.1查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) 11進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 11平均摩爾質(zhì)量 113.2全塔物料衡算113.3塔板數(shù)的確定12理論塔板數(shù)的求取 12全塔效率的估算 15實(shí)際塔板數(shù) 16第四章精餾塔主題尺寸的計(jì)算174.1求的塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力 174.2平均摩爾質(zhì)

5、量的計(jì)算：（kg/kmol）1734、3平均密度m（ Kg / m ）184.4精餾段與提餾段的汽液體積流量計(jì)算204.5液體表面張力 204.6塔徑D的計(jì)算214.7塔高的計(jì)算234.8塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定24第五章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1氣體通過塔板的壓力降 m液柱275.2液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核 295.3液沫夾帶（霧沫夾帶） 295.4漏液305.5液泛31第六章塔板負(fù)荷性能圖316.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖32漏液線32液沫夾帶線 32液相負(fù)荷下限線 33液相負(fù)荷上限線 336.1.5液泛線錯(cuò)誤!未定義書簽。6.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖35漏液線35液沫夾帶線 35液相負(fù)荷下限線 3

6、6液相負(fù)荷上限線 37液泛線37第七章各接管尺寸的確定及選型 397.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型397.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型 397.3回流管尺寸的計(jì)算及選型407.4塔頂蒸汽出口徑及選型 407.5水蒸汽進(jìn)口管口徑及選型4041第八章精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器418.2預(yù)熱器428.3預(yù)熱器43設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 44設(shè)計(jì)方案討論 45參考文獻(xiàn)46化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)任務(wù)要求：1. 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板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(zhì)量分率=（30+0.5*學(xué)號）% ,? 原料處理量：質(zhì)量流量=（10 0.1*學(xué)號）t/h

7、 單號?（10 + 0.1* 學(xué)號）t/h 雙號? 產(chǎn)品要求：摩爾分率：xd = 0.83, x w = 0.10 單號;? xd = 0.80, x w = 0.05 雙號R = （ 1.2 2 ） Rmin。2. 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流,主要內(nèi)容:1. 確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝 置；2. 精餾塔的工藝計(jì)算與結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：? 物料衡算確定理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)；? 按精餾段首、末板，提餾段首、末板計(jì)算塔徑并圓整；? 確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)；? 按精餾段和提餾段的首、末板進(jìn)行流體力學(xué)校核，并

8、對特定板的結(jié)構(gòu)進(jìn)行個(gè)別調(diào)；? 進(jìn)行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2。3. 計(jì)算塔高；4. 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；5. 繪制塔板結(jié)構(gòu)圖（用計(jì)算紙或繪圖紙）；6. 列出設(shè)計(jì)參數(shù)總表。四參考書目第一章設(shè)計(jì)概述1.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸， 達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)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(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個(gè)裝置的

9、產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個(gè)方面都有重大影 響。塔設(shè)備的設(shè)計(jì)和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，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(shè)備進(jìn)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(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動(dòng)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(jié)構(gòu)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(zhì)設(shè)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。泡罩塔泡罩塔是歷史

10、悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡 罩塔具有一下優(yōu)點(diǎn)：（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(yīng)多種介質(zhì)泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價(jià)高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀(jì)50年代起對篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計(jì)方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點(diǎn)：（1 ） 生產(chǎn)能力大（提高 20 % 40 %）（2）塔板效率高（提高10 % 15 %）（3）.壓力降低（降低30 % 50 %），而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價(jià)減少40 %左右，安裝維修都比較容易 。1.3.3浮閥塔2

11、0世紀(jì)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(zhì) 過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點(diǎn)：(1).處理能力大(2)操作彈性大(3).塔板效率咼(4).壓力降小其缺點(diǎn)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，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)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種。V-4型浮閥其特點(diǎn)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(qiáng)降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其余結(jié)構(gòu)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(shè)計(jì)方案的確定及流程說明2.1塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按

12、年工作日300天，每天開動(dòng)設(shè)備 24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為15t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過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操作流程乙醇一一水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)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。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，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(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)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(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇一水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料

13、板，在進(jìn)料板上與自塔上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(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。 流程示意圖如下圖第三章塔的工藝計(jì)算3.1查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)(1)水和乙醇的物理性質(zhì)表31 :水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對分子質(zhì)里密度20Ckg / m沸占八、101.33kP3aC比熱容(20 C)Kg/(kg.C)黏度(20 C)mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)(20 C)/(m. C)表面張力(20 C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)

14、常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表3 2表3 2乙醇一水系統(tǒng)t x y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/ C乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/ C乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7

15、572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質(zhì)量：46 ;水相對分子質(zhì)量：18進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料乙醇組成（摩爾分?jǐn)?shù)）：XF=0.55/460.55/46(10.55)/18=0.3235塔頂組成：xd=0.80塔底組成：xw=0.05平均摩爾質(zhì)量M f =0.323546+ ( 1-0.3235 )18=27

16、.058 kg/kmolD* x d +W *x w =F* x fM D= 0.8046+ (1-0.80)18=40.4kg/kmolM W =0.0546+ ( 1-0.05 )18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算進(jìn)料量：l "丄八 15 10000.55/4610.55 /18 門F 15t / h0.154 kmol/s3600總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分物料衡算:聯(lián)立以上二式得:D=0.0562kmol/sW=0.0978/kmol/s表3-3物料衡算數(shù)據(jù)記錄F :進(jìn)料量（kmol/s ）0.154 kmol/sXf :原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.3235D：塔

17、頂產(chǎn)品流0.0562kmol/sxD :塔頂組成0.80量（kmol/s ）W:塔底殘液流0.0978 kmol/sXw :塔底組成0.05量（kmol/s3.3塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)Nt的求?。?）求最小回流比Rmin和操作回流比 R。根據(jù)乙醇一一水氣液平衡表1-6，作圖乙醇-水x-y相平衡圖一 一平衡線 對角線乙醇-水t-x(y)圖液相摩爾 氣相摩爾組成x(y)由圖，過(0.80 , 0.80)做直線與平衡線切于點(diǎn)e(0.5602,0.6774).則Rmind ye 0.80 0.6774。461ye xe 0.67740.5602Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1

18、)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778

19、370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，泡點(diǎn)進(jìn)料:R=1 .8 R min =1.8830取 R=1.8R min , , ,Rmin=1.0461.泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1，故q線為x=0.3235.R精餾段操作線：yn+1 =

20、 xnR 1XdR 1=0.653137xn + 0.277491提餾段操作線:RDqFyn+1 =(R 1)D(1 q)FXnF D(R 1)D(1 q)F=1.617342x n-0.030867乙醇-水 x-y相平衡圖1.8平衡線 對角線 T-精餾線 亠提餾線t- q線由工藝條件決定R=1.8R min故取操作回流比R=1.8830(2 )理論塔板數(shù)Nt的求取由圖可以看出當(dāng)R=1.8R min時(shí)，理論板數(shù)為Nt=11塊，進(jìn)料板為第10塊，精餾段需9塊，提餾段需2塊,(包括蒸餾塔)。全塔效率的估算利用表中常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法求得用奧康奈爾法(O'con

21、enell)對全塔效率進(jìn)行估算:根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以用內(nèi)插法求得( X或Y):由相平衡方程式y(tǒng)=ax1 (a 1)xx(y 1)y1=X d=0.80X1=0.7713aD=1.1859yF=0.5812xf=0.3235aF=2.902yw=0.2979xw=0.05aw =8.062182.3 81.5tF - 81.5.，則FF，可得a=320.2608 0.32730.3253 0.3173tD78.1578.410.8943 0.7472tD 78.410.8 0.7472tD =78.3167 Ctw =91.7053 C平均相對揮發(fā)度的求?。篴 3 aDaFaW3 1

22、.1859 2.902 8.0621 3.0274全塔的相對平均揮發(fā)度:(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度的求取:95.5 89.0 = tw 89.00.0190.0721 = 0.05 0.0721a1JaDaF1.1859 2.902 1.8551(2 )提餾段的平均相對揮發(fā)度的求?。篴2=FW = 2.9020. 8.0621 =4.8370全塔的平均溫度:(1 )精餾段平均溫度81.5457+ 78.31672=79.9312(2 )提餾段平均溫度tF twt2=815457917053=86.6255 C2查化工原理(陳敏恒主編第三版上)課本附錄1.2水在不同溫度下的黏度表及液體粘度共線

23、圖，乙醇 1=0.43 mPa.s可知：當(dāng)溫度為 79.9312 C時(shí)，水1溫度為 86.6255 C 時(shí)，水 1=0.3291 mPa.s ，乙醇 2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡圖：化工原理(陳敏恒主編第三版下)課本附錄3.1當(dāng)溫度為79.9312 C時(shí),x10.507979.931279.80.3965 0.507980.7 79.8x1=0.4917溫度為86.6255X20.12380.09660.1238一 _ _ _ _C時(shí)，86.67885.386.7,X2=0.098085.3根據(jù)公式lg LX lg i ,(1L= 10Xi lg ig求得,平均黏度：(1 )精

24、餾段：L10 0.4917Ig0.43 (1 04917) lg 0.35620.3907mpa.s(2 )提餾段：0.098010lg 0.38 (1 0.0980) lg 0.32910.3338mpa .s由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式計(jì)算全塔效率:Et 0.49( l)0.245(1 )精餾段：Et=0.49 (1.85510.3907) 0245=0.5302(2)提餾段：Et=0.49 (4.8370 0.3338) 0.245 =0.4357實(shí)際塔板數(shù)Np實(shí)際塔板數(shù)et所得實(shí)際塔板數(shù)(1 )精餾段：Nr=N i/Et=9/0.5302 胡6.97,取整精餾段17塊板，考慮安全系數(shù)加一塊為18。

25、(2 )提餾段：Ns= ( N-N 1)/ E t=2/0.4357 4.59,取整提餾段5塊板，考慮安全系數(shù)加一塊為6.故進(jìn)料板為第19塊總板數(shù)為N=N r +Ns=18+6=24(包括蒸餾塔)。第四章 精餾塔主題尺寸的計(jì)算4.1求的塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力：塔頂：P101.3.kPa101 3每層塔板壓降：75mmH2。0.075kPa 0.7355kPa10.33進(jìn)料板壓力:PF 101.3 18 0.7355114.503kPa塔釜壓力：FW 114.5030.7355 6118.916kFa求得精餾段和提餾段的平均壓力:(1 )精餾段：I 101.3 114.503 一Pm107.

26、9075 kFa2(2 )提餾段：c 114.503118.916 一Pm116.7095 kPa24.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：(kg/kmol)M VDm塔頂：0.80 46 (1 0.80) 18 40.4M LDm0.7713 46 (1 0.7713) 1839.5964進(jìn)料板：MVFm0.581246(10.5812)1834.2736M LFm0.323546(10.3235)1827.058塔釜:M vWmM LWm0.2979 46 (1 0.2979) 18 26.34120.05 46 (1 0.05) 18 19.4M LmM VDm M vFm240.434.237623

27、7.3188kg / kmolM LDm M LFm239.596427.058233.3272kg / kmol(1 )精餾段平均摩爾質(zhì)量:(2)提餾段的平均摩爾質(zhì)量:M VmM VFm M VWm34.273626.3412230.2894kg / kmolMLmM LFm M LWm227.058 19.4223.229kg/kmol塔頂M VDm40.4 kg / kmol精餾 段平 均摩 爾質(zhì) 量M Vm37.3188kg/ kmolM LDm39.5964 kg / kmolM Lm33.3272kg/kmol進(jìn)料板M VFm34.2736 kg / kmol提餾 段平 均摩 爾質(zhì)

28、量M Vm30.2894kg / kmolM LFm27.058kg / kmolM Lm23.229kg/kmol塔釜M VWm26.3412kg/kmolM LWm19.4 kg/ kmol4、3平均密度,(Kg/m3)1)氣相平均密度 的計(jì)算表4-1平均摩爾質(zhì)量由 PV nRT 和T，(1 )精餾段氣相平均密度計(jì)算：PM RTRT,VmMRTVmm M VmRT107.9075 37.31888.314 (273.15 79.9132)31.3719kg /m(2 )提餾段平均密度計(jì)算:Vm116.7095 30.28948.314 (273.15 86.6255)1.1818kg/m3

29、溫度/cc / kg m 3w / kg m 3溫度/ cc / kg m 3w/ kg m 380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.32)液相平均密度計(jì)算:LWii求得在與下的乙醇和水的密度(單位：kg/m3)已知：混合液密度依式_aA _aB ( a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)， M為平均相對分子質(zhì)量)ABtD78.3167730735 廠73585 8078.3167 80A =736.6833( kg/m3),3B =972.8773( kg / m )968.6 971.8971.885 80= 78.3167 80WaXaM aXaM

30、a (1 Xa)M0.80 460.80 46(10.80) 180.9109塔頂：得:LDmWaWb0.9109736.68331 3 752.9729kg/m3 (10.9109)972.8773tF81.5457730735a 735Wa進(jìn)料板：得:85 8081.5457 803A =733.4543( kg/m )968.6 971.8b971.885 80XaM a81.5457 80B =970.8108( kg/0.3235 46XaM a (1 Xa)M b0.3235 46 (1 0.3235) 18LFmWaWb0.5499733.4543m3)0.5499824.133

31、7kg/m3 (1 0.5499)970.810891.7053 :竺竺A" 724Wa塔釜：得:959091.7053 90961.85 965.3B- 965.395 9091.0573 90A =722.6358( kg /m3),3B =964.1233( kg/m )XaM aXAM A (1 XA)M B0.05460.05 46(10.05) 180.1186LFmWa(1 )精餾段液相平均密度:(2 )提餾段液相平均密度:WbLmLm13927.3816kg/m 0.1186 (1 0.1186)722.6358964.1233752.97298241337788.5

32、533kg/m32824.1337927.3816875.7577kg/m34.4精餾段與提餾段的汽液體積流量計(jì)算根據(jù)：R=1.8R 聞，Rmin=1.0461, R=1.8830(1)精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算V= (R+1 ) D=(1.8830+1)0.0554=0.15kmol/sVsVMvmvm0.15 37.31881.371934.0803m3/sL=RD=1.88300.0554=0.1043kmol/sLs =LM LMLM0.1043 33.3272788.55334.4081 10 3(m3/s)(2)提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算由于q=1，則V' = V+ (q - 1) = V

33、 =0.1043kmol/sV'Mvmvm0.1043 30.28941.181832.6732m /sL' = L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/sL's =L'Mlm =LM0.2583 23.229875.7577336.8513 10 (m /s)4.5液體表面張力m =xi ii 1查化工原理(陳敏恒主編第三版 上)課本附錄，水在不同溫度下的表面張力及有機(jī)液體的表面張力共線圖可知：A 乙醇B 水(1)塔頂:78.3167 C時(shí),807062.5764.3378.316780a 62.57b 62.86

34、63 mN /mB 62.8663 mN /mA 17.8 mN / mMD0.80 17.8(1 0.8) 62.866326.8133( mN / m)進(jìn)料:tF81 .5457 C時(shí)，62.5780 9060.7181.5457 80 , B 62.2825 mN / m a 62.5762.2825 mN /m,17.4 mN / mMF 0.3235 17.4(10.3235) 62.282547.7630 (mN/m)(3)塔釜：91 .7053 C時(shí),9010091.7053 9060.7158.84A 60.71，B 60.3911 mN/m60.3911 mN/m,A 16.

35、7 mN / mmw 0.05精餾段:提餾段:16.7m=(m=(10.05) 60.391158.2065(MD +MW +mN/m)mf )/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881(mf )/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847(mN/m)mN /m)全塔液相平均表面張力26.813347.763058.206544.2609(mN/m)4.6塔徑D的計(jì)算塔徑可以由下面的公式給出:4Vsu由于適宜的空塔氣速 U(0.6 0.8)Umax，因此，需先計(jì)算出最大允許氣速Umax。Umax C 0.2vm, C由下式計(jì)算C =Cf20 20,C20由s

36、mith圖查取。參考化工原理下冊表10-1，取塔板間距 HT=0.45m，板上液層高度hL 0.06m，那么分離空間:HT-h 1=0.39m兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下Flv(1)精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為:Flvl4.4081 10 34.080378855330.02591.3719查smith圖得:(史密斯關(guān)聯(lián)圖).2Cf20 =0.0820.2C = C f 20= 0.0822037.2881200.0929=0.0929Umax C788.5533 1.37191.37192.2248m/s取安全系數(shù)為 0.8,u=0.8 X2.2248=1.7799m/s則精餾段塔徑D=1.708

37、9m4VS=4 4.0803'、u =3.14 1.7799根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將D圓整到D=1.8m 作為初選塔徑，因此重新校核流速u此時(shí)，實(shí)際空塔氣速為:U=4VsD24 4.08031.821.6043m/sU實(shí)際泛點(diǎn)百分率為1.6043n -79 d dU./2IIUmax2.2248AT2D220.785 1.822.5434 m24(2) 提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為:FlvLs L68513 10 3875.7577。徳*VS V 2.6732: 1.1818查 smith 圖得：Cf20 =0.0810.2C = Cf20= 0.081200.252.9847200

38、.0984Umax=0.0984 X875.75771.1818: 1.18182.6775m/s取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速為 u=0.8 X2.6775=2.1420m/s則提餾段塔徑D4 2.67323.14 2.1420=1.2609m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將D圓整到D=1.8m 作為初選塔徑，因此 重新校核流速u此時(shí)，實(shí)際空塔氣速為:U=4VsD24 2.67321.821.0510m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率為 1.05100.3925Umax 2.6775AT0.785 1.822.5434m24.7塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：Z Hp (N 2 S)Ht SHt Hf HwH

39、p-塔頂空間(不包括頭蓋部分)Ht-板間距N-實(shí)際板數(shù)S-人孔數(shù)Hf-進(jìn)料板出板間距Hw-塔底空間（不包括底蓋部分）8塊板設(shè)一個(gè)人孔,已知實(shí)際塔板數(shù)為 N=24塊，板間距Ht=0.45由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔則人孔的數(shù)目S為：24S12個(gè)8，進(jìn)料板空間高度取人孔兩板之間的間距Ht 0.6m，則塔頂空間Hp 1.2m，塔底空間Hw 2.5mH f 0.8m，那么，全塔高度：Z 1.2（24 22） 0.452 0.60.82.514.7m4.8塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定塔板詳細(xì)設(shè)計(jì)選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。廣泛用于因?yàn)楣谓狄汗芫哂休^大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長

40、，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單,直徑小于2.2米的塔中。（1）溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.8m，可選用單溢流弓形降液管A.堰長l w單溢流：lw0.6 0.8 D選擇平流溢流堰取堰長 lw=0.6D=0.6 X1.8=1.08m,B.溢流堰高度hw因?yàn)槌隹谘吒遠(yuǎn)wh L hOW，已取hL =0.06選用平直堰，堰上液層高度 how可用FranCiS計(jì)算，即% 誥E23Lhlw2.5 =4.4081*10由精餾段：Lh-3 *3600/2.51 08=13.0916圖10-48液流收縮系數(shù)查化工原理下冊上圖10-48得：E=1.04，則3how =2.84 X10 X104(15.8692/1.08)2/

41、3 =0.0177mhwhLhow =006-0.0177=0.0423m提餾段：Lh 彳)2.5 =6.8513*10 -3 *3600/ Qg25 =20.3477查化工原理下冊上圖 10-48得：E=1.04，則3h0w =2.84 X10 X1.06(24.6647/1.08)2/3 =0.0242mhwh l how =0.06-0.0242=0.0358m(2)降液管圖10-40弓形降液管的寬度與面積因?yàn)閘w D 0.6，查弓形降液管參數(shù)圖(化工原理陳敏恒 第三版P127 )得:AAt0.115，At=冗D2' /4、'=2.5434m 21.8=0.207m所以

42、Af 0.055 2.5434=0.1399 m 2 , Wd=0.115依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間：AH 3 5sLs0.1399 0.45精餾段：t14.2817 5s0.0044081提餾段：t °1399 °459.1888 5s0.0068513故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度:降液管底部離塔板距離h°,考慮液封，取h°比hw小，通常取為 0.03-0.04m 左右此時(shí)，取為h0 =0.03則液體流經(jīng)底隙的流速依下式計(jì)算:Ub0.3l w h00.5m/ s精餾段：ubLsl w h04.401810 31.08 0.030.1361m

43、/s0.3 0.5m/s提餾段：ubLsI wh06.8513 10 31.08 0.030.2115m/s0.3 0.5m/s故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。(3 )塔板布置A.塔板的分塊因?yàn)镈=1.8m，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。表塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456B邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.07m,安定區(qū)寬度Ws=0.08mC 計(jì)算開孔面積Dx 2D r2WdWcWs1.80.9 0.07Aa2 x.r2 x20.207 0.080.613m0.83m2 .r sin1802 0.613 0.830.

44、61318020.83 sin1巡1.8303(m2)0.83D 篩板孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑，do0.008m，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為 0.003m,取=3, do故孔中心距t =3.0*6=0.024M依下式計(jì)算塔板上的開孔率AoAa0.907(t/d。)072 0.101=10.1%(0.018/0.006)則每層塔板上的開孔面積 A為:AoAa0.101 1.83030.1849m2A。do0.1849 43.14*0.00823680孔氣體通過篩孔的氣速為U0亙=Vs/AoAa則精餾段U°j4.0803提餾段U°T0.101 1.83032.673222

45、.0676m/s0.101 1.8303 14.4575m/s第五章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1氣體通過塔板的壓力降hpm液柱精彩文檔氣體通過塔板的壓力降（單板壓降）hp hc h1 hhp氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hc 氣體通過篩板的干板壓降，m液柱h i 氣體通過板上液層的阻力，m液柱h 克服液體表面張力的阻力，m液柱干板阻力hc圖10-45干板孔流系數(shù)干板壓降hchc= 0.051(業(yè))2C0LUo 篩孔氣速，m/sC 0孔流系數(shù)v L 分別為氣液相密度,Kg/m 3根據(jù) / d。=0.003/0.008=0.375查干篩孔的流量系數(shù)圖 C0 =0.72精餾段 hc 0.0

46、51(22.0676)2( 1.3719 )0.0834m液柱0.72788.553314 4575 21 1818提餾段 hc 0.051(. 5 5) (. 8 8 )0.0277m液柱0.72875.7577板上充氣液層阻力h1板上液層阻力hi用下面的公式計(jì)算：h 0 hLo(hwhow)九板上清液層高度，mo反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)當(dāng)液相為水時(shí)，取板上液層充氣因數(shù)°0.5，那么hl£ o hLo (hwhow )由表面張力引起的阻力h液體表面張力的阻力Lgdo精餾段h4 37.2881 10 30.00241m788.5533 9.81 0.008

47、h提餾段34 52.9847 100.003084 m875.7577 9.810.008綜上，故精餾段hp=0.0834+0.03+0.0024 仁0.1158m液柱壓降 p gh =788.5533 X9.81X0.1158=0.8958KPa液柱提餾段hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mhpgh=875.7577 X9.81 X0.0608=0.5223KPa本設(shè)計(jì)系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。5.2液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核AH依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間：一一 3 5sLs0.1399 0.45精餾段：t14.2817 5s0.00440810.1399 0.45提餾段：t9.1888 5s0.0068513故降液管設(shè)計(jì)合理。故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。5.3液沫夾帶（霧沫夾帶）的