乙醇丙醇篩板式精餾塔的與計算

1、吉林化工學(xué)院 化工原理課程設(shè)計 題目 乙醇- 丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計教 學(xué) 院 化工與制藥工程學(xué)院 專業(yè)班級學(xué)生姓名學(xué)生學(xué)號指導(dǎo)教師 計海峰2013年 6月 21 日吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目： 乙醇 -丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計任務(wù)要求： 設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇 - 丙醇具體工藝參數(shù)：1、原料加料量：F 100kmol / h2、溜出液組成：xD 0.94 0.001 33 20 0.9533、進料組成：xF 0.44 0.001 33 20 0.4534、釜液組成：xW 0.03 0.001 33 20 0.0435、塔頂壓力：p 100kpa6、單板壓

2、降：0.7kpa工藝操作條件：1、操作壓力：常壓精餾 p 100kpa （絕壓）2、加熱方式：塔底間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器3、加料狀態(tài)：泡點進料， q 14、塔頂冷凝器的冷凝方式：全冷凝器5、冷卻介質(zhì)：水6、回流比的選擇： R 1.1 2.0Rmin7、泡點回流 , 餾出口與回流口組成相同主要設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑及精餾段（或提餾段）踏板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負荷性能圖（ 4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計算5、設(shè)計結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔設(shè)備條件圖2吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計摘要化工生產(chǎn)常需進行液體混

3、合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體 混合物中各組分揮發(fā)度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精 餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。所以，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)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常必要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要 的汽液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是 較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計主要包括設(shè)計方案的選取和流程說明、全塔物料衡算和熱量衡算、主要設(shè)備工藝

4、尺 寸設(shè)計、輔助設(shè)備選型與計算、設(shè)計結(jié)果匯總、工藝流程圖以及設(shè)備條件圖的繪制等內(nèi)容。在 該設(shè)計中，工藝參數(shù)選定泡點進料、泡點回流，操作回流比取最小回流比的1.5 倍，計算出所需實際塔板數(shù)共計 27塊（包括再沸器） ，其中精餾段 10塊，提餾段 17塊；精餾塔塔徑 1.407m, 全塔總塔高為 17.416m，篩孔數(shù)目為 7329 個。通過對精餾塔的塔板流體力學(xué)校核，可以得出精 餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、 生產(chǎn)操作條件、 物性參數(shù)及塔板的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計都是合理的， 各種接管尺寸也是合理的，這樣，既保證了精餾過程的順利進行，也提高了全塔及精餾效率， 為工業(yè)生產(chǎn)實際應(yīng)用提供了良好的裝置設(shè)備。關(guān)鍵詞

5、：乙醇；丙醇；精餾段；提餾段；篩板塔。27緒論1. 精餾塔概述精餾塔( fractionating column)是進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。下面四關(guān)于各種類型塔板的介紹：主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮閥塔板；篩孔塔板；舌形塔板(斜孔塔板) ；網(wǎng)孔塔板； 垂直浮閥；多降液管塔板；林德浮閥；無溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的氣體通道是由升氣管和泡罩構(gòu)成的。升氣管是泡罩塔區(qū)別于其它塔板的主要結(jié)構(gòu) 特征。這種結(jié)構(gòu)不僅結(jié)構(gòu)過于復(fù)雜，制造成本高，而且氣體通道曲折多變、干板壓降達、液泛 氣速低、生產(chǎn)能力小。 浮閥

6、塔板 浮閥塔板是對泡罩塔板的改進，取消了升氣管，在塔板開孔上訪設(shè)置了浮閥，浮閥可根據(jù) 氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度。氣量較小時可避免過多的漏液，氣量較大時可使氣速不致過高，降 低了壓降。 篩孔塔板篩孔塔板是最簡單的塔板，造價低廉，只要設(shè)計合理，其操作彈性是可以滿足生產(chǎn)需要的， 目前已成為應(yīng)用最為廣泛的一種板型。 舌形塔板 舌形塔板是為了防止過量液沫夾帶而設(shè)計的一種塔型，由舌孔噴出的氣流方向近于水平， 產(chǎn)生的液滴幾乎不具有向上的初速度。同時從舌孔噴出的氣流，通過動量傳遞推動液體流動， 降低了板上液層厚度和塔板壓降。 網(wǎng)孔塔板 網(wǎng)孔塔板采用沖有傾斜開孔的薄板制造，具有舌形塔板的特點，并易于加工。 垂直浮

7、閥垂直浮閥是在塔板上開有若干直徑為 100-200mm的大圓孔，孔上設(shè)置圓柱形泡罩，泡罩下 緣于塔板有一定的間隙，泡罩側(cè)壁開有許多篩孔。氣流噴射方向是水平的，液滴在垂直方向的 初速度為零，液沫夾帶量很小。 多降液管塔板 在普通浮閥上設(shè)置多根降液管以適應(yīng)大液體量的要求，降液管為懸掛式。 林德浮閥林德浮閥是專為真空精餾設(shè)計的高效低壓降塔板， 在整個浮閥上布置一定數(shù)量的導(dǎo)向斜孔， 并在塔板入口處設(shè)置鼓泡促進裝置。 無溢流塔板無溢流塔板是一種簡易塔板，只是一塊均勻開有一定縫隙或篩孔的圓形平板，無降液管， 結(jié)構(gòu)簡單，造價低廉。2. 儀器的選用篩板精餾塔是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的汽液傳質(zhì)設(shè)備

8、。它的結(jié)構(gòu)特點是塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小孔徑篩板和大孔徑 篩板兩類。工業(yè)上以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離難度大、易結(jié) 焦的物系）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大，氣體分 散均勻，傳質(zhì)效率較高。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮髂軡M足要求的操作彈性，而且效率高。 篩 板塔制造維修方便，相同條件下生產(chǎn)能力比泡罩塔高 10% 15%，板效率亦約高 10%15%，而 每板壓力降則低 30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操 作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的

9、和帶固體 粒子的料液。第一章 設(shè)計方案1.1 裝置流程的確定蒸餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻 器等設(shè)。按過程按操作方式的不同，分為聯(lián)組整流和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾有生產(chǎn)能 力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活，適應(yīng)性 強等優(yōu)點，適合于小規(guī)模，多品種或多組分物系的初步分離。蒸餾通過物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離，熱量自塔釜輸入，由冷 凝器中的冷卻質(zhì) 將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，為此，在確定裝置流程時應(yīng)考 慮余熱的利用。譬如，用余料作為塔頂產(chǎn)品（或釜液產(chǎn)品）冷卻器的冷卻介質(zhì)，既可以將

10、原 料預(yù)熱，又可以節(jié)約冷卻質(zhì)。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵這節(jié)送入塔原料外也可以用高位槽送料， 以免受泵操作波動的影響。塔頂冷凝裝置可采用全冷凝器，分冷凝器兩種不同的設(shè)置。甲醇和水不反應(yīng)，且容易冷 凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔頂出來的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高， 無需進一步冷卻，此次分離也是希望得到甲醇，選用全凝器符合要求?？傊?，確定流程時要較全面，合理地兼顧設(shè)備，操作費用，操作控制及安全諸因素。1.2 操作壓力的選擇蒸餾過程中按操作壓力不同，分為常壓蒸餾，減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般地，除熱明性 物系，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下

11、來的物系， 都能采用常壓蒸餾；對敏性物系或者混合物泡點過高的物系，則宜采用減壓蒸餾；對常壓下 餾出物冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水，冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下 呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。乙醇和丙醇在常壓下就能夠分離出來，所以本實驗在常壓下操作就可以。1.3 進料狀況的選擇進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當(dāng)組成一定時，流量一定對分離 有利，節(jié)省加熱費用。采用泡點進料不僅對穩(wěn)定操作較為方便，且不受季節(jié)溫度影響。綜合 考慮，設(shè)計上采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提餾段上升蒸汽的 摩爾流量相等，故精餾段和提餾段塔徑基本相等，制造上較為方便。1.4

12、 加熱方式的選擇加熱方式可分為直接蒸汽和間接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱直接由塔底進入塔內(nèi)。由于重 組分是水，故省略加熱裝置。但在一定的回流比條件下，塔底蒸汽回流液有稀釋作用，使理 論板數(shù)增加，費用增加。間接蒸汽加熱使通過加熱器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下來的 冷液進行傳質(zhì)，其優(yōu)點是釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，其缺點是增 加加熱裝置。本設(shè)計塔釡采用間接加熱蒸汽，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。1.5 回流比的選擇1.5回流方式可分為重力回流和強制回流。對于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu) 點是回流冷凝器無需支持結(jié)構(gòu)，其缺點是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理 或塔板數(shù)

13、較多時，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因為塔頂冷凝器不已安裝，檢修和清理。在 這種情況下，可采用強制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè) 計為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計物系屬易分離物系，故操作回流比為最小回流比的 倍。第二章 工藝計算2.1 全塔物料衡算1、原料摩爾分數(shù)的計算設(shè) F、D、W 分別為進料、溜出液和釜液的摩爾流量； xF 、xD 、 xW分別為進料、溜出液 和釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；已知： F 100kmol / h 、 xF 0.453、xD 0.953、 xW 0.043 、 q 1 ，由物料衡算式： 總物料：FDW易揮發(fā)組分：FxFD xDW xW聯(lián)

14、立，可計算出餾出液和釜液的摩爾流量分別為WFxDxFxDxW0.953 0.4531000.953 0.04354.945kmol /hFW100 54.945 45.055kmol / h2、溫度的確定表 2-1 乙醇- 丙醇相平衡數(shù)據(jù)表序 號液相組 成氣相組 成沸點/序 號液相組 成氣相組 成沸點/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111

15、.0001.00078.3860.4610.65086.25根據(jù)乙醇 -丙醇相平衡數(shù)據(jù)表，用數(shù)值插值法確定塔頂溫度 tD 、進料溫度 tF 、塔釜溫度 tW塔頂溫度：tD 79.05 C78.38 80.59t D 78.381.000 0.844 0.953 1.000塔釜溫度：97.16 93.850.000 0.126tW 97.160.043 0.000tW 96.03 C根據(jù)溫度 - 飽和蒸氣壓關(guān)系式（安托因方程）0 lg pA7.338271652.050231.480 t0lg p0B6.744141375.140193.010 t進料溫度：88.3286.25tF 88.32F

16、 t 86.41 C0.3580.461F0.453 0.358 F可計算出 A（乙醇）、B（丙醇）組分分別在塔頂、進料板、塔釜時的分壓 計算結(jié)果如下：塔頂：tD79.05 C0 pA104.273kpa0 pB48.932kpa進料板：tF86.41 C0 pA138.467kpa0 pB66.496kpa塔釜：tW96.03 C0 pA196.787kpa0 pB96.946kpa3、相對揮發(fā)度的計算將該體系視為理想體系，根據(jù)拉烏爾定律，有0pA / xA pA0pB / xB pB代入上文計算出的分壓值，可得D 2.131 F 2.083 W 2.030所以，全塔平均相對揮發(fā)度為3DFW

17、3 2.131 2.030 2.083 2.081精餾段的平均相對揮發(fā)度為DF2.131 2.0832.107122提餾段的平均相對揮發(fā)度為WF2.030 2.0832.0572224、回流比的確定因為采取泡點進料，即 q1 ，所以 xqxF0.453則yqxq0.4532.0810.6331 1 xq12.0811 0.453xD xq 0.953 0.453 又 最小回流比RminD q 2.778min yq xq 0.633 0.453取操作回流比 R 1.5Rmin 1.5 2.778 4.1675、摩爾流量的計算設(shè)V 、V '分別為精餾段和提餾段上升蒸汽的摩爾流量； L 和

18、 L'分別為精餾段和提餾段下降 液體的摩爾流量。則 精餾段下降液體的摩爾流量L R D 4.167 45.055 187.74kmol / h精餾段上升蒸汽的摩爾流量V R 1 D 4.167 1 45.055 232.80kmol / h 提餾段下降液體的摩爾流量L' L qF R D qF 4.167 45.055 1 100 287.74kmol /h 提餾段上升蒸汽的摩爾流量V' V q 1 F R 1 D q 1 F 4.167 1 45.055 1 1 100 232.80kmol /h6、平均摩爾質(zhì)量的計算已知，乙醇的摩爾質(zhì)量 M A 丙醇的相平衡數(shù)據(jù)，用

19、數(shù)值插值法有塔頂溫度tD79.05 C塔頂汽相組成yD80.59 78.380.914 1.00079.05 78.38yD 1.000yD0.974進料板溫度tF精餾段平均液相組成88.3286.2588.3286.410.5500.6500.550yF96.03 C97.1693.8597.1696.030.0000.2400.000yWxFxD0.45386.41 CyF塔釜汽相組成 yWyWx1x12塔釜溫度tW進料板汽相組成 yF0.6420.0750.953 0.703246.00 kg / kmol ，丙醇的摩爾質(zhì)量 MB 60.00kg / kmol ，根據(jù)乙醇 -塔頂液相平均

20、分子量 MM mLDxD M A1xDMB0.95346.0010.95360.0046.658kg / kmol塔頂汽相平均分子量MmVDM mVDyD M A1yDMB0.97446.0010.97460.0046.364kg / kmol進料板液相平均分子量M mLFM mLFxF M A1xFMB0.45346.0010.45360.0053.658kg / kmol進料板汽相平均分子量M mVFM mVFyF M A1yFMB0.64246.0010.64260.0051.012kg / kmol塔釜液相平均分子量MmLWM mLWxW M A1xWMB0.04346.0010.04

21、360.0059.398kg / kmol塔釜汽相平均分子量MmVWM mVWyW M A1yWMB0.07546.0010.07560.0058.950kg / kmol精餾段液相平均分子量M mL1精餾段平均汽相組成 y1y1yFyD20.642 0.97420.808提餾段平均液相組成 x2x2xFxW0.453 0.04320.248提餾段平均汽相組成 y2y2yFyW20.642 0.07520.359M mL1x1 M A 1 x1 M B0.703 46.00 1 0.703 60.00 50.158kg /kmolM mV1y1 M A 1y1MB0.80846.0010.80

22、860.0048.688kg / kmol提餾段液相平均分子量M mL2M mL2x2 M A 1x2MB0.24846.0010.24860.0056.528kg /kmol提餾段汽相平均分子量M mV 2M mV2y2 M A 1y2MB0.35046.0010.35060.0054.974kg /kmol精餾段汽相平均分子量M mV17、原料質(zhì)量分數(shù)的計算0.453 46AFAF 0.453 46 1 0.45360塔頂摩爾分數(shù) xD0.953 ，則其質(zhì)量分數(shù)為0.95346AD 0.953 46 10.95360塔頂摩爾分數(shù) xW0.043，則其質(zhì)量分數(shù)為0.04346AWAW 0.0

23、43 46 10.043600.453 ，則其質(zhì)量分數(shù)為0.38830.93960.0333已知：進料板摩爾分數(shù) xF表 2-2 物料衡算結(jié)果表項目塔頂 D進料 F塔底 W溫度 / C79.1086.4996.14液相摩爾分數(shù) x/%0.9490.4490.039液相乙醇質(zhì)量分數(shù) /%0.93450.38450.0302相對揮發(fā)度2.1312.0822.029摩爾流量 / kmol /h45.05510054.945摩爾質(zhì)量 / kg / kmol46.71453.71459.4548、理論塔板數(shù)的計算 采用逐板法計算，該法應(yīng)用相平衡方程與操作線方程從塔頂開始逐板計算各板的汽相與液 相組成，從

24、而求得所需要的理論板數(shù)。精餾段操作線方程RxD4.1670.954yn 1xnxn0.8065 x n 0.1846R 1 nR 1 5.167n 5.167 n提餾段操作線方程L'Wx 287.74 x54.945ym 1xmxWxm0.043 1.2360xm 0.0101V'm V'W 232.80 m232.80 m全塔相平衡方程xnynynyn1 ynyn 2.080 1 yn計算過程如下所示：理論塔板數(shù) nyn值xn值備注10.9530.907塔頂20.9160.84030.8620.75040.7890.64250.7020.53160.6130.432進

25、料板70.5440.36480.4600.29090.2810.158100.2050.110110.1460.076120.1460.146130.1040.053140.0770.039再沸器則 精餾段所需理論塔板數(shù)為NT1n 1 6 1 5提餾段所需理論塔板數(shù)為NT2m 1 9 1 8 （不包括再沸器）2.2 物性參數(shù)的計算表 2-3乙醇、正丙醇黏度表溫度 t/ C6080100A /mpa s0.6010.4950.361B /mpa s0.8990.6190.4441、液體黏度 Lm 的計算 應(yīng)用數(shù)值插值法，計算過程如下：精餾段平均溫度t1tD tF79.05 86.41282.73

26、 C100 800.361 0.495100 82.730.361LmA1 0.477mpa sLmA1100 800.444 0.619100 82.730.444 LmB1LmB1 0.595mpa s精餾段平均黏度為Lm10.4770.953 0.4530.59520.9530.4530.512mpa s提餾段平均溫度t2tWtF296.03 86.41291.22 C100 800.361 0.495100 91.220.361LmA2 0.420mpaLmA2100 80100 91.220.4440.6190.444 LmB2LmB2 0.521mpa提餾段平均黏度為Lm2 0.4

27、200.0430.453 0.52120.043 0.4530.496mpa s2、塔效率 ET 的估算運用 O'connell 法估算塔效率，ET0.490.245mL塔頂、塔釜平均溫度為 t tDtW279.05 96.0387.54 C根據(jù)溫度 -飽和蒸氣壓關(guān)系式計算得p0A 144.462kpaPB069.591kpa由拉烏爾定律知0pA0pB0144.46269.5912.076運用內(nèi)差法計算該溫度下的液相摩爾分數(shù)88.32 86.250.358 0.46188.3287.540.358x 0.397同理，計算該溫度下的液體黏度100 800.361 0.495100 87.

28、540.361 10.444mpa s100 80 100 87.542 0.553mpa s0.444 0.619 0.444 2 2該溫度下液體的黏度0.4440.397 0.5531 0.3970.510mpa s則，全塔效率ET0.492.0760.510 0.2450.483實際塔板數(shù)NPNT1428.9629塊（包括再沸器）ET0.483精餾段實際板數(shù)N P1NT1510.3510塊ET10.483提餾段實際板數(shù)NPNT2816.5617塊ET20.483進料板位于第 612.4212 塊板處0.4833、操作壓強 pm 的計算塔頂壓強 pD 100kpa ，取每層塔板壓降p0.7

29、kpa ，則進料板壓強pFpDNT1p100 100.7107.0kpa塔釜壓強pWpD NT1p 100291 0.7 119.6kpa精餾段平均操作壓強pm1pD pF100107.0103.5kpa22提餾段平均操作壓強pm2pWpF119.6 107.0113.3kpa224、密度 m 的計算表 2-4 液相密度溫度 t/ C708090100110A /kg /m3754.2742.3730.1717.4704.3B /kg /m3759.6748.7737.5726.1714.21）液相平均密度 mL 應(yīng)用數(shù)值插值法有： 塔頂溫度 tD 79.05 C ，則80708079.05m

30、LDA742.3754.2742.3mLDA80708079.05748.7759.6748.7mLDBmLDB1ADBD0.9396 10.9396mLDmLDAmLDB743.431749.736進料板溫度 tF86.41C ，則90809086.41730.1742.3730.1mLFAmLFA90809086.41737.5748.7737.5mLFBmLFB1AFBF0.3883 10.3883mLFmLFAmLFB734.480741.521塔釜溫度 tw96.03 C，則1009010096.03717.4730.1717.4mLWAmLWA1009010096.03726.17

31、37.5726.1mLWBmLWB1AWBW0.0333 10.0333mLWmLWAmLWB722.442730.606所以，精餾段平均液相密度為mL1mLD2mLF743.81 738.77提餾段平均液相密度為mL2mLW mLF2730.35 738.773743.431kg /m33749.736kg /m33 mLD 743.81kg /m3734.480kg /m3741.521kg /m3mLF 738.77kg / m33722.442kg /m33730.626kg / m33mLW 730.35kg / m33741.29kg / m33734.56kg / m32）汽相平

32、均密度mV根據(jù)理想氣體狀態(tài)方程，精餾段pm1 M mV1mV1103.5 48.68831.703kg /m3mV1 RT18.314 82.73 273.15提餾段pm2 M mV2mV 2113.3 54.97432.056kg /m3mV 2 RT28.314 91.22 273.155、液體表面張力 m 的計算表 2-5 液體的表面張力溫度 t/ C6080100A /mN /m20.2518.2816.29B /mN /m21.2719.4017.50運用內(nèi)差法計算，已知：塔頂溫度 tD 79.05 C ，有80 6018.28 20.2580 79.0518.28 mDAmDA 1

33、8.374mN / m80 6019.40 21.2780 79.0519.40mDB 19.489mN /mmDB塔頂液體表面張力為D xDmDA 1 xDmDB0.953 18.3741 0.953 19.489 18.426mN /m進料板溫度 tF 86.41 C ，有100 8016.29 18.28100 86.4116.29 mFAmFA 17.642mN / m100 8017.50 19.40100 86.4117.50mFB 18.791mN / mmFB進料板液體表面張力為mFA1 xFmFB0.453 17.6421 0.453 18.791 18.271mN / m塔

34、釜溫度 tW 96.03 C ，有100 8016.29 18.28100 96.0316.29 mWAmWA 16.685mN /m100 8017.50 19.40100 96.0317.50mWB 17.877mN /mmWB塔釜液體表面張力為WxWmWA 1 xWmWB 0.043 16.6851 0.043 17.877 17.826mN /m則，精餾段平均液體表面張力m1提餾段平均液體表面張力m2DF218.426 18.271218.349mN / mwF217.826 18.271218.049mN / m6、液體比熱容與汽化潛熱的計算乙醇正丙醇溫度汽化熱 kJ /kg熱容 k

35、J / kg C汽化熱 kJ/ kg熱容 kJ/ kg C0985.292.23839.882.2110969.662.30827.622.2820953.212.38814.802.3530936.032.46801.422.4340918.122.55787.422.4950899.312.65772.862.5960879.772.76757.602.6970859.322.88741.782.7980838.053.01725.342.8990815.793.14708.202.92100792.523.29690.302.96表 2-6乙醇、正丙醇汽化熱和比熱容數(shù)據(jù)運用插值法計算，已

36、知：塔頂溫度 tD79.05C，有80708079.05CPDA2.998kJ / kgC137.892kJ / kmolC3.012.883.01CPDA80708079.05CPDB2.881kJ / kgC172.830kJ / kmolC2.892.792.89CPDB塔頂液體平均比熱容為CPDCPDA xDCPDB1xD137.8920.953 172.83010.953 139.534kJ / kmol K進料板溫度 tF 86.41 C，有90809086.41C PFA3.093kJ / kgK142.293kJ / kmolK3.143.013.14CPFA90809086.

37、41CPFB3.129kJ / kgC187.754kJ / kmolC2.922.892.92CPFB進料板液體平均比熱容為CPFCPFA xFCPFB1xF142.2930.453 187.75410.453 167.160kJ / kmolC塔釜溫度 tW96.03C，則1009010096.03CPWA3.230kJ / kgC148.601kJ / kmol C3.293.143.29CPWA1009010096.03CPWB2.944kJ / kgC176.647kJ / kmol C2.962.922.96C PWB塔釜液體平均比熱容為CPWCPWA xWCPWB1xW148.6

38、010.043 176.64710.043 175.441kJ / kmolC同理，運用插值法可計算出液體汽化潛熱，計算結(jié)果如下表所示7、精餾塔汽、液相負荷的計算（1）精餾段的汽、液相負荷汽相負荷Vs1Vh1V M mV13600 mV1V M mV1mV1232.80 48.688 1.849m3 /s3600 1.703232.80 48.688 6655.647m3 /h1.703表 2-7 汽化潛熱計算結(jié)果表溫度 t C汽化潛熱 kJ /kg乙醇丙醇平均值tD 79.05831.021726.902826.126tF 86.41820.191714.353762.298tW 96.03

39、801.758697.406701.893液相負荷Ls1L M mL1187.7450.15830.00353m3 / s3600 mL13600741.29L M mL1187.7450.1583Lh112.703m3 /hmL1741.292）提餾段的汽、液相負荷V'M mV2232.80 54.9743汽相負荷Vs21.729m3 /s3600 mV 23600 2.056V'M mV2232.80 54.9743Vh26224.682m3 /hmV22.056液相負荷Ls2L'M mL2287.74 56.52830.00615m3 /s3600 mL23600

40、 734.56L'M mL2287.74 56.5283Lh222.143m3 /hmL2734.562.3 熱量衡算1、塔頂上升蒸汽的熱量 QVQVV CPD tDD M mVD232.80139.534 79.05826.126n 46.364 11033159 .98kJ /h2、殘液帶出的熱量 QWQW W CPW tW 54.945 175.441 96.03 927485.95kJ /h3、回流帶入的熱量 QR采用泡點回流，則餾出口與回流口組成相同，即tR tD 79.05 C ， CPR CPD 139.534kJ / kmol CQR L CPR tR 187.74 1

41、39.534 79.05 2074577.69kJ /h4、進料帶入的熱量 QFQF F CPF tF 100 167.16 86.41 1345351.95kJ /h5、塔頂餾出液的熱量 QDQD D CPD tD 45.055 139.534 79.05 497869.91kJ /h6、冷凝器消耗的熱量 QCQC QV QR QD 11033159.98 2074577.69 497869.91 8460712.38kJ / h7、散于周圍的熱量 QI取 QI 0.1QB8、加熱蒸汽代入的熱量 QB全塔范圍內(nèi)列熱量衡算式，有QB QRQFQVQW QI 且QV QDQR QC即0.9QBQ

42、DQWQCQF497869.918460712.38927485.951345351.98540716.29kJ / hQB 9489684.77kJ /h表 2-8 熱量衡算計算結(jié)果：項目進料冷凝器塔頂溜出液塔底殘液再沸器平均比熱容 / kJ / kmol C155.55-139.70175.58-熱量 Q / kJ /h1345351.958460712.38497869.91927485.959489684.772.4 塔和塔板主要工藝尺寸計算1、塔徑的計算以精餾段計算為例0.5X LhmL12.703741.290.5VhmV6655.6471.7030.0398取板間距 HT0.35

43、m ，塔板清液層高度 hL0.05mhL0.350.05 0.30m液體表面張力20mN/ m時的氣體負荷因子為C20 0.01620.0648 X 0.181Y0.01620.0648 0.03980.0162X 2 0.139XY 0.185Y 20.181 0.3 0.0162 0.03982 0.139 0.0398 0.3 0.185 0.320.0829氣體負荷因子C C200.2m200.20.0829 18.349 0.2200.0815液泛氣速uf取泛點率為 0.7，則空塔氣速mL mVmVu 0.7u f 0.70.0815 741.29 1.703 1.698m / s1

44、.7031.7006 1.189m/s所以，精餾段塔徑 D4Vs4 1.849 1.407mu 1.189同理，計算得提餾段的塔徑為 1.455m按標(biāo)準(zhǔn)圓整后，精餾段和提餾段塔徑均取 1.6m2、有效高度的計算精餾段：Z1 HT N P1 1 0.35 10 1 3.15m個人孔，提餾段：Z2 H T NP2 1 0.35 17 1 1 5.25m在進料口安裝防沖設(shè)施，取進料板板間距 H F 0.8m ，且要求每 68塊板設(shè)計則全塔 27塊板應(yīng)設(shè)計 3 個人孔，人孔處板間距 HP 0.8m 所以，全塔有效高度為Z Z1 Z2 HF 2H P 3.15 5.25 0.8 2 0.8 10.8m3

45、、溢流裝置計算（1）堰長塔徑 D 1.6m ，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 取 lW 0.660 , 則堰長DlW 0.660D 0.660 1.6 1.056m2）溢流堰高度1,則0.0149m選用平直堰，堰上液層高度 hOW 由弗朗西斯公式計算，近似取 E2/ 312.703 2/ 31.0562/ 3hOW2.84 10 3 E Lh2.84 10 3 1LWhL0.05mhW hL hOW0.05 0.0149 0.0351m同理，計算出提餾段hW 0.0284m3）弓形降液管寬度 Wd 和截面積 Af查圖 3-16，AfATlW 0.660 得 WdDD1 lWsinDD

46、12 lW D0.172 Wd 0.173 1.6 0.277msin 10.66 0.66 1 0.662 0.1299又 ATD 21.62 2.011m2T 4 42Af 0.1299 2.0106 0.261m2吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計液體在降液管內(nèi)的停留時間Af H TLs0.261 0.350.0035325.88 5 s符合要求同理，計算出提餾段14.85 5 s 符合要求4）降液管底隙高度 h0 和液體流經(jīng)底隙的流速 u0'0.006 0.012且hW 0.0351mh0 0.023 0.029取h0 0.024mLsu0l hlW h00.003511.056 0.0240.1381m/ s4）篩孔計算及其排列28同理，提餾段u0' 0.2446m / s4、塔板設(shè)計（1）塔的分塊因D1600mm 800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為4 塊，具體如下表所示：表 2-9 塔的分塊塔徑 /mm800 12001400 16001800 20002000 2400塔板分塊數(shù)34562）邊緣區(qū)寬度確定取邊緣區(qū)寬度 WC 0.05m