乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)班級(jí) : 姓名 ： 學(xué)號(hào) ： 指導(dǎo)教師 ： 時(shí)間 ：2011-8-292011-9-9 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

2、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，另一部分液體作為釜?dú)堃喝〕?。精餾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?；どa(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(duì)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

3、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。可知，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(duì)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)

4、算物料衡算、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(duì)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81.3.1泡罩塔81.3.2篩板塔81.3.3浮閥塔9第二章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明92.1 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)113.1.1進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)113.

5、1.2平均摩爾質(zhì)量113.2全塔物料衡算113.3塔板數(shù)的確定123.3.1理論塔板數(shù)的求取123.3.2全塔效率的估算153.3.3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)量的計(jì)算：(kg/kmol)174、3平均密度 （）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275.1 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

6、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326.1.1漏液線326.1.2液沫夾帶線326.1.3液相負(fù)荷下限線336.1.4液相負(fù)荷上限線336.1.5液泛線336.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖356.2.1漏液線356.2.2液沫夾帶線356.2.3液相負(fù)荷下限線366.2.4液相負(fù)荷上限線376.2.5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40第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備418.1冷凝器418.2預(yù)熱器428.3

7、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)書一 設(shè)計(jì)題目：乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)二 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(hào)）%， § 原料處理量：質(zhì)量流量（100.1*學(xué)號(hào)） t/h 單號(hào) § （10 + 0.1*學(xué)號(hào)） t/h 雙號(hào) § 產(chǎn)品要求：摩爾分率：xD0.83, xW0.10 單號(hào) ； § xD 0.80, xW0.05 雙號(hào) 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，R =（

8、1.22）Rmin。 三 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(cè)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，并對(duì)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

9、. 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(duì)于整個(gè)裝置的產(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

10、的方便，人們從不同的角度對(duì)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(jí)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。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(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

11、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。1.3.2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(duì)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2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.壓力降低（降低3050），而且結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，塔盤造價(jià)減少40左右，安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔20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）.塔板效率高（4）

12、.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(jiǎn)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 操作流程乙醇水溶液

13、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)（

14、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(duì)分子質(zhì)量密度20沸 點(diǎn)101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8（2）常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表32表32 乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點(diǎn)t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0

15、962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.15

16、89.4189.41乙醇相對(duì)分子質(zhì)量：46；水相對(duì)分子質(zhì)量：183.1.1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=0.3235 塔頂組成： xD=0.80 塔底組成： xW=0.053.1.2平均摩爾質(zhì)量M=0.323546+（1-0.3235）18=27.058 kg/kmolM= 0.8046+ (1-0.80) 18=40.4kg/kmolM=0.0546+（1-0.05）18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算進(jìn)料量： kmol/s 總物料衡算： F=D+W 易揮發(fā)組分物料衡算： D* xD +W *xW =F* xF 聯(lián)立以上二式得： D=0.0562

17、kmol/s W=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/s：原料組成(摩爾分?jǐn)?shù))0.3235 D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）0.0562kmol/s：塔頂組成0.80W：塔底殘液流量（kmol/s0.0978 kmol/s：塔底組成0.053.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的求?。?）求最小回流比Rmin和操作回流比根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖 乙醇-水x-y相平衡圖00.20.40.60.8100.20.40.60.81xy平衡線對(duì)角線由圖，過(0.80，0.80)做直線與平衡線切于點(diǎn)e(0.5602, 0.677

18、4).則Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.625

19、9951.6656480.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，.泡點(diǎn)進(jìn)料： 取R=1.8Rmin，, ,Rmin=1.0461, R=1.8 Rmin=1.8830泡點(diǎn)進(jìn)料：q=

20、1，故q線為x=0.3235,精餾段操作線：yn+1=0.653137xn + 0.277491提餾段操作線：yn+1=1.617342xn-0.030867由工藝條件決定 R=1.8R故取操作回流比 R=1.8830（2）理論塔板數(shù)的求取由圖可以看出當(dāng)R=1.8R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）。3.3.2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()對(duì)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)=，可得a= ，則y1=XD=0.80 x1=0.

21、7713 aD=1.1859yF=0.5812 xF=0.3235 aF=2.902 yW=0.2979 xW=0.05 aw=8.0621：= =81.5457：= =78.3167 ：= =91.7053 全塔的相對(duì)平均揮發(fā)度：平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。海?）精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。海?）提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。?=4.8370全塔的平均溫度：（1）精餾段平均溫度 =79.9312（2）提餾段平均溫度 =86.6255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圖可知：當(dāng)溫度為79.9312時(shí)，水1=0.3562mPa.s，乙醇1=0.43

22、 mPa.s 溫度為86.6255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時(shí)，x1=0.4917溫度為86.6255時(shí)，x2=0.0980根據(jù)公式，L=求得，平均黏度：（1）精餾段：（2）提餾段：由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式計(jì)算全塔效率：（1）精餾段：ET=0.49=0.5302（2）提餾段：ET=0.49=0.43573.3.3實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)所得實(shí)際塔板數(shù) ：（1）精餾段：NR=N1/ET=9/0.530216.97,取整精餾段17塊板，考慮安全系數(shù)加一塊為18。（2）提餾段：Ns

23、=（N-N1）/ ET=2/0.43574.59,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=NR +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： 每層塔板壓降： 進(jìn)料板壓力 ： 塔釜壓力：求得精餾段和提餾段的平均壓力：（1）精餾段： （2）提餾段： 4.2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算：(kg/kmol)塔頂：進(jìn)料板：塔釜：（1）精餾段平均摩爾質(zhì)量： （2）提餾段的平均摩爾質(zhì)量：塔頂精餾段平均摩爾質(zhì)量進(jìn)料板提餾段平均摩爾質(zhì)量塔釜4、3平均密度 （）1）氣相平均密度的計(jì)算 表4-1 平均摩爾質(zhì)量由， ，（1）精餾

24、段氣相平均密度計(jì)算：（2）提餾段平均密度計(jì)算：2）液相平均密度計(jì)算： 溫度/溫度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）已知：混合液密度 依式 =（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量）：= =736.6833()= =972.8773()塔頂：= =733.4543()= =970.8108()進(jìn)料板：= =722.6358()= =964.1233()塔釜：（1）精餾段液相平均密度：（2）提餾段液相平均密度： 4.4 精餾段與提餾段的汽液體積流量計(jì)算根據(jù)：R=1.8R，Rmin=1.0461,

25、 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/sL=RD=1.88300.0554=0.1043kmol/s=()(2) 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算由于q=1，則 V= V+ (q - 1) = V =0.1043 kmol/sL= L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/s=()4.5液體表面張力 ：（=）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:時(shí)， ()(2)進(jìn)料:時(shí)， ()（3）塔釜: 時(shí)， 5

26、8.2065()則 ，精餾段： =(+)/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881()提餾段： =(+)/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847()全塔液相平均表面張力 4.6塔徑D的計(jì)算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(jì)算出最大允許氣速。， C由下式計(jì)算=,由smith圖查取。參考化工原理下冊(cè)表10-1，取塔板間距HT=0.45m，板上液層高度0.06m，那么分離空間：HT-h1=0.39m兩相流動(dòng)參數(shù)計(jì)算如下 = （1） 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為：查smith圖得： （史密斯關(guān)聯(lián)圖） =0.082 ， = =0.092

27、9×取安全系數(shù)為0.8,u=0.8×2.2248=1.7799m/s 則精餾段塔徑 =1.7089m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到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=1.6043m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率為 （2） 提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為：查smith圖得： =0.081 = =0.0984×取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.8×2.6775=2.1420m/s則提餾段塔徑 =1.2609m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到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=1.0510

28、m/s實(shí)際泛點(diǎn)百分率為 4.7 塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算： -塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 N-實(shí)際板數(shù) S-人孔數(shù) -進(jìn)料板出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）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8塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： 個(gè)取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：4.8 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。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，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。（1）溢流裝置計(jì)算因塔

29、徑D=1.8m，可選用單溢流弓形降液管A. 堰長單溢流：取堰長=0.6D=0.6×1.8=1.08m, 選擇平流溢流堰B. 溢流堰高度因?yàn)槌隹谘吒?,已取=0.06選用平直堰，堰上液層高度可用Francis計(jì)算，即由精餾段：=4.4081*10-3*3600/=13.0916圖10-48液流收縮系數(shù)查化工原理下冊(cè)上圖10-48得：E=1.04，則=2.84××1.04(15.8692/1.08)2/3=0.0177m =0.06-0.0177=0.0423m提餾段：=6.8513*10-3*3600/=20.3477查化工原理下冊(cè)上圖10-48得：E=1.04，則

30、=2.84××1.06(24.6647/1.08)2/3=0.0242m =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)?，查弓形降液管參?shù)圖（化工原理 陳敏恒 第三版 P127）得：，AT=D2、/4、=2.5434m2所以2.5434=0.1399 m2 ，Wd=0.1151.8=0.207m依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間： 精餾段：提餾段：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,考慮液封，取比小，通常取為0.03-0.04m左右此時(shí)，取為=0.03則液體流經(jīng)底隙的流速依下式計(jì)算：精餾段：提餾段：故降液管底

31、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=0.07m,安定區(qū)寬度=0.08mC計(jì)算開孔面積 D篩板孔數(shù)與開孔率 取篩孔的孔徑, ,正三角形排列,一般碳鋼的板厚為0.003m,取=3,故孔中心距=3.0*6=0.024M 依下式計(jì)算塔板上的開孔率 =10.1% 則每層塔板上的開孔面積為： =氣體通過篩孔的氣速為 =Vs/Ao則 精餾段 提餾段 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

32、降m液柱氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺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 干板阻力圖10-45 干板孔流系數(shù)干板壓降 =篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，Kg/m3根據(jù) / do=0.003/0.008=0.375 查干篩孔的流量系數(shù)圖C0 =0.72精餾段 液柱提餾段 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(jì)算： 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)當(dāng)液相為水時(shí)，取板上液層充氣因數(shù)，那么=0.5*0.06=0.03m5.1.3 由表面

33、張力引起的阻力液體表面張力的阻力 精餾段 提餾段 綜上，故 精餾段 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158m液柱 壓降 =788.5533×9.81×0.1158=0.8958KPa提餾段 hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608m液柱 =875.7577×9.81×0.0608=0.5223KPa本設(shè)計(jì)系常壓操作，對(duì)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 依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間： 精餾段：提餾段：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）的校核

34、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，Kg液/Kg氣公式 降液管橫截面積=0.1399m3, 塔橫截面積=精餾段 提餾段 精餾段 提餾段故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。5.4漏液點(diǎn)的校核 漏液驗(yàn)算K=>1.5-2.0u0 篩孔氣速 uow漏液點(diǎn)氣速精餾段實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 提餾段實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。表明具有足夠的操作彈性。5.5 溢流液泛條件的校核降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計(jì)算：對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響，即 。為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高H

35、d應(yīng)服從的關(guān)系 乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取精餾段 又板上不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)d=0.153（ub)2=0.153×0.13612=0.002834m液柱 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd=0.1158+0.06+0.002834=0.1786m液柱=0.2954 提餾段hd=0.153（ub)2=0.153×0.21152=0.006844m液柱hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd=0.0608+0.06+0.006833=0.1276m液柱=0.2915 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象根據(jù)以上各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)

36、為設(shè)計(jì)的塔徑及各工藝尺寸合適。第六章 塔板負(fù)荷性能圖6.1精餾段塔板負(fù)荷性能圖6.1.1漏液線（氣相負(fù)荷下限線） m3/s=0.785×0.0082×3680×7.9623=1.4721m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線6.1.2 過量液沫夾帶線注:以下計(jì)算常用得,E 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取E=1.04 則=2/3 依下式計(jì)算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由= 37.288110, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表6-1中： 表6-10.0020.0040.0

37、060.0085.79865.51865.28375.0740依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線 6.1.3液相負(fù)荷下限線取平頂直堰堰上液層高度=0.006，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） E=1.04,則0.006=2.84101.04（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相負(fù)荷下限線。6.1.4液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為=5秒作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限則 =（）在=處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 V無關(guān)的垂直線。6.1.5溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h

38、）=故 =+=+ 0.0236(2)=0.153（）=（）= 則： +0.0236+0.0423+0.6591+整理得： =45.83032 -197.395L-29100.2L 取若干值依式計(jì)算值，見表6-2，作出液泛線表6-200020004000600086.52546.35546.18596.0060根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖可以看出:P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線，OP與液沫夾帶線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為.可知：精餾段的操作彈性： Vs，max/Vs，min=3.589>26.2提餾段塔板負(fù)荷性能

39、圖6.2.1漏液線（氣相負(fù)荷下限線） m3/s=0.785×0.0082×3680×8.7591=1.6194m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線6.2.2 過量液沫夾帶線注:以下計(jì)算常用得,E 經(jīng)驗(yàn)計(jì)算,取E=1.04 則=2/3 依下式計(jì)算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由= 52.984710, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個(gè)值，根據(jù)上式算出值列于表6-3中： 表630.0020.0040.0060.0086.80116.48866.22645.9924依表中數(shù)據(jù)在作出

40、過量液沫夾帶線 6.2.3液相負(fù)荷下限線取平頂直堰堰上液層高度=0.006，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） E=1.04,則0.006=2.84101.04（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相負(fù)荷下限線。6.2.4液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間為=5秒作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限則 =（）在=處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 V無關(guān)的垂直線。6.2.5溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0210(2)=0.153（）=（）= 則： + 0.0

41、210+0.0358+0.6591+整理得： =60.41831 -254.489L-37516.9L 取若干值依式計(jì)算值，見表6-4，作出液泛線表6-400020004000600087.49867.30797.11806.9165根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖可以看出:P點(diǎn)為操作點(diǎn)，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線，OP與液量上限線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為,與漏夜線的交點(diǎn)對(duì)應(yīng)氣相負(fù)荷為.可知：提餾段的操作彈性： Vs，max/Vs，min=3.088>2第7章 各接管尺寸的確定及選型7.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型料液質(zhì)量流體：進(jìn)料溫度tf=81.5457

42、，在此溫度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3則 Kg/m3則其體積流量：取管內(nèi)流速：則進(jìn)料管管徑：查化工原理P292 熱軋無縫鋼管（GB8163-87）則可選擇進(jìn)料管熱軋無縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速u=2.463m/s7.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型釜液質(zhì)量流率：出料溫度tw=91.7053，在此溫度下乙醇=722.6358Kg/m3 水=964.1233Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度ul=1.5m/s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(shí)管內(nèi)液體流速1.357m/s7.3回流管尺寸的計(jì)算及選型回流液質(zhì)量流率：回流溫度td=7

43、8.3167，在此溫度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇回流管熱軋無縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.432m/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型Kg/m3塔頂上升蒸汽的體積流量：取適當(dāng)流速 u=18m/sd=所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時(shí)管內(nèi)流速17.166m/s7.5水蒸汽進(jìn)口管口徑及選型進(jìn)入塔的水蒸氣體積流量Kg/m3取適當(dāng)流速 u=18m/sd=則可選擇水蒸氣進(jìn)口管承插式鑄鐵管此時(shí)管內(nèi)流速15.18m/s第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器 （1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器

44、 冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。 （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(fù)荷：按泡點(diǎn)回流設(shè)計(jì)，即飽和蒸汽冷凝且回流，采用25的水作為冷卻劑，逆流操作，則 查液體的氣化潛熱圖，可知塔頂溫度78.3167下，乙醇的氣化潛熱：水的氣化潛熱：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，KJ/kgt=78.3167時(shí)查表得 r=1101.72KJ/Kg則

45、 Q=qm1r1 =0.15972×40.4×1101.72=7109.0554KJ/s*-取水為冷凝器介質(zhì)其進(jìn)出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700W·m-2/所以，傳熱面積： A= =53.1618 A=191.0355 8.2再沸器選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K取700W·m-2/料液溫度：91.7053100，水蒸汽溫度：120120逆流操作：則,，=23.908查的塔釜溫度91.7053下， r水=2439.4 kJ/ r乙醇= 952.

46、2kJ/ r=0.118557*952.2+(1-0.118557)*2439.4=2263.082 kJ/ =7012.2344kJ/s因?yàn)樵O(shè)備蒸汽熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%，所以所需蒸汽的質(zhì)量流量為：3.2535kg/s_加熱蒸汽的冷凝潛熱， A=A=419.00118.3預(yù)熱器以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：其中tfm =(81.5457+35)/2=58.2728（設(shè)原料液的溫度為35度）在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm =58.2728的情況下可以查得比熱cpf=3.472KJ/kg.，所以，Qf =151000×3.472×(81.5

47、457-35)=2424100.056KJ/h釜?dú)堃悍懦龅臒崃咳魧⒏獨(dú)堃簻囟冉抵羣w2=45那么平均溫度twn=(91.7053+45)/2=68.3526其比熱為cpw=4.170KJ/kg.，Mw=0.05=19.4因此，Qw=19.4×0.0986×4.170×(91.705-45)=1341168.568KJ/h可知，Qw<Qf，于是理論上不可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度79.931286.6255平均流量氣相VSm3/s4.08032.6732液相LSm3/s0.004408100068513實(shí)際塔板數(shù)N塊186板間距HTm0.450.45塔的有效高度Zm812.7塔徑Dm1.81.8空塔氣速um/s1.60431.0510塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.081.08堰高h(yuǎn)wm0.04230.0358溢流堰寬度Wdm0.2070.207管底與受液盤距離hom0.030.03板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm8.08.0孔中心距tmm24.024.0孔數(shù)n孔36803680開孔面積m20.18490.1849篩孔氣速uom/s22.067614.4575塔板壓降hPkPa0.895805223液體在降液