乙醇-水篩板精餾塔設(shè)計(jì)

1、徐州工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目乙醇-水篩板精餾塔設(shè)計(jì)學(xué)生姓名學(xué) 號(hào)班 級(jí)指導(dǎo)教師設(shè)計(jì)時(shí)間完成時(shí)間237化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)（一）設(shè)計(jì)題目：乙醇水篩板精餾塔設(shè)計(jì)（二）設(shè)計(jì)任務(wù)完成精餾塔工藝優(yōu)化設(shè)計(jì)、精餾塔結(jié)構(gòu)優(yōu)化設(shè)計(jì)以及有關(guān)附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)和選用，繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、精餾塔工藝條件圖，并編制工藝設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。年產(chǎn)量： 10000t ；原料液濃度： 40% （乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；產(chǎn)品濃度： 93% （乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；乙醇回收率： 99% 。（三）操作條件1塔頂壓強(qiáng)4 kPa（表壓）；2進(jìn)料熱狀況，泡點(diǎn)進(jìn)料；3塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比R=(1.12.0)Rmin；4塔釜加熱

2、蒸汽壓力245 KPa(表壓)；5單板壓降不大于0.7 kPa；6塔板類(lèi)型篩板塔；7工作日每年330天，每天24h連續(xù)運(yùn)行;8廠址：徐州地區(qū)。（四）設(shè)計(jì)內(nèi)容1精餾塔的物料衡算；2塔板數(shù)的確定；3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；6塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；7塔板負(fù)荷性能圖；8精餾塔接管尺寸計(jì)算,附屬設(shè)備的確定；9繪制帶控制點(diǎn)工藝流程圖（A2）、精餾塔工藝條件圖（A2）；10符號(hào)說(shuō)明；11.對(duì)設(shè)計(jì)過(guò)程的評(píng)述和有關(guān)問(wèn)題的討論；12.參考文獻(xiàn)。摘要 精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式氣液接觸裝置，又稱(chēng)為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類(lèi)型。根據(jù)操作方式又可

3、以分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔?；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)中占有重要的地位。為此，掌握氣液平衡關(guān)系，熟悉各種塔形的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離過(guò)程中的各種參數(shù)是非常重要的。 在本設(shè)計(jì)中我使用了篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、造價(jià)低。當(dāng)有合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮?，篩板塔能滿足分離要求的操作彈性，而且效率高。 精餾是最常用的分離液液混合物方式之一，是組成化工生產(chǎn)過(guò)程的主要單元操作，也是典型的化工操作設(shè)備之一。進(jìn)行此次課程設(shè)計(jì)，我的目的是培養(yǎng)自己綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí)的能力，以及解決實(shí)際化工問(wèn)題的能力，做到能獨(dú)立進(jìn)行化工設(shè)計(jì)

4、初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計(jì)等化工工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。關(guān)鍵詞：乙醇；水；精餾段；提餾段；篩板塔。AbstractDistillation column is distillation of a tower type gas-liquid contact device, also known as the distillation column. There are two main types of plate column and packed column. According to mode of operation and divided into continuous distillat

5、ion and batch distillation. Chemical production is often the need for the separation of liquid mixtures in order to achieve the purpose of purification and recovery of useful components, occupies an important position in the distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, l

6、ight industry and other industrial production. Therefore, grasps the vapor-liquid equilibrium relationship, familiar with the operating characteristics of various pyramid, to choose, the various parameters of the design and analysis of the separation process is very important.In this design I use th

7、e sieve plate tower, sieve plate tower has the prominent advantages are simple structure, low cost. When there is a reasonable design and proper operation, sieve plate tower can meet the requirements of operation elasticity separation, and high efficiency.Distillation is the most commonly used liqui

8、d separation mixture way is one of the main unit operation of chemical production process, is a typical chemical equipment operation one. The curriculum design, my purpose is the ability to develop their own comprehensive use of the knowledge, and the actual chemical problem solving ability, do be a

9、ble independent chemical preliminary design training, chemical design work to lay a solid foundation for the future career.Keywords: ethanol; water; distillation; stripping section; sieve tray.目 錄化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)I摘要IIAbstractIII第1章 緒論11.1 精餾與塔設(shè)備簡(jiǎn)介11.2 篩板塔簡(jiǎn)介11.3設(shè)計(jì)思路2第2章 塔板的工藝設(shè)計(jì)32.1 精餾塔的全塔物料衡算32.2常壓下乙醇-水汽液

10、平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系32.3理論塔板的計(jì)算52.3.1 適宜回流比的確定52.3.2精餾塔汽液負(fù)荷計(jì)算：52.3.3 操作線方程62.3.4 理論板的確定62.3.5 實(shí)際塔板數(shù)的確定62.4 物性參數(shù)計(jì)算72.4.1 溫度72.4.2 密度7表2-2不同溫度下乙醇和水的密度82.4.3 混合液體表面張力的計(jì)算92.4.4 混合物的黏度112.4.5 相對(duì)揮發(fā)度112.5 操作壓力的計(jì)算122.5.1精餾段122.5.2 提餾段122.6 塔體主要工藝尺寸計(jì)算：122.6.1 塔徑D：122.6.3 精餾塔的有效高度142.7 塔板主要工藝尺寸計(jì)算：142.7.1 溢流裝置的計(jì)算：14

11、2.7.2 塔板布置16第3章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算：183.1 塔板壓降183.1.1 干板阻力：183.1.2 氣體通過(guò)液層的阻力hl：183.1.3 液體表面張力的阻力h193.2 液面落差203.3 液沫夾帶：203.4 漏液203.5 液泛213.6 塔板負(fù)荷性能圖213.6.1 霧沫夾帶線（1）213.6.2 液泛線（2）223.6.3 液相負(fù)荷上限線（3）233.6.4 漏液線（汽相負(fù)荷下限線）（4）233.6.5 液相負(fù)荷下限線（5）24第4章 熱量衡算254.1 比熱容及汽化潛熱的計(jì)算254.1.1 塔頂溫度下的比熱容254.1.2 塔釜溫度下的比熱容254.1.3 塔底溫度下

12、的比熱容254.1.4 塔頂溫度 tD下的汽化潛熱264.2 熱量衡算264.2.1 0時(shí)塔頂上升的熱量QV,塔頂以0為基準(zhǔn)264.2.2 回流液的熱量QR264.2.3 塔頂餾出液的熱量QD,因餾出口與回流口組成相同，264.2.4 進(jìn)料的熱量QF，264.2.5 塔底殘液的熱量Qw264.2.6 冷凝器消耗的熱量Qc274.2.7 再沸器提供熱量QB27第5章 塔的附屬設(shè)備計(jì)算285.1輔助設(shè)備的選型285.1.1直接蒸汽加熱285.1.2塔的附屬設(shè)備計(jì)算285.2各接管尺寸計(jì)算305.2.1進(jìn)料管305.2.2釜?dú)堃撼隽瞎?15.2.3回流液管315.2.4塔頂上升蒸汽管315.2.5水

13、蒸汽進(jìn)口管31第6章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總33第7章 結(jié)語(yǔ)35參考文獻(xiàn)36第1章 緒論1.1 精餾與塔設(shè)備簡(jiǎn)介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過(guò)程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點(diǎn)不同）來(lái)實(shí)現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計(jì)所選取的乙醇-水體系，加熱乙醇（沸點(diǎn)78）和水（沸點(diǎn)100）的混合物時(shí),由于乙醇的沸點(diǎn)較水為低,即乙醇揮發(fā)度較水高,故乙醇較水易從液相中汽化出來(lái)。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進(jìn)行多次汽化及冷凝過(guò)程，即可將乙醇和水分離。這多次進(jìn)行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得

14、到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)中，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機(jī)合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡(jiǎn)單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分?jǐn)?shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設(shè)計(jì)著重討論常壓下的雙組分精餾，即乙醇-水體系。在化學(xué)工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。塔設(shè)備就是使氣

15、液成兩相通過(guò)緊密接觸達(dá)到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類(lèi)。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。1.2 篩板塔簡(jiǎn)介篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：（1）、結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。（2）、處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。（3）、塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）、壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩

16、板塔的缺點(diǎn)是：（1）、塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。（2）、操作彈性較小(約23)。（3）、小孔篩板容易堵塞1.3設(shè)計(jì)思路首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)

17、程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐。第2章 塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1 精餾塔的全塔物料衡算原料液中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)：xF=40464046+6018=20.69%產(chǎn)品中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)：xD=93469346+718=83.87%

18、回收率A=99%，DxDFxF=0.99, D=0.244F，W=0.756FFxF=DxD+Wxw所以，塔釜xW=0.299%進(jìn)料量：F=10000103（0.446+0.618）330243600=0.0147 kmol/s所以D=0.01470.244=0.0036 kmol/sW=0.7560.0147=0.0111kmol/s表2.1 物料衡算結(jié)果匯總F/( kmol/s)XF/(%)D/( kmol/s)XD/(%)W/( kmol/s)XW/(%)0.014720.690.003683.870.01110.2992.2常壓下乙醇-水汽液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系查書(shū)得：不同溫度

19、下乙醇和水的汽液平衡組成見(jiàn)表2-1。表2-1 不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成液相摩爾 分?jǐn)?shù)x氣相摩爾 分?jǐn)?shù)y溫度/液相摩爾 分?jǐn)?shù)x氣相摩爾 分?jǐn)?shù)y溫度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.

20、26080.558082.30.89430.894378.15根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫(huà)出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡圖，以及乙醇-水的x-y相平衡圖，分別見(jiàn)圖1和圖2。圖2-1 乙醇-水的t-x-y圖說(shuō)明：橫坐標(biāo)為x（y），縱坐標(biāo)為t。圖2-2 乙醇-水的x-y相平衡圖說(shuō)明：橫坐標(biāo)為x，縱坐標(biāo)為y。2.3理論塔板的計(jì)算2.3.1 適宜回流比的確定泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1所以，xq=xF=20.69%圖2-3 乙醇-水操作線由圖可以得出，yq=0.4304Rmin=xD-yqyq-xq=1.83，取R=2Rmin=3.652.3.2精餾塔汽液負(fù)荷計(jì)算：2.3.2.1精餾段：V=(R+1)D=(3.65+1)0

21、.0036=0.01674Kmol/s氣相體積流量=：=0.485m3/sL=RD=3.650.0036=0.01314kmol/s流相體積流量：=5.332.3.2.2提餾段：=V(q-1)F=0.01674汽相體積流量：=0.496=0.013140.0147=0.02784液相體積流量：2.3.3 操作線方程精餾段的操作線方程：y=RR+1x+xDR+1=0.785x+0.1804提餾段的操作線方程：y=L+qFL+qF+Wx-WL+qF+WxW=1.663x-0.00202.3.4 理論板的確定由圖讀得全塔理論板數(shù)為14塊，進(jìn)料板為第12塊，精餾段為11塊，提餾段為4-1=3塊2.3.

22、5 實(shí)際塔板數(shù)的確定2.3.5.1 精餾段：1=2.72，L1=0.4102 MpasET1=0.49(1L1)-0.245=0.43N精=NT1ET1=26塊 2.3.5.2 提餾段：提餾段：2=6.76，L2=0.2519 MpasET2=0.49(2L2)-0.245=0.43N提=NT2ET2=7塊 全塔實(shí)際所需塔板數(shù)NP=26+7=33塊 2.4 物性參數(shù)計(jì)算2.4.1 溫度利用表2-1中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD、塔底溫度tW。 進(jìn)料溫度：進(jìn)料溫度（tF）：82.7-84.123.37-16.61=tF-84.120.69-16.61tF=83.26塔頂溫度（

23、tD）：78.15-78.4189.43-74.72=tD-78.4183.87-74.72tD=78.25塔底溫度（tw）：100-95.50-1.90=tw-1000.299-0tw=99.29精餾段平均溫度（tm）：tm=tF+tD2=80.76提餾段平均溫度（tm）：tm=tF+tw2=91.282.4.2 密度塔頂溫度：tD=78.25氣相組成（yD）：78.41-78.1578.15-89.43=78.25-78.15100yD-74.72yD=85.09%進(jìn)料溫度：tF=83.26氣相組成（yF）：84.1-82.750.89-54.45=83.26-82.7100yF-54，4

24、5yD=53.03%塔底溫度：tw=99.29氣相組成（yw）：100-95.50-17.00=99.29-95.5100yw-17.00yw=2.68%精餾段段平均液相組成x1：x1=xF+xD2=52.28%精餾段平均汽相組成y1：y1=yF+yD2=69.06%精餾段液相平均分子量ML1: ML1=46x1+181-x1=32.64 kg/kmol精餾段汽相平均分子量ML1：MV1=46y1+181-y1=37.34 kg/kmol提餾段平均液相組成x1：x2=xF+xw2=10.49%提餾段平均汽相組成y2：y2=yF+yw2=27.86%提餾段液相平均分子量ML2: ML2=46x2

25、+181-x2=20.49 kg/kmol提餾段汽相平均分子量ML2：MV2=46y2+181-y2=25.80 kg/kmol表2-2不同溫度下乙醇和水的密度溫度/o/（kg/m3）w/（kg/m3）80735971.885730968.69072495720961.85100716958.4利用表中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD、塔底溫度tW下的乙醇和水的密度。tF=83.26，90-85724-730=90-83.26724-oF，oF=732.09kg/m3（進(jìn)料中乙醇的密度） 90-85965.3-968.6=90-83.26965.3-WF，WF=969.75 k

26、g/m3（進(jìn)料中水的密度） 1F=0.4732.09+1-0.4969.75，F(xiàn)=858.30 kg/m3（料液的密度）tD=78.25，90-85724-730=90-78.25724-oD，oD=738.1 kg/m3（餾出液中乙醇的密度） 90-85965.3-968.6=90-78。25965.3-wD，wD=973.06 kg/m3（餾出液中水的密度） 1D=0.93738.1+1-0.93973.06，D =750.79kg/m3（餾出液的密度）tw=99.29，90-85724-730=90-99.29724-ow，ow=712.85 kg/m3（殘液中乙醇的密度） 90-859

27、65.3-968.8=90-99.29965.3-ww，ww=959.17 kg/m3（殘液中水的密度） 1w=0.003712.85+1-0.003959.17，w=958.18 kg/m3（殘液的密度） L1=F+D2=858.30+750.792，L1=804.55 kg/m3 L2=F+w2=858.30+958.512，L2=908.41 kg/m3MLD=xD46+1-xD18=41.48 kg/kmolMLF =xF46+1-xF18=23.79 kg/kmolMLW=xw46+（1-xW）18=18.08 kg/kmolML1=MLD+MLF 2=32.64 kg/kmolML

28、2=MLW+MLF 2=20.94 kg/kmolMVD=yD46+1-yD18=41.83 kg/kmolMVF=yF46+1-yF18=32.85 kg/kmolMVW=yW46+1-yW18=18.75 kg/kmolMV1 = MVD+MVF 2=37.34 kg/kmolMV2 = MVW+MVF 2=25.80 kg/kmolVF = MVF273.1522.4（273.15+83.26）=1.12 kg/m3VD = MVD273.1522.4（273.15+78.25）=1.45 kg/m3VW = MVW273.1522.4（273.15+99.29）=0.61 kg/m3v

29、1 = VD+VF 2 = 1.29 kg/m3v2 = VW+VF 2 =0.87 kg/ m32.4.3 混合液體表面張力的計(jì)算二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列公式計(jì)算m1/4=sww1/4+soo1/4其中 w=xwVwxwVw+xoVo o=xoVoxwVw+xoVosw=xswVwVs so=xsoVoVsB=logwqo Q=0.441（qT）oVo2/3q-wVw2/3 A=B+Q A= logSWqSO SW+SO =1上式諸式中 下標(biāo)w ，o，s分別代表水、有機(jī)物及表面部分； xo、xw主體部分的分子數(shù)； Vw、 Vo主體部分的分子體積； w、o 分別為純水、有機(jī)物的表面張

30、力；對(duì)乙醇q=2。VoD=mooD=46738.1=62.32 mLVoW=mooW=46712.85=64.53 mLVoF=mooF=46732.09=62.83mLVwD=mowD=18973.06=18.50mLVwW=mowW=18959.17=18.77mLVwF=mowF=18969.75=18.56mL查取不同溫度下乙醇和水的表面張力，列于表2-3中溫度/乙醇表面張力/10-3m-1水的表面張力/10-3m-1701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8利用表2-3中數(shù)據(jù)利用數(shù)值插值法確定進(jìn)料溫度tF、塔頂溫度tD、塔底溫度tW下的乙醇和水的

31、表面張力乙醇的表面張力 90-8016.2-17.15= 90-83.2616.2-oF，oF=16.8490-8060.7-62.6= 90-83.2660.7-wF, wF=61.9880-7017.15-18= 80-78.2517.15-oD, oD=17.3080-7062.6-64.3= 80-78.2562.6-wD, wD=62.75100-9015.2-16.2= 100-99.2915.2-oW, oW=15.27100-9058.8-60.7= 100-99.2958.8-wW, wW=58.93經(jīng)推導(dǎo)wD2=1-xDVwD21-xDVwD+xDVOD2oD= xDVOD

32、1-xDVwD+xDVOD 塔頂液表面張力wD2oD=1-xDVwD2xDVOD1-xDVwD+xDVOD=1-0.838718.500.838762.311-0.838718.50+0.838762.31=0.0011B=lgwqo=lgw2o= lg0.0011=-2.5110Q=0.441qToDVoD2/3q-wDVwD2/3=0.4412273.15+78.2517.3063.322/32-62.7518.502/3=-0.7604A=B+Q=-2.5110-0.7604=-3.2714聯(lián)立方程組A=logsw2soSW+SO =1，soD=0.98631swD=0.01369代入m

33、D1/4=swDwD1/4+soD1/4，mD=17.66利用同樣的方法可計(jì)算出原料及塔底的表面張力。原料液表面張力 mF=25.32塔底表面張力 mW=56.11精餾段表面張力 1=mD+mF2=17.66+25.322=21.49提餾段表面張力 2=mW+mF2=56.11+25.322=40.722.4.4 混合物的黏度利用液體黏性共線圖查出：精餾段：t1=80.76，mH2O=0.205mPas, mC2H5OH=0.271 mPasm1=mC2H5OHx1+mH2O（1-x1）=0.2710.5228+0.2051-0.5228 =0.2395 mPas提餾段：t2=91.28，mH

34、2O=0.161mPas, mC2H5OH=0.198 mPasm2=mC2H5OHx2+mH2O（1-x2）=0.1980.1049+0.1611-0.1049 =0.1649mPas2.4.5 相對(duì)揮發(fā)度由xF=0.2069， yF=0.5303， F=0.53031-0.20690.20961-0.5303=4.33xD=0.8387， yD=0.8509，D=0.85091-0.83870.83871-0.8509=1.10xw=0.00299， yw=0.0268，w=0.02681-0.002990.002991-0.0268=9.18精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：1=F+D2=2.72提

35、餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：2=F+w2=6.762.5 操作壓力的計(jì)算2.5.1精餾段PD=4+101.3=105.3KPaPF=105.3+0.726=123.5KPaPm1=PD+PF2=114.4 KPa2.5.2 提餾段Pw=245+101.3=346.3 KPaPm1=Pw+PF2=234.9 KPa2.6 塔體主要工藝尺寸計(jì)算： 2.6.1 塔徑D：圖2-4 史密斯泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖初選塔板間距，取板上液層高度， 2.6.1.1 精餾段：橫坐標(biāo)：查圖C20=0.081，取安全系數(shù)為0.6，則按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑D圓整取1m塔截面積：空塔氣速：2.6.1.2 提餾段： 橫坐標(biāo)： 查圖 精餾段 取安全系數(shù)為

36、0.6，則取圓整值1m塔截面積：空塔氣速：2.6.3 精餾塔的有效高度精餾段有效高度：提餾段有效高度：在進(jìn)料板上方開(kāi)一入孔，其高度為0.8m所以精餾塔有效高度：Z=Z精+Z提+0.8=14.75m2.7 塔板主要工藝尺寸計(jì)算：2.7.1 溢流裝置的計(jì)算：因塔徑D=1m,D2.2m可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)及平行溢流堰2.7.1.1 溢流堰長(zhǎng)取堰長(zhǎng)，即 2.7.1.2出口堰高： 選用平直堰，堰上的液層高度，取，則：精餾段： 提餾段： 2.7.1.3弓形降液管的寬度與降液管的面積圖2-5 弓形降液管的寬度與面積由 查弓形降液管參數(shù)圖可知：， ， 依式 精餾段： 提餾段： 降液管設(shè)計(jì)合理

37、。2.7.1.4 降液管底隙高度取液體通過(guò)降液管底隙的流速 精餾段： 提餾段： 降液管隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤(pán)，深度 2.7.2 塔板布置2.7.2.1 塔板的分布：因，估塔板采用分塊式。查表知？2.7.2.2 邊緣區(qū)寬度確定：取，2.7.2.3 開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算：其.2.7.2.4 篩板計(jì)算及排布：孔徑取篩板厚度d0t孔心距篩板排列與篩孔數(shù)篩板排列正三角排列,如右圖所示：篩孔數(shù)個(gè)開(kāi)孔率： 圖2-6篩孔的正三角排列氣體通過(guò)篩孔的氣速：精餾段：提餾段：第3章 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算：3.1 塔板壓降3.1.1 干板阻力：因?yàn)?查圖精餾段：提餾段：3.1.2氣體通過(guò)液層的阻力hl：精餾段：由充氣系

38、數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖查的提餾段：由充氣系數(shù)0與Fa的關(guān)聯(lián)圖3.1.3 液體表面張力的阻力h 精餾段：?jiǎn)伟鍓航禐椋海ㄔO(shè)計(jì)允許值）提餾段： 單板壓降為：（設(shè)計(jì)允許值）3.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.3 液沫夾帶：依式 （1）精餾段：（2）提餾段：故設(shè)計(jì)液沫夾帶量在允許范圍內(nèi).3.4 漏液對(duì)于篩板塔，漏液點(diǎn)氣速為，（1）精餾段：篩板穩(wěn)定系數(shù)：介于1.52.0之間，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生明顯漏液現(xiàn)象。（2）提餾段：篩板穩(wěn)定系數(shù)：介于1.52.0之間，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生明顯漏液現(xiàn)象。3.5 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降中清液層高

39、度，（1）精餾段： 在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。（2） 提餾段：故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)液泛根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段、提餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。3.6 塔板負(fù)荷性能圖3.6.1 霧沫夾帶線（1）eV=5.710-6（uaHT-hf）3.2ua=VsAT-Af=Vs0.785-0,04475=1.351Vshf=2.5hw+how=2.5hw+2.8410-3E3600LslW23精餾段：近似取E1.0， hW=0.0538m，hW=0.60m，故hf=2.5hw+2.8410-3E3600LslW23=0.135+2.344Ls2/3取霧沫夾帶極限值eV為0.1lkg液/kg

40、氣。已知=21.4910-3N/m，HT=0.45m，得：0.1=5.710-621.4910-31.351Vs0.45-0.135-2.344Ls2/3Vs1=1.49-11.08Ls2/3同樣的方法求出：提餾段：Vs2=2.15-12.09Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，算出相應(yīng)的Vs于表3-1中Ls/（m3/s）1.510-33.010-34.510-36.010-3Vs1/（m3/s）1.411.341.261.18Vs2/（m3/s）2.132.001.851.70依表中數(shù)據(jù)在Vs-Ls圖中作出霧沫夾帶線（1），如圖所示。3.6.2 液泛線（2）聯(lián)立式和AfAT=sin-1l

41、WD-lWD1-（lWD）2得 （HT+hW）=hP+hW+hOW+hd近似取E1.0，lW=0.60m，則hOW=2.8410-3ELhlW23=2.8410-31.03600Ls0.6023故 hOW=0.94Ls2/3（c）由式 hP=hc+hl+hhc=0.051（u0C0）2（VL）=0.051（Vs0.780.9072）2（1.29804.55）=0.0466Vs2則hl=0（hW+hOW）=0.68（0.0538+0.94Ls2/3）=0.0365+0.64Ls2/3hP=0.0466Vs2+0.64Ls2/3+0.0389（d）由式hd=0.135（LslWh0）2=0.135

42、（Ls0.600.0111）23449Ls2 （e）將HT=0.45m，hW=0.0538m，=0.5及式（c）、式（d）、式（e）代入式及式hL=hW+hOW的聯(lián)立式得：Vs2=3.42-75085Ls2-33.9Ls2/3同樣的方法求得：Vs2=6.642-37210Ls2-63.7Ls2/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，算出相應(yīng)的Vs于表3-2中：Ls/（m3/s）1.510-33.010-34.510-36.010-3Vs1/（m3/s）2.482.392.252.15Vs2/（m3/s）2.572.562.562.563.6.3 液相負(fù)荷上限線（3）取液體在降液管中停留時(shí)間為4秒，則

43、Ls，max=HTAf=0.450.044754=0.00503m3/s液相負(fù)荷上限線（3）在Vs-Ls坐標(biāo)上為氣體流量Vs無(wú)關(guān)的垂直線，如圖所示。3.6.4 漏液線（汽相負(fù)荷下限線）（4）由 hL=hW+hOW=0.0538+0.94Ls2/3，uOW=Vs，minA0代入漏液點(diǎn)氣速式：uOW=4.43C00.0056+0.13hc-hLVVs，minA0=4.40.780.0056+0.130.0538+0.94Ls23-0.00242804.551.29 Vs，min=4.840.009972+0.122Ls2/3同樣的方法算出提餾段：Vs，min=6.030.00845+0.122Ls

44、2/3此即汽相負(fù)荷下限線關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，算出相應(yīng)的Vs于表中：Ls/（m3/s）1.510-33.010-34.510-36.010-3Vs1/（m3/s）0.5210.5410.5580.584Vs2/（m3/s）0.6050.6320.6540.6743.6.5 液相負(fù)荷下限線（5）取平堰、堰上液層高度hOW=0.006m作為液相負(fù)荷下限線條件，取E1.0。依式 hOW=2.8410-3ELhlW23=2.8410-31.03600Ls0.6023整理得：Ls,min=5.1210-4m3/第4章 熱量衡算4.1 比熱容及汽化潛熱的計(jì)算4.1.1 塔頂溫度下的比熱容

45、tD=78.23查得CP0=3.46KJkgK=159.16KJ/(kmolK)Cpw,80-Cpw,78.23Cpw,80-Cpw70=4.195-Cpw,78.234.195-4.187=80-78.2380-70Cpw,78.23=4.1936KJkgK=75.48KJ/(kmolK)CPD=CPOxD+CPW1-xD=159.160.8491+75.481-0.8491=146.53KJ/(kmolK)4.1.2 塔釜溫度下的比熱容tF=82.05查得CP0=3.69KJkgK=169.74KJ/(kmolK)Cpw,90-Cpw,82.05Cpw,90-Cpw80=4.208-Cpw

46、,82.054.208-4.195=90-82.0590-80Cpw,82.05=4.198KJkgK=75.56KJ/(kmolK)CPF=CPOxF+CPW1-xF=169.740.28125+75.561-0.28125=102.05KJ/(kmolK)4.1.3 塔底溫度下的比熱容 tW=99.50查得CP0=2.59KJkgK=119.14KJ/(kmolK)Cpw,100-Cpw,99.50Cpw,100-Cpw90=4.220-Cpw,99.504.220-4.208=100-99.50100-90Cpw,99.50=4.219KJkgK=75.95KJ/(kmolK)CPW=C

47、POxW+CPW1-xW=119.140.0021215+75.951-0.0021215=76.04KJ/(kmolK)4.1.4 塔頂溫度 tD下的汽化潛熱r0=598.0KJ/kg，rw=1241.0KJ/kg，r=r0xD+rw1-xD=695.03KJ/kg4.2 熱量衡算4.2.1 0時(shí)塔頂上升的熱量QV,塔頂以0為基準(zhǔn)QV=VCPD tD+VrMVD=0.028483600146.5378.23+0.028483600695.0342.069=4173121KJ/h4.2.2 回流液的熱量QR注：此為泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖查此時(shí)組成下的泡點(diǎn)，tD=78.23此溫度下，CPR=1

48、48.02KJ/(kmolK)QR=LCPRtR=0.021763600148.0278=904433KJ/h4.2.3 塔頂餾出液的熱量QD,因餾出口與回流口組成相同，CPD=149.02KJ/(kmolK)QD=DCPD tD=0.00671643600148.0278.23=279983.7KJ/h4.2.4 進(jìn)料的熱量QF，QF=FCPF tF=0.020383600102.0582.05=614325KJ/h4.2.5 塔底殘液的熱量QwQW=WCPW tW=0.01366360076.0499.50=372064.6KJ/h4.2.6 冷凝器消耗的熱量QcQC=QV-QR-QD=4

49、173121-904433-279983.7=2988704.5KJ/h4.2.7 再沸器提供熱量QB塔釜熱損失為10%Q損=0.1QBQB+QF=QC+QW+QD+Q損QB=3362697.6 KJ/h熱量衡算計(jì)算結(jié)果表4-1項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液再沸器熱量Q(KJ/h)6143252988704.5279983.7372064.63362697.6平均比熱容KJ/(kmolK)102.05/146.5376.08/第5章 塔的附屬設(shè)備計(jì)算5.1輔助設(shè)備的選型本精餾塔選用直接蒸汽加熱，其附屬設(shè)備主要有蒸汽冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、連接管、泵等。以下的冷凝器采用列管換熱器。5.1.1直接蒸

50、汽加熱本設(shè)計(jì)中，水為難揮發(fā)組分，采用直接蒸汽加熱方式，以提高傳熱效果，并節(jié)省再沸器。r0=598.0KJ/kg，rw=1241.0KJ/kg，r=r0xD+rw1-xD=695.03KJ/kg再沸器提供熱量QB，塔釜熱損失為10%Q損=0.1QB ,QB+QF=QC+QW+QD+Q損QB=3362697.6 KJ/h加熱蒸汽消耗量：W=QBr=4838.2kgh5.1.2塔的附屬設(shè)備計(jì)算5.1.2.1冷凝器的選擇有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用總傳熱系數(shù)一般范圍為500-1500kcal/(m3h)1kcal=4.18J本設(shè)計(jì)取K=700 kcal/(m3h)=2926 kJ/(m3h)出料液溫度：

51、tD=78.23（飽和氣）78.23（飽和液）冷卻水2035逆流操作，t1=58.23, t2=43.23,tm=t1-t2lnt1t2=50.36全塔熱量衡算，QC=QV-QR-QD=4173121-904433-279983.7=2988704.5KJ/h傳熱面積A=QCKtm=2988704.5292650.36=20.28m2取安全系數(shù)1.04，所需傳熱面積為A=20.281.04=21.09m2可選G500-25-35型列管式換熱器,主要設(shè)計(jì)參數(shù)如下:A=35m，管長(zhǎng)L=3000，管程數(shù)4,公稱(chēng)直徑DN=500mm，252.5碳鋼管5.1.2.2餾出液冷卻器熱量衡算 CPF=CPOxF+CPW1-xF=169.740.28125+75.561-0.28125=102.05KJ/(kmolK)Q=mCPFt=40.51102.0578.23-25=220055KJ/h選型,本設(shè)計(jì)取K=700 kcal/(m3h)=2926 kJ/(m3h)出料液溫度： tD=78