化工原理課程設(shè)計乙醇精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計 設(shè)計題目：乙醇精餾塔 姓名：唐剛 班級：化學(xué)與化工學(xué)院 08 級 3 班 學(xué)號： 080703021、八 、-前言精餾塔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。蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā) （低沸點 ）組分不斷地向蒸 氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā) （ 高沸點 ） 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， 達到組分分離的目的。 由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器， 冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔

2、頂進入精餾塔中， 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，另一部分液體作為釜殘液取出。 精餾塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達到分離提純 的目的?；どa(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達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，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾 是多數(shù)分離過程，即同時進

3、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?；?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，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，有時還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才 能實現(xiàn)整個操作。本次設(shè)計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。本設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選 定、設(shè)備的

4、結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，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行 并使效率盡可能的提高。目錄第一章 緒論 . 61.1 設(shè)計內(nèi)容 61.2 設(shè)計方案 61.3 設(shè)計依據(jù) 7第二章 塔板的工藝設(shè)計 82.1 精餾塔全塔物料衡算 . 82.2 理論及實際塔板數(shù)的確定 82.3 常壓下乙醇 - 水氣液平衡組成與溫度 102.3.1 溫度和壓力 102.3.2 平均摩爾計算 112.3.3 平均密度 122.3.4 混合液體表面張力 132.3.5 混合物的黏度 132.4 塔徑的初步設(shè)計

5、. 142.4.1 汽液相體積流率 142.4.2 塔徑的計算 142.5 溢流裝置 152.5.1 堰長 l w 錯誤！未定義書簽。2.5.2 堰高 hw . 錯 誤！未定義書簽。2.5.3 弓降液管的寬度和橫截面積 162.5.4 降液管底隙高度 172.6 塔板的分布、浮閥數(shù)目及排列 172.6.1 塔板的分塊 172.6.2 區(qū)寬度的確定 172.6.3 區(qū)面積計算 172.6.4 塔計算及其排列 18第三章 塔板的流體力學(xué)驗算 193. 1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 193.2 液泛驗算 203.3 霧沫夾帶驗算 . 20 3.4 操作性能負荷圖 . 213.4.1 氣相

6、負荷下限圖（漏液線） 213.4.2 過量液沫夾帶線 213.4.3 液相負荷下限線 213.4.4 液相負荷上限線 223.4.5 液泛線 22第四章 附屬設(shè)備設(shè)計 . 244.1 冷凝器的選擇 . 244.2 再沸器的選擇 24第五章 精餾塔設(shè)備設(shè)計 255.1 接管 255.1.1 進料管 255.1.2 釜殘液出料管 265.1.3 回流管 265.1.4 塔頂上升蒸汽管 265.1.5 進氣管 265.2 精餾塔塔體 275.2.1 餾塔塔體材料的選擇 275.2.2 壁厚的計算 275.2.3 校核 285.3 封頭 . 285.3.1 封頭的選型：標準的橢圓封頭 285.3.2

7、材料： 16MnR 錯誤！未定義書簽。5.3.3 封頭的高 285.3.4 封頭的壁厚 295.4 精餾塔的塔板類型選擇 295.5 塔板結(jié)構(gòu)及與塔體的連接形式 295.6 降液管的形式 305.7 受液盤的設(shè)計 305.8 塔節(jié)的設(shè)計 305. 9 塔體高度設(shè)計 305.10 塔體手孔及人孔的設(shè)計 315.11 除沫器的設(shè)計 . 31第六章 塔體各開孔補強設(shè)計 316.1 開孔補強設(shè)計方法. 316.2 開孔補強結(jié)構(gòu)設(shè)計 32第七章 支座設(shè)計 327.1 精餾塔塔體質(zhì)量 . 327.2 封頭質(zhì)量 337.3 塔內(nèi)物料質(zhì)量估算. 337.4 附件質(zhì)量 . 337.5 設(shè)備總質(zhì)量 33第一章 緒

8、論 1.1 設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計題目：乙醇精餾塔2、設(shè)計任務(wù)及條件(1) 、進料含乙醇38.2 %，其余為水(均為質(zhì)量分數(shù)，下同)(2) 、生產(chǎn)乙醇含量不低于 93.1 %;( 3)、釜殘液中乙醇含量不高于 0.01 %；( 4)、生產(chǎn)能力 50000T/Y 乙醇產(chǎn)品，年開工 7200 小時( 5)、操作條件：a、間接蒸汽加熱；b、塔頂壓力：1.03atm (絕對壓強)c、進料熱狀態(tài)：泡點進料；d、回流比：R=5 e、單板壓降：75mm液注3、設(shè)計內(nèi)容( 1 )、流程的設(shè)計與說明；(2)、塔板和塔徑的計算；( 3 ) 、塔盤結(jié)構(gòu)的設(shè)計：a、浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖； b 、流體力學(xué)驗算； c 、

9、塔板負荷性能圖。(4)、其它：a、加熱蒸汽消耗量；b、冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量4、設(shè)計成果( 1 )、設(shè)計說明書一份(2)、 A4 設(shè)計圖紙包括：流程圖、精餾塔工藝條件圖。 1.2 設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇 -水混合物。 對于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。 設(shè)計中采用泡點進 料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一 部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送 至儲罐。圖2-1流程圖 1.3設(shè)計依據(jù)課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力、進料狀況、加熱方式及其熱能的利

10、用。（1）操作壓力精餾常在常壓，加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng) 濟上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，若無聊無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。 加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝，冷卻 費用。在相同的塔徑下，適當提操作壓力還可以提高塔德處理能力。所以我們采用塔頂壓力為1.03atm進行操作。（2）進料狀況進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較好控制。此外，泡點進料時，精餾段和提餾的塔徑 相同，

11、設(shè)計制造比較方便。（3 ）加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量，若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋 作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。（4）熱能的利用精餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5%左右被利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的。但其位能較低，不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用 作低溫?zé)嵩?，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g(shù)，提高溫度后在用于加熱釜液。第二章塔板的工藝設(shè)計 2.1精餾塔全塔物料衡算Wf =38.20oWd =93.

12、10o Ww =0.01.00 M乙醇=46g mol M水二 18g molXf0.382/460.382/46 0.618/18= 0.19480.931/460.931/46 0.069/18=0.80840.0001/460.0001/46 0.9999/18= 0.000039635000 100.9317200 4635000 100.06916.7177200 18FXf 二 DXd WXw由式可知F = 72.1804 kmolhW =55.4634kmol hf72.1804 kmol/hXf0.1948D16.717kmol/hXd0.8408W55.4634 kmol/h

13、Xw0.0000396表1物料衡算數(shù)據(jù)記錄 2.2理論及實際塔板數(shù)的確定(1 )由相平衡方程式 y= aX ，可得a= y(x -1) l+(a_1)xx(y_1)根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：Yi=Xd=0.8408X i=0.805aD=1.2793Yf=0.515Xf=0.1948即=4.3891平均相對揮發(fā)度的求?。篴 =3 aDaF aW = 3 4.3891 1.2793 8.8411 =3.675Yw=0.00035Xw=0.0000396aw=8.8411精餾段的平均相對揮發(fā)度的求?。篴v；/aDa 1.2793 4.3891 = 2.370泡點進料：Rmin = -a

14、(1 _Xd)1=giga -1 xF1 - xFR _ R .5 _ R X 二min =竺 二 o.6097R +16查得： N - N min = o.2N +21Xd1 XwNm. lg.(-)( ) -1=8.067lg a -1-XdXw一N =10.68所以理論塔板數(shù)為 N=11塊確定適宜的進料板位置：1xD1 -xF INm卄一lg （廠亠）（一）+2.68 lga1.1XdXfN1 叫1 =0.2N12由上式知2=3.84即第4層理論數(shù)為進料板（2 ）根據(jù)乙醇-水體系的相平衡衡數(shù)據(jù)可以查得:塔頂：XD =0.8408 tD=78.27 C塔底：xW =0.0000396tw

15、= 99.9 C塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：t = tD tw二78.27 99.9二89.085 C2 2查手冊得：M 乙醇=0.40mpa.s在 89.085 C下,水=0.30mpa.s根據(jù)公式lg %m八.Xi lg叫得怙=100.1948 lg0.4 1.19480) lg0. = 0.317mpa.s由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式:Nt 111 _1球的實際塔板數(shù) N T20.96 取n=21Et 0.477 2.3常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度乙醇水溶液的t-x-y圖105100II III IIII IllilllfehMIl Illi III IIIBII 1111111111111111

16、11111111 IIIiiviiiiiiiiisiiiiiiaiiiiiiiiiiiiianiiiiiBiii iiiiii il9590ii ii ii iiiiimiiifl biih jiein i ii uh IIIIII I.1! Uli III IIIIII I HU 111 IIIBIII Bill lb I IIIII8580I lp 7570J. 700.10.20.30.40.50.60.70.80.91x,(y)2.3.1 .溫度和壓力ig(P乙醇：得:sB1652.46/kPa) =A7.33827 -t Ct 231.481625.057.33827 1t 七31.

17、48PA =10 -sB1657.46lg(ps/kpa)二 A7.07406-t Ct 227.03$.07406 學(xué)6 I水：得:= 0】上七27.03將pA, pB代入pAxa - pBxb 二 p進行試差，求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度:(1) 塔頂：R =1.03atm =104.339kR , Xa = x, = 0.83試差得:t, =81.63C(2) 進料板位置：Np=4精餾段實際板層數(shù)：N精=3 0.477二6.289、7101 3每層塔板壓降：口 =75mmH2。工 洶 0.075kPa =0.7355kFa10.33進料板壓力：PF = 104 339 7 0.7

18、355 二 109.4875kPa進料板：Pf = 109.4875kFa, Xa 二 Xf =0.1948試差得 tF =96.14 C(3)提餾段實際板層數(shù)：N提=(7-1% 477 =12.5786塔釜壓力： P =109.4875 0.7355 13 = 119.049kFa塔釜：xa = xW =0.0000396, P = 119.049kFa 試差得 tW =104.55 C求得精餾段和提餾段的平均壓力和溫度：精餾段：丄81.63 96.140tm88.885 C2c 104.339 109.4875Pm106.913kPa2提餾段：96 14 +104 55 tm =104.5

19、5 =100.345 C2109.4875 +119.049Pm114.268kPa22.3.2 .平均摩爾計算塔頂：M VDm = 0.8408 46 (1 - 0.8408) 18 = 41.5424MLDm =0.83 46 (1 -0.83) 18 = 41.24進料板：MVFm525 46 (1 一 525) 18 =32.7M LFm = 0.1948漢 46 + (1 - 0.1948)漢 18 = 23.4544塔釜：Mvwm =0.00035 46 (1 -0.00035) 18 = 18.0098MLwm -0.0000396 46 (1 -0.000039 18=18.0

20、011精餾段平均摩爾質(zhì)量:M VmMVDm MVFm 41.5424 32.7 =37.1212kg/kmolM LmM LDm M LFm 41.24 23.4544 =32.3472kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量:M VFm M VWm32.718.0098 = 25.3549kg/kmolM LmM LFm M LWm23.454418.0011二 20.7278kg/ kmol2.3.3 .平均密度1）氣相平均密度的計算:?MRT精餾段平均密度計算:m-m M Vm106.913 37.1212RT8.314 (273.15 88.885)= 1.32kg/m3提餾段平均密度計算:

21、114.268 25.35498.314 (273.15 100.345)3二 0.933kg / m2）液相平均密度計算:wi=739.87kg/kmol,訂=970.74kg/kmol塔頂:WaXaMa0.8408 46XaM a (1 -Xa)M b0.8408 46 (1 - 0.8408) 18 一 0.931得:?LDm畧呢0.9310.069 =752.2盹卅?a 訂739.87 970.74Wb0.1948 46=719.87kg/m3% = 961.06kg/m3進料板：wA0.3820.1948 46(1 -0.1948) 18得:Lm0.380.6252.52kg/m37

22、19.87961.06= 714.87kg/m3,訂=955.033kg/m3塔釜：0.0000396 46Wa0.00010.0000396 46 (1 -0.0000396)18/口13得：?LWm955.0kg/m0.0001 + 0.99993714.87955.033精餾段液相平均密度：752.21852.522-802.365kg/m3提餾段液相平均密度:，Lm852.529552二 903.76kg/m32.3.4 混合液體表面張力液體平均表面張力按下式計算：；Lm =7 Xj塔頂：匕=81.63 C,查手冊得：；A =17.3mN/m,；B =62.285mN/m二LDm 二A

23、 (1=0.83 17.3 (1 0.83) 62.285 =24.95mN/m進料板：tF =96.140C ；A =16mN/m, j = 59.578mN / m；LFm =xf；a (1_xf)tb =0.1948 16 (1-0.1948) 59.578 = 51.1mN / m塔釜：tw =104.55c ,查附錄：= 16mN/m,；B =59.578mN/m得：二LWm =0.0000396 15 (1-0.0000396) 57.97 = 57.97mN/m24 95+51 1 精餾段液體表面平均張力：；LmLFm = 24.95 51.1 =38.025 mN/m22提餾段

24、液體表面平均張力：匚Lm = 2-LWmLFm二51.1 刃.97 =54.535mN/m222.3.5 混合物的黏度液體平均黏度的計算按下式計算：igLm=：Z xig片塔頂：t| =81.63c ,查手冊得：-0.41mpa.s，丄B = .35mpa.s得:IO 0.83lgO.49.(1 _0.83)lg0.3518=0.463mpa.s進料板：tFM =104.55C,查附錄： H =0.31mpa.s,= 0.25mpa.s得：怙“。J 10 0.1948lg.31 心194825 1 = 0.261 mpa.s精餾段液體平均黏度：u0.463+0.261JLm0.362 mpa.

25、s2提餾段液體平均黏度：,0.23 0.2617m0.246mpa.s2 2.4塔徑的初步設(shè)計2.4.1 .汽液相體積流率精餾段氣相體積流率：V =(R 1)D =6 16.717 =100.302kmol/h液相體積流率：L=RD=5 16.717=83.585提餾段V =L -W =155.7654 -55.4634 =100.302氣相體積流率：Vs 二 VM；m J。.30225.3549 =0.757m3/s3600 6m3600 0.933L = L qF =83.585 1 72.1804 二 155.7654kmol /h液相體積流率：Ls= LMLm J55.7654 20.

26、7278 =9.92 10%/s 3600 ?Lm3600 903.762.4.2 .塔徑的計算由umaxC由下式計算:二 1、0.220),C20 由 smith圖查取。取板間距 Ht = 0.45m，板上液層高度 h = 0.05m，貝U H T - 0 = 0.45 - 0.05 = 0.40m(1)精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為土(丄嚴=9.36 10一(82.365)0.5二0.029乂 PV0.7841.32/、0.2查 smith 圖得：C20 =0.08 C =0.08=0.09138.02520Umax =.091806.325-1.32-2.2471.32取安全系數(shù)為0.7

27、，則空塔氣數(shù)為:u =0.7 2.247 =1.57則精餾塔塔徑D =4V3.14 u 3.14 1.574 784 = 0.797m(2)提餾段塔徑的確定:橫的坐標為：芋(5s - V9.92 10903.76 =0.04080.757, 0.933查 smith 圖得：C20 =0.082C = 0.08254.535 f2 20丿= 0.1002取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 u =0.7 3.117 =2.182則精餾塔塔徑1 4 漢 0 757D0.665mY3.147.182U max= 0.1002= 3.117903.76-0.9330.933(3)按標準塔徑圓整后，D =0

28、.8m塔截面積：At = 3.14 0.8 = 0.5024m24精餾段實際空塔氣速為：Vs u 二At0.784 廠1.561m s0.5024提餾段實際空塔氣速為：Vs u =0.7571.507m sAt0.5024 2.5溢流裝置2.5.1 .堰長 lw單溢流：lw 二 0.6 0.8 D，取 lw =0一67 0.8-0.5m2.5.2 .堰高 hw因為h二hw how ,選用平直堰，堰上液層高度(1)精餾段:how可用Francis計算，即hw二空4 E1000f23土lw-=9.36 10 鼻 3600 =3.4m3/h，Lh3.42.5lw2 50.542=15.9，0.540

29、.9-0.6 7查得 E 二 1.038，則 how = 2.8410001.0383.40.54 %二0.01005m，取板上清夜層高度 h = 0.05m，故 hw = 0.050.01005= 0.03995m(2)提餾段:匚=9.92 104 3600 = 3.57m3 / s，查得 E =1.040，則 how =(28%000 )勺.040 匯(3.5%54( = 0.0104m，取板上清液層高度 h = 0.05m，故hw =0.05-1.040 = 0.0396m2.5.3 .弓降液管的寬度和橫截面積因為lw0.67，查(弓形降液管參數(shù)圖)得：A- =0.055 ,也=0.11

30、5w，所以/DAtD2Af =0.055匯0.635B 0.035m Wd =0.1館他8住9.090.10依下式驗算液體在降液管中3600Af Ht停留的時間：71二Lh_3 5s精餾段：3600 0.035 0.3512.97s _ 5s3.4提餾段：3600 0.035 0.35“6 12.35sX5s3.57故降液管設(shè)計合理2.5.4 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算：h0Lh ，取u0 = 0.07m/s則3600lwU精餾段：3 4h00.025m，即 hu _ 20mm3600 0.54 0.070提餾段：3 57hc0.0262m，即 h0 - 20mm3600 0.54

31、 0.07故降液管底隙高度設(shè)計合理。 2.6塔板的分布、浮閥數(shù)目及排列2.6.1 .塔板的分塊因為D = 800mm，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。表塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34562.6.2 區(qū)寬度的確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：WS二0.07m，邊緣區(qū)寬度：WC二0.035m2.6.3 區(qū)面積計算一 2開孔區(qū)面積按下式計算：Ar2 . nr .斗 xx +sin 180 r 丿X = D (Wd +W4 )=0多-0035-0.07=0.2?65m r m-|-Wc囹651h5m故代=2 漢 b.2765漢 J0.4

32、152 0.2765 + 71 X 0.415 sin 02765 = 0.422m2J1800.415 y2.6.4 塔計算及其排列采用F|型重閥，重量為 33 g，孔徑為39mmA. 浮閥數(shù)目一4V浮閥數(shù)目按下式計算：N1，氣體通過閥孔的速度:u0 = F ，取動能因數(shù)F =11 、=則精餾段:11u 09.57 m / s，J.324 0.7842二 0.0399.57= 68.6 ： 69個：=d0 u0a aa ：1： n 7 斥7提餾段：u0 = = 11.39m / s， N n55.66 : 56 個J0.933x 0.039 1.39B. 排列C. 由于采用分塊式塔板，故采用

33、等邊三角形叉排。設(shè)相近的閥孔中心距t二75mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔 26個。弓形板可排閥孔 24個，所以總閥孔 數(shù)目為N =262 24 =74個。C.校核1）精餾段:4V4 疋 0 784氣體通過閥空的實際速度：u0 = 4：s = 4-9 38m/s兀 d；N兀 x 0.039270實際動能因素：F0=9.38=10.78m/sN 二d：4At10000 二70 二 O.O3924 0.6359=13.140，開孔率在1000 1400 之間，且實際2）提餾段氣體通過閥孔的實際速度：U0= 4Vs 二 4 0.757=9.06m/s二 dN : 0.0392 70實

34、際動能因素：F0 二 u0、.、J -9.06 一 0.933 = 8.75m/s3）開孔率動能因素F0在8 11之間，滿足要求。第三章 塔板的流體力學(xué)驗算9.382 1.32 3.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）閥片全開前：h19.9 u0.175 .19.9 9.38；.0367m 幾802.365單板壓降：hh hL h0h；= 19.99.060.175903.76=0.0324m,閥片全開后入=5.53 請.540.0394m2g 幾2 9.81 802.365h； =5.53 亠=5.5490609330.0231m，取兩者中較大者，則2g 2 9.81 903.76h； =

35、 0.0394m, h；二0.0324m 取板上液層充氣因數(shù)=0.5 ，那么h|_ = $0 (hw + how )= 0.5x 0.05 = 0.025m氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算：2坊2心但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可忽略不計。（1 ）精餾段：hp =h；+h + ho =0.0394 + 0.025= 0.0644m（2）提餾段：hp -0.0324 0.02 0.0574m 3.2液泛驗算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：Hd二hp hw 0w 厶 g二hp hL 厲浮閥塔德液面落差不大，?？珊雎圆挥?1 )精餾段hp =0.0644m,hL =

36、0.05m塔板上不設(shè)進口堰時hd =0.153Jw h0= 0.153/_49.36x10(0.54 x 0.025=0.000735 m0.78 0.6359 1 0.098Hd = 0.0644 0.05 0.000735 = 0.115135m取 =0.5沖(HT +6 ) = 0.5(Q.45+0t0G035)=0E45194l975m(HT(2)提餾段hp -0. 057r4hL,=0.0 5塔板上不設(shè)進口堰時：hd =0.153Ls1 wh0= 0.1539.92 10*0.54 漢 0.0262 丿、2=0.000752 mHd =0.0574 0.05 0.000752 = 0

37、.108152m取 =0.5沖(HT +hw ) = (0蜒琨(00396 0.Q45948md Y(HT +hw ) 3.3霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算，取計算結(jié)果中較大的數(shù)值:1.36LsZs,F0.78KCF A乙二D-2Wd，A = Ar-2Af(1)精餾段:0.7841.32802.365-1.321.36 10 0.8 - 2 1.0351 0.0980.6359-2 0.1035-0.541.320.784、802.365 -1.32= 0.6547 : 0.7(2 )提餾段:0.933F o.EfeiTr1.3692*9亠.1035)0485F0.4851 0.092

38、0.6359-2 0.10350.9330.757F903.76 -O.933 二 0.533 :. 0.70.78 漢 0.6359 7.092 3.4操作性能負荷圖3.4.1 .氣相負荷下限圖(漏液線)(1)精餾段:j2530.0392 700.364m3/s41.32(2)提餾段:Vs25dN0.0392 70= 0.433m3 / s4, 0.9333.4.2 .過量液沫夾帶線-0.7(1)得Vs1.32Vs： 1.36Ls 0.8 - 2 0.1035精餾段：0.7 二：802.365321 0.0920.6359-2 0.1035=-22.98Q 0.951(1)精餾段：0.006

39、100010000 933Vs1.36Ls0.8 - 2 0.1035s 903 760 933s提餾段：0.7 =9036 0.9331 沃 0.092 漢(0.6359 2 漢 0.1035)-29.44L. 1.1253.4.3 .液相負荷下限線3600Ls1 w丿2.841.038型也I 0.54 丿得：Ls = 0.000436m3/s(2)提餾段:2.84勺600Ls 2.843600 LsE=x1.04x1000Il wJ1000、0.540.006 二得：L 0.000434m3/s3.4.4 液相負荷上限線0.035 0.355=0.00245m / s3.4.5 .液泛線液

40、泛線方程： aVs2 二bcL； dL：3(1)精餾段：5Pv51.32a =1.91 102 =1.91 102 = 0.06413PlN802.36570b = Ht -1-；0 =0.5 0.350.5-1 - 0.50.03995 = 0.135050.1530.153c 2 222 - 839.51lwh00.54 匯0.0251 1d = 10 E 0.667 21 0.5 1.038 0.667 21.566lw30.5430.06413Vs2 =0.13505 839.51L2 1.566L?(2)提餾段：5 v50.933a =1.91 105 一=1.91 105廠0.04

41、024PlN2903.76 漢 702b 二 HtT- ；o 心=0.5 0.35 0.5-1 -0.5 0.0396 = 0.13540.153 _0.153lW2ho0.542 0.02622二 764.371E 0.667 21 0.51.04 0.667l 3w120.54 3二 1.5690.04024/f =0.1354-764.37L； -1.569L：3操作性能負荷圖Ls/(m3/s)提鎦段性能負荷圖(1) 精餾段：精餾段性能負荷圖由圖可知，該塔的操作上 限為過量液沫夾帶控制， 下限為漏液控制。由圖可 讀得：Vs max =1.451m3/S，Vs min=.364m3/S所以

42、，塔的操作彈性為M =1451 =3.986 2Vs min0.364(2) 提餾段：由圖可知，該塔德操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可讀得:Vs max 834m3 / s，Vs min =0.433m3/s所以，塔德操作彈性為 皂怛=18里二4.24 . 2(Vs 贏0.433第四章附屬設(shè)備設(shè)計 4.1冷凝器的選擇按泡點回流設(shè)計，采用25C的水作為冷卻劑，逆流操作，水出口溫度為40C，塔頂溫度81.63 C 下，而 Q =阿十 IDMdlhD )乙醇的氣化潛熱：L =863KJ /kg水的氣化潛熱：rB = 2385KJ / kgHd -hD =863 46 0.84081 -

43、0.8408(2385) 18-0.0000396 2385 18 = 40212.53KJ. kmol故 Q =(5+1$16.717沃4021253斗3600 = 1120.05佃，又由于 Q = KAttm則tm(81.63-25) - 81.63-40I 81.63 25 In81.63-40- 2= 48.75 C 因為 K =750J/s.(m .K)” Q 1120.052所以 A1000 = 30.63mK&m750 漢 48.75冷卻水的消耗量qm,cQc，Cp,廠4.17kJ/(kg.0C)Cp,c (tt1 )所以qm,cQcCpHrZZ300嚴Tgh采用飽和水蒸汽間接加

44、熱，逆流操作，則Q MrHW -hW 4.2再沸器的選擇查的塔釜溫度104.55 C下，乙醇氣化潛熱： =775KJ / kg水氣化潛熱：rB =2225KJ / kgr2H訪* =775 0.0000396 461-0.0000396 2225 18 = 40049.83kJ / kmolV =V = R 1 D = 100.302kmol h故 Q =100.302 40049.83- 3600 =1115.86kj s因為設(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VQqm,h -r1115.86 3600 1 0.052225=1895.69 kg / hr _加熱蒸

45、汽的冷凝潛熱，kJ / kg第五章精餾塔設(shè)備設(shè)計 5.1接管5.1.1 .進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：巳=73987kg / m3,巴kg/rm3進料體積流量：FM f 7218 73 453yVsf廠85201 3600 0005518m s取適宜的輸送速度故03硏曲融IT8552磯/m3/73.87丿 961.06:巫亟0錘齟021mm經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,3.14 2.611uf =2“0rm. s，故 d =二 u4Vsf規(guī)格：.：=253.5mm，實際管內(nèi)流速:u4 0.0005528=i233mmss33.

46、14 000025.1.2 釜殘液出料管規(guī)格：汀=253.5mm實際管內(nèi)流速:Uf(1(1(293.11氏0)0182T1114nr/s釜殘液的體積流量：Vsw = WM w = 55.4634 18.0011 = 0.00029m3/s 取適宜的輸送速 亠955 3600度：Uf =伽濁則d店屮舞詈“皿經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，5.1.3 .回流管回流液體積流量:LM L83.585 32.3472 = 0.00094m3/s，取適宜的回流速度802.365 3600a =i00msSE么二 U4乂i44 0000994= 世0000994(0034餉經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格:.33.44

47、 0150:-38 3mm實際管內(nèi)流速:Uf44咬(0000913.14 粽(0A0382=0148mf s5.1.4 .塔頂上升蒸汽管4 0.877260 5mm，實際管內(nèi)流速：Usv如 J.32 41.5424 “.877m3/s取適宜的速度3600 1.325.1.5 .進氣管55.60 180.933 3600門 20= 0.236m經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格:4 0.8772 =17.88m/ s -0.252=0.298m3, s采用直管進氣，取出口氣速為:u=15 m/s 則:d3.14 154 0.29 0.159m ,經(jīng)圓整選取G =16 1.5mm ,實際管內(nèi)流速：u 4

48、0.298 2 = 22.46m s3.14 0.013 5.2精餾塔塔體521 餾塔塔體材料的選擇精餾塔塔體材料：16MnR依據(jù)：我們的操作壓力是 Pc =119.049kpa，最大的操作溫度為104.55C，并且所要分離的 物質(zhì)是乙醇和水，對材料的腐蝕性不大，在滿足條件的材料中16MnR的價格相對便宜，所以選擇16MnR。5.2.2 .壁厚的計算精餾塔的內(nèi)徑：Di = 800mm16MnR當：在616mm的范圍內(nèi)時L)-170MPa，操作壓力pc = 119.049kpa，設(shè)計壓力為：p=1.1pc = 130.9539kpa = 0.131MPa,選取雙面焊無損檢測的比例為全部，所以計算

49、壁厚： JlX - p * j亠170如昇如908，圓整后取取C1 =0.6 ,C2 =1所以莓=0.347+(26 + 1 =1.947 mm后取=6mm (因為選用16MnR材料的設(shè)備最小的壁厚為6mm，即fn二6 mm523 校核求水壓試驗時的應(yīng)力。16MnR得屈服極限；s=345Mpa ,所以0 .9s =0 . 39 4 =53 1.5MpP a二一Pt 為 Pt = P 0.1，p； -1.25P2efc* t中較大者，計算比較得:fcr J初=p 0=0.1310.1 =0.2M|MPa、e = n -C =6 -126 O4()4mr3.4mm代入得:巧 J023銳 800 咔

50、)Uq.622 43446 ： 0.9J，水壓試驗滿足要求。 5.3封頭5.3.1 .圭寸頭的選型：標準的橢圓圭寸頭選型依據(jù)：從工藝操作考慮，對封頭形狀無特殊要求。球冠形封頭、平板封頭都存在較大的邊緣應(yīng)力，且采用平板封頭厚度較大，故不宜采用。理論上應(yīng)對各種凸形封頭進行計 算、比較后，再確定封頭形狀。但由定性分析可知：半球形封頭受力最好，壁厚最薄，但深 度大，制造較難，中、低壓小設(shè)備不宜采用；碟形封頭的深度可通過過渡半徑r加以調(diào)節(jié),但由于碟形封頭母線曲率不連續(xù)，存在局部應(yīng)力，故受力不如橢圓形封頭； 標準橢圓形封頭制造比較容易，受力狀況比碟形封頭好，故可采用標準橢圓形封頭。5.3.2 .材料：16MnR5.3.3 .封頭的高DDi44-226nmm因為一L =2所以hii2h4其中Di 精餾塔的內(nèi)徑h封頭的高直邊高度為：h2 =25mm534 .封頭的壁厚計算壁厚：