乙醇水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì)

1、惠州學(xué)院 課課 程程 設(shè)設(shè) 計(jì)計(jì) 課程設(shè)計(jì)名稱課程設(shè)計(jì)名稱 化工原理課程設(shè)計(jì) 課程設(shè)計(jì)題目課程設(shè)計(jì)題目 乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì) 姓姓 名名 廖銀波 學(xué)學(xué) 號(hào)號(hào) 070602211 專專 業(yè)業(yè) 化學(xué)工程與工藝 班班 級(jí)級(jí) 07 化工（2） 指導(dǎo)教師指導(dǎo)教師 金真 提交日期提交日期 2010-12-30 任務(wù)書 （一）（一） 設(shè)計(jì)題目：乙醇設(shè)計(jì)題目：乙醇- -水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì)水混合液浮閥式精餾塔設(shè)計(jì) 年處理量 120000 噸 料液初溫：25 料液濃度：50%(質(zhì)量分率) 塔頂產(chǎn)品濃度大于：95% (質(zhì)量分率) 塔底釜液含量小于 0.3% 至 1%(質(zhì)量分率) 每天實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：3

2、10 天 冷卻水溫度：25 設(shè)備型式：浮閥塔（f1 型） （二）（二） 操作條件操作條件 （1） 操作壓力：常壓 （2） 進(jìn)料熱狀態(tài)：自選 （3） 回流比：自選 （4） 塔底加熱：間接蒸汽加熱 （5） 單板壓降0.7 kpa （三）設(shè)計(jì)內(nèi)容設(shè)計(jì)內(nèi)容 1 設(shè)計(jì)說明書的內(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） 塔板的負(fù)荷性能圖； （8） 塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算：熱負(fù)荷， 載熱體用量， 選型 （9） 精餾塔接管尺寸計(jì)算； （10）對(duì)設(shè)

3、計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。 2、設(shè)計(jì)圖紙要求： （1）確定精餾裝置流程，會(huì)出流程示意圖； （2）繪制精餾塔裝置圖 （3）相關(guān)圖表 （四）（四） 參考資料參考資料 1. 性數(shù)據(jù)的計(jì)算與圖表 2. 化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè) 3. 化工過程及設(shè)備設(shè)計(jì) 4. 化學(xué)工程手冊(cè) 5. 化工原理 目目 錄錄 任務(wù)書.2 目 錄.3 前 言.5 1設(shè)計(jì)簡介.5 2設(shè)備選型.5 3工藝流程確定.7 4. 設(shè)計(jì)方案 .8 一設(shè)備工藝條件的計(jì)算.10 1. 精餾塔物料衡算 .10 1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.10 1.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.10 1.3 物料衡算.10 2. 物性參數(shù) .

4、12 2.1 平均摩爾質(zhì)量.12 2.2 密度.13 2.3 混合物粘度.14 2.4 表面張力.14 2.5 相對(duì)揮發(fā)度.14 3. 理論塔板數(shù)的確定 .15 3.1 回流比.15 3.2 操作線方程.15 3.3 理論塔板數(shù)的確定.16 4. 塔結(jié)構(gòu)的計(jì)算 .18 4.1 塔徑的計(jì)算.18 5. 塔主要工藝尺寸的計(jì)算 .20 5.1 溢流裝置的計(jì)算.20 5.2 塔板的布置.22 二塔板的流體力學(xué)計(jì)算.24 1塔板壓降.24 2液泛計(jì)算.26 3漏液.27 4液沫夾帶量的計(jì)算.27 5板負(fù)荷性能圖.29 5.1 霧沫夾帶線.29 5.2 液泛線.30 5.3 液相負(fù)荷上限.31 5.4 漏

5、液線.31 5.5 液相負(fù)荷下限線.31 三塔附件及塔高的計(jì)算.33 1進(jìn)料管.33 2回流管.33 3.塔釜出料管.33 4.塔頂蒸氣出料管.33 5.塔釜進(jìn)氣管.34 6.冷凝器的選擇.34 7再沸器的選擇.34 8塔高.35 四.主設(shè)備圖.36 五流程圖.38 六計(jì)算結(jié)果總匯.39 七符號(hào)說明.40 八參考文獻(xiàn).41 前前 言言 1 1設(shè)計(jì)簡介設(shè)計(jì)簡介 （1）設(shè)計(jì)內(nèi)容 蒸餾是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕 工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進(jìn)行分類。根據(jù)操作方式，可分 為連續(xù)精餾和間歇精餾。本設(shè)計(jì)主要研究連續(xù)精餾。 塔設(shè)備是煉油、石油化工、精細(xì)化工、生物

6、化工、食品、醫(yī)藥及環(huán)保部門 等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式可 分為板式塔和填料塔兩大類。 板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層， 液體橫向流過塔板，而氣體垂直穿過液層，氣液兩相成錯(cuò)流流動(dòng)，進(jìn)行傳質(zhì)與 傳熱，但對(duì)整個(gè)板來說，兩相基本上成逆流流動(dòng)。在正常操作下，氣相為分散 相，液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級(jí)接觸逆流操作過程。 填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流 向上（有時(shí)也采用并流向下）流動(dòng)，汽液兩相密切接觸進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正 常操作條件下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分

7、 接觸逆流操作。 板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較高，本設(shè)計(jì)目的是分離乙醇-水混 合液，處理量大；盡管塔板的流動(dòng)阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板 式塔的效率穩(wěn)定，造價(jià)低，檢修、清理方便，故選板式塔。 （2）設(shè)計(jì)任務(wù) 年產(chǎn)量：120000 噸，液料初溫 25c，液料濃度為 50%，塔頂產(chǎn)品濃度 為 95%，塔底釜液含苯量小于 1%，每年實(shí)際生產(chǎn) 310 天，冷卻水溫為 25 2 2設(shè)備選型設(shè)備選型 板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、篩板塔(1832 年)，其后， 特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出 現(xiàn)了大批新型塔板，如 s 型板、浮閥塔

8、板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式 波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要 的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。 塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用 以錯(cuò)流式塔板為主，常用的錯(cuò)流式塔板主要有下列幾種。 （1） 泡罩塔板 泡罩塔板是工業(yè)上應(yīng)用最早的塔板，其主要元件為升氣管及泡罩。泡罩安 裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，國內(nèi)應(yīng)用較多的是圓形泡罩。泡罩尺 寸分為80mm、100mm、150mm 三種，可根據(jù)塔徑的大小選擇。通常塔徑 小于 1000mm，選用80mm 的泡罩；塔徑大于 2000mm 的，150mm 選

9、用的泡罩。 泡罩塔板的主要優(yōu)點(diǎn)是操作彈性較大，液氣比范圍大，不易堵塞，適于處 理各種物料，操作穩(wěn)定可靠。其缺點(diǎn)是結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高；板上液層厚，塔板 壓降大，生產(chǎn)能力及板效率低。近年來，泡罩塔板已逐漸被篩板、浮閥塔板所 取代。在設(shè)計(jì)中除特殊需要（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）外一般不宜選用。 （2）篩孔塔板 篩孔塔板簡稱篩板，機(jī)構(gòu)特點(diǎn)為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（孔徑為 38mm）和打孔篩板（孔徑為 1025mm）兩類。 工業(yè)應(yīng)用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場(chǎng)合（如分離粘度大、 易結(jié)焦等物系）。 篩板的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低；板上液面落差小，氣體壓降低

10、，生產(chǎn)能 力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計(jì)和操作不當(dāng)，易產(chǎn)生漏液，使 得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降，故過去工業(yè)上應(yīng)用較為謹(jǐn)慎。近年來，由于 設(shè)計(jì)和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補(bǔ)了上述不足，故 應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計(jì)和采用先進(jìn)控制手段的前提下，設(shè)計(jì)中可大膽 選用。 （3） 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔 板的優(yōu)點(diǎn)。其結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在塔板上開有若干個(gè)閥孔，每個(gè)閥孔裝有一個(gè)可以上 下浮動(dòng)的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進(jìn)入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量 的大小而上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有 f1 型、v4 型

11、及 t 型等，其中以 f1 行浮閥應(yīng)用最為普遍。 對(duì)比其他塔板，具有以下優(yōu)點(diǎn)： （1）生產(chǎn)能力大。由于浮閥塔板具有較大的開孔率，故生產(chǎn)能力比泡罩塔的 答 20%40%，而與篩板塔相近。 （2）操作彈性大。由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，故維持正常操 作所容許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比泡罩塔和篩板塔的都寬。 （3）塔板效率高。因上升氣體以水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長而 霧沫夾帶量小，板效率較高。 （4）塔板壓降及液面落差較小。因?yàn)槠毫鬟^浮閥塔板時(shí)所遇到的阻力較小， 故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。 （5）塔的造價(jià)低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價(jià)一般為泡罩塔的 60%80

12、%，而為篩板塔的 120%130%。 3 3工藝流程確定工藝流程確定 （1）加料方式 加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通過控制 液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動(dòng)力費(fèi)。 擔(dān)由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用相應(yīng)增加；采用泵加料，受泵的影響，流量不太 穩(wěn)定，流速也忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單、安裝方便；如采 用自動(dòng)控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理復(fù)雜，且設(shè)備操作費(fèi)用高。 本設(shè)計(jì)才用泵加料。 （2）進(jìn)料熱狀況 進(jìn)料狀況一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料。對(duì)于冷液進(jìn)料，當(dāng)組成一定時(shí)，流 量一定，對(duì)分離有利，省加熱費(fèi)用。但冷液進(jìn)料受環(huán)境影響較大。采用

13、泡點(diǎn)進(jìn) 料，不僅對(duì)穩(wěn)定塔操作較為方便，且不易受環(huán)境溫度影響。綜合考慮，本設(shè)計(jì) 采用泡點(diǎn)進(jìn)料。泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸氣的 摩爾流量相等，故精餾段和提鎦段塔徑基本相等，制造上較為方便。 （3）塔頂冷凝方式 塔頂冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反應(yīng)，且容易冷凝，故使用 全凝器。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(jìn)一步 冷卻。本設(shè)計(jì)冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理。因本設(shè)計(jì)冷凝與 被冷凝流體溫差不大，所以選用管殼式冷凝器，被冷凝氣體走管間，以便于即 使排出冷凝液。 （4）回流方式 回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流。對(duì)于小塔徑，回流冷凝器一般安

14、裝在 塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制比較 難。如果需要較高的塔處理量或塔板較多時(shí)，回流冷凝器不適合于塔頂安裝。 且塔頂冷凝器不易安裝、檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂 上升蒸氣采用冷凝冷卻器以冷回流流入塔中。由于本設(shè)計(jì)是小型塔，故采用重 力回流。 （5）加熱方式 加熱方式分為直接蒸氣和間接蒸氣加熱。直接蒸氣加熱是用蒸氣直接由塔 底進(jìn)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， 塔底蒸氣對(duì)回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費(fèi)用增加。間接蒸氣加熱 通過加熱器使釜液部分汽化。上升蒸氣與回流下來的冷液進(jìn)行傳質(zhì)。其優(yōu)點(diǎn)是 使釜液部分汽

15、化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點(diǎn)是增加加熱裝置。 本設(shè)計(jì)采用間接蒸氣加熱。 （6）操作壓力 精餾操作按操作壓力可分為常壓，加壓和減壓操作。精餾操作中壓力影響 非常大。當(dāng)壓力增大時(shí)，混合液的相對(duì)揮發(fā)度將減小，對(duì)分離不利；當(dāng)壓力減 小時(shí)，相對(duì)揮發(fā)度將增大，對(duì)分離有利。但當(dāng)壓力不太低時(shí)，對(duì)設(shè)備的要求較 高，設(shè)備費(fèi)用增加。因此在設(shè)計(jì)時(shí)一般采用常壓蒸餾。當(dāng)常壓下無法完成操作 時(shí)，則采用加壓或減壓蒸餾。對(duì)苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，容易分 離，故本設(shè)計(jì)采用常壓蒸餾。 4.4. 設(shè)計(jì)方案設(shè)計(jì)方案 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇-水的混合物，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程，在常壓下進(jìn) 行精餾，泡點(diǎn)進(jìn)料，通過泵將原

16、料液通過原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔 內(nèi)，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡點(diǎn)下一部份回流至塔內(nèi)，其余 部分經(jīng)冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，塔釜采用 間接蒸汽加熱，塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 以下是浮閥精餾塔工藝簡圖 一設(shè)備工藝條件的計(jì)算一設(shè)備工藝條件的計(jì)算 1.1. 精餾塔物料衡算精餾塔物料衡算 1.11.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 乙醇的摩爾質(zhì)量 ma=78.11kg/kmol 水的摩爾質(zhì)量 mb=18.02kg/kmol 281 . 0 02.185 . 007.465 . 0 07.465 . 0 f x

17、881 . 0 02.1805. 007.4695 . 0 07.46/95 . 0 d x 00394 . 0 02.1899. 007.4601 . 0 07.46/01. 0 w x 1.21.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 kmolkgmf87.2502.18)281 . 0 1 (07.46281. 0 kmolkgmd67.4202.18)881 . 0 1 (07.46881 . 0 kmolkgmw11.1802.18)00394 . 0 1 (07.4600394 . 0 1.3 物料衡算物料衡算 原料處理量 f=(1200001

18、000)/(3102425.87)=632.46kmol/h 總物料衡算 d+w=623.46 苯物料衡算 623.460.281=0.881d+0.00394w 聯(lián)立解得 d=196.94kmol/h w=426.52kmol/h 乙醇乙醇- -水水 t-x-yt-x-y 圖圖 乙醇摩爾數(shù)(%)乙醇摩爾數(shù)(%) 溫度 t/ 液相(x)氣相(y) 溫度 t/ 液相(x)氣相(y) 100008227.356.44 99.90.0040.05381.532.7358.26 99.80.040.5181.333.2458.78 99.70.050.7780.642.0962.22 99.50.12

19、1.5780.148.9264.70 99.20.232.9079.8552.6866.28 99.00.313.72579.561.0270.29 98.750.394.5179.265.6472.71 97.650.798.7678.9568.9274.96 95.81.6116.3478.75 72.3676.93 91.31.4629.9278.675.9979.26 87.97.4139.1678.479.8281.83 85.212.6447.9478.2783.8784.91 83.7517.4151.6778.285.9786.40 82.325.7555.7478.1589.

20、4189.41 利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 , , f t d t w t ：根據(jù)示差法，則有 f t 0 . 82 5 . 81 0 . 82 273 . 0 3273. 0 273 . 0 281. 0 f t 解得 81.93 f t ：根據(jù)示差法，則有 d t 2 . 7815.78 2 . 78 8597. 08941. 0 8597. 0881. 0 d t 解得 78.17 d t :根據(jù)示差法,則有 w t 8 . 99100 8 . 99 04 . 0 0 04 . 0 00394 . 0 w t 解得 99.98 w t ：根據(jù)以上所求的、，則有 _ t f t d t

21、 w t 精餾段的平均溫度： c tt t df 0 _ 1 05.80 2 17.7893.81 2 提餾段的平均溫度： c tt t wf 0 _ 2 96.90 2 98.9993.81 2 同理可得 ： 511 . 0 1 x 666 . 0 1 y _ 1 t ： 0206 . 0 1 x 308 . 0 1 y _ 2 t 2.2. 物性參數(shù)物性參數(shù) 2.12.1 平均摩爾質(zhì)量平均摩爾質(zhì)量 精餾段： kmolkgmxmxml/35.3202.18)511 . 0 1 (07.46511. 0)1 ( 2111 _ 1 kmolkgmymymv/70.3602.18)666 . 0

22、1 (07.46666 . 0 )1 ( 2111 _ 1 提餾段 kmolkgmxmxml/60.1802.18)0206 . 0 1 (07.460206. 0)1 ( 2212 _ 2 kmolkgmymymv/66.2602.18)308 . 0 1 (07.46308. 0)1 ( 2212 _ 2 2.22.2 密度密度 已知混合液體密度： （為質(zhì)量分率） b b a a l aa 1 a 混合氣體密度： （為平均相對(duì)分子質(zhì)量） rt mp vm v _ _ m 精餾段 728 . 0 )1 ( 11 1 1 ba a a mxmx mx a 272. 01 11 ab aa 查物

23、性數(shù)據(jù)表得 80.05時(shí)， 3 /61.738mkg a 3 /85.971mkg b 代入數(shù)據(jù)，解得 3 1 /19.790mkg l kpapnpp df 3 .1087 . 010 3 . 101 1 3 1 /31. 1 )15.27305.80(314 . 8 70.362/ ) 3 . 108 3 . 101( mkg v 提餾段 0510 . 0 02.18)0206 . 0 1 (07.460206 . 0 07.460206. 0 )1 ( 22 2 2 ba a a mxmx mx a 949. 01 22 ab aa 查物性數(shù)據(jù)表得，90.96時(shí) 3 /55.728mkg

24、 a 3 /63.964mkg b 代入數(shù)據(jù)得 3 2 /95.948mkg l kpapnpp dw 4 .1247 . 033 3 . 101 kpa pp p fw m 4 . 116 2 2 3 2 /03 . 1 )15.27396.90(314 . 8 66.26 4 . 116 mkg v 2.32.3 混合物粘度混合物粘度 查物性數(shù)據(jù)表得 80.05 smpa a 444 . 0 1 smpa b 355 . 0 1 90.96 smpa a 369 . 0 2 smpa b 313 . 0 2 精餾段粘度： smpaxx ba 4005 . 0 )1 ( 11111 提餾段粘

25、度： smpaxx ba 314 . 0 )1 ( 22222 2.42.4 表面張力表面張力 查物性數(shù)據(jù)表得 80.05 mmn a /60.17 1 mmn b /72.62 1 90.96 mmn a /76.16 2 mmn b /54.60 2 精餾段 mmnxx bal /66.39)1 ( 11111 提餾段 mmnxx bal /64.59)1 ( 22222 2.52.5 相對(duì)揮發(fā)度相對(duì)揮發(fā)度 組分 飽和蒸汽壓/kpa 塔頂 (td=78.170c) 進(jìn) 料 (tf=81.930c) 塔 頂 (tw=99.980c) 水43.9751.20101.25 乙醇102.58119

26、.34223.48 33 . 2 97.43 58.102 0 0 b a p p d , 33 . 2 20.51 34.119 0 0 b a p p f , 21 . 2 25.101 48.223 0 0 b a p p w 精餾段 33 . 2 1 fd 提餾段 26. 2 2 fw 3.3. 理論塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定 3.1 回流比 06. 2 281. 0477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qd xy yx r 477. 0 281. 0) 133. 2(1 281 . 0 33 . 2 11 x x yq 由于泡點(diǎn)進(jìn)料 那么 fq xx 477

27、. 0 281 . 0 ) 133 . 2 (1 281. 033 . 2 11 x x yq 06 . 2 281 . 0 477 . 0 477 . 0 881 . 0 min qq qd xy yx r min 21 . 1rr 取 09. 306. 25 . 15 . 1 min rr 3.23.2 操作線方程操作線方程 （1）精餾段操作線方程： 215. 0756 . 0 11 1 n d nn x r x x r r y （2）提餾段操作線方程： l=rd=3.09196.94=608.54kmol/h v=(r+1)d=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h l=

28、l+f=919.71+623.46=1232.00kmol/h v=v=805.48kmol/h 0021. 053 . 1 1 m w mm x v wx x v l y 作圖 3.33.3 理論塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定 采用逐板法求理論塔板數(shù) 精餾段 第一層的汽相組成 881 . 0 1 d xy x x y xy nn ) 1(1 215 . 0 756 . 0 1 可求出 x1=0.856，再將 x1代入式可求得 y2=0.860 如此重復(fù)計(jì)算得 763. 0 2 x 784 . 0 3 y 655 . 0 3 x 695 . 0 4 y 544. 0 4 x 603 . 0 5

29、y 443. 0 5 x 520 . 0 6 y 362. 0 6 x 453 . 0 7 y 302. 0 7 x 404 . 0 8 y 262 . 0 8 x 281 . 0 262 . 0 8 f xx 故，此精餾段的理論塔板數(shù)為 6-1=5 塊 提餾段 x x y xy mm ) 1(1 0021 . 0 53 . 1 1 由 251 . 0 61 xx 可得出 382 . 0 2 y 如此重復(fù)計(jì)算得 215 . 0 2 x 327 . 0 3 y 177 . 0 3 x 269 . 0 4 y 140 . 0 4 x 212. 0 5 y 106 . 0 5 x 157. 0 6

30、y 0761. 0 6 x 114 . 0 7 y 0539 . 0 7 x 0800 . 0 8 y 0371. 0 8 x 0547. 0 9 y 0250 . 0 9 x 0362. 0 10 y 0163 . 0 10 x 0228. 0 11 y 0102 . 0 11 x 0135. 0 12 y 00602 . 0 12 x 00711 . 0 13 y 00316 . 0 13 x 00394 . 0 00316. 0 13 w xx 則提餾段的理論塔板數(shù)為 13 層 50. 04005. 033 . 2 49 . 0 )(49. 0 245 . 0 245. 0 111 ）（

31、 t e 53 . 0 314 . 0 26. 2 .49 . 0 )(49 . 0 245 . 0 245. 0 222 ）（ t e 實(shí)際塔板數(shù) 精餾段 1050 . 0 5 1 n 提餾段 23 6 . 2253. 012 2 n 所需要的實(shí)際塔板數(shù) 33 21 nnn 加料板在第 11 塊 4. 塔結(jié)構(gòu)的計(jì)算塔結(jié)構(gòu)的計(jì)算 4.14.1 塔徑的計(jì)算塔徑的計(jì)算 u v d s 4 maxmax )8 . 06 . 0()(uuu 安全系數(shù) m mm v vl cu max 2 . 0 20 ) 20 ( l cc 取板間距 ht=0.45m 板上液層高度 mhl06 . 0 則 mhh l

32、l 39 . 0 精餾段 汽液體積流量為 sm ml l l l s /0069. 0 19.7903600 35.3254.608 3600 3 1 _ 1 1 sm mv v v v s /27 . 6 31 . 1 3600 70.3648.805 3600 3 1 _ 1 1 c 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為 20 c 0270. 0) 31 . 1 19.790 ( 27. 6 0069. 0 )( 5 . 05 . 0 1 1 1 1 v l s s v l 查得 090 . 0 20 c 則 smu cc l /53. 2 31 . 1 31 . 1 19.790 103

33、. 0 103 . 0 ) 20 66.39 (090. 0) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速 m u v d smuu s 20. 2 77 . 1 14 . 3 27 . 6 44 /77. 153 . 2 7 . 07 . 0 1 max 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 d=2.2m 則塔截面積為 222 80 . 3 )2 . 2( 44 mdat 實(shí)際空塔氣速 sm a v u t s /65 . 1 80 . 3 27 . 6 提餾段 汽液體積流量為 sm ml l l l s /0067. 0 95.9483600 60.181232 360

34、0 3 2 _ 2 2 sm mv v v v s /79 . 5 03 . 1 3600 66.2648.805 3600 3 2 _ 2 2 c 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值為 20 c 0351 . 0 ) 03 . 1 95.948 ( 79 . 5 0067 . 0 )( 5 . 05 . 0 2 2 2 2 1 v l s s v l 查得 090 . 0 20 c 則 smu cc l /40. 3 03 . 1 03. 195.948 112 . 0 112. 0) 20 64.59 (090 . 0 ) 20 ( max 2 . 02 . 0 1 20 取安全系數(shù)為 0.

35、7，則空塔氣速 m u v d smuu s 76 . 1 38 . 2 14. 3 79 . 5 44 /38. 240 . 3 7 . 07 . 0 2 max 按標(biāo)準(zhǔn)圓徑取整后 d=2.0m 則塔截面積為 222 14 . 3 )0 . 2( 44 mdat 實(shí)際空塔氣速 sm a v u t s /84 . 1 14 . 3 79 . 5 5.5. 塔主要工藝尺寸的計(jì)算塔主要工藝尺寸的計(jì)算 5.15.1 溢流裝置的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算 因塔徑 d=2.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長 w l 取 mdlw43 . 1 2 . 265 . 0 65. 0 出口堰高度 w

36、 h 而 owlw hhh 3/2 )( 1000 84 . 2 w n ow l l eh 查圖，近似去 e=1 則有精餾段： m l l eh w n ow 0190 . 0 ) 43 . 1 36000069 . 0 (1 1000 84 . 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 取板上清夜高度 hl=60mm=0.06m mhhh owlw 041 . 0 0190 . 0 06 . 0 提餾段： m l l eh w n ow 0187. 0) 43 . 1 36000067 . 0 (1 1000 84. 2 )( 1000 84 . 2 3/23/2 mhhh owlw

37、 0413 . 0 0187 . 0 06. 0 驗(yàn)證： owwow hhh1 . 005. 0 因此設(shè)計(jì)合理 弓形降液管寬度 wd和截面積 af 由=0.65 d lw 查弓形降液管的參數(shù)表得 =0.075 =0.117 t f a a d wd 故 af=0.075=0.75 3.80=0.285m t a wd=0.117d=0.117 2.2=0.257m 依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 精餾段的停留時(shí)間為 h tf l ha3600 ss559.18 36000069. 0 45. 0285 . 0 3600 提餾段的停留時(shí)間為 ss l ha h tf 514.19 36000

38、067 . 0 45 . 0 285 . 0 3600 3600 故降液管設(shè)計(jì)合理。 降液管底隙高度 o h 取液體通過降液管底隙的流速為 o u 0.14m/s，依公式計(jì)降液管底隙高度，即精餾 o h 段： m ul l h ow s o 0345 . 0 14 . 0 43 . 1 0069 . 0 1 驗(yàn)算： mmhh ow 006 . 0 0065 . 0 0345. 0041. 0 故設(shè)計(jì)合理 提餾段： m ul l h ow s o 0355 . 0 14 . 0 43 . 1 0067. 0 2 驗(yàn)算： 0.025m o h 驗(yàn)算符合要求。 選用凹形受液盤，深度=50mm w h

39、 5.25.2 塔板的布置塔板的布置 塔板的分塊 因 d=2.2m,則塔板分 3 塊 邊沿寬度的確定 由于 md2 . 2 , mmwc7050 ， mmws11080 取邊沿寬度 mmwc60 破沫區(qū)寬度 mmws100 開孔面積計(jì)算 mww d x sd 743 . 0 ) 1 . 0257. 0( 2 2 . 2 )( 2 mw d r c 04 . 1 06 . 0 6 . 1 2 21 2 22 8 . 2) 56 . 0 39 . 0 sin 180 (2m r xrxaa 閥孔計(jì)算及其排列 取閥孔功能因子 13 o f ，用式求孔速 精餾段： sm f u v o o /36.1

40、1 31. 1 13 1 取閥孔的孔徑為 0.039m,則求每層塔板上的浮閥數(shù)，即精餾段： o d 462 36.11)039. 0( 4 270 . 6 4 2 1 2 1 1 oo s ud v n 浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心mmt75 則排間距 mmm tn a t a 81081 . 0 075 . 0 462 8 . 2 1 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積，因而排間距不宜采用 98m,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，mmt80mmt75 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 460n mmt80 按 460n 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能

41、因數(shù)： smuo/41.11 460039. 0 4 27. 6 2 1 1306.1331 . 1 41.11 1 voo uf 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍 在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率 %14%100 41.11 65 . 1 o u u 提餾段 sm f u v o o /81.12 03 . 1 13 2 2 379 4 . 378 81.12)039 . 0 ( 4 79 . 5 4 2 2 2 2 2 oo s ud v n 閥孔排列 按，估算排間距 mmmt9 .1001009 . 0 075 . 0 370 8 . 2 mmt75 考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與

42、銜接也要占去一部分鼓泡 區(qū)面積，因而排間距不宜采用 96mm,而應(yīng)小一點(diǎn)，故取，按，mmt80mmt75 以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) 370n mmt80 sm vs u/10.13 370039. 0 4 2 2 02 30.1303 . 1 10.13 22 voo uf 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在 913 范圍內(nèi) 塔板開孔率 %04.14%100 10.13 84 . 1 o u u 對(duì)于常壓精餾，開孔率在 因此以上的計(jì)算合理)%1410( 二塔板的流體力學(xué)計(jì)算二塔板的流體力學(xué)計(jì)算 1 1塔板壓降塔板壓降 1.氣體通過浮閥塔壓降、阻力 氣體通過閥板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?p h （） h

43、hhh lcp 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?c h () l c u h 175 . 0 0 9 . 19臨界空塔氣速）( 00c uu =) c v uu g u 00 l 2 0 ( 2 34 . 5 由=得 l u 175 . 0 0 9 . 19 l 2 0 2 34 . 5 g u v 1 825. 1 1 . 73 v oc u 氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?l h 取充氣系數(shù)0.5，則 o mhh lol 03 . 0 06 . 0 5000 . 0 液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?h 由于很小，因此忽略不計(jì) h 精餾段： smu v oc /06 . 9 31 . 1 1 .

44、 73 1 . 73 1 825 . 1 則 smsmuo/06. 9/41.11 m g u h l ov c 0587. 0 81 . 9 19.7902 41.1131 . 1 34 . 5 2 34 . 5 22 1 11 0.05870.030.0887 pcl hhhm 單板壓 )(7 . 058.68781 . 9 19.7900887 . 0 11 設(shè)計(jì)允許值kpapaghp lpp 提餾段： smu v oc /33.10 03. 1 1 .731 .73 1 825 . 1 smsmuoc/33.10/92.12 2 故 m g u h l ov c 0493 . 0 81

45、. 995.9482 92.1203 . 1 34 . 5 2 34 . 5 22 2 22 0.04930.030.0793 pcl hhhm 單板壓降 )(7 . 022.73881 . 9 95.9480793 . 0 22 設(shè)計(jì)允許值kpapaghp lpp 2 2液泛計(jì)算液泛計(jì)算 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，)( wtd hhh 可用計(jì)算為 d h dlpd hhhh 已知 mhl06 . 0 2 0 153 . 0 uhd 精餾段 muhd003 . 0 14 . 0 153. 0153. 0 2 2 01 則 mhhhh dlpd 152 . 0 003

46、. 0 06 . 0 0887 . 0 111 取 mhw041 . 0 ， 5 . 0 mhh wt 246 . 0 )041 . 0 45 . 0 (5 . 0 提餾段 muhd003 . 0 14 . 0 153. 0153 . 0 2 2 02 mhhhh dlpd 142 . 0 003 . 0 06 . 0 0793 . 0 222 mhh wt 246. 0)0413. 045 . 0 (50. 0 可見符合防止淹塔的要求。 wtd hhh 3 3漏液漏液 精餾段 取最小 f0=5，相應(yīng)的氣相最小負(fù)荷為 vsmin min0 2 0 4 nudv min s sm f u v /

47、37 . 4 31 . 1 5 1 0 min0 smvsmnudv ssmin /27 . 6 /4 . 246037 . 4 039 . 0 44 332 min0 2 0 1 提餾段 sm f u v /93. 4 03. 1 5 2 0 min0 smvsmnudv ssmin /79 . 5 /71 . 2 46093. 4039 . 0 44 332 min0 2 0 2 故全塔無明顯漏液現(xiàn)象 4 4液沫夾帶量的計(jì)算液沫夾帶量的計(jì)算 按公式計(jì)算泛點(diǎn)率，即 %100 36 . 1 bf ls vl v akc zlv 泛點(diǎn)率 及%100 78 . 0 v v tf l s akc v

48、 泛點(diǎn)率 板上液體流徑長度 mwdz dl 69 . 1 257. 022 . 22 板上液流面積 2 23 . 3 285. 0280 . 3 2maaa ftb 苯和甲苯統(tǒng)按附錄取物性系數(shù)，又由圖 4 查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)0 . 1k 126 . 0 f c 以上數(shù)值代入上兩式，得 圖 5 精餾段泛點(diǎn)率： %68.66 %100 23 . 3 126 . 0 0 . 1 69 . 1 0069 . 0 36 . 1 31 . 1 19.790 31 . 1 27. 6 %100 36 . 1 1 bf ls vl v akc zlv f 泛點(diǎn)率 %41.68%100 80 . 3 126. 0

49、0 . 178 . 0 31 . 1 19.790 31 . 1 27 . 6 %100 78 . 0 v v 1 tf l s akc v f 泛點(diǎn)率 泛點(diǎn)率取 66.68% 提餾段的液泛點(diǎn)率： %68.50 %100 23 . 3 126 . 0 0 . 1 69 . 1 0067 . 0 36 . 1 03 . 1 95.948 03 . 1 79 . 5 %100 36 . 1 1 bf ls vl v v akc zlv e 泛點(diǎn)率 %10.51%100 80 . 3 126. 00 . 178 . 0 03 . 1 95.948 03 . 1 79 . 5 %100 78 . 0

50、v v 1 tf l s akc v f 泛點(diǎn)率 泛點(diǎn)率取 51.10% 對(duì)于大塔,為避免霧沫夾帶,應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過 80%,由以上計(jì)算可知,霧沫 夾帶能夠滿足的要求。（氣）（液）kgkgev/1 . 0 5板負(fù)荷性能圖板負(fù)荷性能圖 5.15.1 霧沫夾帶線霧沫夾帶線 精餾段霧沫夾帶線 1-1，提餾段霧沫夾帶線 1-2 泛點(diǎn)率= s1.36 v sl lv fb vl z kc a 據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率 80%計(jì)算： (1)精餾段 23. 3126 . 0 0 . 1 69 . 1 36 . 1 31 . 1 19.790 31 . 1 8 . 0 1s1 s lv

51、整理得： 11 10.5695 . 7 ss lv 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取任何兩個(gè) ls 值，算出 vs。 (2)提餾段 23. 3126 . 0 0 . 1 69 . 1 36. 1 03. 195.948 1.03 8 . 0 2s2 s lv 整理得： 22 70.6988 . 9 ss lv )/( 3 1 smls 0.00150.0020 精餾段 )/( 3 1 smvs 7.877.84 )/( 3 2 smls 0.00150.0020 提餾段 )/( 3 2 smvs 9.789.74 5.25.2 液泛線液泛線 精餾段液泛線 2-1 ，提餾段液泛線 2-

52、2 dllclpwt hhhhhhhhhh cd h 由此確定液泛線，忽略式中 h 3/2 0 2 0 2 3600 1000 84 . 2 1153. 0 2 34 . 5 w s w w s l ov wt l l eh hl l g hh n vs 2 0 0 d 4 精餾段 3 / 22 242 2 1 2 43 . 1 3600 1 1000 84 . 2 5 . 01 43. 10345 . 0 153 . 0 19.790281 . 9 460039. 014. 3 31 . 1 4 34 . 5 246 . 0 11 s w s s l h l v 整理得： 3/222 111

53、 52667.41906123 sss llv 提餾段 3/2 242 2 2 2 43. 1 3600 1 1000 84 . 2 0413 . 0 5 . 01 78 . 0 0497 . 0 153 . 0 95.948281 . 9 460039 . 0 14 . 3 03 . 1 4 34 . 5 246 . 0 22 ss s ll v 整理得： 3/222 222 78966670184 sss llv 在操作線范圍內(nèi)，任取諾干 ls值，算出相應(yīng)的 vs值： )/( 3 1 smls 0.00120.00130.00140.0015 精餾段 )/( 3 1 smvs 10.811

54、0.8010.7910.78 )/( 3 2 smls 0.00120.00130.00140.0015 提餾段 )/( 3 2 smvs 13.2313.2113.1913.17 5.35.3 液相負(fù)荷上限液相負(fù)荷上限 液相負(fù)荷上限線 3 液體的最大流量應(yīng)保持降液管中停留的時(shí)間不低于 35 s 液體降液管內(nèi)停留時(shí)間 s53 f s t l ha 以=5 s 作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則 m3/s 0068 . 0 5 4 . 00846 . 0 5 max tf s ha l 5.45.4 漏液線漏液線 精餾段漏液線 4-1 提餾段漏液線 4-2 對(duì)于 f1型重閥，依 f0=5 作為

55、規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 ， 0 2 0 d 4 nvs v f 0 精餾段 smv ins /40. 2 31 . 1 5 460039. 0 4 32 m1 提餾段 smv ins /71 . 2 03 . 1 5 460039. 0 4 32 m2 5.55.5 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷下限線 5 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線006 . 0 h ow 為與氣相流量無關(guān)的豎直線。 006 . 0 3600 1000 84 . 2 3/2 min w s l l e 取 e=1.0，則 smls/0012 . 0 3600 43 . 1 0 .

56、184 . 2 1000006. 0 3 2/3 min 負(fù)荷性能圖 由塔板的負(fù)荷性能圖可以看出: 在規(guī)定任務(wù)的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn) p1(0.0069,6.27) p2(0.0067,5.79)(設(shè)計(jì) 點(diǎn)),處于適宜操作區(qū)內(nèi). 精餾段的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，提餾段的氣相負(fù)荷上限由液泛控制， 操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段： 氣相負(fù)荷上限smvs/88 . 7 )( 3 max 氣相負(fù)荷下限smvs/40 . 2 )( 3 min 則操作彈性28 . 3 40 . 2 88 . 7 提餾段： 氣相負(fù)荷上限smvs/80 . 9 )( 3 max 氣相負(fù)荷下限smvs/71 . 2 )

57、( 3 min 則操作彈性62 . 3 71 . 2 80 . 9 三塔附件及塔高的計(jì)算三塔附件及塔高的計(jì)算 1進(jìn)料管進(jìn)料管 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料，管徑計(jì)算如下： 取 uf =1.8 m/s ， kg/m3 f s v d u 4 744.44 d 43 3 12 1010 0.0060/ 310 24 3600 744.44 s vms m = 65.2mm 4 0.0060 0.065265.2 3.14 1.8 dmmm 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 68 3.5 2回流管回流管 采用直管回流管，取m/s ,6 . 1u r 1 44 0.0069 d0.069869.8 3.14 1.8 s r l

58、mmm u 查表取 73 4 3.3.塔釜出料管塔釜出料管 取 m/s ，直管出料，6 . 1 w u 2 44 0.0067 0.068968.9 3.14 1.8 s w l dmmm u 查表取 73 4 4.4.塔頂蒸氣出料管塔頂蒸氣出料管 直管出氣，取出口氣速 m/s ，則 20u 1 44 6.27 632 3.14 20 s v dmm u 查表取640 10 5.5.塔釜進(jìn)氣管塔釜進(jìn)氣管 采用直管，取氣速 m/s ，20u 2 44 5.79 607 3.14 20 s v dmm u 查表取630 8 6.6.冷凝器的選擇冷凝器的選擇 本設(shè)計(jì)取hk） 2 3600/(kkjm

59、 出料液溫度： 78.17(78.17 c(c飽和汽）飽和液） 冷卻水溫度： c 35c 25 逆流操作： 1 t53.17 oc 2 t43.17 oc 0 12 1 2 53.1743.17 48.00 53.17 lnln 43.17 m tt tc t t 由 查乙醇的汽化熱得 0 78.17 d tc38.79/kj mol 乙醇 又氣體流量， 805.48/vkmol h 塔頂被冷凝量 7 805.48 38.79 10003.12 10/qkj h 冷凝熱量： 7 2 3.12 10 /27.00 3600 (48.00273.15) m aq k tm 則傳熱面積 選型：f40

60、0-2.5-27 7 7再沸器的選擇再沸器的選擇 選用 130飽和乙醇蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取hk）c o2 3600/(kkjm 料液溫度：99.98101，熱流體溫度：120120c o c o c o c o 逆流操作： , 1 t19 oc 2 t20.02 oc 12 m 1 2 tt20.02 19 t19.51 20.02 t ln ln 19 t oc 由 查乙醇的汽化熱得 0 99.98 w tc36.512/kj mol 乙醇 又氣體流量， 805.48/vkmol h 塔頂被冷凝量 7 805.48 36.512 10002.94 10/qkj h 換熱面積： 7 2 2.9