化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、一、 中英文摘要 摘要：設(shè)計(jì)一座連續(xù)浮閥塔，通過(guò)對(duì)原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對(duì)主要尺寸的計(jì)算，工藝設(shè)計(jì)和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計(jì)，完成對(duì)乙醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計(jì)。首先根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)，確定操作條件。比如：操作壓力的確定、進(jìn)料狀態(tài)等的確定。然后設(shè)計(jì)工藝流程草圖。根據(jù)確定的方案，確定具體的參數(shù)，即一個(gè)完整的設(shè)計(jì)就初步的確定了。最后計(jì)算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學(xué)演算、塔板的負(fù)荷性能，最后根據(jù)計(jì)算選擇合適的輔助設(shè)備。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。abstract: the design of a continuous distillation valve column, in

2、the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. at first,according to the designing task to determine the cond

3、uction of the operation,for example,determine the power on the operation,the state of feeding,the draft of the distillation process.on the basis of the program,determining the specific paramiters,then the whole design can be determined.at last,design the process size of the tower,the loading capabil

4、ity of the tower board,then choose the auxiliary epuipment according to the design.keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.1.1塔設(shè)備的類型 塔設(shè)備是化工，石油化工，生物化工，制藥等生產(chǎn)過(guò)程中廣泛應(yīng)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(guò)板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下

5、，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(guò)程。1.2 板式塔與填料塔的比較及選型1.2.1板式塔與填料塔的比較 生產(chǎn)能力單位塔截面積上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔。 分離效率研究表明，在減壓，常壓和低壓操作下，填料塔的分離效率明顯低于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔的。 壓力降一般情況下，板式塔的每個(gè)理論級(jí)壓降約在0.41.1kpa，填料塔約為0.010.27kpa，通常，板式塔的壓降高于填料塔5倍左右。壓降低不僅能降低操作費(fèi)用，節(jié)約能耗。對(duì)于精餾過(guò)程，可使塔釜溫度降低，有利于熱敏性物系的分離。 操作彈性填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計(jì)，而

6、板式塔的操作彈性則受到塔板液泛，液沫夾帶及降液管能力的限制，一般操作彈性較小。 結(jié)構(gòu) ，制造及造價(jià)等一般來(lái)說(shuō)，填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔簡(jiǎn)單，故制造，維修也較為方面，但填料塔的造價(jià)通常高于板式塔。1.2.2塔設(shè)備的選型工業(yè)上，塔設(shè)備主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作過(guò)程。傳統(tǒng)的設(shè)計(jì)中，蒸餾過(guò)程多選用板式塔，而吸收過(guò)程多選用填料塔。二、 概述乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無(wú)水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。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?/p>

7、醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和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?？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(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。浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是f1型和v-4

8、型。f1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb168-68）內(nèi)，f1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1，生產(chǎn)能力大。2，操作彈性大。3，塔板效率高。4，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5，塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。1. 設(shè)計(jì)依據(jù)課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進(jìn)料狀況，加熱方式及其熱能的利用。（1） 操作壓力精餾可在常壓，加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處

9、理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮。一般來(lái)說(shuō)，常壓精餾最為簡(jiǎn)單經(jīng)濟(jì)，若物料無(wú)特殊要求，應(yīng)盡量在常壓先操作。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(fèi)用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提高操作壓力還可提高塔的處理能力，但增加塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度也有所下降。降低操作壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增大，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低溫位的加熱劑。但降低壓力也導(dǎo)致塔徑增大和塔頂蒸汽冷凝溫度降低，且必須使用抽真空的設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。故我們采用塔頂壓力為常壓進(jìn)行操作。（2） 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有多種

10、，但一般都是將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這樣，進(jìn)料溫度就不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動(dòng)的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)，精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計(jì)制造均比較方便。但泡點(diǎn)進(jìn)料需預(yù)熱，熱耗很大。在此次設(shè)計(jì)中，我們選用30c冷夜進(jìn)料。（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，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。這樣操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可降低。但在塔頂輕組分回收率一定時(shí)，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。綜合考慮，我們采用間接蒸汽加熱的方式（4

11、）熱能的利用蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進(jìn)入再沸器的能量?jī)H有5%左右被有效利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低，不可能直接用來(lái)做塔釜的熱源，但可用作低溫?zé)嵩?，供別處使用。或可采用熱泵技術(shù)，提高溫度后再用于加熱釜液。此外，通過(guò)蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采用設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程。2. 技術(shù)來(lái)源目前，精餾塔的設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，但是嚴(yán)格計(jì)算法對(duì)于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計(jì)算也采用嚴(yán)格計(jì)算法。3. 設(shè)計(jì)內(nèi)容及任務(wù)（一） 設(shè)計(jì)內(nèi)容乙醇-水 精餾分離板式塔設(shè)計(jì)（二） 設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、

12、設(shè)計(jì)任務(wù)：生產(chǎn)能力（進(jìn)料量）20000噸/年操作周期7200小時(shí)/年進(jìn)料組成50%（質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成93.5%塔底產(chǎn)品組成1%2、操作條件操作壓力：塔頂為常壓進(jìn)料熱狀態(tài)：自選加熱蒸汽：低壓蒸汽3、設(shè)備型式：篩板、浮閥塔板4、廠址：安徽地區(qū)（三）設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案對(duì)選擇及設(shè)計(jì)流程說(shuō)明2、塔的工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程圖及精餾塔條件圖7、設(shè)計(jì)評(píng)述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

13、時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為145.9kmol/h,由于產(chǎn)品黏度較小，流量增大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選擇浮閥塔。2) 操作條件（1） 操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓101325pa（2） 單板壓降：0.7kpa（3） 進(jìn)料狀況：30c冷夜進(jìn)料（4） 回流比：自選（5） 加熱方式：間接蒸汽加熱（6） 冷卻水進(jìn)口溫度：30c三、 塔的工藝計(jì)算1. 工藝過(guò)程1.1. 物料衡算 =50% =93.5% 進(jìn)料口乙醇摩爾分?jǐn)?shù)： =0.263塔頂產(chǎn)品中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)： 由 得塔頂產(chǎn)品流量：塔底產(chǎn)品流量： 由 得 塔底產(chǎn)品中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)： 表1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄f109.517

14、kmol/h0.263d33.517kmol/h0.849w76kmol/h0.024由氣液平衡數(shù)據(jù)，畫出下表，由圖查出組成的乙醇-水溶液泡點(diǎn)為82c，在平均溫度為（82+30）/2=56下，由化工原理（第三版，王志魁）附錄查得乙醇與水的有關(guān)物性為：乙醇的摩爾熱容：乙醇的摩爾汽化潛熱：水的摩爾熱容：水的摩爾汽化潛熱：比較水與乙醇的摩爾汽化潛熱可知，系統(tǒng)滿足衡摩爾流的假定。加料液的平均摩爾熱容：加料液的平均汽化熱：1.2. 最小回流比及操作回流比的確定（1）q線方程：做出下圖，得q線與平衡線的交點(diǎn)（0.286，0.516），即， 由，得（2）過(guò)點(diǎn)（0.849，0.849）做平衡線的切線，交y軸于

15、點(diǎn)（0，0.365）由，得取較大的回流比，故根據(jù)，取r=1.21.3. 精餾段和提餾段操作線的確定 精餾段液相流量：kmol/h 精餾段汽相流量： 精餾段操作線方程： 提餾段液相流量： kmol/h 提餾段汽相流量： 提餾段操作線方程： 1.4. 理論及實(shí)際塔板數(shù)的確定a 用圖解法求解理論板數(shù)在y-x圖上分別畫出提餾段方程和精餾段方程，利用圖解法可以求出理論塔板數(shù)為7塊（含塔釜）。其中第4理論板為進(jìn)料板。見下圖b 用奧康奈爾法對(duì)全塔效率進(jìn)行估算：（1）由相平衡方程式，可得根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得： 因此可以求得：平均相對(duì)揮發(fā)度的求取：(2)根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：塔頂

16、： ， 塔釜： , 塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度： 由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）書中附表12查得：在88.33c下， ， 根據(jù)公式 得（4） 由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：c 求解實(shí)際塔板數(shù)n= 取n=141.5. 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)1.5.1. 精餾塔塔徑的計(jì)算a. 查得有關(guān)乙醇與水的安托因方程：由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）書中附表10查得乙醇：得: 水：得：將代入 進(jìn)行試差，求塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力和溫度：1) 塔頂：， 試差得2) 進(jìn)料板位置： 精餾段實(shí)際板層數(shù)：每層塔板壓降：進(jìn)料板壓力： 進(jìn)料板：，試差得3) 提餾段實(shí)際板層數(shù)： 塔釜壓力： 塔釜：， 試差得求得精餾段及提

17、餾段的平均壓力及溫度：精餾段：提餾段：b. 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算： 塔頂： 進(jìn)料板： 塔釜： 精餾段平均摩爾質(zhì)量： 提餾段平均摩爾質(zhì)量： 表2 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂精餾段平均摩爾質(zhì)量39.324kg/kmol41.772kg/kmol33.568kg/kmol進(jìn)料板36.8766kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量27.494kg/kmol25.364kg/kmol22.1734kg/kmol塔釜18.112kg/kmol18.9822kg/kmolc. 平均密度的計(jì)算：1) 汽相平均密度計(jì)算：精餾段汽相平均密度： 提餾段汽相平均密度： 2) 液相平均密度計(jì)算：塔頂：， 得： 進(jìn)料板：，,得塔釜：

18、，0.01 得：精餾段液相平均密度： 提餾段液相平均密度： 表3 液相平均密度的計(jì)算塔頂塔釜0.9340.01957.85kg/m進(jìn)料板精餾段液相平均密度0.216提餾段液相平均密度d. 液體平均表面張力計(jì)算液體平均表面張力按下式計(jì)算：塔頂：，由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄二十，得： 進(jìn)料板：，查手冊(cè)：， 得： 塔釜：，查附錄：， 得： 精餾段液體表面平均張力： 提餾段液體表面平均張力： 表4 液體平均表面張力計(jì)算塔頂塔釜進(jìn)料板精餾段液體表面平均張力提餾段液體表面平均張力e. 液體平均黏度計(jì)算： 液體平均黏度按下式計(jì)算：塔頂：，查由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附

19、錄十二， 得： 進(jìn)料板：，查附錄：， 得： 塔釜：，查附錄：， 得： 精餾段液體平均黏度：提餾段液體平均黏度：表5 液體平均黏度計(jì)算塔頂塔釜進(jìn)料板精餾段液體平均黏度提餾段液體平均黏度f(wàn). 氣液相體積流率計(jì)算： 精餾段汽相體積流率： 液相體積流率： 提餾段汽相體積流率： 液相體積流率：表6 氣液相體積流率計(jì)算g. 塔徑的確定 塔徑的確定，需求，c由下式計(jì)算：由smith圖查取。取板間距，板上液層高度，則（1） 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)0.022查smith圖，smith圖得0.0826取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： 則精餾塔塔徑（2） 提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為： 查smith圖，得

20、取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為則精餾塔塔徑（3） 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后， 塔截面積：精餾段實(shí)際空塔氣速為： 提餾段實(shí)際空塔氣速為： 1.5.2. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度的計(jì)算：m 提餾段有效高度的計(jì)算： 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m因此塔的有效高度為2. 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.1. 溢流裝置計(jì)算 因塔徑d=1m，可選用單溢流弓形降液管a.堰長(zhǎng)lw單溢流：lw=（0.60.8）d，取lw=0.61=0.6mb.溢流堰高度hw因?yàn)閔l=hw+how選用平直堰，堰上液層高度how可用francis計(jì)算， 即精餾段：ll=0.000783600=2.8 m3/h液體收縮系數(shù)計(jì)算

21、圖，查上圖得，e=1.02, 則how=（2.84/1000）1.02（2.8/0.6）2/3=0.00849m取板上清夜層高度h2=0.05m, 故hw=0.05-0.00849=0.04151m 提餾段：lh=0.001483600=5.328m3/h 查得 e=1.045，則how=(2.84/1000)1.045（5.4/0.6）2/3=0.0137m取板上清夜層高度hl=0.05m, 故hw=0.05-0.0137=0.0363m2.2. 降液管2.2.1 降液管高度和截面積因?yàn)?，查下圖（弓形降液管參數(shù)圖）得：, 所以， 弓形降液管參數(shù)圖依下式驗(yàn)算液體在降液管中的停留時(shí)間：精餾段：5

22、s提餾段：5s 故降液管設(shè)計(jì)合理。2.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計(jì)算：取，則 精餾段： ，即 提餾段： ，即故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。2.3. 塔板布置2.3.1. 塔板的分塊因?yàn)閐=1000mm,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。2.3.2. 邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：ws=0.07m 邊緣區(qū)寬度：wc=0.035m2.3.3. 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積按下式計(jì)算：其中故2.3.4. 浮閥塔計(jì)算及其排列采用f1型重閥，重量為33g，孔徑為39mma. 浮法數(shù)目 浮法數(shù)目按下式計(jì)算：氣體通過(guò)閥孔的速度：取動(dòng)能因數(shù)f=1.1 則精餾段：，個(gè)提餾段：， 個(gè)b. 排列

23、由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。設(shè)相近的閥孔中心距t=75mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔26個(gè).弓形板可排閥孔24個(gè)，所以總閥孔數(shù)目為n=26+242=74個(gè).c. 校核1) 精餾段： 氣體通過(guò)閥孔的實(shí)際速度： 閥孔排列圖 實(shí)際動(dòng)能因素： 2) 提餾段： 氣體通過(guò)閥孔的實(shí)際速度： 實(shí)際動(dòng)能因素： 3) 開孔率： 開孔率在10%14%之間，且實(shí)際動(dòng)能因數(shù)f0在912間，滿足要求。3. 流體力學(xué)驗(yàn)算3.1. 氣體通過(guò)浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 單板壓降：hp=hc+hl+h閥片全開前： 閥片全開后: 取板上液層充氣因數(shù)0=0.5，那么 hl=0(hw+ how)=0

24、hl=0.50.05=0.025m氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計(jì)算：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(jì)。(1) 精餾段：hp=hc+hl+h=0.045+0.025=0.07m(2) 提餾段：hp=0.027+0.025=0.052m3.2. 漏液驗(yàn)算(1) 精餾段： 氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度： 6(2) 提餾段 氣體通過(guò)閥孔時(shí)的速度： 63.3. 液泛驗(yàn)算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計(jì)算：hd=hp+hw+how+hd=hp+hl +hd（ht+hw）浮法塔的頁(yè)面落差一般不大，?？珊雎圆挥?jì)(1) 精餾段 hp =0.07m , hl =0.052m塔板上不設(shè)進(jìn)

25、口堰時(shí)： hd=0.07+0.052+0.000033=0.122033m取=0.5 ，（ht+hw）=0.5（0.35+0.04151）=0.196mhd（ht+hw）(2) 提餾段 hp=0.052m , hl=0.05m 塔板上不設(shè)進(jìn)口堰時(shí)： hd=0.052+0.05+0.000053=0.102053m取=0.5 ，（ht+hw）=0.5（0.35+0.0363）=0.19315mhd（ht+ hw）3.4. 霧沫夾帶驗(yàn)算泛點(diǎn)百分率可取下列兩式計(jì)算，取計(jì)算結(jié)果中較大的數(shù)值： , zl=d-2wd ， ab=at-2af(1) 精餾段：0.7(2) 提餾段：.5150.73.5. 液體

26、在降液管內(nèi)的停留時(shí)間(1) 精餾段： (2) 提餾段： 4. 操作性能負(fù)荷圖4.1. 氣相負(fù)荷下限線(1) 精餾段：(2) 提餾段： 4.2. 過(guò)量霧沫夾帶線 取f=0.7(1) 精餾段：得： vs=-25.67l+1.133(2) 提餾段： 得： 4.3. 液相負(fù)荷下限線(1) 精餾段： 得：(2) 提餾段： 得：4.4. 液泛負(fù)荷上限線 4.5. 泛液線泛液線方程：(1) 精餾段：b=ht+（-1-0）hw=0.50.35+（0.5-1-0.5）0.04151=0.133490.063v2 s=0.13349-1062.5l2 s-1.577l2/3 s(2)提餾段： b=ht+（-1-0

27、）hw=0.50.35+（0.5-1-0.5）0.0363=0.13870.037v2 s=0.1387-341.45l2 s-1.577l2/3 s4.6. 操作性能負(fù)荷圖(1) 精餾段：精餾段性能負(fù)荷圖（見附圖）由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(vs)max=1.114m3/s , (vs)min=0.391m3/s所以，塔的操作彈性為 (2) 提餾段：提餾段性能負(fù)荷圖（見附圖）由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(vs)max=1.488m3/s , (vs)min=0.459m3/s所以，塔的操作彈性為5. 各接管尺寸的確定5

28、.1. 進(jìn)料管查得30時(shí)，a=787 kg/m3 ，b=995.7 kg/m3 ，故 進(jìn)料體積流量; 取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(gb8163-87)，規(guī)格：385mm實(shí)際管內(nèi)流速：釜?dú)堃旱捏w積流量： 取適宜的輸送速度：uf=1.5m/s, 則經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：323mm實(shí)際管內(nèi)流速： 5.2. 回流液管回流液體積流量：利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度ul=0.5m/s那么經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管，規(guī)格：503mm實(shí)際管內(nèi)流速：5.3. 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量： 取適宜速度uv=20m/s，那么 經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格：2

29、605mm實(shí)際管內(nèi)流速：四、 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型1. 冷凝器熱負(fù)荷 按泡點(diǎn)回流設(shè)計(jì)，即飽和蒸汽冷凝且飽和回流，采用30的水作為冷卻劑，逆流操作，則 q=wr1r1=vmvdr1 查液體的汽化潛熱圖，可知塔頂溫度82.27下， 乙醇汽化潛熱：ra=850kj/kg 水的汽化潛熱：rb=2375kj/kgr1=rixi=8500.779046+（1-0.7790）237518=39906.65kj/kmol故q=107.5439906.65/3600=1372.15kj/s又由于q=katm則因?yàn)?k=750j/s(m2k)所以 2. 再沸器熱負(fù)荷 采用飽和水蒸氣間接加熱，逆流操作，則 q=wh

30、2r2 查得塔釜溫度103.57下乙醇汽化潛熱ra=800kj/kg 水的汽化潛熱：rb=2250kj/kgr2=rixi=8000.002846+（1-0.0028）225018=40489.64kj/kmol故q=（l-w）mflr=(229.54-107.54)40489.64=1372.15kj/s又由于q=katm因?yàn)閗=900j/s(m2k)所以 五、 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表浮閥塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果項(xiàng)目數(shù)值塔徑d/m1.0板間距ht/m0.35板上液層高度hl/m0.05空塔氣速精餾塔u/(ms-1)1.167提餾塔u/(ms-1)1.179溢流堰長(zhǎng)度lw/m0.60溢流堰高度精餾段hw/m0.

31、04151提餾段 hw/m0.0363降液管截面積af/m20.043降液管高度wd/m0.115降液管底隙高度精餾段h0/m0.020提餾段 h0/m0.0392浮閥數(shù)n/個(gè)（等邊三角形叉排）74開孔率 %11.25%實(shí)際動(dòng)能因數(shù)f0精餾段10.514提餾段10.514閥孔氣速精餾段u0/(ms-1)9.58提餾段u 0/(ms-1)10.48孔閥中心距t/m0.06塔板壓降精餾段 hp/m0.07提餾段hp/m0.052液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間精餾段/s19.39提餾段/s10.033降液管內(nèi)的清液高度精餾段hd/m0.122033提餾段hd/m0.102053氣相負(fù)荷下限精餾段0.362

32、提餾段0.4404液相負(fù)荷下限精餾段0.000726提餾段0.00149液相負(fù)荷上限0.003操作彈性精餾段2.488提餾段2.617六工藝流程圖主體設(shè)備圖（見autocad圖） 七板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備1. 塔體結(jié)構(gòu)1）塔頂空間 取2）塔底空間（1）塔底依存儲(chǔ)量停留4s （2）因直接加熱故不需要加熱器（3）塔底液面至最下層塔板間留有1.0m間距 故塔底空間取1.1m 人孔 每隔6層設(shè)一人孔，其板間距為0.6m，人孔直徑為0.6m，其伸出塔體筒長(zhǎng)為250mm，人孔中心距操作臺(tái)約1m. 共有14層塔板，共設(shè)人孔3個(gè) 塔高 取 裙座高度 =15.925m八泵的選用（1） 進(jìn)料泵：選用離心泵，泵入口

33、溫度為常溫，取為25，特點(diǎn)為流量穩(wěn)定，揚(yáng)程較高；（2） 產(chǎn)品泵：?jiǎn)螜C(jī)離心泵，入口溫度為常溫，流量較小，揚(yáng)程較低；（3） 塔底泵：?jiǎn)螜C(jī)離心泵，流量變動(dòng)范圍大，流量較大，泵入口溫度高，一般大與100，故塔底不須冷凝器。料液泵的計(jì)算：進(jìn)料液中，乙醇的摩爾分率為0.1435，摩爾質(zhì)量為22.0407kg/kmol,摩爾流量為f=109.517kmol/h,故質(zhì)量流量為:2. 原料預(yù)熱器設(shè)原料液溫度為25，經(jīng)預(yù)熱器加熱溫度達(dá)到泡點(diǎn)，既約為80，則平均溫度為（25+80）/2為52.5，此時(shí)水的比熱為4.397kj/kg,乙醇的比熱為2.847kj/kg.k均比熱為4.397*85.65%+2.847*1

34、4.35%=4.17kj/kgk進(jìn)料液流量為/3600=109.51*22.0407/3600=0.6705kg/s,故換熱器供熱為： 3塔頂回流冷凝器 因?yàn)樗奶幚砹枯^大，且塔板數(shù)很多，回流冷凝器置于塔頂將造成安裝，檢修等的諸多不便，且造價(jià)也相應(yīng)增加，故可將冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂輸送回流，在冷凝器和泵之間須設(shè)回流罐，既為強(qiáng)制循環(huán)式。本設(shè)計(jì)可選用次循環(huán)方式，且回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液借壓差流入回流罐中，可減少臺(tái)架，且便于維修，主要用于常壓或加壓蒸餾，符合設(shè)計(jì)要求。因冷卻介質(zhì)為水，乙醇水體系被冷卻為液體，塔頂蒸汽流量v=69.4878kol/h,質(zhì)量流率為, 蒸汽汽化的潛熱等于換熱器放出的熱量，既q=mr,t=80.9時(shí),乙醇與水的汽化潛熱分別為644kj/kg,1390kj/kg,則所須換熱器吸熱為 4冷卻產(chǎn)品的換熱