乙醇水混合液浮閥呢式精餾塔設計

1、惠州學院化學工程系 07 化工（2）班1惠州學院 課課 程程 設設 計計課程設計名稱課程設計名稱 化工原理課程設計 課程設計題目課程設計題目 乙醇-水混合液浮閥式精餾塔設計 姓姓 名名 廖銀波 學學 號號 070602211 專專 業(yè)業(yè) 化學工程與工藝 班班 級級 07 化工（2） 指導教師指導教師 金真 提交日期提交日期 2010-12-30 惠州學院化學工程系 07 化工（2）班2任務書（一）（一） 設計題目：乙醇設計題目：乙醇- -水混合液浮閥式精餾塔設計水混合液浮閥式精餾塔設計 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

2、底釜液含量小于 0.3% 至 1%(質(zhì)量分率)每天實際生產(chǎn)天數(shù)：310 天冷卻水溫度：25設備型式：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）設計內(nèi)容設計內(nèi)容 1 設計說明書的內(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物性數(shù)據(jù)的計算；（4） 精餾塔的塔體工藝尺寸計算；（5） 塔板主要工藝尺寸的計算；（6） 塔板的流體力學驗算；（7） 塔板的負荷性能圖；（8） 塔頂全凝器設計計算：熱負荷， 載熱體用量， 選型（9） 精餾

3、塔接管尺寸計算；（10）對設計過程的評述和有關問題的討論。 2、設計圖紙要求：（1）確定精餾裝置流程，會出流程示意圖； （2）繪制精餾塔裝置圖（3）相關圖表（四）（四） 參考資料參考資料1. 性數(shù)據(jù)的計算與圖表2. 化工工藝設計手冊3. 化工過程及設備設計4. 化學工程手冊5. 化工原理 惠州學院化學工程系 07 化工（2）班3目目 錄錄任務書.2目 錄.3前 言.51設計簡介.52設備選型.53工藝流程確定.74. 設計方案 .8一設備工藝條件的計算.101. 精餾塔物料衡算 .101.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.101.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.101.3 物料衡

4、算.102. 物性參數(shù) .122.1 平均摩爾質(zhì)量.122.2 密度.132.3 混合物粘度.142.4 表面張力.142.5 相對揮發(fā)度.143. 理論塔板數(shù)的確定 .153.1 回流比.153.2 操作線方程.153.3 理論塔板數(shù)的確定.164. 塔結(jié)構(gòu)的計算 .184.1 塔徑的計算.185. 塔主要工藝尺寸的計算 .205.1 溢流裝置的計算.205.2 塔板的布置.22二塔板的流體力學計算.241塔板壓降.242液泛計算.263漏液.274液沫夾帶量的計算.275板負荷性能圖.295.1 霧沫夾帶線.295.2 液泛線.305.3 液相負荷上限.315.4 漏液線.315.5 液相

5、負荷下限線.31惠州學院化學工程系 07 化工（2）班4三塔附件及塔高的計算.331進料管.332回流管.333.塔釜出料管.334.塔頂蒸氣出料管.335.塔釜進氣管.346.冷凝器的選擇.347再沸器的選擇.348塔高.35四.主設備圖.36五流程圖.38六計算結(jié)果總匯.39七符號說明.40八參考文獻.41 惠州學院化學工程系 07 化工（2）班5前前 言言1 1設計簡介設計簡介（1）設計內(nèi)容蒸餾是工業(yè)上應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。本設計主要研究連續(xù)精餾。塔設備是煉油、石油化工

6、、精細化工、生物化工、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，氣液兩相成錯流流動，進行傳質(zhì)與傳熱，但對整個板來說，兩相基本上成逆流流動。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（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質(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，屬微分接

7、觸逆流操作。板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較高，本設計目的是分離乙醇-水混合液，處理量大；盡管塔板的流動阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板式塔的效率穩(wěn)定，造價低，檢修、清理方便，故選板式塔。 （2）設計任務 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%，每年實際生產(chǎn) 310 天，冷卻水溫為 252 2設備選型設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，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出惠州學院化學工程系 07 化工（2）班6現(xiàn)了大批新型塔板，

8、如 s 型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，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，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的錯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

9、選用的泡罩。泡罩塔板的主要優(yōu)點是操作彈性較大，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。其缺點是結(jié)構(gòu)復雜，造價高；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。在設計中除特殊需要（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，機構(gòu)特點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)應用以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合（如分離粘度大、易結(jié)焦等物系）。篩板的優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣

10、體分散均勻，傳質(zhì)效率高，但若設計和操作不當，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)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可是篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。（3） 浮閥塔板 浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔惠州學院化學工程系 07 化工（2）班7板的優(yōu)點。其結(jié)構(gòu)特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可以上下浮動的閥片。氣流從浮閥周邊水平地進入塔板上液層，浮閥可根據(jù)氣流流量的大小而上下浮動，自行調(diào)節(jié)。浮閥的類型很多，國內(nèi)常用的有 f1 型、v4

11、型及 t 型等，其中以 f1 行浮閥應用最為普遍。對比其他塔板，具有以下優(yōu)點：（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氣量的變化，故維持正常操作所容許的負荷波動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。因為汽液流過浮閥塔板時所遇到的阻力較小，故氣體的壓降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。（5）塔的造價低。因構(gòu)造簡單，易于制造，浮閥塔的造價一般為泡罩塔的60%80%，而為篩板塔的 1

12、20%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)省一筆動力費。擔由于多了高位槽，建設費用相應增加；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；如采用自動控制泵來控制泵的流量和流速，其控制原理復雜，且設備操作費用高。本設計才用泵加料。（2）進料熱狀況 進料狀況一般有冷液進料，泡點進料。對于冷液進料，當組成一定時，流量一定，對分離有利，省加熱費用。但冷液進料受環(huán)境影響較大。采用泡點進料，不僅對穩(wěn)定塔操作較為方便，且不

13、易受環(huán)境溫度影響。綜合考慮，本設計采用泡點進料。泡點進料時，基于恒摩爾流假定，精餾段和提鎦段上升蒸氣的惠州學院化學工程系 07 化工（2）班8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，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)品溫度不高無需進一步冷卻。本設計冷凝器選用重力回流直立或管殼式冷凝器原理。因本設計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制回流。對于小塔徑，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點是回流

14、冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點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，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。由于本設計是小型塔，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，塔底蒸氣對回流液有稀釋作用，使理論塔板數(shù)增加，費用增加。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行傳質(zhì)。其優(yōu)點是使釜液部分汽化，維持原來的濃度，以減少理論塔板數(shù)，缺點是

15、增加加熱裝置。本設計采用間接蒸氣加熱。（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。當壓力增大時，混合液的相對揮發(fā)度將減小，對分離不利；當壓力減小時，相對揮發(fā)度將增大，對分離有利。但當壓力不太低時，對設備的要求較高，設備費用增加。因此在設計時一般采用常壓蒸餾。當常壓下無法完成操作時，則采用加壓或減壓蒸餾。對苯-甲苯系統(tǒng)在常壓下?lián)]發(fā)度相差較大，容易分離，故本設計采用常壓蒸餾?；葜輰W院化學工程系 07 化工（2）班94.4. 設計方案設計方案本設計任務為分離乙醇-水的混合物，應采用連續(xù)精餾流程，在常壓下進行精餾，泡點進料，通過泵將原料液通過原料預熱器加熱至泡

16、點后送入精餾塔內(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)冷卻后送至儲罐。以下是浮閥精餾塔工藝簡圖惠州學院化學工程系 07 化工（2）班10一設備工藝條件的計算一設備工藝條件的計算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/kmol281. 002.185 . 007.465 . 007.465 . 0fx881. 002

17、.1805. 007.4695. 007.46/95. 0dx00394. 002.1899. 007.4601. 007.46/01. 0wx1.21.2 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. 01 (07.46281. 0kmolkgmd67.4202.18)881. 01 (07.46881. 0kmolkgmw11.1802.18)00394. 01 (07.4600394. 0惠州學院化學工程系 07 化工（2）班111.3 物料衡算物料衡算原料處理量 f=(1200001000)/(3102425.8

18、7)=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)100008227.356.4499.90.0040.05381.532.7358.2699.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.

19、9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.9695.81.6116.3478.75 72.3676.9391.31.4629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.9478.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41利用表中的數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法可求得 , , ftdtwt：根據(jù)示差

20、法，則有ft 0 .825 .810 .82273. 03273. 0273. 0281. 0ft解得 81.93ft惠州學院化學工程系 07 化工（2）班12：根據(jù)示差法，則有dt2 .7815.782 .788597. 08941. 08597. 0881. 0dt解得 78.17dt:根據(jù)示差法,則有wt8 .991008 .9904. 0004. 000394. 0wt解得 99.98wt：根據(jù)以上所求的、，則有_tftdtwt精餾段的平均溫度：ctttdf0_105.80217.7893.812提餾段的平均溫度：ctttwf0_296.90298.9993.812同理可得： 511.

21、 01x 666. 01y_1t： 0206. 01x 308. 01y_2t2.2. 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. 01 (07.46511. 0)1 (2111_1kmolkgmymymv/70.3602.18)666. 01 (07.46666. 0)1 (2111_1 提餾段惠州學院化學工程系 07 化工（2）班13kmolkgmxmxml/60.1802.18)0206. 01 (07.460206. 0)1 (2212_2kmolkgmymymv/66.2602.18)308. 01 (07

22、.46308. 0)1 (2212_22.22.2 密度密度已知混合液體密度： （為質(zhì)量分率）bbaalaa1a混合氣體密度： （為平均相對分子質(zhì)量）rtmpvmv_m 精餾段 728. 0)1 (1111baaamxmxmxa 272. 0111abaa查物性數(shù)據(jù)表得 80.05時，3/61.738mkga 3/85.971mkgb代入數(shù)據(jù)，解得31/19.790mkglkpapnppdf3 .1087 . 0103 .101131/31. 1)15.27305.80(314. 870.362/ )3 .1083 .101(mkgv 提餾段0510. 002.18)0206. 01 (07.

23、460206. 007.460206. 0)1 (2222baaamxmxmxa 949. 0122abaa查物性數(shù)據(jù)表得，90.96時 3/55.728mkga 3/63.964mkgb代入數(shù)據(jù)得32/95.948mkglkpapnppdw4 .1247 . 0333 .101 kpapppfwm4 .11622惠州學院化學工程系 07 化工（2）班1432/03. 1)15.27396.90(314. 866.264 .116mkgv2.32.3 混合物粘度混合物粘度查物性數(shù)據(jù)表得80.05 smpaa444. 01 smpab355. 0190.96 smpaa369. 02 smpab

24、313. 02精餾段粘度：smpaxxba4005. 0)1 (11111提餾段粘度：smpaxxba314. 0)1 (222222.42.4 表面張力表面張力查物性數(shù)據(jù)表得80.05 mmna/60.171 mmnb/72.62190.96 mmna/76.162 mmnb/54.602精餾段mmnxxbal/66.39)1 (11111提餾段mmnxxbal/64.59)1 (222222.52.5 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度組分飽和蒸汽壓/kpa塔頂(td=78.170c)進 料(tf=81.930c)塔 頂(tw=99.980c)水43.9751.20101.25乙醇102.58119.3

25、4223.4833. 297.4358.10200bappd, 33. 220.5134.11900bappf, 21. 225.10148.22300bappw精餾段33. 21fd惠州學院化學工程系 07 化工（2）班15提餾段26. 22fw3.3. 理論塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定3.1 回流比 06. 2281. 0477. 0477. 0881. 0minqqqdxyyxr477. 0281. 0) 133. 2(1281. 033. 211xxyq由于泡點進料 那么fqxx 477. 0281. 0) 133. 2(1281. 033. 211xxyq06. 2281. 0477

26、. 0477. 0881. 0minqqqdxyyxrmin21 . 1rr 取09. 306. 25 . 15 . 1minrr3.23.2 操作線方程操作線方程（1）精餾段操作線方程：215. 0756. 0111ndnnxrxxrry（2）提餾段操作線方程：l=rd=3.09196.94=608.54kmol/hv=(r+1)d=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h l=l+f=919.71+623.46=1232.00kmol/hv=v=805.48kmol/h0021. 053. 11mwmmxvwxxvly作圖惠州學院化學工程系 07 化工（2）班163.33.3

27、 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. 01dxyxxyxynn) 1(1215. 0756. 01可求出 x1=0.856，再將 x1代入式可求得 y2=0.860 如此重復計算得 763. 02x 784. 03y 655. 03x 695. 04y544. 04x 603. 05y惠州學院化學工程系 07 化工（2）班17 443. 05x 520. 06y362. 06x 453. 07y 302. 07x 404. 08y 262. 08x 281. 0262. 08fxx故，此精餾段的理論塔板數(shù)為 6-1=5 塊提餾段xxyxym

28、m) 1(10021. 053. 11由251. 061xx可得出382. 02 y如此重復計算得215. 02x 327. 03y177. 03x 269. 04y140. 04x 212. 05y106. 05x 157. 06y0761. 06x 114. 07y0539. 07x 0800. 08y0371. 08x 0547. 09y0250. 09x 0362. 010y0163. 010 x 0228. 011y0102. 011x 0135. 012y00602. 012x 00711. 013y00316. 013x00394. 000316. 013wxx 則提餾段的理論塔

29、板數(shù)為 13 層惠州學院化學工程系 07 化工（2）班1850. 04005. 033. 249. 0)(49. 0245. 0245. 0111）（te53. 0314. 026. 2 .49. 0)(49. 0245. 0245. 0222）（te 實際塔板數(shù)精餾段 1050. 051n 提餾段236 .2253. 0122n所需要的實際塔板數(shù)3321nnn加料板在第 11 塊4. 塔結(jié)構(gòu)的計算塔結(jié)構(gòu)的計算4.14.1 塔徑的計算塔徑的計算 uvds4maxmax)8 . 06 . 0()(uuu 安全系數(shù) mmmvvlcumax2 . 020)20(lcc取板間距 ht=0.45m 板上

30、液層高度 mhl06. 0則mhhll39. 0精餾段汽液體積流量為smmlllls/0069. 019.790360035.3254.608360031_11 smmvvvvs/27. 631. 1360070.3648.805360031_11c 由史密斯關聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值為20c惠州學院化學工程系 07 化工（2）班190270. 0)31. 119.790(27. 60069. 0)(5 . 05 . 01111vlssvl查得090. 020c 則smuccl/53. 231. 131. 119.790103. 0103. 0)2066.39(090. 0)20(max2 .

31、02 . 0120取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速muvdsmuus20. 277. 114. 327. 644/77. 153. 27 . 07 . 01max按標準圓徑取整后 d=2.2m則塔截面積為22280. 3)2 . 2(44mdat實際空塔氣速 smavuts/65. 180. 327. 6提餾段汽液體積流量為惠州學院化學工程系 07 化工（2）班20smmlllls/0067. 095.948360060.181232360032_22 smmvvvvs/79. 503. 1360066.2648.805360032_22c 由史密斯關聯(lián)圖查出，橫坐標的數(shù)值為20c0351.

32、0)03. 195.948(79. 50067. 0)(5 . 05 . 022221vlssvl查得090. 020c 則smuccl/40. 303. 103. 195.948112. 0112. 0)2064.59(090. 0)20(max2 . 02 . 0120取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速muvdsmuus76. 138. 214. 379. 544/38. 240. 37 . 07 . 02max按標準圓徑取整后 d=2.0m則塔截面積為22214. 3)0 . 2(44mdat實際空塔氣速 smavuts/84. 114. 379. 55.5. 塔主要工藝尺寸的計算塔主要工

33、藝尺寸的計算5.15.1 溢流裝置的計算溢流裝置的計算因塔徑 d=2.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。 堰長wl取mdlw43. 12 . 265. 065. 0出口堰高度wh惠州學院化學工程系 07 化工（2）班21 而 owlwhhh3/2)(100084. 2wnowlleh查圖，近似去 e=1則有精餾段：mllehwnow0190. 0)43. 136000069. 0(1100084. 2)(100084. 23/23/2取板上清夜高度 hl=60mm=0.06mmhhhowlw041. 00190. 006. 0提餾段：mllehwnow0187. 0)43. 136

34、000067. 0(1100084. 2)(100084. 23/23/2mhhhowlw0413. 00187. 006. 0驗證：owwowhhh1 . 005. 0因此設計合理 弓形降液管寬度 wd和截面積 af由=0.65dlw查弓形降液管的參數(shù)表得=0.075 =0.117 tfaadwd故 af=0.075=0.75 3.80=0.285mtawd=0.117d=0.117 2.2=0.257m依式驗算液體在降液管中停留時間，即精餾段的停留時間為惠州學院化學工程系 07 化工（2）班22htflha3600ss559.1836000069. 045. 0285. 03600提餾段的

35、停留時間為sslhahtf514.1936000067. 045. 0285. 036003600故降液管設計合理。 降液管底隙高度oh取液體通過降液管底隙的流速為ou0.14m/s，依公式計降液管底隙高度，即精餾oh段：mullhowso0345. 014. 043. 10069. 01驗算：mmhhow006. 00065. 00345. 0041. 0故設計合理提餾段：mullhowso0355. 014. 043. 10067. 02驗算：0.025moh驗算符合要求。 選用凹形受液盤，深度=50mm wh5.25.2 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

36、 邊沿寬度的確定由于md2 . 2,mmwc7050，mmws11080惠州學院化學工程系 07 化工（2）班23 取邊沿寬度mmwc60 破沫區(qū)寬度mmws100 開孔面積計算mwwdxsd743. 0) 1 . 0257. 0(22 . 2)(2mwdrc04. 106. 06 . 12 212228 . 2)56. 039. 0sin180(2mrxrxaa 閥孔計算及其排列取閥孔功能因子13of，用式求孔速 精餾段：smfuvoo/36.1131. 1131 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：od46236.11)039. 0(4270. 6421211o

37、osudvn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mmmtnata81081. 0075. 04628 . 21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,而應小一點，故取，按，mmt80mmt75以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)460nmmt80按460n重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：smuo/41.11460039. 0427. 621 1306.1331. 141.111voouf閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 913 范圍內(nèi)塔板開孔率 %14%10041.1165. 1ouu惠州學院化學工程系 07 化工（

38、2）班24 提餾段smfuvoo/81.1203. 113223794 .37881.12)039. 0(479. 5422222oosudvn 閥孔排列按，估算排間距mmmt9 .1001009. 0075. 03708 . 2mmt75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 96mm,而應小一點，故取，按，mmt80mmt75以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù)370nmmt80smvsu/10.13370039. 04220230.1303. 110.1322voouf閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在 913 范圍內(nèi)塔板開孔率 %04.14%1

39、0010.1384. 1ouu對于常壓精餾，開孔率在 因此以上的計算合理)%1410(二塔板的流體力學計算二塔板的流體力學計算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?shù)囊褐叨萷h （）hhhhlcp干板壓降相當?shù)囊褐叨萩h惠州學院化學工程系 07 化工（2）班25()lcuh175. 009 .19臨界空塔氣速）(00cuu =)cvuugu00l20(234. 5由=得lu175. 009 .19l20234. 5guv1825. 11 .73vocu 氣流穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萳h取充氣系數(shù)0.5，則omhhlol03. 006. 05000. 0

40、 液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮由于很小，因此忽略不計h精餾段：smuvoc/06. 931. 11 .731 .731825. 1則smsmuo/06. 9/41.11 mguhlovc0587. 081. 919.790241.1131. 134. 5234. 5221110.05870.030.0887pclhhhm單板壓)(7 . 058.68781. 919.7900887. 011設計允許值kpapaghplpp提餾段： smuvoc/33.1003. 11 .731 .731825. 1smsmuoc/33.10/92.122惠州學院化學工程系 07 化工（2）班26故mguh

41、lovc0493. 081. 995.948292.1203. 134. 5234. 5222220.04930.030.0793pclhhhm單板壓降 )(7 . 022.73881. 995.9480793. 022設計允許值kpapaghplpp2 2液泛計算液泛計算為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，)(wtdhhh可用計算為dh dlpdhhhh已知 mhl06. 020153. 0uhd 精餾段muhd003. 014. 0153. 0153. 02201 則 mhhhhdlpd152. 0003. 006. 00887. 0111取 mhw041. 0， 5 .

42、0mhhwt246. 0)041. 045. 0(5 . 0 提餾段 muhd003. 014. 0153. 0153. 02202mhhhhdlpd142. 0003. 006. 00793. 0222mhhwt246. 0)0413. 045. 0(50. 0可見符合防止淹塔的要求。wtdhhh惠州學院化學工程系 07 化工（2）班273 3漏液漏液精餾段取最小 f0=5，相應的氣相最小負荷為 vsminmin0204nudvmins smfuv/37. 431. 1510min0smvsmnudvssmin/27. 6/4 . 246037. 4039. 044332min0201 提餾

43、段 smfuv/93. 403. 1520min0smvsmnudvssmin/79. 5/71. 246093. 4039. 044332min0202故全塔無明顯漏液現(xiàn)象4 4液沫夾帶量的計算液沫夾帶量的計算按公式計算泛點率，即%10036. 1bflsvlvakczlv泛點率及%10078. 0vvtflsakcv泛點率板上液體流徑長度 mwdzdl69. 1257. 022 . 22板上液流面積 223. 3285. 0280. 32maaaftb苯和甲苯統(tǒng)按附錄取物性系數(shù)，又由圖 4 查得泛點負荷系數(shù)0 . 1k126. 0fc以上數(shù)值代入上兩式，得惠州學院化學工程系 07 化工（2

44、）班28圖 5精餾段泛點率：%68.66%10023. 3126. 00 . 169. 10069. 036. 131. 119.79031. 127. 6%10036. 11bflsvlvakczlvf泛點率%41.68%10080. 3126. 00 . 178. 031. 119.79031. 127. 6%10078. 0vv1tflsakcvf泛點率泛點率取 66.68%提餾段的液泛點率：%68.50%10023. 3126. 00 . 169. 10067. 036. 103. 195.94803. 179. 5%10036. 11bflsvlvvakczlve泛點率惠州學院化學工

45、程系 07 化工（2）班29%10.51%10080. 3126. 00 . 178. 003. 195.94803. 179. 5%10078. 0vv1tflsakcvf泛點率泛點率取 51.10%對于大塔,為避免霧沫夾帶,應控制泛點率不超過 80%,由以上計算可知,霧沫夾帶能夠滿足的要求。（氣）（液）kgkgev/1 . 05板負荷性能圖板負荷性能圖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 泛點率=s1.36vsllvfbvl zkc a據(jù)此可作出符合性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率 80%計算： (1)精餾段 23. 3126. 00 . 16

46、9. 136. 131. 119.79031. 18 . 01s1slv整理得：1110.5695. 7sslv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 ls 值，算出 vs。 (2)提餾段23. 3126. 00 . 169. 136. 103. 195.9481.038 . 02s2slv整理得：2270.6988. 9sslv惠州學院化學工程系 07 化工（2）班30)/(31smls0.00150.0020精餾段)/(31smvs7.877.84)/(32smls0.00150.0020提餾段)/(32smvs9.789.745.25.2 液泛線液泛線精餾段液泛線 2-1 ，

47、提餾段液泛線 2-2dllclpwthhhhhhhhhhcdh由此確定液泛線，忽略式中h3/202023600100084. 21153. 0234. 5wswwslovwtllehhllghhnvs200d4 精餾段 3 / 2224221243. 136001100084. 25 . 0143. 10345. 0153. 019.790281. 9460039. 014. 331. 1434. 5246. 011swsslhlv整理得：3/22211152667.41906123sssllv 提餾段3/224222243. 136001100084. 20413. 05 . 0178. 0

48、0497. 0153. 095.948281. 9460039. 014. 303. 1434. 5246. 022sssllv整理得：3/22222278966670184sssllv在操作線范圍內(nèi)，任取諾干 ls值，算出相應的 vs值：惠州學院化學工程系 07 化工（2）班31)/(31smls0.00120.00130.00140.0015精餾段)/(31smvs10.8110.8010.7910.78)/(32smls0.00120.00130.00140.0015提餾段)/(32smvs13.2313.2113.1913.175.35.3 液相負荷上限液相負荷上限液相負荷上限線 3液

49、體的最大流量應保持降液管中停留的時間不低于 35 s 液體降液管內(nèi)停留時間 s53fstlha 以=5 s 作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則 m3/s 0068. 054 . 00846. 05maxtfshal5.45.4 漏液線漏液線精餾段漏液線 4-1 提餾段漏液線 4-2 對于 f1型重閥，依 f0=5 作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則，020d4nvsvf0 精餾段 smvins/40. 231. 15460039. 0432m1 提餾段 smvins/71. 203. 15460039. 0432m25.55.5 液相負荷下限線液相負荷下限線液相負荷下限線 5惠州學院化學工程系

50、07 化工（2）班32取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線，該線006. 0how為與氣相流量無關的豎直線。 006. 03600100084. 23/2minwslle取 e=1.0，則 smls/0012. 0360043. 10 . 184. 21000006. 032/3min負荷性能圖由塔板的負荷性能圖可以看出: 在規(guī)定任務的氣液負荷下的操作點 p1(0.0069,6.27) p2(0.0067,5.79)(設計點),處于適宜操作區(qū)內(nèi). 精餾段的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，提餾段的氣相負荷上限由液泛控制，操作下限都由漏液控制 由圖中知精餾段：氣相負荷上限smvs/88

51、. 7)(3max氣相負荷下限smvs/40. 2)(3min惠州學院化學工程系 07 化工（2）班33則操作彈性28. 340. 288. 7提餾段：氣相負荷上限smvs/80. 9)(3max氣相負荷下限smvs/71. 2)(3min則操作彈性62. 371. 280. 9三塔附件及塔高的計算三塔附件及塔高的計算 1進料管進料管 本設計采用直管進料，管徑計算如下： 取 uf =1.8 m/s ， kg/m3fsvdu4744.44d 43312 10100.0060/310 24 3600 744.44svms m = 65.2mm4 0.00600.065265.23.14 1.8dm

52、mm 查標準系列選取 68 3.5 2回流管回流管 采用直管回流管，取m/s ,6 . 1ur 144 0.0069d0.069869.83.14 1.8srlmmmu 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 . 1wu244 0.00670.068968.93.14 1.8swldmmmu查表取 73 4 4.4.塔頂蒸氣出料管塔頂蒸氣出料管惠州學院化學工程系 07 化工（2）班34直管出氣，取出口氣速 m/s ，則 20u 144 6.276323.14 20svdmmu查表取640 10 5.5.塔釜進氣管塔釜進氣管采用直管，取氣速 m/s ，20u

53、244 5.796073.14 20svdmmu查表取630 8 6.6.冷凝器的選擇冷凝器的選擇本設計取hk）23600/(kkjm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： 1t53.17oc2t43.17oc 0121253.1743.1748.0053.17lnln43.17mtttctt 由 查乙醇的汽化熱得078.17dtc38.79/kj mol乙醇又氣體流量， 805.48/vkmol h塔頂被冷凝量7805.48 38.79 10003.12 10/qkj h冷凝熱量：723.12 10/27.003600 (48.

54、00273.15)maq k tma則傳熱面積選型：f400-2.5-277 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）co23600/(kkjm 料液溫度：99.98101，熱流體溫度：120120cocococo 逆流操作： , 1t19oc2t20.02oc惠州學院化學工程系 07 化工（2）班35 12m12tt20.02 19t19.5120.02tlnln19toc由 查乙醇的汽化熱得099.98wtc36.512/kj mol乙醇又氣體流量， 805.48/vkmol h塔頂被冷凝量7805.48 36.512 10002.94 10/qkj h換

55、熱面積： 722.94 1027.913600 (19.51273.15)mqamk t 選用熱虹吸式再沸器dn mmpn mpa換熱面積 m25002.528.38 8塔高塔高 塔頂空間高度mh35. 145. 03h3t頂m3裙h塔的底部空間高度martlhtvsb09. 16 . 080. 3/ )15. 0600067. 05()7 . 05 . 0(/ )60(2 塔立體高度mnhnht15.1526 . 045. 0)233(6 . 01塔的總高度mhhhhhb59.2035. 1309. 115.151頂裙惠州學院化學工程系 07 化工（2）班36四四.主設備圖主設備圖20.59

56、m惠州學院化學工程系 07 化工（2）班37符號名稱指標1操作壓力常壓2工作介質(zhì)乙醇、水、水蒸氣3塔板類型f1 浮閥塔4塔徑2.2m5塔高20.59m接管表符號公稱尺寸（mm）用途a620塔頂產(chǎn)品出口b68回流液出口c61進料口d614塔釜進氣入口f68塔底釜液出口惠州學院化學工程系 07 化工（2）班38五流程圖五流程圖e -3e -2e -1p -2p -1e -6e -7e-8e-9e-10e-11e-12e-13v -1v -2v -4v -7v -9v -10v -12v -13v -15v -16v -18e-14e-15v -21v -22v -23v -24e-16p-3p-4

57、p-5p -3p-6p-8p -9p-5p -10p -11p -12p -13p -14p -15p -17p-11p-18p -19p -20p -11p -21p-22p-4p-23p -24p-25p-13p-26p -27p -28p-29p -12p -30p-12v -26v -27p-32p -33p -11p-34p-35p -36p -37p -4p -36p-38p-39p -4p-40p -41v -28v -29p-7v -8p-5v -30v -31p -15v -17p -16v -19v -32p-42p-43p-44pp-46p -47p -48p -49下水道sccwrdlwlp-50v -33p -52p -53le -18p-56v -35