乙醇水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

1、乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計班級 : 姓名 ： 學號 ： 指導(dǎo)教師 ： 時間 ：2011-8-292011-9-9 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頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出

2、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。化工生產(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

3、的分離?；S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

4、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。目錄前言 2化工原理課程設(shè)計任務(wù)書6第一章 設(shè)計概述71.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位71.2塔設(shè)備的分類81.3板式塔81.3.1泡罩塔81.3.2篩板塔81.3.3浮閥塔9第二章 設(shè)計方案的確定及流程說明92.1 塔型選擇92.2 操作流程9第三章 塔的工藝計算103.1查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)113.1.1進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)113.1.2平均摩爾質(zhì)量113.2全塔物料衡算113.3塔板數(shù)的確定123.3.1理論塔板數(shù)的求取123.3.2全塔效

5、率的估算153.3.3實際塔板數(shù)16第四章 精餾塔主題尺寸的計算174.1求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力174.2平均摩爾質(zhì)量的計算：(kg/kmol)174、3平均密度 （）184.4 精餾段與提餾段的汽液體積流量計算204.5液體表面張力204.6塔徑D的計算.214.7 塔高的計算.234.8 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定.24第五章 塔板的流體力學驗算275.1 氣體通過塔板的壓力降m液柱275.2液體在降液管內(nèi)停留時間的校核295.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）295.4 漏液305.5 液泛31第六章 塔板負荷性能圖316.1精餾段塔板負荷性能圖326.1.1漏液線326.1.2液沫夾帶線326.

6、1.3液相負荷下限線336.1.4液相負荷上限線336.1.5液泛線336.2提餾段塔板負荷性能圖356.2.1漏液線356.2.2液沫夾帶線356.2.3液相負荷下限線366.2.4液相負荷上限線376.2.5液泛線37第七章 各接管尺寸的確定及選型397.1進料管尺寸的計算及選型397.2釜液出口管尺寸的計算及選型397.3回流管尺寸的計算及選型407.4塔頂蒸汽出口徑及選型407.5水蒸汽進口管口徑及選型40第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備418.1冷凝器418.2預(yù)熱器428.3預(yù)熱器. .43設(shè)計結(jié)果一覽表44設(shè)計方案討論45參考文獻46化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一 設(shè)計題目：乙醇-水連續(xù)精

7、餾篩板塔的設(shè)計二 任務(wù)要求:1. 設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇和水，具體工藝參數(shù)如下： 原料乙醇含量：質(zhì)量分率（30+0.5*學號）%， 原料處理量：質(zhì)量流量（100.1*學號） t/h 單號 （10 + 0.1*學號） t/h 雙號 產(chǎn)品要求：摩爾分率：xD0.83, xW0.10 單號 ； xD 0.80, xW0.05 雙號 2. 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流，R =（1.22）Rmin。 三 主要內(nèi)容:1. 確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置； 2. 精餾塔的工藝計算與結(jié)構(gòu)設(shè)計： 物料

8、衡算確定理論板數(shù)和實際板數(shù)； 按精餾段首、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整； 確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)； 按精餾段和提餾段的首、末板進行流體力學校核，并對特定板的結(jié)構(gòu)進行個別調(diào)； 進行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2。 3. 計算塔高； 4. 估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積； 5. 繪制塔板結(jié)構(gòu)圖（用計算紙或繪圖紙）； 6. 列出設(shè)計參數(shù)總表。 四 參考書目:第一章 設(shè)計概述1.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收

9、、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設(shè)備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)

10、分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產(chǎn)能力大（提高2040）（2）.塔板效率高

11、（提高1015）（3）.壓力降低（降低3050），而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40左右，安裝維修都比較容易1。浮閥塔20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其

12、余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章 設(shè)計方案的確定及流程說明2.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為15t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。2.2 操作流程乙醇水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部

13、分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。流程示意圖如下圖第三章 塔的工藝計算3.1查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)（1）水和乙醇的物理性質(zhì)表31：水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對分子質(zhì)量密度20沸 點101.33kPa比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)熱系數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778

14、978.32.391.150.17222.8（2）常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表32表32 乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.69

15、95.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質(zhì)量：46；水相對分子質(zhì)量：18進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)原料乙醇組成(摩爾分數(shù)): xF=0.3235 塔頂組成： xD=0.80 塔底組成： xW=0.05平均摩爾質(zhì)量M=0.323546+（1-0.3235）18=27.058 kg/km

16、olM= 0.8046+ (1-0.80) 18=40.4kg/kmolM=0.0546+（1-0.05）18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算進料量： kmol/s 總物料衡算： F=D+W 易揮發(fā)組分物料衡算： D* xD +W *xW =F* xF 聯(lián)立以上二式得： D=0.0562kmol/s W=0.0978/kmol/s 表3-3 物料衡算數(shù)據(jù)記錄: F：進料量（kmol/s）0.154 kmol/s：原料組成(摩爾分數(shù))0.3235 D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）0.0562kmol/s：塔頂組成0.80W：塔底殘液流量（kmol/s0.0978 kmol/s：塔底組成

17、0.053.3塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的求取（1）求最小回流比Rmin和操作回流比根據(jù)乙醇水氣液平衡表1-6，作圖 乙醇-水x-y相平衡圖00.20.40.60.8100.20.40.60.81xy平衡線對角線由圖，過(0.80，0.80)做直線與平衡線切于點e(0.5602, 0.6774).則Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04

18、611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.

19、4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，.泡點進料： 取R=1.8Rmin，, ,Rmin=1.0461, R=1.8 Rmin=1.8830泡點進料：q=1，故q線為x=0.3235,精餾段操作線：yn+1=0.653137xn + 0.277491提餾段操作線：yn+1=1.617342xn-0.030867由工藝條件決定 R=1.8R故取操作回流比 R=1.8830（2）理論塔板數(shù)的求取由圖可以看出當R=1.8R時，理論板數(shù)為Nt=11塊，進料板為第10塊，

20、精餾段需9塊，提餾段需2塊,（包括蒸餾塔）。全塔效率的估算利用表中常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法求得用奧康奈爾法()對全塔效率進行估算：根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以用內(nèi)插法求得（X或Y）：由相平衡方程式y(tǒng)=，可得a= ，則y1=XD=0.80 x1=0.7713 aD=1.1859yF=0.5812 xF=0.3235 aF=2.902 yW=0.2979 xW=0.05 aw=8.0621：= =81.5457：= =78.3167 ：= =91.7053 全塔的相對平均揮發(fā)度：平均相對揮發(fā)度的求?。海?）精餾段的平均相對揮發(fā)度的求?。海?）提餾段的平均相對揮發(fā)度的求

21、?。?=4.8370全塔的平均溫度：（1）精餾段平均溫度 =79.9312（2）提餾段平均溫度 =86.6255查化工原理（陳敏恒主編 第三版 上）課本附錄1.2水在不同溫度下的黏度表及液體粘度共線圖可知：當溫度為79.9312時，水1=0.3562mPa.s，乙醇1=0.43 mPa.s 溫度為86.6255時，水1=0.3291 mPa.s，乙醇2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡圖：化工原理（陳敏恒主編 第三版 下）課本附錄3.1當溫度為79.9312時，x1=0.4917溫度為86.6255時，x2=0.0980根據(jù)公式，L=求得，平均黏度：（1）精餾段：（2）提餾段：由奧康奈

22、爾關(guān)聯(lián)式計算全塔效率：（1）精餾段：ET=0.49=0.5302（2）提餾段：ET=0.49=0.4357實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)所得實際塔板數(shù) ：（1）精餾段：NR=N1/ET=9/0.530216.97,取整精餾段17塊板，考慮安全系數(shù)加一塊為18。（2）提餾段：Ns=（N-N1）/ ET=2/0.43574.59,取整提餾段5塊板，考慮安全系數(shù)加一塊為6.故進料板為第19塊,總板數(shù)為N=NR +Ns=18+6=24（包括蒸餾塔）。第四章 精餾塔主題尺寸的計算4.1求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力：塔頂： 每層塔板壓降： 進料板壓力 ： 塔釜壓力：求得精餾段和提餾段的平均壓力：（1）精餾段： （

23、2）提餾段： 4.2平均摩爾質(zhì)量的計算：(kg/kmol)塔頂：進料板：塔釜：（1）精餾段平均摩爾質(zhì)量： （2）提餾段的平均摩爾質(zhì)量：塔頂精餾段平均摩爾質(zhì)量進料板提餾段平均摩爾質(zhì)量塔釜4、3平均密度 （）1）氣相平均密度的計算 表4-1 平均摩爾質(zhì)量由， ，（1）精餾段氣相平均密度計算：（2）提餾段平均密度計算：2）液相平均密度計算： 溫度/溫度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）已知：混合液密度 依式 =（a為質(zhì)量分數(shù)，為平均相對分子質(zhì)量）：= =736.6833()= =972.877

24、3()塔頂：= =733.4543()= =970.8108()進料板：= =722.6358()= =964.1233()塔釜：（1）精餾段液相平均密度：（2）提餾段液相平均密度： 4.4 精餾段與提餾段的汽液體積流量計算根據(jù)：R=1.8R，Rmin=1.0461, R=1.8830(1) 精餾段氣液負荷計算V=（R+1）D=(1.8830+1)0.0554=0.15kmol/sL=RD=1.88300.0554=0.1043kmol/s=()(2) 提餾段氣液負荷計算由于q=1，則 V= V+ (q - 1) = V =0.1043 kmol/sL= L + qF =L + F =0.10

25、43 + 0.154 =0.2583 kmol/s=()4.5液體表面張力 ：（=）查化工原理（陳敏恒主編 第三版 上）課本附錄，水在不同溫度下的表面張力 及有機液體的表面張力共線圖可知： A乙醇 B水(1)塔頂:時， ()(2)進料:時， ()（3）塔釜: 時， 58.2065()則 ，精餾段： =(+)/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881()提餾段： =(+)/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847()全塔液相平均表面張力 4.6塔徑D的計算塔徑可以由下面的公式給出： 由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。， C由下式計算=,由sm

26、ith圖查取。參考化工原理下冊表10-1，取塔板間距HT=0.45m，板上液層高度0.06m，那么分離空間：HT-h1=0.39m兩相流動參數(shù)計算如下 = （1） 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為：查smith圖得： （史密斯關(guān)聯(lián)圖） =0.082 ， = =0.0929取安全系數(shù)為0.8,u=0.82.2248=1.7799m/s 則精餾段塔徑 =1.7089m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到D=1.8m 作為初選塔徑，因此 重新校核流速u此時，實際空塔氣速為： U=1.6043m/s實際泛點百分率為 （2） 提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為：查smith圖得： =0.081 = =0.0984取

27、安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.82.6775=2.1420m/s則提餾段塔徑 =1.2609m根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到D=1.8m 作為初選塔徑，因此 重新校核流速u此時，實際空塔氣速為： U=1.0510m/s實際泛點百分率為 4.7 塔高的計算塔的高度可以由下式計算： -塔頂空間（不包括頭蓋部分） -板間距 N-實際板數(shù) S-人孔數(shù) -進料板出板間距 -塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=24塊，板間距Ht=0.45由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目為： 個取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進料板空間高度，那么，全塔高度：

28、4.8 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定塔板詳細設(shè)計 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。（1）溢流裝置計算因塔徑D=1.8m，可選用單溢流弓形降液管A. 堰長單溢流：取堰長=0.6D=0.61.8=1.08m, 選擇平流溢流堰B. 溢流堰高度因為出口堰高 ,已取=0.06選用平直堰，堰上液層高度可用Francis計算，即由精餾段：=4.4081*10-3*3600/=13.0916圖10-48液流收縮系數(shù)查化工原理下冊上圖10-48得：E=1.04，則=2.841.04(15.8692

29、/1.08)2/3=0.0177m =0.06-0.0177=0.0423m提餾段：=6.8513*10-3*3600/=20.3477查化工原理下冊上圖10-48得：E=1.04，則=2.841.06(24.6647/1.08)2/3=0.0242m =0.06-0.0242=0.0358m（2）降液管圖10-40 弓形降液管的寬度與面積因為，查弓形降液管參數(shù)圖（化工原理 陳敏恒 第三版 P127）得：，AT=D2、/4、=2.5434m2所以2.5434=0.1399 m2 ，Wd=0.1151.8=0.207m依下式驗算液體在降液管中停留的時間： 精餾段：提餾段：故降液管設(shè)計合理。降液管

30、底隙高度：降液管底部離塔板距離,考慮液封，取比小，通常取為0.03-0.04m左右此時，取為=0.03則液體流經(jīng)底隙的流速依下式計算：精餾段：提餾段：故降液管底隙高度設(shè)計合理。（3） 塔板布置A 塔板的分塊 因為D=1.8m，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。 表 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456B 邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度=0.07m,安定區(qū)寬度=0.08mC計算開孔面積 D篩板孔數(shù)與開孔率 取篩孔的孔徑, ,正三角形排列,一般碳鋼的板厚為0.003m,取=3,故孔中心距=3.0*6=0.024M 依下式計算塔板上

31、的開孔率 =10.1% 則每層塔板上的開孔面積為： =氣體通過篩孔的氣速為 =Vs/Ao則 精餾段 提餾段 第五章 塔板的流體力學驗算5.1 氣體通過塔板的壓力降m液柱氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)氣體通過每層塔板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱氣體通過篩板的干板壓降，m液柱氣體通過板上液層的阻力，m液柱克服液體表面張力的阻力，m液柱 干板阻力圖10-45 干板孔流系數(shù)干板壓降 =篩孔氣速，m/s孔流系數(shù)分別為氣液相密度，Kg/m3根據(jù) / do=0.003/0.008=0.375 查干篩孔的流量系數(shù)圖C0 =0.72精餾段 液柱提餾段 液柱 板上充氣液層阻力板上液層阻力用下面的公式計算： 板上清

32、液層高度，m反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)當液相為水時，取板上液層充氣因數(shù)，那么=0.5*0.06=0.03m 由表面張力引起的阻力液體表面張力的阻力 精餾段 提餾段 綜上，故 精餾段 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158m液柱 壓降 =788.55339.810.1158=0.8958KPa提餾段 hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608m液柱 =875.75779.810.0608=0.5223KPa本設(shè)計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。5.2液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 依下式驗算液體在降液管中停留的時間： 精餾段：提餾段：故降液

33、管設(shè)計合理。故在本設(shè)計中不會產(chǎn)生嚴重的氣泡夾帶。5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）的校核板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果，Kg液/Kg氣公式 降液管橫截面積=0.1399m3, 塔橫截面積=精餾段 提餾段 精餾段 提餾段故在本設(shè)計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會發(fā)生過量液沫夾帶。5.4漏液點的校核 漏液驗算K=u0 篩孔氣速 uow漏液點氣速精餾段實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 提餾段實際孔速穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計中無明顯漏液。表明具有足夠的操作彈性。5.5 溢流液泛條件的校核降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和流量均不大，故可忽

34、略液面落差的影響，即 。為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系 乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取精餾段 又板上不設(shè)進口堰hd=0.153（ub)2=0.1530.13612=0.002834m液柱 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd=0.1158+0.06+0.002834=0.1786m液柱=0.2954 提餾段hd=0.153（ub)2=0.1530.21152=0.006844m液柱hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd=0.0608+0.06+0.006833=0.1276m液柱=0.2915 故在本設(shè)計中不會發(fā)生液

35、泛現(xiàn)象根據(jù)以上各項流體力學驗算，可認為設(shè)計的塔徑及各工藝尺寸合適。第六章 塔板負荷性能圖6.1精餾段塔板負荷性能圖6.1.1漏液線（氣相負荷下限線） m3/s=0.7850.008236807.9623=1.4721m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線 過量液沫夾帶線注:以下計算常用得,E 經(jīng)驗計算,取E=1.04 則=2/3 依下式計算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由= 37.288110, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個值，根據(jù)上式算出值列于表6-1中： 表6-10.0020.0040.0060.0

36、085.79865.51865.28375.0740依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線 液相負荷下限線取平頂直堰堰上液層高度=0.006，作為液相負荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） E=1.04,則0.006=2.84101.04（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相負荷下限線。液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為=5秒作為液體在降液管中停留時間的下限則 =（）在=處作出垂線得液相負荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 V無關(guān)的垂直線。溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0236(2)=0

37、.153（）=（）= 則： +0.0236+0.0423+0.6591+整理得： =45.83032 -197.395L-29100.2L 取若干值依式計算值，見表6-2，作出液泛線表6-200020004000600086.52546.35546.18596.0060根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下精餾段塔板負荷性能圖由圖可以看出:P點為操作點，其坐標為： ， OP為操作線，OP與液沫夾帶線的交點對應(yīng)氣相負荷為,與漏夜線的交點對應(yīng)氣相負荷為.可知：精餾段的操作彈性： Vs，max/Vs，min=3.58926.2提餾段塔板負荷性能圖漏液線（氣相負荷下限線） m3/s=0.785

38、0.008236808.7591=1.6194m3/s據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線6.2.2 過量液沫夾帶線注:以下計算常用得,E 經(jīng)驗計算,取E=1.04 則=2/3 依下式計算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由= 52.984710, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個值，根據(jù)上式算出值列于表6-3中： 表630.0020.0040.0060.0086.80116.48866.22645.9924依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線 6.2.3液相負荷下限線取平頂直堰堰上液層高度=0.006，作為液相負荷下限條

39、件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） E=1.04,則0.006=2.84101.04（）整理得： 在圖上處作垂線即為液相負荷下限線。6.2.4液相負荷上限線取液體在降液管中停留時間為=5秒作為液體在降液管中停留時間的下限則 =（）在=處作出垂線得液相負荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量 V無關(guān)的垂直線。6.2.5溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0210(2)=0.153（）=（）= 則： + 0.0210+0.0358+0.6591+整理得： =60.41831 -254.489L-3751

40、6.9L 取若干值依式計算值，見表6-4，作出液泛線表6-400020004000600087.49867.30797.11806.9165根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負荷性能圖如下精餾段塔板負荷性能圖由圖可以看出:P點為操作點，其坐標為： ， OP為操作線，OP與液量上限線的交點對應(yīng)氣相負荷為,與漏夜線的交點對應(yīng)氣相負荷為.可知：提餾段的操作彈性： Vs，max/Vs，min=3.0882第7章 各接管尺寸的確定及選型7.1進料管尺寸的計算及選型料液質(zhì)量流體：進料溫度tf=81.5457，在此溫度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3則 Kg/m3則其體積流量

41、：取管內(nèi)流速：則進料管管徑：查化工原理P292 熱軋無縫鋼管（GB8163-87）則可選擇進料管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速u=2.463m/s7.2釜液出口管尺寸的計算及選型釜液質(zhì)量流率：出料溫度tw=91.7053，在此溫度下乙醇=722.6358Kg/m3 水=964.1233Kg/m3則 Kg/m3體積流率： 取釜液出塔的速度ul=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇釜液出口管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速1.357m/s7.3回流管尺寸的計算及選型回流液質(zhì)量流率：回流溫度td=78.3167，在此溫度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3則 Kg/m3

42、體積流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s則釜液出口管管徑：則可選擇回流管熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速1.432m/s7.4塔頂蒸汽出口徑及選型Kg/m3塔頂上升蒸汽的體積流量：取適當流速 u=18m/sd=所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時管內(nèi)流速17.166m/s7.5水蒸汽進口管口徑及選型進入塔的水蒸氣體積流量Kg/m3取適當流速 u=18m/sd=則可選擇水蒸氣進口管承插式鑄鐵管此時管內(nèi)流速15.18m/s第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器 （1）冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器 冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便

43、于維修、安裝，造價不高。 （2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 塔頂全凝器的熱負荷：按泡點回流設(shè)計，即飽和蒸汽冷凝且回流，采用25的水作為冷卻劑，逆流操作，則 查液體的氣化潛熱圖，可知塔頂溫度78.3167下，乙醇的氣化潛熱：水的氣化潛熱：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q單位時間內(nèi)的傳熱量，J/s或W； qm1, qm2熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s; r1 ,r2熱，冷流體的汽化潛熱，KJ/kgt=78.3167時查表得 r=1101.72KJ/Kg則 Q=qm1r1 =0.1597240.41101.72=7109.0554KJ/s*-取水為冷凝器介

44、質(zhì)其進出冷凝器的溫度為20和30 平均溫度25 下水的比熱 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700Wm-2/所以，傳熱面積： A= =53.1618 A=191.0355 8.2再沸器選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K取700Wm-2/料液溫度：91.7053100，水蒸汽溫度：120120逆流操作：則,，=23.908查的塔釜溫度91.7053下， r水=2439.4 kJ/ r乙醇= 952.2kJ/ r=0.118557*952.2+(1-0.118557)*2439.4=2263.082 kJ/ =7012.2344kJ/s因為設(shè)備蒸汽

45、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：3.2535kg/s_加熱蒸汽的冷凝潛熱， A=A=419.00118.3預(yù)熱器以釜殘液對預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量可記為：其中tfm =(81.5457+35)/2=58.2728（設(shè)原料液的溫度為35度）在進出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm =58.2728的情況下可以查得比熱cpf=3.472KJ/kg.，所以，Qf =1510003.472(81.5457-35)=2424100.056KJ/h釜殘液放出的熱量若將釜殘液溫度降至tw2=45那么平均溫度twn=(91.7053+45)/2=68.3526其比熱為cpw=4

46、.170KJ/kg.，Mw=0.05=19.4因此，Qw=19.40.09864.170(91.705-45)=1341168.568KJ/h可知，QwQf，于是理論上不可以用釜殘液加熱原料液至泡點設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均溫度79.931286.6255平均流量氣相VSm3/s4.08032.6732液相LSm3/s0.004408100068513實際塔板數(shù)N塊186板間距HTm0.450.45塔的有效高度Zm812.7塔徑Dm1.81.8空塔氣速um/s1.60431.0510塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.081.08堰高hwm0.04230.0358溢流堰寬度Wdm0.2070.207管底與受液盤距離hom0.030.03板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm8.08.0孔中心距tmm24.024.0孔數(shù)n孔36803680開孔面積m20.18490.1849篩孔氣速uom/s22.067614.4575塔板壓降hPkPa0.895805223液體在降液管中停留時間s14.28179.1888降液管內(nèi)清液層高