化工原課程設(shè)計乙醇與水的篩板精餾塔設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目 常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設(shè) 計 學生姓名 班級、學號 1001070225 指導教師姓名 課程設(shè)計時間2010年6月8日-2010年6月28日 課程設(shè)計成績百分制權(quán)重設(shè)計說明書、計算書及設(shè)計圖紙質(zhì)量，70%獨立工作能力、綜合能力、設(shè)計過程表現(xiàn)、設(shè)計答辯及回答問題情況，30%設(shè)計最終成績（五級分制）指導教師簽字: 化學化工學院課程名稱 化工原理課程設(shè)計 設(shè)計題目： 常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設(shè) 計 學生姓名：熊俊 專業(yè)：化學工程與工藝 班級學號： 化工（2）班 1001070225 設(shè)計日期： 2010年 6 月 8日至 2010

2、年 6 月 21日設(shè)計條件及任務(wù)：設(shè)計體系：乙醇水設(shè)計條件:進料量F= 240 kmol/h；進料濃度ZF= 0.15 （摩爾分數(shù)，下同）；進料狀態(tài)：q1，泡點進料； 操作條件：塔頂壓強為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。塔頂冷凝水采用深井水，溫度T12；塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱，采用3kgf/cm2水蒸氣；全塔效率：ET = 52%分離要求：XD= 88% ； XW=1% ；回流比R/Rmin =1.6。指導教師: 萬輝 陳曉蓉 2010 年 6 月 28 日 目錄一概述61精餾與塔設(shè)備簡介62.篩板塔特點73.體系介紹74.設(shè)計任務(wù)及要求7二設(shè)計說明書81. 設(shè)計單元操作方

3、案簡介82. 篩板塔設(shè)計須知83. 篩板塔的設(shè)計程序8三設(shè)計計算書91設(shè)計參數(shù)的確定91.1進料熱狀態(tài)91.2加熱方式91.3回流比（R）的選擇91.4塔頂冷凝水的選擇92.流程圖簡介及流程圖92.1流程簡介92.2流程圖93.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定103.1理論板數(shù)計算10物料衡算10 q線方程10 平衡線方程10及Rmin和R的確定123.1.5精餾段操作線方程的確定133.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定133.1.7提餾段操作線方程的確定133.1.8圖解法求解理論板數(shù)133.2實際板數(shù)的確定144.精餾塔工藝條件計算144.1操作壓強的選擇144.2操作溫度的計算144.

4、3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算154.3.2液相表面張力的確定164.3. 3 液體平均粘度計算174.4塔徑的確定174.4.1 精餾段174.4.2 提餾段 184.5塔有效高度194.6整體塔高195.塔板主要參數(shù)確定205.1溢流裝置20堰長lw20出口堰高hw20弓形降液管寬度Wd和面積Af20降液管底隙高度215.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列21塔板的分塊21邊緣區(qū)寬度確定21開孔區(qū)面積計算21篩孔計算及其排列226. 篩板的力學檢驗226.1塔板壓降226.1.1干板阻力計算226.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算236.1.3液體表面張力的阻力計算計算246.1.4

5、氣體通過每層塔板的液柱高246.2篩板塔液面落差.246.3液沫夾帶246.4漏液246.5液泛257.塔板負荷性能圖257.1漏液線257.2液沫夾帶線267.3液相負荷下限線277.4液相負荷上限線277.5液泛線277.6操作彈性288.輔助設(shè)備及零件設(shè)計298.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）298.1.1估計換熱面積.298.1.2計算流體阻力318.1.3計算傳熱系數(shù). 328.2各種管尺寸的確定338.2.1進料管338.2.2釜殘液出料管338.2.3回流液管348.2.4再沸器蒸汽進口管348.2.5塔頂蒸汽進冷凝器出口管348.2.6冷凝水管348.3原料預(yù)熱器.358.4塔頂

6、再沸器.358.5冷凝水泵379.設(shè)計結(jié)果匯總38 10參考文獻及設(shè)計手冊40四附錄40一、概述1、精餾與塔設(shè)備簡介蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如，設(shè)計所選取的乙醇-水體系，加熱乙醇（沸點78）和水（沸點100）的混合物時,由于乙醇的沸點較水為低,即乙醇揮發(fā)度較水高,故乙醇較水易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過程，即可將乙醇和水分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終

7、可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。在工業(yè)中，廣泛應(yīng)用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應(yīng)用更為廣泛。 蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式。按原料中所含組分數(shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設(shè)計著重討論常壓下的雙組分精餾，即乙醇-水體系。在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應(yīng)用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設(shè)備必不可少。

8、塔設(shè)備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。 塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。2、篩板塔的特點篩板塔板簡稱篩板，結(jié)構(gòu)持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)和大孔徑篩板(孔徑為1025mm)兩類。工業(yè)應(yīng)用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結(jié)焦的物系)。篩板塔在十九世紀初已應(yīng)用與

9、工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設(shè)計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設(shè)計討論的就是篩板塔。 篩板的優(yōu)點足結(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；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結(jié)焦、粘度大的物料。應(yīng)予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設(shè)計和操

10、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(yīng)用較為謹慎。近年來，由于設(shè)計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應(yīng)用日趨廣泛。在確保精確設(shè)計和采用先進控制手段的前提下，設(shè)計中可大膽選用。3、體系介紹乙醇-水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于

11、乙醇-水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進乙醇-水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。本次設(shè)計就是針對乙醇與水體系，而進行的常壓二元篩板精餾塔的設(shè)計及其輔助設(shè)備的選型。本次設(shè)計對篩板塔的工藝過程和結(jié)構(gòu)進行了比較全面的設(shè)計，并對其他輔助設(shè)備如冷凝器，泵的選型做了計算。通過本次對篩板精餾塔的設(shè)計，使我們初步掌握化工設(shè)計的基本原理和方法。培養(yǎng)獨立思考，事實求是，綜合運用所學知識，解決實際問題的能力。 由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指正。4、設(shè)計要求體系：乙醇水；已知：進料量F=200kmol/h進

12、料濃度： 0.20； 進料狀態(tài)： q=1,泡點液體；操作條件：塔頂壓強=4 kPa(表壓)， 單板壓降不大于0.7kPa。全塔效率： = 52%分離要求：1) =88； 2) =1； 3)回流比R/Rmin =1.6 。二、設(shè)計說明書（1） 單元操作 蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應(yīng)性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離乙醇-水混合物體系應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑

13、中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設(shè)置。工業(yè)上以采用全凝器為主，以便準確控制回流比。（2） 篩板塔設(shè)計須知（1）篩板塔設(shè)計是在有關(guān)工藝計算已完成的基礎(chǔ)上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設(shè)計，并可將該設(shè)計結(jié)果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設(shè)計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設(shè)計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。（2）若不同塔段的塔板結(jié)構(gòu)差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在

14、近塔壁處設(shè)置擋板。只有當不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。（3） 篩板塔的設(shè)計程序（1）選定塔板液流形式、板間距 HT、溢流堰長與塔徑之比lw/D、降液管形式及泛點百分率。（2）塔徑計算。（3）塔板版面布置設(shè)計及降液管設(shè)計。（4）塔板操作情況的校核計算作負荷性能圖及確定確定操作點。三設(shè)計計算書1.設(shè)計參數(shù)的確定1.1進料熱狀態(tài)泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設(shè)備制造上比較方便。冷液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑

15、增大，有不利之處。所以根據(jù)設(shè)計要求，泡點進料，q1。1.2加熱方式精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇-水體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設(shè)計應(yīng)采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130）間接水蒸汽加熱。1.3回流比（R）的選擇實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應(yīng)考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設(shè)備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L，V增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設(shè)備投資也隨之有所

16、增大。其設(shè)備投資操作費用與回流比之間的關(guān)系如下圖所示?？傎M用最低點對應(yīng)的R值稱為最佳回流比。設(shè)計時應(yīng)根據(jù)技術(shù)經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R（1.22）Rmin。本設(shè)計考慮以上原則，選用：R1.6Rmin。1.4 塔頂冷凝水的選擇 采用深井水，溫度t122.流程簡介及流程圖2.1流程簡介含乙醇0.15（摩爾分數(shù)）的乙醇-水混合液經(jīng)過預(yù)熱器，預(yù)熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含乙醇0.88），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含乙醇0.01）。2.2流程簡介圖3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定3

17、.1理論板數(shù)的確定3.1.1物料恒算= 0.15；=0.742；=0.00394（均化為摩爾分數(shù)）；F=240kmol/h總物料恒算： 240=D+W乙醇物料恒算： 240×0.15=0.742D+0.00394W聯(lián)立解得： D=47.50Kmol/h W=192.50Kmol/h3.1.2 q線方程XF0.15 q1q線方程為：X0.15;3.1.3 平衡線方程乙醇-水二元物系汽液平衡組成乙醇摩爾分數(shù)/%xy溫度/001000.0190.1795.50.07210.3891890.09660.437586.70.12380.470485.30.16610.5089841.0.233

18、70.544582.70.26080.55882.30.32730.582681.50.39650.612280.70.50790.656479.80.51980.659979.70.57320.684179.30.67630.738578.740.74720.781578.410.89430.894378.15二元體系T-X-Y圖如下：所以，平衡線如下圖min和R的確定由圖做切線可知，Rmin=0.649R=1.6Rmin=1.6*0.649=1.03843.1.5精餾段操作線方程 3.1.6提鎦段操作線方程已知 D=47.50Kmol/h ； R=1.0384精餾段：LRD47.50

19、15;1.0384=49.324kmol/h V（R1）D（1.0384+1）×47.50=96.824kmol/h提餾段：LLqF49.324+240=289.324 kmol/h VV（1q）F（R1）DV96.824kmol/h 3.1.7圖解法求理論塔板數(shù)由圖可知：精餾段共有4 塊理論板（包括再沸器）；第5塊板為加料板；提餾段共有3塊理論板（包括加料板）3.2實際板層數(shù)的確定：N精=5/0.52=9.6210N提=3/0.52=5.776(包括再沸器)NPN精+N提10+6=16塊4.精餾塔工藝條件計算4.1操作壓強的選擇塔頂壓力P頂=101.3+4=105.3kPa 單板壓

20、降P0.7kPa進料板壓力PF=105.3+0.7*10=112.3kPa塔底壓力P底=105.3+0.7*16=116.5kPa<1.5atm,滿足要求平均操作壓力Pm=（105.3+116.5 ）/2=110.9 kPa4.2操作溫度的計算泡點進料：XF0.15 通過“t-x-y”圖查得 x=0.1238 , t=85.3；x=0.1661, t=84.1使用內(nèi)差法可得，當XF=0.15時，t=84.5同理：可得塔頂溫度:tD=78.45 塔底溫度：tw=99進料板上一塊塔板上組分為X0.32 所以該板上溫度為：=81.5進料板下一塊塔板上組分為X0.03 所以該板上溫度為：=97.

21、6精餾段平均溫度：提餾段平均溫度： 全塔平均溫度 4.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算4.3.1密度及流量乙醇分子量為：46kg/kmol (Ma)水的分子量為：18 kg/kmol (Mb)、精餾段精餾段平均溫度：查t-x-y圖，內(nèi)差得 xa0.486，ya0.648=733.856，= 979.878液相平均分子量：=XaMa+(1-Xa) Mb=46×0.486+（1-0.486）×18=31.608 kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=46×0.648+（1-0.648）×18=36.144kg/kmo

22、l液相密度： 792.067氣相密度：1.332（氣相視為理想氣體）液相流量： 0.000547氣相流量： 0.730、提餾段提餾段平均溫度： 查t-x-y圖,內(nèi)差法得 xa0.00718，ya0.0642;=698.23，=960.05液相平均分子量：ML=XaMa+(1-Xa) Mb=0.00718×46+(1-0.00718) ×18=18.20kg/kmol氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb=0.0642×46+(1-0.0642) ×18=19.80kg/kmol液相密度：953.51氣相密度：0.711（氣相視為理想氣體）液

23、相流量： 0.00153氣相流量： 0.7494.3.2液相表面張力的計算塔頂液相表面張力塔頂溫度:tD=78.45 =17.41 ,=62.43=0.742*17.41+(1-0.742)*62.43=29.03進料板液相表面張力進料板溫度：t=81.5 =16.92, =61.43=0.15*16.92+0.75*61.43=48.61塔底液相表面張力塔底溫度：tw=99，=15.03，=58.84=0.00394*15.03+(1-0.00394)*58.84=58.6673精餾段平均液相表面張力40.1274提餾段平均液相表面張力53.6387全塔平均液相表面張力43.84874.3.

24、3液體平均黏度計算塔頂液體粘度:tD=78.45,=0.440,=0.3640.742*lg0.44+(1-0.742)*lg0.364=-0.378;0.42同理,進料板液體：t=81.5=0.407,=0.3400.15*lg0.407+0.85*lg0.34=-0.457=0.349塔底液體：tw=99=0.332,=0.2870.00394*lg0.332+(1-0.00394)*lg0.287=-0.542=0.2872精餾段平均液相粘度(+)/2=0.385提餾段平均液相粘度(+)/2=0.3181全塔平均液相粘度(+)/2=0.35364.4塔徑的確定4.4.1精餾段欲求塔徑應(yīng)先

25、求出空塔氣速 U安全系數(shù)×umax 功能參數(shù)：0.018取塔板間距=0.45m，板上液層高度，那么分離空間：- h1=0.45-0.07=0.38m從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于0.09362.281U=0.7=0.7*2.281=1.5960.763m圓整得 D=0.8m塔截面積：0.5024空塔氣速：4.4.2提鎦段功能參數(shù)：取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：從史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：，由于0.054U=0.7=0.7*1.977=1.384圓整取 D=0.9m塔截面積：0.950空塔氣速：4.5塔有效高度精餾段有效高度 提餾段有效高度從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米

26、,開人孔的兩塊板間距取0.7米,所以應(yīng)多加高(0.7-0.45)×2=0.5mZ=+0.5=6.8m4.6整體塔高(1)塔頂空間HD取HD=1.6=0.72m 加一人孔0.6米,共為1.32m(2)塔底空間塔底儲液高度依停留4min而定0.387m取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間再開一直徑為0.6米的人孔1+0.367=1.367m(3)整體塔高H=Z+=6.8+1.367+1.32=9.487m五、塔板主要參數(shù)確定5.1溢流裝置選用單溢流弓形管降液管，不設(shè)進口堰,采用凹形受液盤。5.1.1堰長lw取堰長lw0.66D0.660.90.594m5.1.2出口堰高hwhwh

27、Lhow 其中近似取E1，lw0.594m，得how=0.00631m ，how= 0.0125m取 m取為0.06實際5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af查圖知可得 ，驗算液體在降液管內(nèi)停留時間 停留時間>5s 故降液管尺寸可用。5.1.4降液管底隙高度，取，則=，故降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列5.2.1塔板的分塊D800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為4塊。5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取m5.2.3開孔區(qū)面積計算=0.1945.2.4篩孔計算及其排列物系無腐蝕性，選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為篩孔數(shù)目n為

28、個開孔率為=0.907氣體通過閥孔的氣速:精餾段提餾段6.篩板的力學檢驗6.1塔板壓降6.1.1干板阻力計算由/=1.67查圖得=0.772故精餾段= 0.051（v/l）×（uo/Co）2=0.051×(1.332/792.067)×(37.26/0.772)=0.1998m液柱提餾段= 0.051（v/l）×（uo/Co）2=0.051×(0.711/953.51)×(38.23/0.772)=0.093m液柱6.1.2氣體通過液層的阻力hl計算Ua=Vs/(At-2Af)=0.730/(0.5024-2×0.036)=

29、0.4304m/s；=Ua=0.497 ；查下表得=0.790Ua=Vs/(At-2Af)=0.749 /(0.950-2×0.036)=0.853m/s；=Ua=0.719； 查下表得=0.680精餾段hl=(hw+hw)=0.790×(0.06+0.00631)=0.06631m（液柱）提餾段hl=(hw+hw)=0.680×(0.06+0.0125)=0.0493m（液柱）6.1.3液體表面張力的阻力計算計算精餾段=液柱提餾段=液柱6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高可按下計算精餾段=0.1998+0.06631+0.0041=0.27021m液柱提餾段=0.

30、093+0.0493+0.0046=0.1469m液柱6.2篩板塔液面落差D1600mm,所以忽略液面落差6.3液沫夾帶(kg液/kg氣)精餾段：,提餾段：,本設(shè)計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求。6.4漏液篩板塔,漏液點氣速=精餾段:=8.33m/s,提餾段:=13.63m/s實際孔速:精餾段,提餾段穩(wěn)定系數(shù):精餾段K=Uo/Uomim=37.26/8.33=4.47,提餾段K =Uo/Uomim =38.23/13.63=2.80均大于1.5,所以設(shè)計無明顯液漏符合要求6.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd()對于設(shè)計中的乙醇-水體系=0.5, Hd0.5=

31、0.51m由于板上不設(shè)進口堰,m液柱精餾段提餾段所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象7、塔板負荷性能圖7.1漏液線由=得精餾段：=得=提餾段：= 7.2液沫夾帶線以kg液/kg氣為限求-關(guān)系：由， 精餾段,整理得提餾段解得解得7.3液相負荷下限線對平直堰取堰上上層清液高度精餾段how=0.00631m ，提餾段how= 0.0125m，7.4液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的下限故精餾段： 提鎦段： 7.5液泛線Hd=()由，得其中帶入數(shù)據(jù)精餾段 提餾段所以精餾段提餾段7.6操作彈性由以上各線的方程式，可畫出圖塔的操作性能負荷圖。根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線

32、故精餾段操作彈性為/=3.05由圖，故提餾段操作彈性為/=3.19精餾段提餾段操作彈性均大于3小于5,符合要求。8.輔助設(shè)備及零件設(shè)計8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）乙醇-水走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式8.1.1估計換熱面積乙醇-水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)tD=78.45冷凝蒸汽量：由于乙醇摩爾分數(shù)為0.742,所以可以忽略水的冷凝熱,r=1100.18KJ/kg 冷凝水始溫為12，取冷凝器出口水溫為20，在平均溫度混合氣單位冷凝熱：r1=600*0.742+400*0.00394=446.776 a. 設(shè)備的熱參數(shù)：b水的流量：c平均溫度差：根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”取K=600W/(m2.) 傳

33、熱面積的估計值為：安全系數(shù)取1.2 換熱面積A=1.2*10.99=13.18m2管子尺寸取25mm 水流速取ui=1.0m/s管數(shù)：個管長：取管心距殼體直徑取600mm折流板：采用弓形折流板取折流板間距B=200mm由上面計算數(shù)據(jù)，選型如下：公稱直徑D/mm600管子尺寸/mm25公稱壓力 PN/（MPa）1.6管子長l/m4.5管程數(shù)Np2管數(shù)n/根40殼程數(shù)Ns1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列核算管程、殼程的流速及Re:（一）管程流通截面積：管內(nèi)水的流速（二）殼程流通截面積： 取=7;取折流板間距 h=300mm，管外水流速當量直徑 8.1.2計算流體阻力管程流體阻力設(shè)管壁粗

34、糙度為0.1mm，則/d=0.005, 查得摩擦系數(shù)=0.022 符合一般要求殼程流體阻力 F=0.5Re=1767.25>500，故=7擋板數(shù) 塊代入得 取污垢校正系數(shù)F=1.0=8376.9Pa<10kPa故管殼程壓力損失均符合要求8.1.3計算傳熱系數(shù)管程對流給熱系數(shù)膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管殼程對流給熱系數(shù)Re Pr1=0.02192=0.36=251.74計算傳熱系數(shù)取污垢熱阻 Rs0.15m/kW Rs=0.58 m/kW以管外面積為基準 則K=K=（）=68.8計算傳熱面積 A=46.8 m2所選換熱器實際面積為A=n=25.79 m2裕度=0.166所選換熱器合適8

35、.2各種管尺寸的確定8.2.1進料管進料體積流量取適宜的輸送速度，故m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量：取適宜的輸送速度，則m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.3回流液管回流液體積流量利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.4再沸器蒸汽進口管V=96.824×26.19/0.874=2993.89=0.83設(shè)蒸汽流速為10m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.5塔頂蒸汽進冷凝器出口管V=96.824×42.64/1.28=3

36、225.45=0.90設(shè)蒸汽流速為10m/s, 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：實際管內(nèi)流速：8.2.6冷凝水管深井水溫度為12，水的物性數(shù)據(jù)：=999.4kg/m3,=1.2363,深井水的質(zhì)量流率G2=12.29Kg/s，取流速為2m/s管徑選取 159×4.5mm熱軋無縫鋼管實際流速為8.3原料預(yù)熱器原料加熱：采用壓強為270.25kPa的飽和水蒸汽，加熱至原料泡點，采用逆流加熱，查表Cp乙醇=2.94 kJ/(kgK) Cp水=4.23 kJ/(kgK)摩爾分數(shù) xF=0.2根據(jù)上式可知：Cpc=2.94×0.2+4.23×0.8=3.972kJ/(kgK)

37、設(shè)加熱原料溫度由20到83.4 考慮到5%的熱損失后選擇傳熱系數(shù)K=800 w/(m2K)計算傳熱面積：取安全系數(shù)為0.8 A實際=7.54/0.8=9.428.4塔釜再沸器（列管式再沸器（蒸發(fā)器）乙醇水液體走管程，水蒸汽走殼程，采用逆流物性數(shù)據(jù)：XW=0.00394，故基本可認為是水，液體蒸發(fā)量：氣化液單位熱為 大氣壓下的蒸汽密度 ，在沸騰液體上面的蒸汽密度利用壓力為0.2MP的飽和水蒸氣作為載熱體，單位冷凝熱，冷凝溫度為，在冷凝溫度下冷凝液的物性數(shù)據(jù)為：按照蒸發(fā)器的計算程序：設(shè)備的熱負荷等于：kW水的流量：平均溫度差： 按照傳熱方式估算傳熱系數(shù) 傳熱面積：取管高，殼體直徑和傳熱面積的換熱器

38、精確計算：取單位負荷估定值作為第一次逼近為確定必須確定計算系數(shù)A和B管壁厚度，材料為不銹鋼，壁面和污垢熱阻總和為于是利用Excel解得認為是真實的單位熱負荷于是所需傳熱面積為： 裕度列管式再沸器參數(shù)列表殼體直徑(mm)1200管徑(mm)25×2殼程1管子總數(shù)1083管程1管子傳熱面積256管長(mm)3000質(zhì)量7000kg8.5冷凝水泵雷諾數(shù)，,查圖摩擦系數(shù)=0.0315各管件及閥門阻力系數(shù)如下:名稱水管入口進口閥90·彎頭×4半開型球閥0.560.75×49.5設(shè)管長為5米,=4.4揚程取20m 流量選擇IS100-65-250型離心泵,參數(shù)為流量

39、V=120,揚程,H=74.5m轉(zhuǎn)速泵效率,=73%軸功率Na=33.3kW9. 設(shè)計結(jié)果匯總篩板塔設(shè)計計算結(jié)果及符號匯總表參數(shù)符號參數(shù)名稱精餾段提餾段T m (C)平均溫度79.9898.30P m (kpa)平均壓力105.3116.5M Lm(kg/kmol)液相平均摩爾質(zhì)31.60818.02M Vm(g/kmol)氣相平均摩爾質(zhì)量36.14419.80lm (kg/m)液相平均密度792.067953.51vm (kg/m)氣相平均密度1.3320.711m (dyn/cm)液體平均表面張力40.127453.6387m (mpa·s)液體平均粘度0.3850.3181Vs

40、(m/s)氣相流量0.7300.749Ls (m/s)液相流量0.0005470.00153N實際塔板數(shù)106Z( m)有效段高度4.052.25D(m)塔徑0.80.9H T(m)板間距0.450.45 (m)板厚0.0030.003溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓形弓形溢流堰平行平行l(wèi) W (m)堰長0.5940.594h W (m)堰高0.060.06hl (m)板上液層高度0.070.07h OW (m)堰上液層高度0.006310.0125h O (m)降液管底隙高度0.004600.00460W d (m)降液管寬度0.1170.117W s (m)安定區(qū)寬度0.070.07W c (m)邊緣區(qū)高度0.050.05Aa (m)有效傳質(zhì)面積0.1940.194A T (m)塔橫截面積0.50240.950A f (m)降液區(qū)面積0.0360.036A O （m）篩孔面積0.0200.020d O（m）篩孔直徑0.0050.005t（m）孔中心距0.0150.015n篩孔數(shù)目996996（%）開孔率10.110.1U （m/s）空塔氣速1.4530.788安全系數(shù)0.70.7U O（ （m/s）篩孔氣速37.3638.23K穩(wěn)定系數(shù)4.472.80H c （m液柱）干板阻力0.19980.093H l （m液柱）液體有效阻力Hl0.066310.0493