化工原理課程設(shè)計乙醇丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計說明

1、 化工學(xué)院 化工原理 課程設(shè)計 題目 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計 教 學(xué) 院 化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級 應(yīng)用化學(xué)1002班 學(xué)生 學(xué)生學(xué)號 10250213 指導(dǎo)教師 計海峰 老師 2013年 6月 15日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書一設(shè)計題目：乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計二任務(wù)要求設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯（乙醇丙醇），具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F100kmol/h進料組成 xF0.433餾出液組成 xD0.933釜液組成 xw0.023塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進料，泡點回流。三主要設(shè)計容1

2、、設(shè)計方案的選擇與流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計 （1）塔徑與精餾和提餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負荷性能圖 （4）總塔高4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖與精餾塔工藝條件圖摘 要精餾是一種最常用的分離方法，它根據(jù)多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相回流、塔頂?shù)囊合嗷亓鳛榛A(chǔ)來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。本設(shè)計采用篩板式精餾塔，進行苯甲苯二元物系的分離，此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，從而達到二元物系分離的目的。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，掌握汽液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對

3、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。 通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為21塊(包括再沸器)，第塊板13進料，塔徑為1.0m，塔的實際高度為16.8m。根據(jù)所選參數(shù)在進行校核可知：精餾段：液體在降液管停留時間為45.7s，操作彈性為3.27。提餾段：液體在降液管停留時間為11.77s，操作彈性為3.02。這些值都符合實際要求，故所選的設(shè)計參數(shù)是合理。 關(guān)鍵字：精餾、物料衡算、塔板負荷性能圖、熱量衡算。目錄任務(wù)書2摘 要. 3第一章 前言61.1 精餾原理與其在工業(yè)生產(chǎn)中應(yīng)用61.2 精餾操作對塔設(shè)備的要求61.3. 常用板式塔類型與本設(shè)計的選型61.4 本設(shè)計所選塔的特

4、性. 6第2章 流程的確定和說明72.1 設(shè)計思路72.1.1 精餾方式的選定72.1.2 操作壓力的選取72.1.3 加料狀態(tài)的選擇72.1.4 加熱方式.72.1.5 回流比的選擇72.1.6 塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇72.2 流程說明圖8第3章 精餾塔的設(shè)計計算83.1 物料衡算83.1.1 原料液塔頂、塔底摩爾質(zhì)量93.1.2 溫度計算93.1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成與 平均摩爾質(zhì)量93.1.4 密度計算103.1.5 表面力計算133.1.6.黏度的求取143.1.7. 相對揮發(fā)度的求取153.2 塔板數(shù)的確定163.2.1 回流比的確定163.2.2 汽液負荷

5、計算163.2.3 理論塔層數(shù)NT的 求取173.2.4 實際板數(shù)的求取 173.3. 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計 計算193.3.1 氣液相體積流量記算193.3.2 塔徑計算與選擇193.3.3 溢流裝置的計算203.3.4 塔板 布置223.3.5 篩孔計算與 其開孔率223.3.6 塔總體高度計算223.4 篩板的流體力學(xué)計算233.4.1 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?33.4.2 氣體通過每層塔的 壓降243.4.3 液沫夾帶量的驗算243.4.4 漏液的鹽驗算243.4.5 液泛的驗算25 3.5 塔板 負荷性能圖253.5.1 液沫夾帶線253.5.2 液 泛 線263.5.3

6、 液體負荷 上限線283.5.4 液相負荷 下限線283.5.5 漏液線293.6 塔的接管303.6.1 進料管303.6.2 回流管313.6.3 塔底 出料罐31第四章 精餾塔熱量衡算314.1 精餾塔熱量衡算31 4.1.1 熱量衡算示意圖314.1.2加熱劑的選擇314.1.3 冷卻劑的選擇314.2 比熱容與汽化潛熱的 計算314.2.1塔頂、塔底與進料口比熱容與汽化潛熱的計算314.2.2 熱量 衡算31參考文獻34附錄 （A）35附錄 （B）36附錄 （C）38結(jié)束語39化工原理課程設(shè)計教師評分表40 第一章 前言1.1精餾原理與其在工業(yè)生產(chǎn)中的應(yīng)用 精餾是分離液體混合物（含可

7、液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合物中各組分的分離。該過程是同時進行傳熱、傳質(zhì)的過程。1.2.精餾操作對塔設(shè)備的要求 為實現(xiàn)精餾過程，必須為該過程提供物流的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等的設(shè)備、儀表。由這些設(shè)備、儀表等構(gòu)成精餾過程的生產(chǎn)系統(tǒng)，即本次所設(shè)計的精餾裝置。1.3.常用板式塔類型與本設(shè)計的選型 塔板為主要構(gòu)件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應(yīng)用錯流式塔板為

8、主，常用的錯流式塔板主要有：（1）泡罩塔板（2）篩孔塔板（3）浮閥塔板。本設(shè)計采用篩孔塔板。1.4本設(shè)計所選塔的特性 篩孔塔板簡稱篩板，其結(jié)構(gòu)簡單，歷史悠久，至今仍是應(yīng)用最為廣泛的一種傳質(zhì)分離設(shè)備。近百年來，對篩板的流體力學(xué)和傳質(zhì)性能的研究已取得很大進展，因而篩板的設(shè)計法已漸趨成熟。至今，許多新型塔板都采用篩板的水力學(xué)模型作為研究基礎(chǔ)和工程設(shè)計參照模型。據(jù)不完全統(tǒng)計，目前歐美許多國家工業(yè)應(yīng)用的板式塔中，60以上的件都是篩板式與其改進型，國在運行的板式塔中篩板型也占很大比例。單溢流液體流過整個塔面塔板上返混少，塔板效率較高，結(jié)構(gòu)也最簡單。但單溢流不能承受大液量，也不適用于大塔徑。在工業(yè)生產(chǎn)中采用

9、多降液管。最早出現(xiàn)的是MD篩板，四十多年來，MD篩板已在工業(yè)生產(chǎn)中得到廣泛推廣應(yīng)用，近二十年來，多降液管篩板的型式又出現(xiàn)了很多種，如我國工業(yè)大學(xué)開發(fā)的DJ塔板系列。 篩板雖然結(jié)構(gòu)簡單，但氣液兩相流動的規(guī)律仍有一些未被認識清楚。在工程設(shè)計中還要依賴于實驗數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)和經(jīng)驗判別。本次課程設(shè)計主要介紹篩板的結(jié)構(gòu)、性能和工程界已公認的設(shè)計方法。從總體上看，篩板塔的液相流動是呈逆流的，氣體從下而上，液體從上而下。對于常規(guī)帶有降液管的篩板，篩板上的氣液流動則是呈錯流型的，即液體水平流過篩板板面，氣體從下而上穿過塔板。液體通過降液管從一層篩板流入下一層篩板。氣體穿過塔板上的篩孔鼓入液層，形成泡沫層，進行氣液傳質(zhì)

10、，然后離開泡沫層，上升到上一層篩板。第2章 流程的確定和說明2.1設(shè)計思路2.1.1精餾方式的選定 本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，耗能小于間歇精餾過程，易得純度高的產(chǎn)品。2.1.2操作壓力的選取 本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。2.1.3加料狀態(tài)的選擇 為氣液混合物泡點進料2.1.4加熱方式 本設(shè)計采用直接蒸汽加熱。因為直接蒸汽的加入，對釜溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要

11、求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也減少了間接加熱設(shè)備費用。2.1.5回流比的選擇 選擇回流比，主要從經(jīng)濟觀點出發(fā)，力求使設(shè)備費用和操作費用之和最低。一般經(jīng)驗值為R=(1.1-2.0)Rmin.2.1.6塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇 塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。 塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。 在本設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高，采用篩板可解決堵塞問題，且能適當(dāng)控制漏夜與液泛現(xiàn)象。 篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)

12、的設(shè)備之一，近百年來通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)。對于小流量、小塔徑的實驗操作，多采用單溢流篩板塔。實際操作表明，設(shè)計良好的塔，其操作彈性將大于3。2.2 流程說明圖 塔頂出料D組成xD 回流L進料F組成xF塔釜出料W組成xW 乙醇-丙醇連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計圖第三章 精餾塔的設(shè)計計算 設(shè)計一連續(xù)式篩板式精餾塔以分離乙醇丙醇 具體工藝參數(shù)如下： 原料加料量 F100kmol/h 進料組成 xF0.433 餾出液組成 xD0.933 釜液組成 xw0.023 塔頂壓力 p100kpa 單板壓降 0.7 kPa 3.1 精餾段全塔物料衡算原料液與塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾分率與質(zhì)量分數(shù) 乙醇

13、的摩爾質(zhì)量 MA=46kg/kmol 丙醇的摩爾質(zhì)量 MA=60kg/kmol xF0.433 xD0.933 xw0.0233.1.1原料液與塔頂、塔底的摩爾流量 (1)摩爾衡算： F=100kmol/h 總物料衡算： F=D+W 即100= D+W 輕組分物料衡算： 即100×0.433=D×0.933+W×0.023 由得： D=55.1mol/h; W=44.9kmol/h3.1.2.溫度計算 利用表中數(shù)據(jù)由插值法可求的tF，tD，tW。查表1-1 tF: tD： tW： 精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =83.07 提留段平均溫度 ：t2=

14、（tF+ tW）/2 =90.033.1.3 原料液塔頂、塔底的氣液相組成與平均摩爾流量 進料溫度 tF =93.25 氣相組成yF ： yF=44.161% 塔頂溫度tD =79.33 氣相組成yD： yD=94.485% 塔底溫度tW =93.25 氣相組成yW: yW=0.384%精餾段 液相組成 ： =59.2% 氣相組成 : =69.3% 所以 ML1 =460.592+60(1-0.592)=51.712 kg/kmol ML2 =460.693+60(1-0.693)=50.298Kg/kmol提留段 液相組成： =14.2% 氣相組成： =22.27% 所以 ML1 =460.

15、142+60(1-0.142)=58.012 kg/kmol ML2=460.223+60(1-0.223)=56.882Kg/koml3.1.4密度計算 求在tF，tD，tW。下的乙醇和丙醇的密度（單位：kg/m3） 查表1-3 進料溫度 tF=86.81 塔頂溫度 tD=79.33 塔底溫度tW =93.25精餾段平均液相組成：X1=0.6830精餾段平均汽相組成：y1= =0.7930精餾段液相平均相對分子質(zhì)量：ML1=46X0.6830+(1-0.6830)X60=50.44kg/kmol精餾段汽相平均相對分子質(zhì)量：MV1=46X0.7930+(1-0.7930)X60=48.90kg

16、/kmol提餾段平均液相組成：X2=0.228提餾段平均汽相組成：y2=0.4532提餾段液相平均相對分子質(zhì)量：ML2=46X0.023+(1-0.023)X60=59.68kg/kmol提餾段汽相平均相對分子質(zhì)量：MV2=46X0.2835+(1-0.2835)X60=56.03kg/kmol利用表中數(shù)據(jù)，用數(shù)學(xué)插值法，求出進料溫度tF,塔頂溫度tD,塔底溫度tW下乙醇（A）,丙醇（B）的密度。Tf=86.81kg/m3 kg/m3=732.4 kg/m3Td=79.33=743.0 kg/m3=748.0 kg/m3743.4 kg/m3Tw=93.33=726.0 kg/m3=718.4

17、 kg/m3718.5 kg/m3所以，L1=737.9 kg/m3L2=725.5 kg/m3MLF=XFX46+(1-XF)X60=53.94 kg/m3MLD=XDX46+(1-XD)X60=46.94 kg/m3MLW=XWX46+(1-XW)X60=59.68 kg/m3,ML1=50.44 kg/m3ML2=56.81 kg/m33.1.5表面力計算 液相平均表面力依下試計算，即 塔頂液相平均表面力的計算：查表1-4 乙醇的表面力： 丙醇的表面力: 液體表面力： 精餾段液相平均表面力： 提留段液相平均表面力：3.1.6.黏度的求取(同上，利用插值法) 查表1-5精餾段Tf=86.8

18、1時乙醇（A）的粘度=0.455mpas TD=79.33時 =0.499mpa.sTw=93.25時=0.406mpa.s提餾段Tf=86.81時丙醇（B）的粘度=0.559mpa.sTd=79.33時=0.628mpa.sTw=93.25時=0.503mpa.sD=0.933X0.499+(1-0.933)X0.628=0.508mpa.sF=0.433x0.454+(1-0.433)X0.559=0.8514mpa.sw=0.023X0.406+(1-0.023)X0.503=0.501mpa.s所以，精餾段的平均粘度（1）=0.511mpa.s提餾段的平均粘度（2）=0.508mpa.

19、s3.1.7.相對揮發(fā)度的求?。篿= 由xF0.433 yF=0.623得F=2.16 由xD0.933 yD=0.963得=1.87 由xw0.023 yW=0.284得=16.85 精餾段相對揮發(fā)度：1=（F+D）/2=2.02 提留段相對揮發(fā)度：2=（F+W）/2=9.51 全塔相對揮發(fā)度:=4.083.2 塔板數(shù)的確定3.2.1 回流比的確定 本設(shè)計為泡點進料q=1 由 ； 可得 Xq=XF=0.433 代入平衡線方程 得yq=0.757 最小回流比： =0.543 回流比選?。?本設(shè)計回流比選取 R=1.5Rmin=1.5X0.543=0.815由于 故先用捷算法試求理論板數(shù)由 q=

20、1, 經(jīng)化簡得Nmin=4.545（塊）查吉利蘭圖 得所以 N=8.99(塊)（不含再沸器）3.2.2 汽液負荷計算： L=RD=0.81555.1=44.91kmol/h V=(R+1)D=(0.8153+1)55.141=100kmol/h L'=L+qF=RD+qF=0.815X55.1+100X1=144.9kmol/h V'=V+(q-1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h3.2.3理論塔層數(shù)NT的求取 理論板數(shù)的求算法有逐板法和圖解法，本設(shè)計才有逐板法。 精餾段操作線方程： yn+1=0.449xD+0.514 提留段操作線方程:

21、 ym+1=1.449xm-0.013 相平衡方程： y= 由泡點進料有；y1=XD=0.933 利用各方程計算結(jié)果如下表 由逐板法可以求: 序號Y X 10.9330.773420.86130.603530.78500.472340.72610.3938<0.43350.55760.2360(進料處)60.32900.107370.14250.039180.04370.0111<0.023 由平衡線操作數(shù)得；全塔理論版NT=8塊（包括塔釜再沸器），其中第5塊板是進料板，精餾段板數(shù)N1=4塊 提留段板數(shù)N2=4-1=3塊（不包括塔釜再沸器） 。3.2.4實際板數(shù)的求取 全塔效率 E

22、T=0.17-0.616lg 查塔頂塔底液相組成圖，求得全塔平均溫度t=86.29溫度t時 A=0.453mN/mB=0.564mN/m查的該溫度下液相組成 有；x A=0.459得，該溫度下的進料液相平均粘度 有；m=0.459A+(1-0.459)B=0.459x0.453+(1-0.459)x0.564=0.513mN/m故 ET=0.17-0.616lg0.513=0.349834.9%實際板數(shù) 精餾段；N1=4/0.349=11.4212(塊) 提餾段；N2=3/0.349=8.599(塊)（包括再沸器） 知道板塊數(shù)后可求得以下數(shù)值：塔頂壓強PD=100kpa取每塊板壓降0.7kpa

23、,則進料板壓強PF=PD+0.7X12=108.4 kpa精餾段平均壓強 P1=(PD+PF)/2=(108.4+100)/2=104.2kpa 由精餾段平均溫度t1=83.07v(1)=1.72kg/m3塔頂壓強PD=100kpa，取每塊板壓降0.7kpa, 則進料板壓強PF=PD+0.7X12=108.4 kpa塔底壓強Pw=PD+0.7X21=100+0.7X21=114.7kpa提餾段平均壓強P2=(PF+Pw)/2=(108.4+114.7)/2=111.55kpa由提餾段平均溫度 t2=90.03 3.3.精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算3.3.1氣液相體積流量計算 (1)精餾段 V=

24、(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/hVs= = =0.790m3/s L=RD=0.815X55.1=44.91kmol/h Ls=8.51X10-4m3/s Lh=3.070m3/h (2)提餾段 V'=V+(q-1)F=V=(R+1)D=(0.815+1)X55.1=100kmol/h Vs=0.752m3/s L'=L+qF=RD+qF=0.815X55.1+100X1=144.9kmol/h Ls=3.31X10-3m/s Lh=11.92m-3/h3.3.2塔徑與塔板主要工藝尺寸計算1.精餾段塔徑 D初選塔板間距HT=400mm,取板上清液高

25、度Hl=60mm.則HT-hL=340mm.Fair值； FLV=(Ls/Vs)(L/v)0.2=(8.35x10-4/0.790)(737.9/1.72)0.2=0.0224查圖（史密斯關(guān)聯(lián)圖）得 C20=0.0850依據(jù)C=C20(/20)0.2,校正得到物系表面力1=17.63mN/m. 即C=0.850X(17.63/20)0.2=0.0829Umax=C=0.850X=1.715m/s由u=（安全系數(shù)），安全系數(shù)=0.60.8 =取安全系數(shù)為0.6，U=0.6Umax=0.6x1.715=1.029m/s 故D=0.989Mm按標準，塔徑圓整到 D=1.0m 則空塔氣速u=1.006

26、m/s.2.提留段 Fair值； FLV=(Ls/Vs)(L/v)0.2=(3.31x10-3/0.752)(725.5/2.07)0.2=0.0824設(shè)板間距，板上清夜高度與精餾段一樣HT-hL=340mm.=0.0850 物系表面力2=17.47mN/m C=0.850X(17.47/20)0.2=0.0827Umax=C=0.850X=1.546m/s取安全系數(shù)為0.65 則 U=0.65Umax=0.6x1.546=1.0m/s圓整到 D=1.0m 則空塔氣速u=0.958m/s.3.3.3溢流裝置的計算 本設(shè)計采用單溢流弓形降液管，平型受液盤與平行溢流堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下；

27、(1)溢流堰長取堰長lw0.66D,即 lw=0.66x1.00=0.66m（2）出口堰高出口堰高 hw hw=Hl-how 由lw/D=0.66/1.0=0.66.Lh/(lw)0.25=3.070/0.60.256=8.68查圖（液流收縮系數(shù)圖）有E1.0.依試7.9mm =57.1mm提留段=1.96m =58.04mm（3）弓形降液管寬度和截面積由 查圖（弓型降液管的寬度與面積）得；wd/D=0.154.Af/AT=0.124 所以 wd=0.154XD=0.154X1=0.154M所以 Af=0.124X2=0.0974m2驗算降液管停留時間： 精餾段 由式 提留段 （4）降液管底縫

28、高度 取降液管底縫的流速u.=0.08m/s所以： 精餾段 提餾段 3.3.4塔板布置邊緣區(qū)寬度確定：取Ws=60mm,Wc=35mm 開孔區(qū)面積計算： Aa=其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.381 m r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.465 mAa= =0.6183.3.5篩孔計算與其開孔率：本例所處理的物系無腐蝕性，可選用=3 mm碳鋼管，取篩孔直徑do=5 mm。篩孔按正三角形排列，取t/do=3.0 所以空中心距 t=3.0*5=15 mm。篩孔數(shù)目：n=1.158XAa/t2=3181個開孔率為=0.907*（d0/t）2=10.1每層塔板上的開孔面積Ao為：氣體通過篩

29、孔的氣速為uo=Vs/Aa =0.790/0.0624=14.42m/s. 提餾段 uo=Vs/Aa =0.752/0.0548=12.66m/s.3.3.6塔總體高度計算精餾段 Z1=(N1-1)HT=(9-1)X400=3.2m提餾段 Z2=(N2-1)HT=(12-1)X400=4.4m總塔高 Z=Z1+Z2=3.2+4.4=7.6m3.4篩板的流體力學(xué)計算3.4.1氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?）干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨雀砂遄枇c計算 hc=d0/=5/3=1.67, 查圖得：c0=0.85 精餾段 hc1=0.051*(u012/c02)* v1/L1=0.0264 m液柱 提留

30、段 hc2=0.051*(u022/c02)* v2/L2=0.0379 m液柱（2）氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精餾段： hl=*hL ua=Vs/(AT-Af)ua.1= Vs1/(AT-Af)=0.790/(0.785-0.0947)=1.144 m/sFa= ua* =1.144*1720.5=1.501/2/(sm)1/2查圖得=0.62 h1=*hL =0.62X0.06=0.0372m液柱提留段： h2=*hL ua.2= Vs2/(AT-Af)=0.752/(0.785-0.094)=1.089 m/sF0= ua2* =1.089X2.070.5=1.5671/2/(

31、s.m)1/2查圖得=0.60h2=0.60X0.06=0.036 m液柱克服液體表面力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫后w表面力的阻力計算 精餾段： 阻力h1=0.00195 m液柱提留段：阻力h2=0.00197 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp 3.4.2氣體通過每層塔板的壓降為 液柱=0.0264+0.0372+0.00195=0.0739m單板壓降=0.0739X737.9X9.8=534.0kpa<0.7kpa(設(shè)計允許值)提餾段=0.0379 +0.036+0.00197=0.0759m液柱提餾段=0.0759X725.5X9.8=539.6kpa<0.7kpa(設(shè)計允許值)3

32、.4.3霧沫夾帶量的驗算霧沫夾帶量由計算，其hf=(hl/0.4)=2.5hl=0.0420kg液/kg氣<0.1液/kg氣(設(shè)計允許值)提餾段=0.0362kg液/kg氣<0.1液/kg氣(設(shè)計允許值) 均小于0.1 故在本設(shè)計中霧沫夾帶量在允許圍.3.4.4漏液的鹽驗算對于篩板塔,漏液點氣速=8.29m/s精餾段漏液點氣速穩(wěn)定系數(shù)穩(wěn)定系數(shù) K1=14.42/8.29=1.739>1.5提餾段漏液點氣速=8.29 m/s穩(wěn)定系數(shù) K2=13.72/8.29=1.527>1.5故本設(shè)計中無明顯漏液現(xiàn)象.3.4.5液泛的驗算為防止塔發(fā)生液泛現(xiàn)象,降液管液層高度Hd服從:

33、Hd精餾段；取安全系數(shù)=0.5.則（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m而 Hd=hp+hL+hd ,板上不設(shè)進口堰,Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.000974m液柱Hd=0.07865+0.0679+0.000974=0.1475m液柱<(HT+hw) （在設(shè)計符合下不會發(fā)生液泛）提餾段；（HT+hw）=0.5X(0.4+0.0571)=0.229m取安全系數(shù)=0.5.則而 Hd=hp+hL+hd ,板上不設(shè)進口堰, Hd=0.153（Ls/lwho）2=0.00527m液柱Hd=0.0759+0.06+0.00527=0.1412m液柱<(H

34、T+hw) （在設(shè)計符合下不會發(fā)生液泛）根據(jù)以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可以認為精餾塔徑與各工藝尺寸是合格的3.5.塔板負荷性能圖3.5.1霧沫夾帶線精餾段；其中 HT=0.40m Ua=Vs/(AT-Af)=1.454 VsE=1. lw=0.66故 Hf=2.5hw+2.84X10-4E(3600Ls/lw)2/3=0.1428+2.2Ls2/3已知=17.63mN/m 以ev=0.1kg液/kg氣為限帶入 整理得精餾段霧沫夾帶線為: Vs=1.016-9.078Ls2/3提餾段；其中 HT=0.40m Ua=Vs/(AT-Af)=1.454 VsE=1. hw=0.05804m lw=0

35、.66m 故 Hf=2.5hw+2.84X10-4E(3600Ls/lw)2/3=0.1428+2.2Ls2/3已知=17.47mN/m 以ev=0.1kg液/kg氣為限帶入整理得提餾段霧沫夾帶線為: Vs=1.525-9.054Ls2/3精餾段：在操作圍任意取幾個Ls值,以上式計算出Vs值,列表如下： Ls/(m3/s)1.5X10-33.0X10-3Vs/(m3/s)0.9420.872提餾段：在操作圍任意取幾個Ls值,以上式計算出Vs值,列表如下：Ls/(m3/s)1.5X10-33.0X10-3Vs/(m3/s)1.4061.337依據(jù)上表數(shù)據(jù)作精餾段和提餾段霧沫夾帶線3.5.2液泛線

36、：精餾段；近似去E=1.0 Lw=0.66 則 故 how=0.88 由 則 故 由式 將 聯(lián)立的 整理的 在操作圍取幾個Ls值，計算出Vs值，計算結(jié)果如下表Ls/(m3/s)1.5X10-33.0X10-3Vs/(m3/s)1.761.66提餾段 近似取E=1.0 Lw=0.66 則 故 how=0.88Ls2/3 由 則 故 由式 將 聯(lián)立的 整理的 在操作圍取幾個Ls值，計算出Vs值，計算結(jié)果如下表Ls/(m3/s)1.5X10-33.0X10-3Vs/(m3/s)1.7091.499依據(jù)上面數(shù)據(jù)表，可作出精餾段和提餾段的液泛線3.5.3液體負荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留的時間

37、下限，由=得， Ls.min=9.74X410-4m-3/s 依據(jù)此作為精餾段的與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。3.5.4液相負荷下限線 精餾段 對于平直堰,取堰上液層高度how=0.004m作為最小液體負荷標準.依式 how=E()2/3，取E=1 整理得；Ls.min=1.31X10-4m3/s 提餾段 對于平直堰,取堰上液層高度how=0.004m作為最小液體負荷標準.依式 how=E()2/3，取E=1 整理得；Ls.min=1.0.00947m3/s 依據(jù)上式作精餾段和提餾段關(guān)于氣體流量無關(guān)的垂直液體負荷下限.3.5.5漏液線精餾段；HL=hw+how Uow=帶入漏液點氣速式由

38、，近似取E1 hc=0.00195m ,Ao=0.0548m2代入數(shù)值整理得:精餾段漏液線: Vs.min=0.2052/3提餾段HL=hw+how= Uow=帶入漏液點氣速式由，近似取E1 hc=0.00197m ,Ao=0.0548m2代入數(shù)值整理得:精餾段漏液線: Vs.min=0.3542/3根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出精餾段和提餾段的漏液線3.5.6 操作線圖 由此可以作出含有-五條線的篩板塔性能負荷圖。精餾段： Vs，max=1.662,Vs,min=0.508/s。所以操作彈性K=Vs，max/ Vs,min=3.27提留段： Vs，max= 1.720，Vs,min= 0.57s。所以操作

39、彈性K=Vs，max/ Vs,min=3.02上圖操作彈性為：精餾段K=3.02 提餾段K=3.033 第四章精餾塔熱量衡算QVQR 塔頂出料D組成xDQF QL 回流L進料F組成xFQBQW 塔釜出料W組成xW4.1精餾塔熱量衡算 熱量衡算示意圖 4.1.1熱量衡算示意圖，（如上）4.1.2加熱劑的選擇 常用加熱劑有飽和水蒸汽和煙氣。本設(shè)計選用300kpa（溫度133.0）的飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。4.1.3冷卻劑的選擇常用冷卻劑是水和空氣。本設(shè)計建廠地區(qū)。夏季最熱月份平均氣溫為25引入松花江的江水，經(jīng)初步處理之后作為工業(yè)水，溫度為5左右，選升溫30，與冷卻水的出口溫度為35.4.2比熱容與

40、汽化潛熱的計算4.2.1塔頂、塔底與進料口比熱容與汽化潛熱的計算塔頂溫度tD下的比熱容與氣化潛熱，查表1-2利用數(shù)學(xué)插值法求出tD=79.33乙醇的比熱容Cp.AD3.019kJ/(kg.K)=138.87kJ/(kmol.k)乙醇的汽化潛熱rA.D836.62 kJ/kg=38484.52kJ/kmol丙醇的汽化潛熱rB.D742.24kJ/kg =43454.4 kJ/kmol 丙醇的熱容Cp.BD2.90kJ/(kg.K)=174 kJ/(kmol.k)塔頂?shù)钠骄枱崛軨pm.DCpm.D=XD Cp.AD+(1-Cp.BD)=0.933X138.87+(1-0.933)X174=14

41、1.22 kJ/(kmol.k)塔頂?shù)钠骄柶瘽摕醨m.DRm.D=XDrA.D+(1-XD)rB.D=0.933X38484.52+(1-0.933)X43454.4=38817.5 kJ/kmol形同的方法，可以求得進料口與塔釜的摩爾熱容，數(shù)據(jù)羅列如下；Cpm.F=163.02 kJ/(kmol.k) Cpm.W=178.68 kJ/(kmol.k)4.2.2 熱量衡算由熱量衡算式QB+QF+QR=QV+QW+Q1 Q1=(0.5%-10%)QBQF=CpmFtF=100X163.02X(86.81+273.15)=5868067.9kJ/hQR=RDCpmDtD=55.1X158.7

42、9X(79.33+273.15)=2513430kJ/hQW=CpmWtW=44.9X178.68X(93.25+273.15)=3594213kJ/hQB=QV+QW+Q1-QF-QR kJ/h Q1=5%QB 代入求得；QB=499064 kJ/h以上數(shù)據(jù)經(jīng)校核后，與實際相符合，故此精餾塔設(shè)計合理。參考文獻1馬曉迅，夏素蘭，曾慶榮主編. 化工原理. :化學(xué)工業(yè),2010,3 2夏清,常貴主編.化工原理. : 大學(xué),20063王衛(wèi)東主編. 化工原理課程設(shè)計.：化學(xué)工業(yè),2011,94葉世超,夏素蘭.易蘭貴等編. 化工原理.下冊. : 科學(xué),20065 常貴, 柴誠敬,玉英主編. 化工原理. 下冊. : 大學(xué),20046王國勝主編.化工原理課程設(shè)計.:理工大學(xué),20067賈紹義,柴城敬.化工原理課程設(shè)計. ：大