乙醇-水物系連續(xù)精餾塔的設計

1、目 錄第一章 概述21.1 精餾操作對塔設備的要求21.2 板式塔類型21.3 精餾塔的設計步驟4第二章 設計方案的確定52.1 操作條件的確定52.2 精餾流程示意圖72.3 確定設計方案的原則7第三章 精餾塔的工藝計算93.1 物料衡算93.2 理論塔板數(shù)估算93.3 各種操作條件及相關的物性估算133.4 氣液相負荷估算213.4.1 精餾段氣液相負荷213.4.2 提餾段氣液相負荷213.5 工藝尺寸估算223.6 塔板設計233.7 流體力學驗算273.8 塔板負荷性能圖31第四章 結果與結論364.1 設計計算結果364.1 設計工藝參數(shù)及設計條件37第五章 塔附件計算385.1

2、接管385.2 筒體與封頭395.3 裙座405.4 吊柱405.4 人孔405.5 塔總體高度設計415.5.1 塔的頂部空間415.5.2 塔的底部空間415.5.3 塔的立體高度41第六章 其他416.1 冷凝器416.2 再沸器42第一章 概述1.1 精餾操作對塔設備的要求精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質，而作為氣(汽)、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：() 氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。() 操

3、作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。() 流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。() 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。() 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節(jié)和檢修。() 塔內的滯留量要小。實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.

4、2 板式塔類型氣液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。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，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，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。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類

5、型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論浮閥塔與篩板塔的設計。1.2.1 篩板塔篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優(yōu)點有：(1) 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。(2) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是：(1) 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2) 操作彈性較小(約23)。(3) 小孔篩板容易堵塞。本次設計選用篩板塔。1.2.2 浮閥塔浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管

6、和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10m，塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：(1) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。(2) 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。(3) 塔板效

7、率高，比泡罩塔高15左右。(4) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400660N/m2。(5) 液面梯度小。 (6) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7) 結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。1.3 精餾塔的設計步驟本設計按以下幾個階段進行：(1) 設計方案確定和說明。根據(jù)給定任務，對精餾裝置的流程、操作條件、主要設備型式及其材質的選取等進行論述。(2) 蒸餾塔的工藝計算，確定塔高和塔徑。(3) 塔板設計：計算塔板各主要工藝尺寸，進行流體力學校核計算。接管尺寸、泵等，并畫出塔的操作性能圖。(4) 管路及附屬設備的計算與選型，

8、如再沸器、冷凝器。(5) 抄寫說明書。(6) 繪制精餾裝置工藝流程圖和精餾塔的設備圖。第二章 設計方案的確定2.1 操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式、余熱利用方案以及安全、調節(jié)機構和測量控制儀表的設置等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1 操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導

9、致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2 進料狀態(tài)進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設

10、計和制造上提供了方便。2.1.3 加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增

11、加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。飽和水蒸汽的溫度與壓力互為單值函數(shù)關系，其溫度可通過壓力調節(jié)。同時，飽和水蒸汽的冷凝潛熱較大，價格較低廉，因此通常用飽和水蒸汽作為加熱劑。但若要求加熱溫度超過180時，應考慮采用其它的加熱劑，如煙道氣或熱油。當采用飽和水蒸汽作為加熱劑時，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率，但蒸汽壓力的提高對鍋爐提出了更高的要求。同時對于釜液的沸騰，溫度差過大，形成膜狀沸騰，反而對傳

12、熱不利。2.1.4 冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.1.5 熱能的利用精餾過程是組分反復汽化和反復冷凝的過程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過程本身的熱能是十分重要的。選取適宜的回流比，使過程處于最佳條件下進行，可使能耗降至最低。與此同時

13、，合理利用精餾過程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。若不計進料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以提高精餾塔的熱力學效率。因為設置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。 2.2 精餾流程示意圖本任務，處理量比較大，采用連續(xù)精餾過程。

14、甲醇-水溶液經(jīng)臥式列管式換熱器預熱后，送入連續(xù)浮閥精餾塔。塔頂上升蒸氣采用列管式全凝器冷凝后，流入回流罐，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。流程圖見下圖1。圖 1 精餾過程示意圖2.3 確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：(1) 滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和

15、狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。(2) 滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低

16、，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。降低生產(chǎn)成本是各部門的經(jīng)常性任務，因此在設計時，是否合理利用熱能，采用哪種加熱方式，以及回流比和其他操作參數(shù)是否選得合適等，均要作全面考慮，力求總費用盡可能低一些。而且，應結合具體條件，選擇最佳方案。例如，在缺水地區(qū)，冷卻水的節(jié)省就很重要；在水源充足及電力充沛、價廉地區(qū)，冷卻水出口溫度就可選低一些，以節(jié)省傳熱面積。(3) 保證安全生產(chǎn)例如苯屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真

17、空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 精餾塔的工藝計算3.1 物料衡算3.1.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質量為：MA=46.07kg/kmol水的摩爾質量為：MB=18.02kg/kmol原料液摩爾分率：xF=0.3546.070.3546.07+(1-0.35)18.02=0.1740 塔頂采出液中乙醇摩爾分率：xD=0.94546.070.94546.07+(1-0.945)18.02=0.8705 塔底采出液中

18、乙醇摩爾分率：xW=0.00146.070.00146.07+(1-0.001)18.02=0.00039143.1.2 全塔物料衡算每小時塔頂產(chǎn)品質量流量：10000×100024×300=1388.889 kg/h塔頂產(chǎn)品的摩爾流量：D=1388.889 ×0.94546.07+1388.889 ×(1-0.945)18.02=32.728kmol/h聯(lián)列：F=D+W FxF=DxD+WxW得原料混合液的摩爾流量：F=DxD-xWxF-xW=32.728×0.8705-0.00039140.1740-0.0003914=164.051kmo

19、l/h塔底產(chǎn)品的摩爾流量：W=164.051-32.728=131.323kmol/h3.2 理論塔板數(shù)估算本次設計采用圖解法計算精餾塔的理論塔板數(shù)。因為該塔是常壓塔，所以精餾塔塔內各處的壓強僅僅比常壓略高，根據(jù)常壓下乙醇-水汽液平衡數(shù)據(jù)來計算，即可求出精餾塔的理論板數(shù)。3.2.1 常壓下乙醇-水汽液平衡數(shù)據(jù)查閱常壓下乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)，并記錄于下表1：表 1 常壓下乙醇-水汽液平衡數(shù)據(jù)溫度/x（乙醇）/%y（乙醇）/%溫度/x（乙醇）/%y（乙醇）/%99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.

20、0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.489.281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.15

21、89.4189.41根據(jù)表1中乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)繪制出t-x-y圖，見下圖2：圖 2 常壓下乙醇-水氣液平衡相圖3.2.2 精餾塔操作線和梯級圖圖 3 操作線和梯級圖在圖3中分別作出q線、操作線。由圖3可知，切點Q(0.1740，0.8169)是夾緊點，直線AQ與y軸相交于點P(0.000，0.2419)。那么，xDRmin+1=0.2419，故最小回流比Rmin=2.5985。3.2.3 作圖求理論板數(shù)選取合適的實際回流比：R=1.8Rmin=1.8×2.5985=4.6773，則xDR+1=0.1533 。從塔頂產(chǎn)品要求的濃度點A開始，在乙醇-水氣液平衡線和兩作線之間作階梯圖，

22、直到階梯的橫坐標越過塔釜產(chǎn)品所要求的濃度0.0003914結束。由圖3可以看出，精餾段的理論板數(shù)N精=23塊，提餾段的理論板數(shù)N提=3塊(不包含再沸器)，另外，梯級數(shù)為全塔的理論板數(shù)，即NT=26塊(不包含再沸器)，進料板位置NF=24。另外，由圖3得，塔頂?shù)?塊塔板：y1=xD=0.8705，液相組成：x1=0.8680進料板的氣相組成：yF=0.4607，液相組成：xF=0.1147塔釜的氣相組成：yW=0.004587，液相組成：xW=0.00037103.3 各種操作條件及相關的物性估算3.3.1 操作溫度估算因為塔內壓強僅略高于常壓，所以可以利用常壓下的乙醇-水氣液平衡數(shù)據(jù)估算出精餾

23、塔各部位的的物料溫度。(1)求塔頂?shù)?塊塔板溫度t1估算78.20-78.150.8597-0.8941=t1-78.150.8680-0.8941，求得：t1=78.19(2)求進料板溫度tF估算87.9-85.20.0741-0.1264=tF-85.20.1147-0.1264，求得：tF=85.80(3)求塔釜溫度tW估算99.9-99.80.00004-0.0004=tW-99.80.0003710-0.0004，求得：tW=99.81(4)精餾段的平均溫度t精估算t精=t1+tF2=78.19+85.802=82.00 (5)提餾段的平均溫度t提估算t提=tW+tF2=99.81+

24、85.802=92.81 (6)全塔的平均溫度t塔估算t塔=t精+t提2=82.00 +92.81 2=87.403.3.2 液相平均粘度估算3.3.2.1 純液體粘度估算由第1塊塔板溫度t1=78.19、進料板tF=85.80、塔釜溫度tW=99.81。查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷)575頁，得乙醇的粘度數(shù)據(jù)如表5所示：表 5 乙醇的粘度數(shù)據(jù)溫度()6080100粘度(mPa·s)0.6010.4950.361查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機卷)12頁，得水的粘度數(shù)據(jù)如表6所示：表 6 水的粘度數(shù)據(jù)溫度()7879878899100粘度(mPa·s)0.36550.3610

25、0.32760.32390.28680.2838利用插值法分別估算塔頂、進料板和塔底的液相粘度：(a)第1塊塔板液相粘度估算第1塊塔板溫度t1=78.19下乙醇的粘度估算：80-600.495-0.601=78.19-601A-0.601，求得：1A=0.504 mPas第1塊塔板溫度t1=78.19下水的粘度估算：79-780.3610-0.3655=78.19-781B-0.3655，求得：1B=0.365 mPas(b)進料板上液相粘度估算進料板溫度tF=85.80下乙醇的粘度估算：100-800.361-0.495=85.80-80FA-0.495，求得：FA=0.456 mPas進料

26、板溫度tF=85.80下水的粘度估算：86-850.3315-0.3355=85.80-85FB-0.3355，求得：FB=0.332 mPas(b)塔釜液相粘度估算塔釜溫度tW=99.81下乙醇的粘度估算：100-800.361-0.495=99.81-80FA-0.495，求得：WA=0.362 mPas塔釜溫度tW=99.81下水的粘度估算：100-990.2838-0.2868=99.81-99FB-0.2868，求得：WB=0.284 mPas3.3.2.2 混合液粘度估算塔頂溫度t1=78.19下混合液粘度：1混=(xii13)3=(0.8680×0.50413+1-0.

27、8680×0.365 13)3=0.484 mPas 進料溫度tF=85.80下混合液粘度：F混=(xii13)3=(0.1147×0.456 13+1-0.1147×0.332 13)3=0.345 mPas 塔釜溫度tW=99.81下混合液粘度：W混=(xii13)3=(0.0003710×0.362 13+1-0.0003710×0.284 13)3=0.284 mPas 3.3.2.3 平均粘度估算精餾段的平均粘度：L精=1混+F混2=0.484 +0.345 2=0.415 mPas提餾段的平均粘度：L提=W混+F混2=0.284 +

28、0.345 2=0.315 mPas3.3.4 相對揮發(fā)度估算塔頂?shù)南鄬]發(fā)度：1=y1x1×(1-x1)(1-y1)=0.87050.8680×(1-0.8680)(1-0.8705)=1.022 進料板上的相對揮發(fā)度：F=yFxF×(1-xF)(1-yF)=0.46070.1147×(1-0.1147)(1-0.4607)=6.593 塔釜的相對揮發(fā)度：W=yWxW×(1-xW)(1-yW)=0.0045870.0003710×(1-0.0003710)(1-0.004587)=12.416 精餾段：精=1+F2=1.022 +6

29、.593 2=3.808 提餾段：提=W+F2=12.416 +6.593 2=9.505 因為在精餾塔內，當壓力和溫度的變化都比較小時，可取塔頂與塔底相對揮發(fā)度的幾何平均值作為全塔的平均值相對揮發(fā)度，即m=精提=3.808 ×9.505 =6.016 3.3.3 總板效率估算(1)精餾段總板效率ET精=0.49(精L精)-0.245=0.49×(3.808×0.415)-0.245=0.4381(2)提餾段總板效率ET提=0.49(提L提)-0.245=0.49×(9.505×0.315)-0.245=0.37463.4.5 實際板數(shù)估算(1

30、)精餾塔精餾段實際板數(shù)計算：Np精=N精ET精=230.4381=53(2)精餾塔提餾段實際板數(shù)計算：Np提=N提ET提=30.3746=9實際總板數(shù)：Np總=53+9=62加料板在第54塊)3.3.6 操作壓力估算這里取每層塔板壓降：p=0.7kPa精餾塔第1塊塔板上的氣相壓強：p1=101.325+4=104.325kPa進料板上的氣相壓強：pF=104.325+0.7×53=142.425kPa塔釜的氣相壓強：pW=104.325+0.7×62=148.725kPa精餾段的平均壓強：p精=p1+pF2=104.325+142.4252=123.875kPa提餾段的平均

31、壓強：p提=pW+pF2=148.725+142.4252=145.575kPa3.3.7 平均摩爾質量估算3.3.7.1 塔內液相估算第1塊塔板：ML1=0.8680×46.07+(1-0.8680)×18.02=42.37 kg/kmol進料板：MLF=0.1147×46.07+(1-0.1147)×18.02=21.24 kg/kmol塔釜：MLW=0.0003710×46.07+(1-0.0003710)×18.02=18.03 kg/kmol精餾段：ML精=ML1+MLF2=42.37 +21.24 2=31.80 kg/k

32、mol提餾段：ML提=MLW+MLF2=18.03 +21.24 2=19.63 kg/kmol3.3.7.2 塔內氣相估算第1塊塔板：MV1=0.8705×46.07+(1-0.8705)×18.02=42.44 kg/kmol進料板上：MVF=0.4607×46.07+(1-0.4607)×18.02=30.94 kg/kmol塔釜：MVW=0.004587×46.07+(1-0.004587)×18.02=18.15 kg/kmol精餾段：MV精=MV1+MVF2=42.44 +30.94 2=36.69 kg/kmol提餾段：

33、MV提=MVW+MVF2=18.15 +30.94 2=24.55 kg/kmol3.3.8 平均密度估算3.3.8.1 塔內液相估算由第1塊塔板溫度t1=78.19、進料板tF=85.80、塔釜溫度tW=99.81。查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷)559頁，得乙醇的密度數(shù)據(jù)如表3所示：表 3 乙醇的密度數(shù)據(jù)溫度/406080100密度/(kg/m3)787.9765.7742.3717.4查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機卷)3頁，得水的密度數(shù)據(jù)如表4所示：表 4 水的密度數(shù)據(jù)溫度/7580859095100密度/(kg/m3)974.89971.83968.65965.34961.92958.3

34、8利用插值法分別估算塔頂、進料板和塔底的液相密度：(a)第1塊塔板液相密度估算第1塊塔板溫度t1=78.19下乙醇的密度估算：80-60742.3-765.7=78.19-601LA-765.7，求得：1LA=744.42 kg/m3第1塊塔板溫度t1=78.19下水的密度估算：80-75971.83-974.89=78.19-751LB-974.89，求得：1LB=972.94 kg/m3那么，第1塊塔板上液相密度估算： 11L混=x11LA+1-x11LB=0.8680744.42 +1-0.8680972.94 1L混=768.24 kg/m3(b)進料板上液相密度估算進料板溫度tF=8

35、5.80下乙醇的密度估算：100-80717.40-742.3=85.80-80FLA-742.3，求得：FLA=735.07 kg/m3進料板溫度tF=85.80下水的密度估算：90-85965.34-968.65=85.80-85FLB-968.65，求得：FLB=968.12 kg/m3那么，進料板上液相密度估算：1FL混=xFFLA+1-xFFLB=0.1147735.07 +1-0.1147968.12 FL混=934.15 kg/m3(c)塔釜液液相密度估算塔釜溫度tW=99.81下乙醇的密度：100-80717.40-742.3=99.81-80WLA-742.3，求得：WLA=

36、717.64 kg/m3塔釜溫度tW=99.81下水的密度：100-95958.38-961.92=99.81-95WLB-961.92，求得：WLB=958.52 kg/m3那么，塔釜液相密度估算：1WL混=xWWLA+1-xWWLB=0.0003710717.64 +1-0.0003710958.52 WL混=958.40 kg/m3 (d)精餾段液相平均密度估算：L精=1L混+FL混2=768.24 +934.15 2=851.19 kg/m3(e)提餾段液相平均密度估算：L提=WL混+FL混2=958.40 +934.15 2=946.27 kg/m33.3.8.2 塔內氣相平均密度估

37、算假設氣相為理想氣體，則=pMRT。第1塊塔板：V1=p1MV1Rt1=104.325×42.44 8.314×273.15+78.19=1.530 kg/m3進料板：VF=pFMVFRtF=142.425×30.94 8.314×273.15+85.80=1.477 kg/m3塔釜：VW=pWMVWRtW=148.725×24.55 8.314×273.15+99.81=0.870 kg/m3精餾段氣相：V精=V1+VF2=1.530 +1.477 2=1.503 kg/m3提餾段氣相：V提=VW+VF2=0.870 +1.477

38、2=1.174 kg/m33.3.9 精餾塔內各部位液相平均表面張力估算查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷)580頁，得乙醇的表面張力數(shù)據(jù)如表7所示：表 7 乙醇的表面張力數(shù)據(jù)溫度()406080100表面張力(mN/m)22.1920.2518.2816.29查化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機卷)15頁，得水的表面張力數(shù)據(jù)如表8所示：表 8 水的表面張力數(shù)據(jù)溫度()708090100表面張力(mN/m)64.3662.6960.7958.91(1)第1塊塔板上液相第1塊塔板溫度t1=78.19下乙醇的表面張力估算：80-6018.28-20.25=78.19-601LA-20.25，求得：1LA=18

39、.46 mNm第1塊塔板溫度t1=78.19下水的表面張力估算：80-7062.69-64.36=78.19-701LB-64.36，求得：1LB=62.99 mNm塔頂?shù)?塊塔板上液相表面張力估算：1m=x11LA+(1-x1)1LB=0.8680×18.46 +(1-0.8680)×62.99 =24.34 mN/m(2)進料板上液相進料板溫度t1=85.80下乙醇的表面張力估算：100-8016.29-18.28=85.80-80FLA-18.28，求得：FLA=17.70 mNm進料板溫度t1=85.80下水的表面張力估算：90-8060.79-62.69=85.8

40、0-80FLB-62.69，求得：FLB=61.59 mNm進料板上液相表面張力估算：Fm=xFFLA+(1-xF)FLB=0.1147×17.70 +(1-0.1147)×61.59 =56.55 mN/m(3)塔釜液相塔釜溫度tW=99.81下乙醇的表面張力：100-8016.29-18.28=99.81-80FLA-18.28，求得：WLA=16.31 mNm塔釜溫度tW=99.81度下水的表面張力：100-9058.91-60.79=99.81-90FLB-60.79，求得：WLB=58.95 mNm塔釜液相表面張力估算：Wm=xWWLA+(1-xW)WLB=0.0

41、003710×16.31 +(1-0.0003710)×58.95 =58.93 mN/m(4)精餾段平均表面張力：精=1m+Fm2=24.34 +56.55 2=40.45 mN/m(5)提餾段平均表面張力：提=Wm+Fm2=58.93 +56.55 2=57.74 mN/m3.4 氣液相負荷估算3.4.1 精餾段氣液相負荷L精=RD=4.6773×32.728 =153.080 kmol/hV精=(R+1)D=(4.6773+1)×32.728 =185.808 kmol/h Lm精=L精ML精=153.080 ×31.80 =4868.3

42、09 kg/hVm精=V精MV精=185.808×36.69 =6817.264 kg/hLV精=Lm精L精=4868.309 851.19 =5.719m3/h=1.589×10-3m3/sVV精=Vm精V精=6817.264 1.503 =4534.447m3/h=1.260m3/s3.4.2 提餾段氣液相負荷L提=L精+qF=153.080+1×164.051 =317.131kmol/hV提=V精+(1-q)F=185.808kmol/hLm提=L提ML提=317.131×19.63 =6226.512kg/h Vm提=V提MV提=185.808

43、 ×24.55 =4560.789kg/hLV提=Lm提L提=6226.512946.27=6.580m3/h=1.828×10-3m3/sVV提=Vm提V提=4560.7891.174=3886.173m3/h=1.079m3/s3.5 工藝尺寸估算3.5.1 塔徑的設計3.5.1.1 精餾段塔徑假定精餾段板間距：HT精=350mm，板上清液層高度hL精=50mm。由LV精VV精L精V精=1.589×10-31.260851.19 1.503 =0.030 根據(jù)HT和hL的數(shù)值，查閱負荷因子曲線圖得C20=0.062，則修正負荷因子：C=C20(精20)0.2=

44、0.062×(40.45 20)0.2=0.071 精餾段最大空塔氣速估算：u精max=CL精-V精V精=0.071 851.19 -1.503 1.503 =1.697 m/s。精餾段空塔氣速的估算：u精=0.7×u精,max=0.7×1.697 =1.188 m/s。根據(jù)經(jīng)驗，得到精餾段的計算塔徑為：D精計=4VV精u精=4×1.260×1.188 =1.162m查閱相關國家標準，取精餾段的塔徑：D精=1.2m=1200mm。實際空塔氣速：u精實=VV精A精=4×1.260×1.22=1.114 m/s。所以，安全系數(shù)估

45、算u精實u精max=1.114 1.697 =0.656 ，在相關標準的要求的0.60.8范圍之內，所以初步認定假設的板間距和塔徑符合設計要求。3.5.1.2 提餾段塔徑假定提餾段板塔板間距：HT提=350mm，板上清液層高度hL提=60mm。由于LV提VV提L提V提=1.828×10-31.079946.27 1.503 =0.048 根據(jù)HT和hL的數(shù)值，查閱負荷因子曲線圖得C20=0.045，則修正負荷因子：C=C20(提20)0.2=0.045×(57.74 20)0.2=0.056 提餾段最大空塔氣速估算：u提max=CL提-V提V提=0.056 946.27 -

46、1.174 1.174 =1.579m/s。精餾段空塔氣速的估算：u提=0.7×u提,max=0.7×1.579 =1.105m/s。根據(jù)經(jīng)驗，得到提餾段的計算塔徑為：D提計=4VV提u提=4×1.079×1.105 =1.115m查閱相關國家標準，取提餾段的塔徑：D提=1.2m=1200mm。實際空塔氣速：u提實=VV提A提=4×1.079×1.22=0.954 m/s 。所以，安全系數(shù)估算u提實u提max=0.9541.579 =0.605 在相關標準的要求的0.60.8范圍之內，所以初步認定假設的板間距和塔徑符合設計要求。3.5

47、.2 塔的有效高度精餾段的有效高度：Z精=(53-1)×350mm=18.20m提餾段的有效高度：Z精=(9-1)×350mm=2.80m總有效高度：Z總=18.20m+2.80m=21.00m3.6 塔板設計3.6.1 溢流裝置設計3.6.1.1 精餾段溢流裝置精餾段塔徑D精=1.2m，液相體積流量LV精=5.719 m3/h，依據(jù)相關標準，精餾段的降液管型式為弓形降液管，溢流方式為弓形單溢流，各項計算如下：(1) 精餾段溢流堰根據(jù)經(jīng)驗，本精餾塔設計選用平直型溢流堰。精餾段堰長：取LW精=0.7×D精=0.7×1.2=0.84m該段LV精LW精2.5=

48、5.719 0.842.5=8.84 ，LW精D精=0.7，根據(jù)該數(shù)據(jù)查閱液流收縮系數(shù)關系圖可以得到精餾段液流收縮系數(shù)E=1.02。因為在精餾段中，本設計采用平直溢流堰，所以可以利用弗蘭西斯公式計算精餾段的堰上液層高度：hOW精=2.841000×1.02×(5.719 0.84)23=0.0104m=10.4mm該值略大于6mm，基本符合平直堰要求。那么，精餾塔的精餾段堰高：hW精=hL精-hOW精=50-10.4=39.6 mm(2) 精餾段降液管設計估算查表對精餾段降液管寬度進行估算：Wd精=0.15D精=0.15×1.2=0.18m查表對精餾段降液管面積進

49、行估算：Af精=0.094AT精=0.094×4×1.22=0.1063m2液體在該段降液管內滯留的時間估算：精=3600Af精HT精LV精=3600×0.1063×0.355.719 =23.4 s5s這初步證明精餾段的溢流堰長度LW精的取值是正確的。假設精餾塔精餾段降液管底隙高度h0精=20mm，則流體流過降液管的流速：u0精=LV精3600LW精h0精=5.719 3600×0.84×0.020=0.095 m/s介于0.060.25m/s之間；且hW精-h0精=39.6-20=19.6mm6mm。故假設基本合理。(3) 受液盤

50、的設計估算精餾塔精餾段塔徑為D=1.2m0.6m，根據(jù)經(jīng)驗采用凹形受液盤，不設置入口堰。精餾段受液盤的深度為hW精'=60mm3.6.1.2 提餾段溢流裝置提餾段塔徑D提=1.2m，液相體積流量LV提=6.580 m3/h，依據(jù)相關標準，精餾段的降液管型式為弓形降液管，溢流方式為弓形單溢流，各項計算如下：(1) 提餾段溢流堰根據(jù)經(jīng)驗，本精餾塔設計選用平直型溢流堰。提餾段堰長：取LW提=0.7×D提=0.7×1.2=0.84m該段LV提LW提2.5=6.580 0.842.5=11.75 ，LW提D提=0.7，根據(jù)該數(shù)據(jù)查閱液流收縮系數(shù)關系圖可以得到精餾段液流收縮系數(shù)

51、E=1.02。因為在提餾段中，本設計采用平直溢流堰，所以可以利用弗蘭西斯公式計算提餾段的堰上液層高度：hOW提=2.841000×1.02×(6.580 0.84)23=0.0114m=11.4mm那么，精餾塔的提餾段堰高：hW提=hL提-hOW提=60-11.4=48.6 mm (2) 提餾段降液管設計估算查表對提餾段降液管寬度進行估算：Wd提=0.15D提=0.15×1.2=0.180m查表對提餾段降液管面積進行估算：Af提=0.094AT提=0.094×4×1.22=0.1063 m2液體在該段降液管內滯留的時間估算：提=3600Af提H

52、T提LV提=3600×0.1063 ×0.356.580 =20.4 s5s這初步證明提餾段的溢流堰長度LW提的取值是正確的。假設精餾塔提餾段降液管底隙高度h0提=20mm，則流體流過降液管的流速：u0提=LV提3600LW提h0提=6.580 3600×0.84×0.020=0.109m/s介于0.060.25m/s之間；且hW提-h0提=48.6 -20=28.6mm6mm，故假設基本合理。(3) 受液盤的設計估算精餾塔提餾段塔徑為D=1.2m0.6m，根據(jù)經(jīng)驗采用凹形受液盤，不設置入口堰，提餾段受液盤的深度為hW提'=60mm3.6.2 塔

53、板設計3.6.2.1 精餾段塔板精餾段塔徑是1200mm，根據(jù)經(jīng)驗精餾段所采用的塔板應該分成三塊。(a)塔板的布置設計估算根據(jù)經(jīng)驗，初步假設該段溢流堰前安定區(qū)寬度取值為Ws精設=0.065，降液管后安定區(qū)取值為Ws精設'=0.065，精餾段中，靠近精餾塔內壁的無效區(qū)Wc精無=0.040根據(jù)公式Aa=2(xR2-x2+180R2sin-1xR)求有效傳質面積。式中x=D精2-(Wd精+Ws精設)=1.22-(0.18+0.065)=0.355R=D精2-Wc精無=1.22-0.040=0.56m所以該段有效傳質面積為：Aa=2(0.3550.56 2-0.3552+180×0.

54、56 2×sin-10.3550.56 )=0.7382 m2(b)開孔排列設計選用厚度=3.0mm的碳鋼板，根據(jù)經(jīng)驗，可取篩板塔篩孔的直徑d0=5.0mm。精餾段的篩孔按照等邊三角形排列，取兩篩孔之間的中心距離是篩孔直徑d0的三倍：t=3×d0=3×5.0=15mm。篩孔數(shù)目：n=1.155×Aat2=1.155×0.7382 0.0152=3790開口率：=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.015)2=10.08%開孔率在5%15%之間，所以初步認定精餾段塔板設計合理。氣體通過篩孔的氣速：u0=VV精Aa=1.2600.10

55、1×0.7382 =16.93 m/s3.6.2.2 提餾段塔板提餾段塔徑是1200mm，根據(jù)經(jīng)驗提餾段所采用的塔板應該分成三塊。(a)塔板的布置設計估算根據(jù)經(jīng)驗，初步假設該段溢流堰前安定區(qū)寬度取值為Ws提設=0.065，降液管后安定區(qū)取值為Ws提設'=0.065，精餾段中，靠近精餾塔內壁的無效區(qū)Wc提無=0.040。根據(jù)公式Aa=2(xR2-x2+180R2sin-1xR)求有效傳質面積。式中x=D精2-(Wd精+Ws精設)=1.22-(0.18+0.065)=0.355 R=D精2-Wc精無=1.22-0.040=0.56 m 所以該段有效傳質面積為：Aa=2(0.355

56、0.56 2-0.3552+180×0.56 2×sin-10.3550.56 )=0.7382 m2(b)開孔排列設計選用厚度=3.0mm的碳鋼板，根據(jù)經(jīng)驗，可取篩板塔篩孔的直徑d0=5.0mm。提餾段的篩孔按照等邊三角形排列，取兩篩孔之間的中心距離是篩孔直徑d0的三倍：t=3×d0=3×5.0=15mm。篩孔數(shù)目：n=1.155×Aat2=1.155×0.7382 0.0152=3790開口率：=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.015)2=10.08%開孔率在5%15%之間，所以初步認定精餾段塔板設計合理。氣體通過篩孔的氣速：u0=VV提Aa=1.0790.101×0.7382 =14.51 m/s3.7 流體力學驗算3.7.1 精餾段流體力學驗算3.7.1.1 塔板壓降的估算(a)干板阻力hc估算因為d0=5.03.0=1.67 ，根據(jù)該數(shù)據(jù)查閱干篩孔的流量系數(shù)曲線圖，得c0=0.78hc=0.051(u0c0)2(vL)=0.051(16.93 0.78)2(1.503 851.19 )=0.0424m液柱(b)上升