乙醇-丙醇二元物系篩板精餾塔設(shè)計

目錄目錄 1\o"CurrentDocument"摘要 4\o"CurrentDocument"第一章緒論 5設(shè)計流程 5\o"CurrentDocument"設(shè)計思路 6第2章塔板的工藝設(shè)計 7精餾塔全塔物料衡算 7常壓下乙醇—水氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系 72。2.1溫度 72.2.2密度 82.2。2。1精餾段 82.2。2。2提餾段 82。2.3混合液體表面張力的計算 9\o"CurrentDocument"2.2。4混合液混合物的粘度計算 102.2。5相對揮發(fā)度 102。3理論塔板的計算 112。3。1適宜回流比的確定 112。3。2精餾塔的氣液相負(fù)荷 112.3。3操作線方程 錯誤!未定義書簽。2.3.4理論塔板數(shù)的確定 錯誤!未定義書簽。2。3.4實際塔板數(shù) 122.3。4。1精餾段 錯誤!未定義書簽。2.3。4。2提餾段 錯誤!未定義書簽。5操作壓力計算 132。4精餾塔塔體工藝尺寸的計算 13塔徑D的計算 132。4.1.1氣液相體積流量計算 錯誤!未定義書簽。1。2管徑計算 錯誤!未定義書簽。1。3精餾塔的有效高度計算 142.5塔板主要工藝尺寸的計算 14溢流裝置的計算 142。5。1.1溢流堰長 152。5。1。2溢流堰高度 15WA1。3弓形降液管的寬度W與降液管的面積f 154降液管底隙高度ho 162。5。2塔板布置 162.1塔板的分布 162。5.2.2邊緣區(qū)寬度確定 162。5。2。3開孔區(qū)面積計算 162。4篩板計算及其排布 17第3章篩板的流體力學(xué)驗算 17塔板壓降 173。1。1干板阻力h計算 17c3。1。2氣流穿過液層的阻力h的計算 18L3.1.3液體表面張力的阻力h的計算 18液面落差 19液沫夾帶 19漏液 193。5液泛 20塔板負(fù)荷性能圖 213。6.1 漏液線 212 液沫夾帶線 21。3 液相負(fù)荷上限線 223。6.4 液相負(fù)荷下限線 22.5液泛線 223。6.6 操作彈性 24\o"CurrentDocument"第四章設(shè)計結(jié)果匯總 37\o"CurrentDocument"第五章結(jié)語 2\o"CurrentDocument"參考文獻 3\o"CurrentDocument"主要符號說明 4\o"CurrentDocument"附錄 6化工原理設(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)設(shè)計條件塔頂壓力為100kpa處理量:(見表中數(shù)據(jù))進料中含乙醇X=0.294/(摩爾分?jǐn)?shù))，進料狀態(tài)q=1f ■0塔頂含乙醇X=0.914o,0(摩爾分?jǐn)?shù))；塔底含乙醇X=0.0140；(摩爾分?jǐn)?shù))w '0加料量為F=100kmol/h塔頂設(shè)全凝器，泡點回流塔釜飽和蒸汽直接加熱回流比R=(1.2—2.0)Rmin單板壓降≤0o7kPa塔板采用篩板(三)設(shè)計內(nèi)容(1)確定工藝流程。(2)精餾塔的物料衡算。(3)塔板數(shù)的確定。(4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算。(5)精餾塔塔體工藝尺寸的計算。(6)塔板板面布置設(shè)計。(7)塔板的流體力學(xué)驗算與負(fù)荷性能圖.(8)設(shè)計說明書。摘要來自塔板下面的蒸氣經(jīng)塔板進入板上的液體中，與溫度較低的液體直接接觸，氣液之間發(fā)生熱質(zhì)交換，一直進行到相平衡為止。在本次設(shè)計中，主要以乙醇和丙醇為實驗物系，在給定的操作條件下對篩板精餾塔進行物料和熱量衡算。精餾是一種最常用的分離方法，它依據(jù)多次部分汽化、多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。設(shè)計中采用的精餾裝置有精餾塔，冷凝器等設(shè)備,采用直接蒸汽加熱，物料在塔內(nèi)進行精餾分離，余熱由塔頂產(chǎn)品冷凝器中的冷卻介質(zhì)帶走，完成傳熱傳質(zhì)。本設(shè)計主要計算：物料衡算、熱量衡算、主體設(shè)備設(shè)計、主體設(shè)備選型的設(shè)計等。塔頂冷凝裝置采用全凝器，以便于準(zhǔn)確控制回流比。直接蒸汽加熱計算出蒸汽的用量。通過對精餾塔的工藝設(shè)計計算可知：實際塔板數(shù)為27塊，進料在第23塊，回流比為2.496，塔徑為1m,塔的實際高度為==m。根據(jù)所選的參數(shù)在進行校核可知：精餾段塔板壓降為109325Pa液體在降液管停留時間為26。213s,降液管內(nèi)清液層高度為0.0123m,霧沫夾帶為0。019kg液/kg氣，降液管底隙高0.1267m，氣相流量0。0007379m3/s，液相流量0。5983m3/s操作彈性為3.665。提餾段塔板壓降為118825Pa,液體在降液管停留時間為14。867s，降液管內(nèi)清液層高度為0011404m，霧沫夾帶為0。0227kg液/kg氣，氣相流量0。001301m3/s,液相流量為0.863m3/s，操作彈性為3。082.這些值都符合實際要求，故所選的物性參數(shù)是合理。在進行精餾塔的附屬設(shè)備的計算可知:塔頂冷凝器的型號為G500-60。1—14—I，進料泵的型號為：50Y-60B，貯罐的型號為JB1428—7第一章緒論按物系性質(zhì)和生產(chǎn)需要,精餾塔分段采用篩板與填料相結(jié)合的組合板，或采用輕重浮閥交替排列的組合板，既避免了由于設(shè)備腐蝕而造成的堵塞，又保證了很高的分離效率。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適當(dāng)控制漏液。采用直接蒸汽加熱分離乙醇和丙醇，傳熱速率快、開車周期短，能耗降低。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。精餾過程的實質(zhì)是上升蒸氣和下流液體充分接觸,兩相間進行物質(zhì)和能量的相互傳遞。塔坂的作用是為氣液兩相物流進行熱量和質(zhì)量傳遞提供場所。整個精餾過程就是通過精餾塔內(nèi)每塊塔板上的作用而實現(xiàn)的。為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制成突起的斜臺狀，這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成（使用碳剛的比較少）。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比率較少。1.1設(shè)計流程乙醇—丙醇合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進料狀況為泡點進料送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐，塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后，送入貯罐進料飽和蒸汽產(chǎn)品采出塔底物料采出圖1—1精流流程示圖1。2設(shè)計思路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。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。(3)加料狀態(tài)的選擇為泡點進料(4)加熱方式本設(shè)計采用直接蒸汽加熱.(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。(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。(7)篩板塔的選擇在本設(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塔可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏夜.篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備為減少對傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進入?yún)^(qū)制突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成使用碳剛的比較少.實際操作表明,篩板在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔為窄,單設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達到2-3。表1—1流程方式壓力加料狀態(tài)加熱方式回流比 冷凝冷卻篩板塔_器介質(zhì)選連續(xù)常壓氣液直接R=(1。1—2。全凝自來篩板取精餾混合蒸汽0)Rmin 器水塔_第2章塔板的工藝設(shè)計2。1精餾塔全塔物料衡算摩爾分?jǐn)?shù)x(x/46.07)~ci ：—nmol=(x∕46.07)+(1-x/60.1Xf=0.242質(zhì)量分?jǐn)?shù)N=0.891V〔XW=0.0108物料衡算式為：F=D+W易揮發(fā)組分物料衡算:F×X=D×X+WχXF DWF=D+W J100=D+WFxf=Dxd+Ww=[100X0.294=0.914D+0.014W解得：D=31.11kmol/hW=68。89kmol/h2。2常壓下乙醇-丙醇氣液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系表2-1常壓下乙醇—丙醇的汽液平衡數(shù)據(jù)序號液相組成氣相組成沸點/℃序號液相組成氣相組成沸點/℃10。0000。00097。1670。5460。71184。9820。1260。24093.8580.6000。76084。1330。1880.31892。6690.6630.79983.0640。2100.33991.60100.8440.91480.5950。3580。55088.32111。0001.00078.3860。4610.65086.252。2。1溫度利用表2-1中數(shù)據(jù)由插值法可求得tF、1t91.60-88.32t-91.60EF: =——F 0.210—0.3580.294—0.210C80.59-78.38t-80.59t: =DD0.844—1 0.914—0.844o97.16-93.85t-97.16t: =-W W0—0.126 0.014—0t、t。DWt=89。74oCFt=79.60oCDt=96.79oCW4、精餾段平均溫度t=tF+tD-=89.74+79.60=84.67℃m12 25、提餾段平均溫度t=tF+tW=89.74+96.79=93.27℃m22 22。2.2密度由如下公式：?=J+匕（α為質(zhì)量分率）pl混合氣體密度：P=

lvmj塔頂溫度t=79.60°CPBT.PM—O 22.4TPOD氣相組成y:D78.38-80.59_79.60-78.381-0.914同理求得y=0。474Fy=0.030WyD-1y=0。955DP42.2.2。1精餾段液相組成T—0.914+0.294=0,6042氣相組成J1=L+北0.955+0.474=0。7152貝U：M=46.07X0.604+60.1X(1-0.604)=51.63kg∕kmol_L1M=46.07X0.715+60.1X(1-0.715)=50.07kg/kmolV12.2。2.2提餾段液相組成VF0.014+0.294 =0.1542氣相組成J=1J+J0.030+0.474JWJF= =0.25222貝U：M=46.07X0.154+60.1X(1-0.154)=57.94kg∕kmol_L2M=46.07X0.252+60.1X(1-0.252)=56.56kg/kmolV2利用表2-2中數(shù)據(jù)，由插值法不同溫度下乙醇和丙醇的密度求得在t、t、t下乙醇和水FDW的密度(Kgm3)表2-2溫度t/。C 70_ 80_ 90_100110乙醇密度kg/m-754.2742.3730.7717.4704。3乙醇密度kg/m「759。6748.7737。5726。1714。2t=89.74oCF90-80 _90-89.74730.1-742.3-730.1-P乙F90-80 _90-89.74737.5-748.7=737.5-P丙FP乙F=730.44g/m3P兩=737.7%gm3t=79.60oCDP730.42 737.79F80-70 _89-79.60742.3-754.2—742.3-pp=735.9?zm?P乙=743.7?gym380-70乙。80-76.60748.7-759.6^748.7-p丙。P丙=749.1%加3p。0.8911-0.891 + 742.78 749.14Pd=743?4%∕w3t=96o79oCW100-90100-96.79717.4-730.1-717.4-ρP乙w=729.7%加3100-90乙W100-96.79P721.48則:精微段的平均氣相密度：p

Ll726.1-737.5^726.1-p丙W1 0.01081-0.0108—= + PMV=729?75m729.76Pd=7434∣kgjni3提儲段的平均氣相密度：pL2P+P—fi ?-2P+P—VV F-2735.99+743.472735.99+791.92=739.73kg2=763o96?/m?M=X義46.07+(l-x)×60.1=0.914×46.07+(1-0.914)×60.1=55.975kg/kmolLDD DM=x×46.07+(1-X)×60.1=0.294×46.07+(1-0.294)×60.1=47.277kg/kmolLFMLWF p=X×46.07+(I-X)×60.1=0.014×46.07+(1-0.014)×60.1=59oW W貝904kg/kmolMLlM+M55.975+47.277——LD LF-= ML22 2M+M47.277+59.904

——LW- ?= =5Io63kg∣kmol22=57.94kg∣kmolMvDMvFMVW二y二y'×46.07+(1-y)×60.1=0.955×46.07+(1-0.955)×60.1=46.7

D D,×46.07+(l-y)×60.1=0.474×46.07+(1-0.474)×60.1?53.4

F FPh=J×46.07+(1-y)×60.1=0.030×46.07+(1-0.030)×60.1=59.7W W53.4×273.15kg/kmolkg/kmolkg/kmolPvd22.4x(273.15+89.74)46.7×273.1522.4x(273.15+79.60)59.7×273.1522.4x(273.15+96.79)=L79=1.61=1.97kg/m?kg/iukg/m?精儲段平均液相密度：PVlp+p1.79+1.61

— v?-= 22=1.70kg/m?提儲段平均液相密度：Pv2p+ρ1.79+1.97

二— VW-= 22=1.88kg/m?2.2.3混合液體表面張力的計算由表2-3不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力，利用插值法求的表面張力表2—3不同溫度下乙醇和丙醇的表面張力溫度t"乙醇表面張力/10-3N.M-1丙醇表面張力/10-3N。MT溫度t/oC乙醇表面張力/10-3N.M-1丙醇表面張力/10-3N。M—18017。219781001572177290167218。01101478167280-60 17.2-20.25t=79.60℃, = D 80—79.6 17.2-σ乙D80-60 19.8-21.2780-79.60—19.8-σ丙D9.Q7zlo∩90-80_16.2-17.2t=89.74℃, ,F 90-89.7416.2-σ乙90-80 18.0-19.8 - ,90-89.7418.0-σ丙100-90 15.2-16.2t-96.79℃, - 攻 100-96.7915.2-σ乙W100-90_17.2-18100-96.79-17.2-σ,丙Wσ-17.26乙Dσ-19.83丙Dσ-16.23乙Fσ-18.03丙Fσ-15.52乙mNmσ-17.46mN丙 m，b-σ%+σ(1-%)-0.914+19.83X(1-0.914)-17.48,n∕LD 乙DD丙 D mσ =σ%+σ(1-%)-16.23X0.294+18.03X(1-0.294)-17.50LF 乙FF丙FF 'mσ=σ%+σ(1-%)-15.52X0.014+17.46X(1-0.014)-17.43mNLW乙WW丙WW 'm精餾段液相平均表面張力：σ -σLD+σLF-17.48+17.50-17.49mN'L精2 2 m提餾段液相平均表面張力。L提-I-17竺產(chǎn)-5%2。2。4混合液混合物的粘度計算由t-84.67。C時查液體粘性共線圖得：μ7=0.464mPa?s,μ-0.578mPa?S乙丙t-93.27℃時查液體粘性共線圖得μ-0.406mPa?S，μ=0.503mPa?S乙2 丙2(1)精餾段粘度 μι μ%+μ(1-%)-0.464X0.604+0.578X(I-0.604)=0.509mPa?S1乙1丙1(2提餾段粘度 μ9-μ%+μ(1-%)-0.406X0.154+0.503x(1-0.154)=0.488mPa?S2乙22 丙2 22。2.5相對揮發(fā)度ɑF由%-0.294F0.474./1-0.4740.294;1-0.294，y-0.474F-2.164得由%-0.914，y-0.955得DDɑD

由ɑW0.955.1-0.955= 二1.9970.914.■,1-0.914X=0.014,y=0.030得W W0.030/1-0.030 : 2.1780.014/1-0.014精餾段平均相對揮發(fā)度：α+αα二一D Fi21.997÷2.164

2=2.081.、 α÷α提餾段平均相對揮發(fā)度：°?二P2.164÷2.1782=2.1712。3理論塔板的計算2.3.1適宜回流比的確定本設(shè)計中采用圖解法來求理論板數(shù).根據(jù)乙醇-丙醇的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x—y曲線圖.（I）根據(jù)苯與甲苯的平衡數(shù)據(jù)在y-x作出平衡曲線，并畫出對角線。（2）在X軸上找出Xd，Xf,Xw，a，f，點（3）通過f點作出q線，q線是精餾段與提留段操作線交點的軌跡.（4）設(shè)q線與平衡曲線交與點G（Xg,Yg）則Rmin=g（0。294，,0474））所以Rmin二0.914-0.4740.474-0.294=2.44X-Y-D—-，由作圖得點g坐標(biāo)為Yg-Xg取R=1.5Rmin=3.66⑸在y軸上定出e點，使使o=-T,連接ae即為精餾段操作線即y--RX÷n÷1=R÷1X——D-R÷13.66 0.914 ÷ 3.66÷13.66÷1=0.785X÷0.196（6）ae與q線交與點b點，ym÷1二(R÷RDI?q)FX-(R÷1)WXw1-q)F二 X-0?00665（7）連接bd即得提留段操作線（8）自a點出發(fā)，在平衡線和兩條操作線之間畫梯級，直到最后一級跨過Xw=0.014為止,所得數(shù)即為所需理論板數(shù),跨過b點處即為進料塔板. W求的結(jié)果為總理論板層數(shù)N=17塊（包括再沸器）精餾段理論板數(shù)Nt1=7提餾段理論板數(shù)NT2=10（包括再沸器）理論加料板位置為第8塊板2.3.2實際塔板數(shù)全塔板效率的求取利用奧康奈爾公式E=0.49(αμ)-0.245TL其中：α-塔頂與塔底平均相對揮發(fā)度；塔頂與塔底平均液相粘度mPs.μL- a精餾段已知：α=2.081,μ=0.509mPa*sL1所以：E=0.49X(2.081X0.509)-0.245=0.483TN7N=—τ= =14塊P精 E0.483T提餾段已知：α=2.171,μ=0.488mPa*sL2所以：E=0.49X(2.171X0.488)-0.245=0.483TN=T^-==---=19塊P提 E0.483T全塔所需實際塔板數(shù)N=N+N=14+19=33塊(不含再沸器)全塔效率：P P精 P提N 17-1E=二X100%=——X100%=48。48%TN 33P加料板位置在第15塊塔板上。2.3。3精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：L=RD=3.66X31.113600-=0.0316kmol/sV=(R+1)D=⑶66+I)X3?=0.0403kmol/s3600則質(zhì)量流量：L=ML=51.63X0.0316=1.63kg/s1_L1V=MV=50.07X0.0403=2.02kg/sV1體積流量：L= =''S=2.2X10-3m3/sS1P739.73V 2.02=——= =1.19m3/ss1 P 1.70V1提餾段：L'=L+qF=RD+qF=0.0316+31.11X1=0.0402kmol/s3600V'=V+(q-1)F=V=0.0403kmol/s則質(zhì)量流量：L=ML=57.94X0.0402=2.33kg/s2 _L2V=MV'=56.56X0.0403=2.28kg/s2 V2L233體積流量：L=T= =2.93X10-3m3/ss2P 793.96L2V2.28V=—2—= =1.21m3/ss2P1.88V2表2—4汽液符合計算結(jié)果匯總表液相質(zhì)量kg/s汽相質(zhì)量kg/s液相體積流量m3/s汽相體積流量m3/s^餾段1。6327022.2*10-31∏9提餾段2.332。282。93*10—3iT212。3。5操作壓力計算塔頂壓強:PD=100kpa,取每層塔板壓降:ΔP=007kpa則進料板壓強：PF=100+0.7*14=117.425kpa塔釜壓強：PW=101.325+0o7*27=120.225kpa精餾段平均操作壓強：PMI=(101。325+117。425)/2=109.325kpa提餾段平均操作壓強:PM2=(117.425+120.225)/2=118。825kpa2。4精餾塔塔體工藝尺寸的計算2.4。1塔徑D的計算選板間距HT=0.45m，取板上液層高度hL=0.06m，故HT—hL=0.39m(1)精餾段橫坐標(biāo)：L(PLI)2=2.20X10-3X(73973)2=0.039查文獻得,精餾段：C=0.0890\o"CurrentDocument"VP1.19 1.70 20s1 V1? 17.492=0.0890X( )0.2=0.083420P-p 739.73-L70U=C1——ι V-=0。0834×1 =1。74m/smax?, p ?, 1.70VV取安全系數(shù)為0.7,則u=0.7×umaχ=1022m/s2=lι匕=J三至=1。1\■兀U ?3.14X1.2211m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑D1圓整取1.2m塔截面積：A=π(D)2=1.13空塔氣速： u=L^=1.05m/sT2 11.13（2）提餾段橫坐標(biāo)：L2(￡l2)2=2^93×10^3×(76396)；=0.038查文獻得，精餾段：C=0。0891\o"CurrentDocument"VP 1.21 1.88 20s2V2C=C(3)2=0.0891×(1747)0.2=0.0867\o"CurrentDocument"2020 20u=0.0867義U6'96T.88=1.75取安全系數(shù)為0.7,則U=0.7U =0.7X1.75=1.22m/s\o"CurrentDocument"max 1.88 2maxD=24×1.21 =1。124m3.14×1.22按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑D圓整取1.2m塔截面積：A=π(D)2=1.13m2T2空塔氣速： U9=121=1.07m∕s21.13因為二者相差不是很大,所以可以取同樣大的塔徑2。4。1.3精餾塔的有效高度計算精餾段的有效高度Z=（N-1）H=7.92m精精 T提餾段的有效高度Z=（N-1）H=3.08m提提 T在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m,故精餾塔的有效高度為Z=Z+Z+0.8=11.80m精提2。5塔板主要工藝尺寸的計算2。5。1溢流裝置的計算因塔徑D=1。2mD〈2。2m可選用單溢流弓形降降液管，采用凹行受液盤及平行溢流堰。2。5。1.1溢流堰長取堰長lw為0。6D,即：lW=0。6×1.2=0.72m2.5.1.2溢流堰高度h=h-hwL 0w選用平直堰，堰上的液層高度h=0.06mlh=2.84×10-3E(L)2/3ow lw近似取E≈1,則(1)精餾段堰上的液層高度：hOW2.841000×(2.2×10-3×36000.72、2)3=0.014h=h-h=0.06-0.014=0.046〈0。06mWLOW(2)提餾段堰上的液層高度：hOW2.841θQQ×(2.93×10-3×36007

)3=0.01/0.72h=h-h=0.06-0.017=0.043<0?06mWLOW2。5。1.3弓形降液管的寬度叱與降液管的面積a∕?由~D=0.6查弓形降液管參數(shù)圖知AW-==0.051 d=0.1A DT故：A=0.051A=0.0576m2fTW=0.1D=0.12m

d依式八A?H

θ=—f TLS1A?H精餾段θ1=一一TLS1AA?H

θ=T TLS2故降液管設(shè)計合理。0.0576*0.45 =11.78S>5S0.00220?0576*0?45=8,85>5S0.002932.5.1.4降液管底隙高度hoLh=oSLu'

wO取液體通過降液管底隙的流速U=0。11m∕s精餾段：h=0.0022=0.028m

o0.72X0.116mm<h<how0.00293提餾段：h`= =0.037mO 0.11X0.726mm<h`<hO 攻故降液管隙高度設(shè)計合理，選用凹行受液盤,深度h'=50mm.w2。5.2塔板布置2.5。2。1塔板的分布因D≥800mm，故塔板采用分塊式。查表知，塔板分為3塊。2.5。2.2邊緣區(qū)寬度確定W'=W'=0.060m W=0.030m取SS ，c2.5。2。3開孔區(qū)面積計算A=2XVr2—X2+π/180r2Sin-1(x)ra其中X=D—(W+W)=1—(0.12+0.06)=0.42m2ds2r=——W=0.57m2C故A =2xy∣r2一x2+兀/180r2Sin-1(—)I=0.8187m22。4篩板計算及其排布因本例所處理物系無腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔的直徑do=5mm,篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=3.3d=16.5mmO塔板上的篩孔數(shù)n為n=(1.158XA/t2)=O1.158X0.8187X0.001 =3483個16.52開孔率4，即φ=X=8.33%(t/d)2oA0=ψAa=0.0833X0.8187=0.0681氣體通過篩孔的氣速：u0=V/Aɑs0精餾段：u=V/A=1.19/0.0681=17.47m/s0s0提餾段： u'=V'/A=1.21/0.0681=17.78m/sOs0第3章篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降干板阻力h計算ch=0.051(U)2(巳)C CP°L由d/δ=4.5/3=1.5查圖得C=0.78°°精餾段：h=0.051x(14.511/0.78)2*(1.18/895.834)=0.02320機液柱C(2)提餾段：h`=0.051x(l5.161/0.78>(0.825/898.082)=0.01770機液柱

c氣流穿過液層的阻力h的計算L氣體通過液層的阻力計算公式h=β?hlL(1)精餾段：V

a

A-ATf0.59830.785—0.04396=1.115m/suaF=UJ~=1.115*418=1.211Kg1/2/(S?m1∕2)0a*v查圖得板上液層充氣系數(shù)β=0.62故h=βh=0.62義0.06=0.0372加液柱

1l提餾段：U=——^o—= ""S =1.1646m/saA—A0.785—0.04396TfF'=1.1646J0.825=1.0578Kg1/2/(S?m1∕2)0查圖得板上液層充氣系數(shù)β'=0.65h=β’h=0.65義0.06=0.039m液柱1L3。1.3液體表面張力的阻力hɑ的計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力4 4σh= -σPgdL0(1)精餾段：h=4σ^-σPgdLo4*21,4705895.834義9.81*0.0045義1000=0.002172m液柱其中氣體通過每層塔板的液柱高度h=h+h+h=0.0626m液柱pclσ氣體通過每層塔板的壓降為ΔPp=hpΡLIg=0。05457X895。834×9.81=479.583Pa<0.7kpa(設(shè)計允許值).(2)提餾段：4σ'h'= L-=0.0037096m液柱σP'gdLo其中氣體通過每層塔板的液柱高度h'=h'+h'+h'=0.05441m≡?Pc1σAP=hp,g=0.05441*898.082*9.81=479.359Pa<0.7跖a(設(shè)計允許值)

ppL3。2液面落差故對于篩板塔,液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3。3液沫夾帶32\o"CurrentDocument"5.7×10-6 Ue= a—-Vo〔H-h] 1依公式： Lm`TJ[口h=2.5h=2.5×0.06=0.15m

fL（1）精餾段5.7×10-6 1.115 ( )3.221.4705×10-30.44-0.15=0.019kg液屈氣0.kg液/kg氣ev(2)提餾段e'=5'×10-6(1.1646)3.2=0.0227kg液小8氣0.kg液小且氣V 36.768×10-30.44-0.15故在設(shè)計液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。3。4漏液對篩板塔，漏液點氣速為u0,min/十八%U=4.4CJ(0.0056+0.13×h-h)pJP依公式:0,min 0、 LσL'V（1）精餾段：Uo,min=4.4C-l(0.0056+0.13×h-h)×pLmr0 LI σ1 PVmI: 895一834=4.4×0.772×:(0.0056+0.13×0.06-0.002172)× =9.020m∕s實際孔速14.511〉9.092篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：K=工=1.6088>1,5U

o,min介于1。5-——-2.0之間，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生明顯漏液。（2）提餾段：u'o,min=4.4C'(0.0056+0.13Xh，一h')xP'LmP'Vm=4.4X0.772X898一082(0.0056+0.13x0.06—0.00371)X =10.031m∕s0.825實際孔速15.16>11。15篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：K=/一=1.511>1,52u'o,min介于1.52。0之間，故在設(shè)計負(fù)荷下不會產(chǎn)生明顯漏液。0Lσ3。5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生,應(yīng)使降液管中清液層高度H≤φ(H+h)d TW。因為乙醇—水物系屬于一般物系，取φ=0.5(1)精餾段:φ(H+h)=0.5X(0.44+0.0523)=0.246m液柱TW而H=h+h+h U/=0.10m/Sdpld 0h=0.153XQ)=0.00153m液柱d0H=h+h+h=0.12413m液柱dpLd則 Hd≤φ(HT+hW)(2)提餾段：h'=0.153XQ)=0.00153m液柱d0H'=h'+h+h=0.1159m??dpcd則H'≤φ(H+h')d Tw故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生液泛現(xiàn)象.由以上塔板的各項流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為精餾段、提餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。3.6塔板負(fù)荷性能圖3.6。1漏液線由h=h+h,U=V,min/ALwowowS o代入漏夜點氣速： U=V/A=4.4。.;(0.0056+0.13又—h)P/powS,mino 0? CσLV解得精餾段：V.=4.84\：0.009972+0.122L3S,min S\o"CurrentDocument"提餾段：V.=6.03\：0.00845+0.122Lv2S,min S在操作范圍內(nèi)，任取幾個L值，依上式算出相應(yīng)的V值，列于下表SS表3-2L與V對應(yīng)值SSLs，m3/s1。5x10-33×10-34.5×10-36X10—3VS1,m3/s0。52060。54130.55810.5675VS2，m3/s0.60450.63210.65430。67363。6.2液沫夾帶線以e=0.1kg液/kg氣為限，V5.7X10-6U S—H-hT3.2eVσLf（1）精餾段：V―=1.350VA-A, StfUShf=2.5h=2.5lh+2.84X10-3e

wj(3600Ls)2/3lVi-√

wj2=0.131+2.475Lq3SHT-h=0=3090-2.475l2/3fseV二5.7X10-6(Ua?3.2=0.1Iht-忖)σ2V=1.4636-11.7228LS3

SS在操作范圍內(nèi)，任取幾個L值,依上式算出相應(yīng)的V,列于下表中SS提餾段：U=」S（2）A-A

Tf=1.350VSs_ _ 3600L2 _ 2h=2.5h)=2.5[h+2.84×10-3e( S)3]=0.1225+2.344L3f/ "T 0.6 SH—h=0.3175—2.34412/3Tf取霧沫夾帶極限se=0.1=V5.7X10-6(1.350V)

S3.236.768*10-3IHt-hf)V=1.7710-13.67512/3ss在操作范圍內(nèi),任取幾個L值，依上式算出相應(yīng)的V值，列于下表中SS表3—1L與V對應(yīng)值SSLs,m3/s1。5×10-33X10—34。5X10—36X10—3VS1，m3/s1.31801.21981。14411。0765VS2,m3/s1。59181.48651.39831.31953。6.3液相負(fù)荷上限線AH取液體在降液管中停留時間為4秒，由公式T=——得:LSLS,minAH0.04396X0.44=-^-== =0.0048356m3/S4T液相負(fù)荷上限線在坐標(biāo)圖上為氣體流量無關(guān)的垂直線3。6.4液相負(fù)荷下限線取平直堰。取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn),ow取E=1.0 1=0.6w2 2.84"6001、how= E( S)=0.0061000 1w則LS,min=5118*10-4m3/S液相負(fù)荷下相線在坐標(biāo)圖上，亦是氣體流量無關(guān)的垂直線3.6。5液泛線（1）精餾段：令H=φ(H+h)d Tw由H—h+h+hh=h+h+hh=βhh=h+hdPld Pciσ il lwow聯(lián)立得 φH+(φ-β-1)h=(β+1)h+h+h+hT w owcdσ2忽略h整理得 αV2=b-CL2-dL3δ S S S式中α=0.051(巳) b=φH+(φ-β-1)h(AC)2P T w00lc=0.153 d=2.84X10-3e(1+β)(3600/L)2(Lh)2 wwo將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得a=0.0348b=0.1614c=2809.174d=1.51922得V2=4.638-80723.39L2-43.655L2S SS在操作范圍內(nèi)，任取幾個L值，依上式算出相應(yīng)的V值,列于下表中SS(2)提餾段:令H=φ(H+h)d Tw由H=h+h+hh=h+h+hh=βhh=h+hdρld ρciσ il lwow聯(lián)立得 φH+(φ-β-1)h=(β+1)h+h+h+hT w owcdσ2忽略h整理得 αV2=b-cL2-dL3δ S SS式中a=0.051(2) b=SH+(S-β-1)h(AC)2P T w00lc=0.153 d=2.84x10-3e(1+β)(3600/L)3(Lh)2 wwo將有關(guān)數(shù)據(jù)代入，得a=0.0243b=0.1614c=904.212d=1.54732得V2=6.642-37210.370L2-63.675L3S SS在操作范圍內(nèi)，任取幾個LS值，依上式算出相應(yīng)的VS值，列于下表中表3—3L與V對應(yīng)值

SSLs,m3/s1.5X10-53。0×10-54.5×10-56×10-53.V故操作彈性為SLmax=3.665VS2,min（2）提餾段V故操作彈性為SLmax=3.082VS2,min第4章熱量衡算4。1進入系統(tǒng)的熱量1加熱蒸汽帶入的熱量QBQB=GB?rW(按101.163℃飽和蒸汽計)進料帶入的熱量QFQ=F?t?CFGFPF式中：t=89。28℃ T=362o43KF由附錄表查得乙醇：C=1.56×0.01×89.28+20012=3.405kJ∕(kmol?K)?P,A水：C=2。144X0。0001X89。28+4。198=4.217kJ/(kmol?K)P,B則：C=0。2423C+(1-0。2423)C=4。03771kJ/(kg?K)P,F P,A P,B且：FG=F×MF=3000kg/h得：故：QF=3000×4o0377X89。28=1。08145×106kJ/h回流帶入的熱量QRQ=RDCtt=78.380CR GP,RR R由附錄表查得C=1.56X0.01X78.38+2.012=3。235kJ/(kmol?K)、P,AC=2。143X0。0001X78.38+4。198=4.215kJ/(kmol?K)P,B則：C=0.7982C+(1-0o7982)XC=3.4326kJ/(kg?K)P,R P,A P,B從而有：QR=2.496X78。38X40。9096X8。214X3600X0.0034326=8.1237×105kJ/h4。2離開系統(tǒng)的熱量4。2。1塔頂蒸汽帶出的熱量Q=D(R+1)(C .t+r)VG P,DDD式中：tD=78.38℃；CP,D=3。433kJ/(kg?°C)(由上面計算結(jié)果可知)由附錄表計算得：rA=972.73kJ/kg、 rB=2307.6kJ∕kgrD=rA?xD+(1-χD)?rB=1263。67kJ∕kg則：Q=6.482*106kJ/h

V殘液帶出的熱量QW=WG?CP,W?tW式中：tW=97.17℃ 則：CP,W=4。2105kJ∕(kmol?K)WG=W?MW=0o02683×3600×18o449=1782kg∕h則：QW=1782×4o2105×97.17=7.291*105kJ/h3散于周圍的熱量QL可取Q=0.4%QLB熱量衡算式：QB+QF+QD=QV+QW+QL即：QB=QV+QW+QL-QF-QD(1—0.4%)QB=6.482×106+7.291×105-1.08145×106—8.1237×105解得：Q=5.33863*106kj/hB由t=97.17oC查附錄表計算得：r=924.249kJ/kgr=2049.66kJ/kgw ABr=2027.602kJ/kgW則：G=QB=263.298kg/hBrw設(shè)塔頂為全凝器，用冷卻水做冷卻劑，設(shè)入口溫度為t=20℃,t=40℃12冷卻水用量：G=廠QC、(Q=Q-Q)CC(t-t)CVDP2 1GC6.482×106—8.1237X1054.174×(40-20)=6.791×104kg/h第5章塔的附屬設(shè)備的計算5.1塔頂冷凝器的計算5。1。1確定設(shè)計方案5。1.1。1選擇換熱器的類型兩流體溫度變化情況：熱流體為飽和乙醇水蒸汽,溫度為78。38℃，冷流體進口溫度20℃，出口溫度40℃.用該冷卻水冷卻，冬季操作時其進口溫度降低,考慮到這一因素，估計該換熱器的關(guān)閉溫度和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用固定管板式換熱器.5。1.1.2流程安排由于循環(huán)冷卻水較易結(jié)垢,其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下降，所以應(yīng)使冷卻水走管程，飽和蒸餾水走殼程，以便排出冷凝水。此過程為餾出液有相變，冷卻水無相變得計算過程5.1。2確定流體的定性溫度,物性數(shù)據(jù)對于一般氣體和水等低粘度流體,其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故冷卻水的定性溫度為(20+40)/2=30℃;設(shè)管外壁溫度為66。8℃，則乙醇和水蒸氣的定性溫度(78.38+61.)7/2=70℃。兩流體的物理性質(zhì)如下表：表4.1兩流體在定性溫度下的物性性質(zhì)[1]流體物性溫度tC密度PKg∕m3粘度μmPa?s熱容UAAKJ/(Kg。K)導(dǎo)熱系數(shù)λW/(m.K)乙醇水701。45030。48793.27870.2532冷卻水30995。70。80124。1740.6171兩流體溫差較大,故選用浮頭列管換熱器。5。1.3熱負(fù)荷Q的計算由上面設(shè)計可知：Q=Q=Q—Q=5.6696×106kJ/SCVD冷卻水的用量W=一Q—=6.791x104kg/hC(t-1)水2 15。1。4傳熱面積的計算5.1。4.1計算逆流平均溫度:(t-1)-(t-1)(78.38—20)—(78.38—40)D 1ln斗 t-tDln78.38-2078.38-40=47.687℃Atm D

t-t125。1.4。2選K值并估算傳熱面積初選K=495攻/(m2.K)，則A=Q= 5.6696x106=K.At_495x(47.687+273.15)m=36.85m25。1.5換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸5.1.5。1選擇管徑及管內(nèi)流速選用管徑①25X2。5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速ui=0.5m/s。5。1.5.2管程數(shù)和傳熱管數(shù)根據(jù)下式確定換熱器的單程管子數(shù):nsV0.785?d2u

i其中：V=0.01035m3/S則有：n=66（根）s按單程管計算，所需的傳熱管長為L:AL= =3.287mn義兀義dS0按國際標(biāo)準(zhǔn)（GB151）推薦的傳熱管長度,現(xiàn)取為4。5m.5.1.5.3傳熱管排列:采用水平正方形排列，取管心距土=1。3do,則:t=1.3×25=32mm5.1。5。4殼體內(nèi)徑:換熱器殼體內(nèi)徑取決于傳熱系數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式.對于單管程換熱器，殼體內(nèi)徑D由下式確定：對于水平正方形排列由：b=1.19XNT=9.668得：D=t?(b—1)+2。5?do=339.86mm查化工原理上冊(P293)表4,按卷制殼體的進級檔，可取D=350mm5.1.5.5折流板列管式換熱器的殼程流體流通面積比管程流通面積大，在殼程流體屬對流傳熱條件時，為增大殼程流體的流速，加強湍動程度，提高表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，需設(shè)置折流板。本設(shè)計采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內(nèi)徑的25%,則切去的圓缺高度為：h=0。25×350=87.5mm取折流板間距B=0。5D,則：B=0。5×350=175mm折流板數(shù)NBNB=黑盤-14500175-1=25（塊）5.6防沖擋板對于乙醇和水，因PU2=9957義0.52=248.925<740kg/(m?S2)則無需設(shè)置防沖板。5。1。5.7接管殼程流體進出口接管：取接管內(nèi)氣體流速為U=4m/s,則接管內(nèi)徑為:1T ；4?VCD1=D= =0.4365m\：3.14u圓整后可取管內(nèi)徑為：500mm.管程流體進出口接管：取接管內(nèi)液體流速U=2m/S,則接管內(nèi)徑為:2C14?VD2=D=: =0.7414m?,3.14U1 1圓整后取管內(nèi)徑為：1000mm。5.1.5。8初選換熱器的型號：由于兩物體溫差較大和為了清洗殼程污垢，采用FB系列的固定管板式列管換熱器。初選換熱器的型號為:BEM400—1—33.8754-4。5/28-1I,有關(guān)性能參數(shù)如下：表4—1初選固定管板式換熱器規(guī)格表項目尺寸單位殼程D350mm管程數(shù)NP27塊管數(shù)n66根管長L3。287m管子直徑dΦ25×2.5mm管子排列方式水平正方形排列管心距t32mm弓形折流板圓缺高度h87.5mm折流板間距B175mm折流板數(shù)NB25塊5。1.6核算總傳熱系數(shù)k05。1.6.1管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計算：對于管程為無相變化冷流體，則在通常情況下可利用下式計算其表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)：…C九CCα=0.023-Re0.8Pr0.4idi管程內(nèi)流體流通截面積為:S=0.785X0.022X66=0.02017m2i管程內(nèi)流體流速及雷諾數(shù)分別為：VU=—=0.4346m/SiSidd?u?ρ0.02X0.4346X995.7^? iiieμ 0.8012X10-3i-1.080>104湍流普朗特數(shù)為：P—CP2-5.4192riλiλ，、，、α-0.023T(R)0.8(P)0.4-2351.62W/(m2?0C)i deirii5.1.6.2計算殼程對流傳熱系數(shù)對于水平管束冷凝，可采用德沃爾（DeVOre）基于努塞爾的理論公式和實測數(shù)據(jù)而提出的層流時的冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計算式如下：α-1.51Re13(—μ2-)-13o ρ2gλ3且殼程雷諾數(shù)為：4M 4mRe μ lμns4X2646003600X4.5X0.4879x10-3X66-284<2100設(shè)管外壁溫度為61。62℃,則冷凝液膜的平均溫度為1(t+1)-1(61.62+78.38)-700C2SD2查出膜溫為0C下的物性常數(shù)為:λ-0.1715W/(m?0C),λ-0.6705W/m?0CABλ-0.1715X0.7982+(1-0.7982)X0.6705-0.2453W/(m?OC)o則:a-1.51x28413o(0.3571X10-3)21.45032X9.81x0.24533-1106.492W/(m2-0C)5。1。6。3確定污垢熱阻RS有機液體側(cè)R-1.76*10-4m-4.0C/WS0水側(cè) R-0.80*10-4m-4.0C/WSi5。1。6。4核算總傳熱系數(shù)K0管材為碳鋼，導(dǎo)熱系數(shù)λ=50W/(m2?℃)，則管壁熱阻為:R=b=0.0025=0.00005m2-0C/W攻λ 50w1 1 bddd則：——=——+R+——0-+R0-+―0—KaS0λd Sidad0 0 m iiinK0=584o66W/(m2?℃)5。1。6.5傳熱面積裕度:在規(guī)定熱量下，計算了傳熱系數(shù)K.和平均傳熱溫差后，則與K.對應(yīng)的計算傳熱面積為:A=-Q-=30.22m2oKAtom根據(jù)A和AO可求出給換熱器的面積裕度為：AAH= oX100%=21.94%在15%~~25%之間Ao則傳熱面積裕度合適,該換熱器能夠完成生產(chǎn)任務(wù).5.1。7壁溫核算因管壁很薄,且管壁熱阻很小,則管壁溫度可按下式計算：T(―+R)+1(?+R)maimaot= 1 1~~o —+R+ +RaiaoioT=0.4T+0.6T(湍流),t=1(t+1)(層流)其中：m 1 2 m2 1 2由于傳熱管內(nèi)側(cè)污垢熱阻大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應(yīng)按最不利的操1T—+1mai-1^^mαtwo1作條件考慮，因此取兩側(cè)污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。則上式可化為:—+——ααio由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時,循環(huán)水的進口溫度將會降低。為確保可靠,取循環(huán)水進口溫度為15℃，出口溫度為35℃計算傳熱管壁溫。則有：T=0.6X15+0.635=270C,t=73.380Cmm從而傳熱管平均壁溫為：t=63.110C（此溫度與假設(shè)溫度61.62℃基本相符，影響不大）。w殼體壁溫，可近視取蒸汽溫度，即T=78.38℃則殼體壁溫與傳熱管壁溫之差為:△t=78.38—61.62=16.76℃,該溫差較大，故需要設(shè)溫度補償器.5.1.8換熱器內(nèi)流體的流動阻力（壓降）因殼程為有機蒸汽在等溫等壓條件下的冷凝傳熱，壓降忽略，下面計算管程壓降。管程流體的阻力等于流體流經(jīng)傳熱管直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即:∑?p=（ΔP+ΔP）F?NNi irsPS式中：FS=1.5（近視取值），NS=1,NP=1，ΔP=λJ-吐，ΔP=E"iid2 r2i取碳鋼管壁粗糙度?=0?2機加，由Re=12300,傳熱管相對粗糙度?/d=0.01查莫狄圖得:λ=0.042u=0.5422m/si2ΔP=1383.09PaΔP=439.08Pa/.ΣP=2733.26Pa<1x104Pai壓降符合設(shè)計要求，故選用的換熱器是合適的。5。2接管設(shè)計由數(shù)據(jù)手冊知,對于乙醇這種易燃流體，其安全流速應(yīng)小于2--3m/s.5。2.1進料管由上面設(shè)計數(shù)據(jù)知進料液質(zhì)量流率：F=F=3000kg/hGMF密度：P=845.594kg/m3F則料液體積流率：V=3000/845.594=3.548m3/hF取管內(nèi)流速: u=0.6m/sF則進料管直徑 d=（4匕/3600）1/2=0.0457mF 兀UF取進料管尺寸為Φ50×2.0，則實際流速也為：UF=0。562m∕s5。2.2回流管由上面設(shè)計數(shù)據(jù)知：回流液質(zhì)量流率:D=D*3600*1000*M=637.8kg/hG密度:ΡLMD=946.074kg/m3則回流液體積流率VD=0.674m3/h取管內(nèi)流速UD=0.6m/s則回流管直徑d=（4Vo/S600*=0.01994mD兀uD取回流管尺寸為Φ25×2,則實際流速為:uD=0。542m/s5。2.3釜液出口管由上面設(shè)計數(shù)據(jù)知：釜液質(zhì)量流率WG=W?MW=3627°0kg/h、密度P=950。57kg/m3則釜液體積流率VW=3.815m3/h取管內(nèi)流速UD=0.6m/s則釜液出口管直徑d=（"J36。。）i/2=0.047mW兀uW取釜液出口管尺寸為Φ50×2，則實際流速為：UW=0。562m/s5。2.4塔頂蒸汽管精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率，并取管內(nèi)蒸汽流速UT=4。0m/s則dT=(4X0.7233.14X4.0)1/2=0.454m取塔頂蒸汽管尺寸為Φ500×2005,則實際流速為：UT=3。981m∕s5.2.5塔釜進氣管由上面設(shè)計數(shù)據(jù)知：加熱蒸汽質(zhì)量流速為：SM=SM水=171.4886X18。02=3090.2246kg/h加熱蒸汽密度P=0。6281kg∕m3（按101。163℃飽和水蒸汽計）3090.2246=4969.8047則加熱蒸汽體積流率VH=0?6218 m3∕h取uH=2m∕s，加熱蒸汽管徑, ,4V/3600.d=(——H )ι∕2=0.7130mH 兀UH取加熱蒸汽管尺寸為為Φ750×9，則實際流速為：UH=1。81m∕s5。2。6管線設(shè)計結(jié)果表現(xiàn)將各管線設(shè)計計算結(jié)果列于下表4—2—1：表4—2-1管線設(shè)計結(jié)果表序號管線用途流速/(m∕s)管規(guī)格1--進料管0.562Φ50×22-回流液管線0。542Φ25×23釜液輸送管0。562Φ50×24--塔頂蒸汽管線-3。981Φ500×20055-塔釜蒸汽管T81Φ750×95。3泵的選型以進料泵為例，由上面設(shè)計可知其流速為：VF=3。548m3∕huF=0.6m∕s設(shè)料液面至加料孔為10m,900標(biāo)準(zhǔn)彎頭兩個，1800回彎頭一個，球心閥（全開）1個，則有關(guān)管件的局部阻力系數(shù)分別是：進口突然收縮: ζ=0.5ζ=0.7590O標(biāo)準(zhǔn)彎頭：180O回彎頭： Z=1.5球心閥（全開）： ζ=6.4-一,一、…∑rC則總的局部阻力系數(shù)為：1=0.75X2+6。4+0。5+1。5=9.9由上面設(shè)計可知：進料液密度為：P=845.594kg/m3、黏度為：μ=0.4064X10-3FFduP 0.051X1.0X868.1則:Re=-F^F= =97924>104（湍流）μ 0.347X10-3F對于水力光滑管，當(dāng)Re=3000<1x105時，磨檫系數(shù)可由下式計算：λ=0.3164Re-0.25=0.3164X97924-0.25=0.01789W/m?OCAP =106.925-101.325=5.6kP（表壓）“表）l u2H=（λ一+ζ）?—=（0.01789X則：fdF2g100.051561.02+9.9）X ——=0.5223m2X9.81在兩截面之間列柏努利方程求泵的揚程為：AP 56X103H=Az+ +H=10+ +0.5223=11.222mepgf815.6574X9.81F所選泵的額定流量和揚程應(yīng)略大于系統(tǒng)所需的，據(jù)此選IS型單級單吸離心泵具體性能見下表4-3-1和表4—3-2：IS型單級單吸油泵性能表［1］4—3—1: IS型單級單吸水泵性能表［n4-3-2:型號IS50-32-125型號IS50-32-160流量/（m3∕h）12。5流量/（m3∕h） 15 揚程/m 20 揚程/m 29.6 功率∕kW電機功率 2.2 功率/kW電機功率 3 軸功率1。13軸功率2。16 轉(zhuǎn)速 2900 轉(zhuǎn)速 2900 效率 60% 效率 56% 質(zhì)量（泵底座）∕kg32/46質(zhì)量（泵底座）/kg32/38 結(jié)構(gòu)單級單吸離心泵結(jié)構(gòu)單級單吸離心泵5。3儲罐的選型(1)乙醇-水物系無腐蝕性應(yīng)用低合金鋼材料的容器F=0。03445kmol/sqmF*3600^L2=5.7926kg/hq=qm=6.85*10-3m3/hvPF連續(xù)生產(chǎn)貯存五天的用量V=q*t=0.8220m3V第6章設(shè)計結(jié)果匯總篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表10—1：項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強P m kPa109.325118.825各段平均溫度t m℃83.8393.225各段平均體氣相V S m3/s0。59830。863積流量液相Lm3/s0。00073790.001301 塔徑 S Dm11塔板間距H T m0.440。44堰長l W m0.60.6堰寬W d m0。110。11堰高 一h W m0.05230。049 入口堰高 h’ W m0.0076570.0112底縫hom0。01230.02168Ad/A T 0。0560。056塔截面積A T Im0.7850.785降液管面積A d m20.043960.04396有效傳質(zhì)區(qū)Aam22。40962.4096氣相流通面積Anm22。863682.86368開孔面積A 0 m20.56470.5647孑1徑d 0 mm4。54。5孔數(shù)n個35793579開孔率Ao/AT 0。10080.1008孔間距tmm13.513.5篩孔氣速U 0 m/s14。51115。161邊緣區(qū)Wcm0。0300.030安定區(qū)寬WSm0。0600。060 塔板厚 δmm33溢流型式 弓形弓形排列方式 三角形三角形塔板液流形式- 單流型單流型 空塔氣速 Um/s0。7671。099實際塔板數(shù)N塊198塔的有效高度Zm7。923。08塔板壓降h P kPa0。4800。479堰上液高h OW m0。0076570。0112-降液管內(nèi)停留時間-TS26.21314.867操作彈性3.6653.082穩(wěn)定系數(shù)1.41.2篩板塔的工藝設(shè)計計算結(jié)果匯總表5—2：項 目符號單位計算精餾段數(shù)據(jù)提餾段板上清液層高度h L m0。006?0.006降液管內(nèi)清液層高度H d m0.12670.11404降液管內(nèi)泡沫層h∕φ d m0.2