乙醇與水連續(xù)精餾塔課程設(shè)計(jì)

目錄\o"CurrentDocument"第一章設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明 31。1塔型選擇 31。2操作流程 3\o"CurrentDocument"第二章塔的工藝計(jì)算 42。1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格 4全塔物料衡算 52。3最小回流比與操作回流比 62。4理論塔板數(shù)的確定 7全塔效率的估算 72。6實(shí)際塔板數(shù)的求取 10\o"CurrentDocument"第三章塔的工藝條件及物性計(jì)算 11操作壓強(qiáng)Pm 11溫度tm 123。3平均摩爾質(zhì)量 錯(cuò)誤!未定義書簽。2平均密度 133。5液體表面張力 16平均粘度的計(jì)算 173。7汽液相體積流率 18塔徑的計(jì)算 193。9精餾塔高度的計(jì)算 20\o"CurrentDocument"第四章塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 214.1溢流裝置 214.2塔板布置 24\o"CurrentDocument"第五章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算 2455。1氣體通過(guò)塔板的壓力降hp液柱 275。2液面落差 2675。3液沫夾帶（霧沫夾帶） 2675。4漏液 2785。5液泛 28\o"CurrentDocument"第六章塔板負(fù)荷性能圖 289漏液線 2896。2液沫夾帶線 296。3液相負(fù)荷下限線 30液相負(fù)荷上限線 30液泛線 30\o"CurrentDocument"第七章各接管尺寸的確定及選型 337。1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型 337.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型 337。3回流管尺寸的計(jì)算及選型 337。4塔頂蒸汽出口徑及選型 34\o"CurrentDocument"第八章精餾塔的主要附屬設(shè)備 34冷凝器 34預(yù)熱器 358。3再沸器 35\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 36參考文獻(xiàn) 36第一章、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開(kāi)動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算,產(chǎn)品流量為10.8t∕h,由于產(chǎn)品粘度較小,流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過(guò)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.操作流程乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)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)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)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(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板,在進(jìn)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(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程.流程示意圖如下圖（圖一）第二章、塔的工藝計(jì)算2。1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格：1乙醇和水的汽液平衡數(shù)據(jù)（101。3KPa即760mmHg）不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成數(shù)據(jù)如下（見(jiàn)化工原理課本下冊(cè)P269）（表1）液相摩爾分?jǐn)?shù)X 氣相摩爾分?jǐn)?shù)y 溫度/℃液相摩爾分?jǐn)?shù)X 氣相摩爾分?jǐn)?shù)y 溫度/℃0。00 0.00 100 0。32730。582681。5 0.01900。170095.5 0。39650。612280。7 0。07210。389189。0 0.50790。656479.8 0.09660。437586。7 0。51980.659979。7 0.12380。470485。30.57320。684179。30。16610。508984。1 0.67630。738578.74 0.23370。544582.7 0。74720。781578.41 0。26080.558082.3 0.89430。894378。15根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫出以下乙醇與水的t—x（y）相平衡圖（圖2）及乙醇與水的x-y（圖3)圖3塔物料衡算原料液中：設(shè)A組分一一乙醇；B組分一一水乙醇的摩爾質(zhì)量：M乙=46。07kg/kmol;水的摩爾質(zhì)量：M水=18。02kg/kmol2。2.1查閱文獻(xiàn)，整理相關(guān)的物性數(shù)據(jù)水和乙醇的物理性質(zhì)（表2）名稱分子式相對(duì)分子質(zhì)量密度20℃kg/m3沸點(diǎn)101.33kP℃比熱容a(20C)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa。S導(dǎo)熱系數(shù)(20℃)ω/(m。C)表面張力σxlθ3(20℃)N/m水HO218.029981004.1831.0050。59972.8乙醇CHOH2 546.0778978。32.391。150。17222。82.2。2進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)0.505/46.07xF0.505/46.07+(1-0.505)/18.02=0.283平均摩爾質(zhì)量MF=0.28×46+(1-0。28)×18=25.84kg/kmolMD=0.83×46+(1-0.83)×18=41.42kg/kmolMW=0。1×46+(1—0。1)×18=19。40kg/kmol2。2.4物料衡算已知:F=5.9X1000=228.33kmol/h25.84總物料衡算 F=D+W=228。33 ①易揮發(fā)組分物料衡算 DxD+WxW=FxF即0。83D+0。1W=228。33×0.28②聯(lián)立以上二式得：D=56。3kg∕kmolW=172.03kg∕kmol2。3最小回流比Rmin和操作回流比R。因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前,操作線已經(jīng)與衡線相切，最小回流比的求法是由點(diǎn)a(xD,xD)向平衡線作切線,再由切線的斜率或截距求Rmin，如圖三圖4氣R由_mi^=0o6072得：R.=1。546R.+1 minmin由工藝條件決定R=1o8Rmin故取操作回流比R=2o7831操作方程的確定精餾段：L=RXD=2.783X56.3=156.683kmol/hV=(R+1)D=(2.783+1)X56.3=212.983kmol/h提餾段：L'=L+qF=156.683+1X228.33=385.013kmol/hV'=V—(1—q)F=V=212.983kmol/h232精錨段操作方程:LD156.683W56.3y =一X+—X= Xn+ 義0.800=0.74x+0.26n+1VnVD212.983 212.983 n提鎦段操作線方程yn+1W- XV'攻385.013W Xn-212.983172.03212.983X0.1=1.68Xn-0.081LL= XV'nq線方程:X=Xq=XF=0.28論塔板數(shù)的確定理論板：指離開(kāi)此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻.圖5乙醇——水氣液平衡圖10.80.60.40.Ξ00 0.2 0.4 0.6 0.8' !'液相摩爾分?jǐn)?shù)由圖5可知：：理論塔板總數(shù)為：12塊精餾段為10塊提餾段為2塊2。5全塔效率的估算板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映實(shí)際塔板上傳質(zhì)過(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：E=0.49(αμ)-0.245計(jì)算T L其中：ɑ—塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；NL塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa.s。2。5。1塔頂、塔釜及進(jìn)料的溫度確定圖61009586.478.12757000.61x(y)X0.8DXXW0.2f0.4度80由t-x—y（圖五）圖可知：塔頂溫度土D=78。12℃,塔底溫度土攻=86.4℃,

進(jìn)料溫度tF=82。2℃t—tD+tF—80.16θc全塔的平均溫度： 精餾段：加2t+tC,-t/=—W F—84.3。c提餾段：m2t+t—W D-塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：改=2=82。26℃2。5。2塔頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度圖70.7乙醇一一水氣液平衡圖1氣040.30.20.1I00.60.81液相摩爾分?jǐn)?shù)XrF0.4X0w0.20.90.y10.60.50.4430.817根據(jù)乙醇與水溶液x-丫相平衡圖(圖7)可以查得:y1=xD=0.83 x1=0.817yF=0.56 XF=0。28yW=0.443 xW=0.1由相平衡方程式y(tǒng)=—9一可得α=

1+(a—1)Xy(χji)x(yT)因此可以求得：aD=1.094；aF=3。273； αW=7o158平均相對(duì)揮發(fā)度的求取:a=3：aaa=3.1094X3.273X7.158=2.948"FWW精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求取：a1=VaDeIF=V1.094X3,273=1,892提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。篴1=VaWaF=%'3?273x7?158=4?840相平衡方程為：ax= n 1+(a—1)xnnXn= n a—(a—1)yny

n

2.948—1.948y

nyn2.5.3頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度由t—x-y圖可知：塔頂溫度tD=8。12℃，塔底溫度tw=86.4℃進(jìn)料溫度tF=82。2℃全塔的平均溫度：精餾段"=^lF=80.16。Cm2提餾段：廣二=84?30ct+1-^ D塔頂和釜的算術(shù)平均溫度：4t= 2=82.26℃在80.160C時(shí),根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XD=0.462,由《化工原理》課本附錄十一(水在不同溫度下的黏度表)查得N水=0.354mPa?S,由附錄十二(液體黏度共線圖)查得μ乙醇=0.405mPa,S(圖中，乙醇的X=10.5,Y=13.8).在84.30C時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XW=0.16,由《化工原理》課本附錄十一(水在不同溫度下的黏度表)查得μ水=0.337mPa?S,由附錄十二(液體黏度共線圖)查得μ乙醇=0.391mPa,s(圖中，乙醇的X=10。5,Y=13。8)。因?yàn)棣蘈=工XiμLi所以，平均黏度：精餾段：μ=0.462X0.405+(1-0.462)X0.354=0.378mPa?sL提餾段：μ/=0.16X0.391+(1-0.16)X0.337=0.346mPa?SL用奧康奈爾法(°ConenelI)計(jì)算全塔效率：E=0.49X(αμ)-0.245x1.1TL(1)精餾段：ET=0.49X(1?892X0?378)-0.245X1.1=58.5%(2)提餾段：ET=0.49X(4.84X0.346)-0.245X1.1=47.5%2。6實(shí)際塔板數(shù)的求取(1)精餾段:已知α=1.892μL=0o378mPa?sE=0.49X""-532N10度=E=0.532≈18P精一t- IOo8≈19塊(2)提餾段：已知α=4.84μL=0.346mPa?sNIE (4.84x0.346)-0.245 NE3t=0o49X =0.432P提=ET=0.432≈1o89≈2塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：N；NP精+NP提=21塊全塔效率：N21-1E=N^X%= 1X%=42.55%E_TN 47 T二PNT10-1—X%= X%=42o9%NP21加料板位置在第20塊塔板第三章、工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算3。1操作壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)PD=4+101。3=105。3kpa,取每層塔板壓強(qiáng)ΔP=007kpa,則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=105.3+19*0。7=118。6kpa塔釜壓強(qiáng)PW=105.3+2*0.7=106。7kpa精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm精=(105。3+118.6)∕2=111.95kpa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm提=(106。7+118.6)/2=112。65kpa3.2溫度tm根據(jù)乙醇與水的t—x")相平衡圖可知：塔頂t=78。12。C 進(jìn)料板t=82.2。CDFt =tD+1F-80.16℃m精 23。3平均摩爾質(zhì)量M根據(jù)乙醇與水的t-x”）相平衡圖可知：塔頂x=y=0.83 y=0。817D1 DMT=0.83×46+（1-0.83）×18=41。42kg/kmolVDMT=0。817X46+（1—0。817）X18=40.88kg/kmolLD進(jìn)料板:y=0.56x=0.28FFM~=0。56×46+（1—0.56）×18=33.68kg/kmolVFM~=0.28×46+（1-0。28）×18=25。84kg/kmolLF塔釜：yW=0。443 XW=0。1MT=0.443×46+（1-0.443）×18=30o4kg/kmolVwMT=0o1×46+（1—0。1）×18=20。8kg/kmolLw精餾段的平均摩爾質(zhì)量——41.42+33.68M= =37.55kg/kmolV,精 240.88+25.84,M= =33.36kg/kmolL,精 2提餾段的平均摩爾質(zhì)量33.68+30.4M- ? V,提= 2 =32.04kg/kmolML,提=25.84+20.8=23。32kg/kmol表3塔頂M~VD41.42kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV,精37。55kg/kmolM~LD40。88kg/kmolM-L,精33.36kg/kmol進(jìn)料板MVF33。68kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量M-V,提32。04kg/kmolMTLF25。84kg/kmolM-L,提23.32kg/kmol塔釜M~Vw30.4kg/kmolMTLw20.8kg/kmol3.4平均密度Pm3。1.1乙醇密度表4溫度℃5060708090100110^765^755^746^735^730^716^7Q3不同溫度下的乙醇濃度t(℃)3。1.2水的密度表四405060708090100992.2988。1983.2977。8971。8965.3958。4圖10不同溫度下水的密度1000990980970960950t(℃)圖10依下式 -1=EX(α為質(zhì)量分?jǐn)?shù))PPLi%=(0.83X46)/(0。83X46+0。17×18)=0。657ωw=(0o1×46)/(0。1×46+0.9×18)=0.042根據(jù)t-ρ圖可知：塔頂：P=737.4kg/kmol,PABw=ω=0.657AD得：P= =LDm ww—A+—BPPAB=973.4kg/kmol10.6570.343+ 737.4973.4=806.45kg/m3進(jìn)料板：P=734.3kg/m3,P=970.5kg/m3

ABw=0.505A1得：P= =833.33kg/m3LFm0.5050.495 + 734.3970.5塔釜:P=732.4kg/m3,P=968.2kg/m3ABw=0.042

A得：P=LFm10.0420.958 + 728 963.6=952.38kg/m3精餾段液相平均密度：806.45+833.33PLm精 2=819.915kg/m3提餾段汽相平均密度：PVm提952.38+833.332=892.855kg/m3PMP=—汽相密度PVm根據(jù)VmRT，PXM111.95X37.55P=-m Vm= =1.431kg/m3精餾段汽相平均密度VmHrt8.314X(273.15+80.16)112.65X32.04P= 提餾段汽相平均密度Vm提8.314X(273.15+84.3)=1.215kg/m3液相平均密度的計(jì)算如下圖:表6塔頂PA737.4kg/m3塔釜PA732.4kg/m3PB973。4kg/m3PB968。2攻0。657攻0。042PLDm8O6o45kg/m3PLWm J52.38 進(jìn)料板PA734.3kg/m3精餾段汽相平均密度PVm1.431kg/m3PB97O.5kg/m3精餾段液相平均密度PLm819.915kg/m3提餾段汽相平均密度PVm1.215kg/m3WAO.5O5提餾段液相平均密度PLm892.855kg/m3PLFm833.33kg/m33.5液體表面張力。LmL一S.液體平均表面張力按下式計(jì)算：σLm Xri塔頂:tD=78.12℃XD=0.83根據(jù)內(nèi)插法求tD=78.12℃時(shí),σB 由化工原理原理上冊(cè)查。AσA=17.91mN∕m σB=62。9mN∕mσLDm=XD×σA+d-XD)×°B=0°83×17°91+(1-0?83)×62,9=25.558mN/m進(jìn)料板：tF=82.2℃XF=0.28根據(jù)內(nèi)插法求tD=82o2℃時(shí)，oB 由化工原理原理上冊(cè)查。AσA=17.70mN∕m σB=61.16mN∕m。LFm=xF×σA+(1-xf)×ob=0o28×17o70+(1-0。28)×61.16=48o99mN/m塔釜：tw=86o4℃ XW=Oo1根據(jù)內(nèi)插法求tD=86o4℃時(shí)，ob 由化工原理原理上冊(cè)查。AσA=17.45mN∕m σB=60o87mN∕mσLwm=XW×σA+(1—XF)×σB=O?1×17.18+(1-O.1)×6Oo87=56.5mN∕m精餾段液體表面平均張力：ol=(old+σLF)/2=(25,558+48,99)/2=37,274mN/m提段液體表面平均張力：σLm提=((σLDm+σLWm)m/2=(48o99+56o5)/2=52.745mN/m塔頂t178.12C塔釜tw86.4CσA17。91mN/mσA17。45mN/mσB62。9mN/mσB60。87mN/mσLDm25.558mN/mσLWm56.5mN/m進(jìn)料板tF82。2℃精餾段液體表面平均張力σLm37。274mN/mσA17。7mN/mσB61.16mN/m提餾段液體表面平均張力σLm52.745mN/mσLFm48.99mN/m3。6平均黏度的計(jì)算μLm液體平均黏度的計(jì)算按下式計(jì)算：液體平均黏度的計(jì)算按下式計(jì)算:lgμ=ZXlgμLm ii塔頂：tD=78.12。CXD=0.83由化工原理原理上冊(cè)查μA,μB==0。45mPa?s"=0。4mPa?SABμLD=10∑xilgμi=10（0.83×lg0.45+（1-0。83）×lg0°4）=0.437mPa?S進(jìn)料板:[=82.2。CXF=0。28由化工原理原理上冊(cè)查μA?□B=1=0.42mPa?S==0.35mPa?SABμLFm=10∑xilgμi=i0（0?28×lg0?42+（1—0。28）×lg0035）=0。369mPa?S塔釜:tW=86。4。CXW=0。1由化工原理原理上冊(cè)查μA,μB=1=0.39mPa?s"=0。31mPa?SABμLwm=10∑xilgμi=10exlg0。39+（1-0。1）×lg0.31）=0.317mPa?S精餾段液體平均黏度：μL=(μLD+μLF)/2=0。403mPa?s提餾段液體平均黏度：口；精=(口加+uLFm「/2=0。341mPa?S表8塔頂t78。312℃塔釜? 86.4℃μA0。45mP』μA0.39mP』μBmpas0.4μB0.31*μLDm0。437mpa'sμLWm0.317mpa's進(jìn)料板t82.2℃精餾段液體平均黏度μLm0.403mpa'sμA0.42mpa'sμB0。35mP』提餾段液體平均黏度μ`Lm0。341mpa?sμLFm0.369mPaS3。7汽液相體積流率3。7。1精餾段

氣相體積流率：V=(R+1)D=(2.783+1)X56。3=212.98kmol∕hVMV— vm「3600ρ212.98*37.55 1US 二1.552m3/s3600義1.431液相體積流率：L=RD=2.783X56.3=156。68kmol∕hLLMLm3600ρLms156.68*33,654 =1。786*10—3m3/s3600義819.915Lh=3600Ls=3600X1。786X10-3=6.43m3∕h提餾段：L'=RD+qF=2.783X56.3+1X228。33=385.01kmol/hLM'Lm3600ρ'LmL's385.01*23.32 =2。793*10-3m3/s3600義892.8553o7.2提儲(chǔ)段：Lfz=3600Lf=3600×20793×10-3=10o05∏l3∕hn s氣相體積流率：V'=//—+=385.01—172.03=212o98kmol/heVM' 212.98X37.551onoV= vm—= =1.828m3/ss3600Pρ 3600X1.215比工口//工口區(qū)田r， LM: 385.01X23.32液相體積流率：L,= Lmm=——-~~CCCCLL=2。79*10-3m3/sS 3600p'Lm3600x892.855表9汽液相體積流率計(jì)算VS1.552m3/SV，S1.828m3/SLS1.786*10-3m3/SLS2。79*10—3m3/S3。8.塔徑的計(jì)算板間距與塔徑的關(guān)系塔徑D/m0。3~0。50.5~0。80.8?1。61。6?2。42.4?4.0板間距Hτ∕mm-200?300250~300300?450350?600400~600表10塔徑的確定，需求Umax=q—，C由下式計(jì)算：C二C20（由SmithTvm圖查取，取板間距H=0。35叫板上液層高度h=0.05m，則T 1H—h=0.35—0.05=0.30mT1rffl^.2-0)■=SS三0.OG0?0才ElU'3hSiI!WlVRH:Iiii（岳）（智）"史密斯關(guān)聯(lián)圖

圖11圖中HT--塔板間距,m；hL——板上液層高度，m；V，L——分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s；ΡV,ΡL——分別為塔內(nèi)氣、液相的密度,kg/m3。3。8.1精餾段塔徑的確定：Lp—1.786×10-3.,819.915,-∩∩OQ圖的橫坐標(biāo)為：(-XL)0.5=( )( )0.5=00028Vp 1.552 1..431查smith圖得：Cs=0.05820C=C(2)0。2=0.058×(37.274)0。2=0.0662020 20U=C:PL—Py=0。066×：8及915T431=1.578m/smaxp 1.431LV取安全系數(shù)為0。7，則空塔氣數(shù)為：u=0.70umax=0.70×1。578=1。105m∕s4V~ :4X1.552S. 則精餾段塔徑D=?'nU=?'3.14X1.105=1。338m3.8.2提餾段塔徑的確定：L' P' 2.79X10-3892.855圖的橫的坐標(biāo)為：(一)(L)0.5=( )( )0.5=0。041V'P' 1.828 1.215sV查smith圖得：C=0。06120C=0.061×(52.745)0.2=0.07420u?x=0.074×PIl=2。005m/s取安全系數(shù)為0。7,則空塔氣速為u'=0。70u'max=0070X20005=1。404m/s則提餾段塔徑二：。4×1幕＜=1.161mD'?,3.14X2.005(3)按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后,D=1。4m塔截面積：占二苧=10539m2精餾段實(shí)際空塔氣速為:U=也=1552=1,008m∕sAT 1.539提餾段實(shí)際空塔氣速為：U'=V^^=竺28=1.188m/sAT 1.5393。9精餾塔高度的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：Z=H+(N—2—S)H+SH+H+HP T TFWHP--塔頂空間（不包括頭蓋部分）HT——板間距N——實(shí)際板數(shù)S——人孔數(shù)HF--進(jìn)料板出板間距H——塔底空間（不包括底蓋部分）W已知實(shí)際塔板數(shù)為N=21塊,板間距HT=0。35由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目S為:SWT二2個(gè)取人孔兩板之間的間距HT=0.6m,則塔頂空間HP=1.2m,塔底空間HW=2.5m，進(jìn)料板空間高度HF=0.8m，那么，全塔高度:Z=1.2+(21—2—2)X0.35+2X0.6+0.8+2.5=11.65m第四章、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算4.1溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。塔徑：D=1.4m4。1.1溢流堰長(zhǎng)Iw單溢流：l=（0.6~0.8）D，取堰長(zhǎng)lw=0。6口，即WlW=0.6×1.4=0。84m4.1.2溢流堰出口堰高h(yuǎn)WhW=hL—hOW選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計(jì)算，即hoW284E1000rLl\23IWJ精餾段：Ll=6。43m3/h，所以L∕lW2?5=-643-=9。94,

h hW0.842.5lW絲=0。6D1.4液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查上圖得：E=1.038,則依式how=2.84-Lz,J,h=2.84…C 6.43J二八 E(—h)3,得hCW X1.038X( )30。

1000l OW1000 0.84W0114m取板上清夜層高度h=0.05m,

l故卜W=0。05-0。0114=0。0386m提餾段： L二=7.04*10-3義3600=25.344m2/hhL/12。5=6.43=994

hW0.842.5 .h=2.84一610.05χ2-查得：E=1。145,則how= X1.145X( )3=0.017mOW1000 0.84取板上清夜層高度h=0.05m，故，=0.05—0.017=0.033mι h'w4。1.3降液管寬度Wd和截面積AfC∣.G3o.nι04?JCA?7O?SfIn2f>弓形降液管參數(shù)圖 圖13因?yàn)閣D=0.6,查上圖得：Wd∕D=0oΠ5,Af∕AT=0.055,所以Wd=0.115D=0o115X2。2=0.253mA=0.055×3.799=0.209m2fAH 由式τ=fτ計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即Ls精餾段：τ=AfHT=0.209義0.35=15.93s≥5sL4.592X10-3s提餾段：τ=AfHT=0.209X0.35=10.39s≥5sL 7.04X10-3S故降液管設(shè)計(jì)合理。4。1o4降液管底隙高度取液體通過(guò)降液管底隙的流速U為0。06m∕so依式h=JLT得：oIuwo精餾段：h=TLr=1T￡3=0?023m,即h≥20mmoluu 1.32X0.06 owo提餾段：h'=2?79X10-3=0.035m,即h'≥20mmo1.32X0.06 o故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。4。2.塔板布置4.2.1塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑D=1。4m,故塔板采用分塊式，以便通過(guò)入孔裝拆塔板。查表得,塔板分為4塊。表十一塔板分塊數(shù)塔徑/mm800~12001400~16001800?20002200?2400塔板分塊數(shù) 一3 4 5 64.2。2邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度：Wc=0.03m，溢流堰前的安定區(qū)寬度：Ws=0。07m4.2.3開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 r. 開(kāi)孔區(qū)面積按下式計(jì)算:A=2XJr2—x2+a

?πr2180x

Sin—ι—r√其中X二D—(W+W)=F-。253+0.07)=0。377m2dS1.4D-—0.03R=——W—2 =0。67m2CA=2x?R2—X2+ R2Sin—ι一aL 180R=20.377X%,0.672—0.3772+口x0.672Sin-1X0377=0?954m2L 180 0.67」4.2.4篩板的篩孔和開(kāi)孔率因乙醇一水組分無(wú)腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=3X5=15mm\o"CurrentDocument"篩孔數(shù)目n=1158000Aa=(1158000)X0.954=4909.92≈4910t2 152開(kāi)孔率φ=0.907 0.907(t/d)2 32=10.07%(在5—-15％范圍內(nèi))氣體通過(guò)篩孔的氣速為uV0 φAa則精餾段u0J1.5520.1007X0.954=16.155m/s1.828提儲(chǔ)段uoT ： :19.028m∕50.1007×0.954第五章、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5.1氣體通過(guò)塔板的壓力降。液柱氣體通過(guò)塔板的壓力降（單板壓降）h=h+h+hPc1σhP——?dú)怏w通過(guò)每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴液柱hc-—?dú)怏w通過(guò)篩板的干板壓降，m液柱h/-—?dú)怏w通過(guò)板上液層的阻力，m液柱hσ——克服液體表面張力的阻力，m液柱5。1.1干板阻力hc干板壓降h h=0.051(C-)2EV0PLU0—-篩孔氣速，m/sC0——孔流系數(shù)PVPL——分別為氣液相密度，Kg/m3∣1.7e?-.∣?_____?塔板孔流系數(shù)圖14??d2∕δ=5∕3=lo67查干篩孔的流量系數(shù)圖CO=0。78精儲(chǔ)段h=0.051X(16.155)2(1.431)=0.038巾液柱C 0.78 819.9]提餾段h,=0.051X(19.028)2(1,215)=0.041m液柱C 0.78 892.8555。1。2板上充氣液層阻力h1板上液層阻力h/用下面的公式計(jì)算：h=?h=?(h+h)l0L0wowh「一板上清液層高度，m?0——反映板上液層充氣程度的因數(shù),可稱為充氣因數(shù)充氣系數(shù)β與動(dòng)能因子Fa的關(guān)系圖15精餾段U'aV

S

A—ATf而毀荻=1.485動(dòng)能因子F=u.'P-=1.485X.JL431=1.776aav查充氣系數(shù)β與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得β=0.570貝Uhl=β0hL=0.57×0.05=0.0285m提餾段u'aV' ^ A—ATf1.539828209)1?374動(dòng)能因子F=U,-P-=1.374XK1.215=1.515aaV查充氣系數(shù)ε0與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得β'=0.590貝Uh'=β'h1=0o59x0。05=0。0295ml0l5.1。3由表面張力引起的阻力h液體表面張力的阻力hσ4δPLgd0精餾段hσ4X37.274X10-3 =0.00371m819.915X9.8X0.005h'=提餾段hσ=4X52.745X10一3 =0.00482m892.855X9.8X0.005故精餾段hp=0.038+000285+0。00371=0。07321m液柱

壓降NP=819。915x9.8x0.08121=0。65KPa提餾段hp=0.041+0.0295+0000482=0。07532m壓降Np'=892.855×9.8×0o07532=0.66KPa5。2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小,且本設(shè)計(jì)的塔徑和流量均不大,故可忽略液面落差的影響5。3液沫夾帶（霧沫夾帶）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，eV<0?1Kg液/Kg氣5.7X10-6e= VσL(U、3.2 a H—hτTf7（1）精餾段eV5.7X10-637.274X10-3(0?6Γ=0.0879Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣（2）提餾段5.7x10-6( 1.882 節(jié)2eV56.80X10-310.4—2.5X0.06)=0.0641Kg/Kg<0.1Kg/Kg故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過(guò)量液沫夾帶。5。4漏液漏液驗(yàn)算U=4.4。J(0.0056+0.13h—h)P/ρow 0、 LσLVK=二〉1。5——2.0owUo-—篩孔氣速 U——漏液點(diǎn)氣速(1)精餾段owU=4.4CJ>0056+0.13h-h)ρ/ρomin 0■ LσLV:4.4X0.78X%：(0.0056+0.13X0.0285—0.00371)x819.915/1.431=6.14m/S實(shí)際孔速u =16.155m/S>U0J 0w穩(wěn)定系數(shù)為K=16.155=2.63〉1.56.14(2)提餾段u:4.4C?0056+0.13h-h)ρ/Po,min 0' LσLV=4.4X0.78.、(0.0056+0.13x0.0295-0.00482)x892.855/1.215=5.71m/S?K=19.028穩(wěn)定系數(shù)為"1"=3.33〉1.5故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液.5。5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系H*3+hw)乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系故取■、=QW(1)精餾段φ(H+h)=0.6x(0.35+0.0386)=0.233mTw又H=h+h+hdpLd板上不設(shè)進(jìn)口堰,—L_1.786X10-3U= S = 0LXh0.84X0.023

w0二0。092hd=0o153(u0')2=0。153X0。0922=0.00129m液柱Hd=0.07821+0.0285+0o00129=0.108m液柱H≤φ(H+h)

d Tw=0.233(2)提餾段φH+h)=0.6×(0.35+0.017)=0.220mTwhd=0o153(u0')2=0。153×(0。220)2=0。0074Hd=0.07532+0o0295+0.0074=0.112m液柱H≤φ(H+h)d Tw二0。262。故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象第六章、塔板負(fù)荷性能圖6。1漏液線(1)精餾段：U=6.140.minV =三d2nu =0。785x0。0052x4910x6.14=0。592m3∕ss.min400min(2)提餾段：u=6.140.min兀V --d2nu =0。785x0.0052x4910x5.71=0。55m3∕ss.min400min據(jù)此可以做出與流體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。6。2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs—Ls關(guān)系如下：5.7×10-6、3.2× a—H-hTTfevσLUαV VV S - S ——S—

A-A1.539-0.2091.33Tf(1)精餾段hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0。0386mh；=214/1000x1。038×(3600LS/0.84)2/3=0。78LS2/3則hf=0o097+1.95LS2/3 HT—hf=0。35—0。097-1.95LS2/3=0.253—1.95LS2/35.7義10-6eVV—S37.274義10-31.33X(0.253-1.95L左)L S3.2=0.1解得VS=2。522-19.67LS2/3Ls/(mS3/s) 0.0020。004Vs/(m3/s)2。212。0260.0060。0080.011。8721.7351。609表120。0120.0140。0161。4911。3791.273(2)提餾段：hf=2。5hL=2.5(h'w+h'ow)h,w=0o033mhow=2∕84∕1000×1o145×(3600LS/0。84)2/3=1。14LS2/3貝(hf=0o083+2θ85LS2/3 HT—hf=0。35-0。083—2。85LS2/3=0。267—2。85LS2/35.7x10-6

e- V 52.745x10-3V ^∣32 s -0.11.33X(0.267-2.85L如)S」解得VS=3。001-32.038Ls2∕3Ls/ S0。002 0。004 0。006 0。008 0.01(m3/s)Vs/2。492 2.194 1.943 1。719 1。514(m3/s)0.0121。3220。0140。0161.24 0.967表13可作出液沫夾帶線.6。3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0o006m作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由h=0.00284E(ow3600L2 S)3Lw(1)精餾段：E=1。038,則T/ 0.006 、30.84L-( )2 S,min 0.00284X1.038 3600-0.00068m3/s(2)提餾段：E=1。145,則T/ 0.006 、30.84L-( )2 S,min 0.00284X1.145 3600-0.00058m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限。6.4液相負(fù)荷上限線以θ-5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AH AHθ-fT=5,L-fTL S,min50.209X0.355-0.015m3/SS據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。6。5液泛線令H=φ(H+h)H=h+h+hh=h+h+hσd Tw,dpLd,PcLh=β×hh=h+h聯(lián)立得1 0L，LwowφH+(φ-β-I)h=(β+1)h+h+h+h 整理得：T 0w0owcdσa,V2=b,一c,L一d,L2/3S S S(1)精餾段：a,0.051∕p? (一)=(Ac)2P00L0.0511.431(兀/4×0.0052X4910×0.78)2(819.915)=0.0158b,=φH+(φ-β-1)h=0.6X0.35+(0.6-0.57-1)X0.0386=0.173T 0 wC,0.153(lh)2

w00.153(0.84×0.023)2=409.89d,=2.84×10-3E(1+β)(3600)2/3=2.84X10-3X1.038X(1+0.57)X(3600)3=1.221l 0.84w0。0158V2=00173—409.89L2—1。221L2；列表計(jì)算如下 表14Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs∕(m3∕s)2.923 —2.732 —2.490 —2.179 —(2)提餾段:a,^05L(L)= 005 (j?)=0.0123(AC)2P (兀/4×0.0052×4910X0.78)2892.85500Lb,=φH+(φ-β'-1)h=0.6X0.35+(0.6-0.59-1)X0.033=0.177T 0wC,0.153(lh)2

w00.153(0.84X0.035)2=177.01d,=2.84X10-3E(1+β)(3600)2/3=2.84X10-3×1.145X(1+0.59)×(3600)3=1.364l 0.84w0.0123V2=0o177—177。01D-1.364L23sss表15Ls/(m3/s)0。0040。0060。0080.010Vs/(m3/s)3.374 —3。201 —3.004 —2。794 —由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的精餾段負(fù)荷性能圖如下：35251

ZL

)s∕3rn(xsv0.5920.50.005 0.01 0.015Ls(m3/s)精餾段負(fù)荷下

限—操作線—精餾段液泛線精餾段負(fù)荷上

限漏液線0.02圖16由圖可知：故操作彈性為Vs,maχ/VS,mm=3.4469/0。592=5.822>2提餾段負(fù)荷性能圖：O54535251巧O????3210

)oz?m(v^v精餾段液泛

線操作線漏液線精餾段負(fù)荷

下限精餾段負(fù)荷

上限0.0050.010.0150.02Ls(m3/S)圖17由圖可知:故操作彈性為Vs,max/Vs，min=3。7712/0。55=6.8750第七章、各接管尺寸的確定及選型7。1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型料液質(zhì)量流體：G=FM=228.33X25.84=5.9X103kg/hF L下進(jìn)料溫度.=82。2℃,在此溫度下PA=734.3Kg∕m3PB=970.5Kg∕m3則1X1-X0.28 1—0.28—=——+ = + PPP734.3 970.5F12nρ=890.6Kg∕m3F則其體積流量：V=-F-='?9XI"=6.625m3/h=0.00184m3/Sl,fP 890.6L,F取館內(nèi)流速：U=2.0m/SF則進(jìn)料管管徑：D=:——LF="X84=0.0109m=10.9mml,f\兀U 3.14X2LF則可選擇進(jìn)料管①12mmX0.5mm冷拔無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.937m/s7。2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型釜液質(zhì)量流率：G=WM=172.03X19.40=3337.4kg/hW L.W出料溫度tw=86。4℃,在此溫度下PA=732.4Kg/m3 PB=968。2Kg/m31X1-X0.011-0.01貝U——=一+ = + =P=956.8Kg/m3PPP719 960 Ww1 2G33374體積流率： V=-W= =3.5m3/h=0.001m3/sWP956.8Lw取釜液出塔的速度Ul=1。5m∕s則釜液出口管管徑:D=.4X°.°°1=0.0291m=29.1mmw??3.14X1.5則可選擇釜液出口管①40mmX5.5mm熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1042m7s7.3回流管尺寸的計(jì)算及選型回流液質(zhì)量流率：G=LM=156.683X41.42=6489.81kg/hW L.W回流溫度td=78。12℃,在此溫度下P乙享=737.4Kg∕m3P水=973。4Kg∕m3X1-X0.83 1-0.83則——=——+ = + =P=766.5Kg∕m3PPP737.4 973.4 dd1 2,一I—— G6489一81體積流率： V=—W-= =8.467m3/h=0.0024m3/sSlP766.5

d取釜液出塔的速度uw=1.5m∕s則釜液出口管管徑：D=，4X°.°以4=0.0451m=45.1mmif 3.14X1.5則可選擇回流管①50mmX2.5mm熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.509m∕s7。4塔頂蒸汽出口徑及選型PDvPMR105.3X41.428.314X(78.4+273)=1.495Kg∕m3塔頂上升蒸汽的體積流量：VDvVM DPDv212.983X4L42=5900.8m3/h=1.639m/S1.495取適當(dāng)流速u=16m∕s1：4X1.639d=J 16兀=0.361m=361mm所選規(guī)格為：①400mmX12