1、乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計班級:姓名：學(xué)號：指導(dǎo)教師：時間：2011-8-29 2011-9-9、八 、亠刖言精餾塔是進(jìn)行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填 料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。蒸氣由塔底進(jìn)入，與下降液進(jìn)行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)（低 沸點）組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)（高沸點）組分不斷地向下降液 中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難 揮發(fā)組分則愈富集，達(dá)到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進(jìn)入冷凝器，冷凝 的液體的一部分作為回流液返回塔頂進(jìn)入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液

2、取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另 一部分液體作為釜殘液取出。精餾塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各 節(jié)的不同溫度，達(dá)到分離提純的目的?；どa(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，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，掌握氣 液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各 種參數(shù)是非常重要的。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度， 要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇 和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進(jìn)行多次部分汽化和部分 冷凝的過程，因此可使混合

3、液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立 圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。 為實現(xiàn)精 餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。 可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作， 還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器， 有 時還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。本次設(shè)計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計 過程。本設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算 物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助 設(shè)備

4、的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算， 調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并 使效率盡可能的提高。11.、八、-刖言化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 .6第一章設(shè)計概述.71.1 塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 .71.2 塔設(shè)備的分類.81.3 板式塔. 81.3.1 泡罩塔.8132 篩板塔.81.3.3 浮閥塔.9第二章 設(shè)計方案的確定及流程說明 .92.1 塔型選擇.92.2 操作流程.9第三章塔的工藝計算 .103.1 查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù) . 113.1.1 進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) .3.1.2 平均摩爾質(zhì)量 .

5、 113.2 全塔物料衡算 .11目2.113.3 塔板數(shù)的確定.12331 理論塔板數(shù)的求取 .12332 全塔效率的估算.153.3.3 實際塔板數(shù).16第四章精餾塔主題尺寸的計算.174.1求的塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力 .174.2平均摩爾質(zhì)量的計算：（kg/kmol）.174、3平均密度m（Kg/m3）.184.4精餾段與提餾段的汽液體積流量計算.204.5液體表面張力 .204.6塔徑D的計算.214.7塔高的計算.234.8塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 .24第五章 塔板的流體力學(xué)驗算 .275.1 氣體通過塔板的壓力降 m 液柱 .275.2液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 .295.3 液

6、沫夾帶（霧沫夾帶） .295.4 漏液.305.5 液泛.31第六章塔板負(fù)荷性能圖.316.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖.326.1.1 漏液線.326.1.2 液沫夾帶線.326.1.3 液相負(fù)荷下限線.336.1.4 液相負(fù)荷上限線.336.1.5 液泛線. 錯誤!未定義書簽6.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖. 356.2.1 漏液線.356.2.2 液沫夾帶線.356.2.3 液相負(fù)荷下限線.366.2.4 液相負(fù)荷上限線.376.2.5 液泛線.37第七章各接管尺寸的確定及選型 .397.1 進(jìn)料管尺寸的計算及選型.397.2 釜液出口管尺寸的計算及選型 .397.3 回流管尺寸的計算及選型 .

7、407.4 塔頂蒸汽出口徑及選型.407.5 水蒸汽進(jìn)口管口徑及選型 .40第八章精餾塔的主要附屬設(shè)備.418.1 冷凝器.418.2預(yù)熱器.428.3預(yù)熱器.43設(shè)計結(jié)果一覽表 .44設(shè)計方案討論. 45參考文獻(xiàn). 46化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：乙醇-水連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計任務(wù)要求：1.設(shè)計一連續(xù)篩板精餾塔以分離乙醇和水，具體工藝參數(shù)如下：?原料乙醇含量：質(zhì)量分率=（30+0.5*學(xué)號）%?原料處理量：質(zhì)量流量=（100.1*學(xué)號）t/h 單號?（10 + 0.1*學(xué)號）t/h 雙號?產(chǎn)品要求：摩爾分率：XD=0.83, x心0.10 單號;? XD=0.80,XW=0.05 雙號2.

8、工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝，塔底間接加熱，泡點進(jìn)料，泡點回流,（1.22）Rmin。三主要內(nèi)容：1.確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或 觀測所需的主要儀表與裝置；2.精餾塔的工藝計算與結(jié)構(gòu)設(shè)計：? 物料衡算確定理論板數(shù)和實際板數(shù);? 按精餾段首、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整；? 確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)；? 按精餾段和提餾段的首、末板進(jìn)行流體力學(xué)校核，并對特定板的結(jié)構(gòu)進(jìn)行個 別調(diào)；? 進(jìn)行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2。3.計算塔高；4.估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；5.繪制塔板結(jié)構(gòu)圖（用計算紙或繪圖紙）；6.列出設(shè)計

9、參數(shù)總表。四參考書目：第一章設(shè)計概述1.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護(hù)等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同

10、的角度對塔設(shè)備進(jìn)行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥 塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔， 長期以來，人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀，主要 的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點(1).操作彈性大(2).無泄漏(3).液氣比范圍大(4).不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)泡罩塔的不足之處

11、在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀(jì)50年代起對篩板塔進(jìn)行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：(1).生產(chǎn)能力大(提高20%40%)(2).塔板效率高(提高10%15%)(3).壓力降低(降低30%50%),而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右, 安裝維修都比較容易1。1.3.3浮閥塔20世紀(jì)50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點：(1).處理能力大(2).操作彈性大(3).塔板效率高(4

12、).壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部 相應(yīng)加長外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章設(shè)計方案的確定及流程說明2.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為15t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過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。2.2 操作流程乙醇一一

13、水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，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。乙醇一水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點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)的傳遞過程。流程示意圖如下圖第三章塔的工藝計算3.1 查閱文獻(xiàn)，整理有關(guān)物

14、性數(shù)據(jù)(1)水和乙醇的物理性質(zhì)表31:水和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對 分子 質(zhì)量密度20Ckg / m沸占 八、 、101.33kP3ac比熱容(20C)Kg/(kg.c)黏度(20C)mPa.s導(dǎo)熱系 數(shù)(20C)/(m.c)表面張力(20C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8(2)常壓下乙醇和水的氣液平衡數(shù)據(jù)，見表32表32乙醇一水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點t/C乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/C乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040

15、.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.415

16、1.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相對分子質(zhì)量：46;水相對分子質(zhì)量：183.1.1 進(jìn)料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料乙醇組成(摩爾分?jǐn)?shù)):XF=0.55/46=0.32350.55/46(10.55)/18塔頂組成：XD=0.80塔底組成：XW=0.053.1.2 平均摩爾質(zhì)量MF=0.3235 46+(1-0.3235)18=27.058 kg/kmolMD= 0.80 46+ (1-0.80)18=40.4kg/kmolMW=0.05 46+(1-0.05)18=19.4kg/kmol3.2 全塔物料衡算15 10000

17、.55/4610.55 /18進(jìn)料量：F 15t/h0.154kmol/s3600總物料衡算：F=D+W易揮發(fā)組分物料衡算：D*XD+W*xw=F*XF聯(lián)立以上二式得：D=0.0562kmol/sW=0.0978/kmol/s表3-3物料衡算數(shù)據(jù)記錄：F:進(jìn)料量（kmol/s）0.154 kmol/sXF:原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)）0.3235D:塔頂產(chǎn)品流 量(kmol/s)0.0562kmol/sXD:塔頂組成0.80W塔底殘液流量(kmol/s0.0978 kmol/sXW:塔底組成0.053.3 塔板數(shù)的確定331 理論塔板數(shù)*的求取(1)求最小回流比Rmin和操作回流比R根據(jù)乙醇一一水氣液

18、平衡表1-6，作圖乙醇-水x-y相平衡圖乙醇-水t-x(y)圖組成x(y)平衡線 對角線液相摩爾氣相摩爾由圖，過(0.80,0.80)做直線與平衡線切于點e(0.5602, 0.6774).則080。67741.0461ye xe 0.67740.5602Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.324604

19、0.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.032029Rmin1.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.

20、5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，.泡點進(jìn)料：取R=1.8Rnin, ,Rmin=1.0461, R=1.8 Rmin=1.8830泡點進(jìn)料：q=1，故q線為x=0.3235.提餾段操作線：RD qFFDyn+1=(R1)D (1q)Fxn(R 1)D(1q)Fxw=1.617342xn-0.030867精餾段操作線:_ Ryn+1=R 1XnXDR 1=0.653137xn+ 0.2774911乙醇-水x-y相平衡圖1.8由工藝條件決定R=1.8Rmin故取操作回流比R=1.8830(2

21、)理論塔板數(shù)NT的求取由圖可以看出當(dāng)R=1.8Rmin時，理論板數(shù)為Nt=11塊，進(jìn)料板為第10塊，精餾段 需9塊，提餾段需2塊,(包括蒸餾塔)。3.3.2 全塔效率的估算利用表中常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關(guān)系數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法求得0.80.6y0.40.20平衡線 一對角線 *-精餾線提餾線 q線00.20.40.60.811用奧康奈爾法(Oconenell)對全塔效率進(jìn)行估算：全塔的相對平均揮發(fā)度:a2 3 4 5 6 7 8aDaFaW31.1859 2.902 8.0621 3.0274(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度的求?。篴1aDaFJ.1859 2.902 1.8551(2) 提餾

22、段的平均相對揮發(fā)度的求?。篴2=Fw2.9020. 8.0621=4.8370全塔的平均溫度：(1)精餾段平均溫度11=tf直=81.5457+ 7&3167=79.9312Ct1222 提餾段平均溫度t2= $tw 81.5457 91.7053=86.6255Ct222查化工原理（陳敏恒主編 第三版 上）課本附錄1.2水在不同溫度下的黏度表及液體粘度共線圖可知：當(dāng)溫度為79.9312C時，卩水 1=0.3562mPa.s,卩乙醇 1=0.43 mPa.s溫度為86.6255C時，卩水 1=0.3291 mPa.s，卩乙醇 2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡圖：化工原理（陳

23、敏恒主編 第三版 下）課本附錄3.1由相平衡方程式y(tǒng)=ax，可得a=:y(X 1)，則1(a 1)xX(y 1)y1=%3=0.80X1=0.7713aD=1.1859yF=0.5812XF=0.3235aF=2.902y w=0.2979Xw=0.05aw=8.0621根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以用內(nèi)插法求得（X或Y）:tF=81.5457C82.3 81.5=tF81.50.26080.3273 0.32530.3173tF:tD:78.1578.41=tD78.410.8943- 0.74720.8 0.7472tD=78.3167Ctw:95.5 89.0_tW89.00.0190

24、.07210.05 0.0721tw=91.7053C當(dāng)溫度為79.9312C時,捲0.507979.931279.80.3965 0.507980.779.8X1=0.4917溫度為86.6255C時,x20.123886.678 85.30.09660.123886.785.3X2=0.0980根據(jù)公式lgLXilgi，卩L=10Xilg求得，平均黏度:平均相對揮發(fā)度的求取:(1)精餾段:L1004917 lg 0.43 (1 0.4917) lg 0.35620.3907mpa.s(2)提餾段:L100.0980 lg0.38 (1 0.0980) lg 0.32910.3338mpa.

25、s由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式計算全塔效率：ET0.49(、0.245 L)(1) 精餾段：&=0.49(1.8551 0.3907)0245=0.5302(2) 提餾段：ET=0.49(4.8370 0.3338)0.245=0.43573.3.3 實際塔板數(shù)所得實際塔板數(shù)：(1)精餾段：NR=N/ET=9/0.530216.97,取整精餾段17塊板，考慮安全系數(shù)加 一塊為18。(2)提餾段：Ns=(N-NI)/ ET=2/0.43574.59,取整提餾段5塊板，考慮安全 系數(shù)加一塊為6.故進(jìn)料板為第19塊，總板數(shù)為N=N +NS=18+6=24(包括蒸餾塔)。第四章 精餾塔主題尺寸的計算4.1

26、 求的塔頂、進(jìn)料板、及塔釜的壓力：塔頂：R 101.3.kFa101.3每層塔板壓降：75mmH2O0.075kPa0.7355kPa10.33進(jìn)料板壓力:PF101.3 18 0.7355114.503kF塔釜壓力：PW114.5030.7355 6118.916kPa求得精餾段和提餾段的平均壓力:(1)精餾段:101.3 114.503Pm107.9075kPa2(2)提餾段:r 114.503 118.916Pm116.7095kPa2Np實際塔板數(shù)NTET4.2 平均摩爾質(zhì)量的計算：(kg/kmol)塔頂：MVDm0.80 46 (1 0.80) 18 40.4MLDm0.7713 4

27、6 (1 0.7713) 1839.5964進(jìn)料板：MVFm0.581246(1 0.5812)1834.2736MLFm0.323546(1 0.3235)1827.058塔釜：MVWm0.2979 46 (1 0.2979) 1826.3412MLWm0.05 46 (1 0.05) 18 19.4(1)精餾段平均摩爾質(zhì)量:(2)提餾段的平均摩爾質(zhì)量:4、3 平均密度m(Kg/m3)1)氣相平均密度的計算表4-1平均摩爾質(zhì)量塔頂MVDm40.4 kg / kmol精餾 段平 均摩爾質(zhì) 量MVm37.3188kg / kmolMLDm39.5964kg / kmolMLm33.3272kg/

28、kmol進(jìn)料板MVFm34.2736kg / kmol提餾 段平 均摩爾質(zhì) 量MVm30.2894 kg / kmolMLFm27.058kg / kmolMLm23.229kg/kmol塔釜MVWm26.3412kg/kmolMLWm19.4kg/ kmolMVmMLmMVDmMvFm2MLDmMLFm240.434.2376237.3188kg / kmol39.596427.058233.3272kg/kmolMVmMLmMVFmMVWm234.273626.3412230.2894kg / kmolMLFmMLWm227.058 19.4223.229kg/kmol3塔頂:tF78.3

29、167:亠35WA得:xAMLDm81 .5457:A-73585 8078.3167 80A=736.6833(kg/m3)968.6 971.8B-971.885 80XAMAA(1XA)MWAWB73073578.3167 800.8046B=972.8773(kg/m3)0.9109736.6833A-73513752.9729kg/m3(10.9109)972.877385 8081.5457 80A=733.4543(kg/m3)968.6 971.8B-971.885 8081.5457 80B=970.8108(kg/m3)對分子質(zhì)量）溫度/cc/ kg m3w/ kg m3溫

30、度/cc/ kg m3w/ kg m380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.32）液相平均密度計算:Li求得在與下的乙醇和水的密度（單位：kg/m3)(1)Vm(2)亠m 十由PV nRT-RT,精餾段氣相平均密度計算:mMVmRT107.9075mPM RTVRT,VmRT37.31888.314 (273.1579.9132)提餾段平均密度計算:Vm1.3719kg/m3116.7095 30.28948.314 (273.15 86.6255)1.1818kg /mwi1已知：混合液密度依式一aAaB（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，M為平均

31、相(2) 提餾段氣液負(fù)荷計算由于q=1，則0.3235 460.3235 46 (10.3235) 180.5499進(jìn)料板：得:1LFmWAWBAB824.1337kg/m3tw91.7053720 724A-72495 9091.7053 903A=722.6358(kg / m)961.85 965.3B-965395 9091.0573 903B=964.1233(kg / m)_0.05 460.05 46(10.05) 180.1186塔釜：得:1LFmWAWBAB3927.3816kg/m(2)提餾段液相平均密度:Lm752.9729824.13372788.5533kg / m3

32、875.7577kg/m34.4 精餾段與提餾段的汽液體積流量計算根據(jù)：R=1.8Rmin，Rmin=1.0461, R=1.8830(1)精餾段氣液負(fù)荷計算V=(R+1) D=(1.8830+1) 0.0554=0.15 kmol/sVSVMvmvm0.15 37.31881.37194.0803m3/sL=RD=1.8830 0.0554=0.1043 kmol/sLS=LMLMLM=0.1043 33.3272788.55334.4081 103(m3/s)XAMAwAXAMA(1XA)MB10.5499(1 0.5499)733.4543970.8108WAXAMAXAMA(1XA)M

33、B10.1186 (1 0.1186)722.6358964.1233(1)精餾段液相平均密度:LmVV+ (q - 1) = V =0.1043 kmol/sL= L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/s可知：A乙醇B水(1)塔頂:進(jìn)料:(3)塔釜:m=(MD+MF)/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881( mN/m)VSVMvmvm0.1043 30.28941.18182.6732 m3/sLMLMLM=0.2583 23.229875.7577336.8513 10(m /s)4.5 液體表面張力Xi查化工原理(陳

34、敏恒主編第三版 力 及有機液體的表面張力共線圖上)課本附錄，水在不同溫度下的表面張78.3167C時,807062.5764.3378.3167 80A62.5762.8663mN / mB62.8663mN/mA17.8mN /mMD0.80 17.8 (10.8) 62.866326.8133( mN/m)tF81 .5457C時,80 9062.57 60.7181.545780A62.5762.2825mN/ mB62.28A17.4mN /mMF0.3235 17.4(10.3235) 62.282547.7630( mN/m)91 .7053C時,90 10060.7158.849

35、1.7053 90A60.7160.3911mN/mB60.3911mN/m,A16.7mN / mMW0.05 16.7(10.05) 60.391158.2065( mN/m)則，精餾段:提餾段:m=(MW+MF)/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847( mN/m)全塔液相平均表面張力26.8133 47.7630 58.206544.2609(mN/ m)34.6 塔徑 D 的計算塔徑可以由下面的公式給出：D J4可由于適宜的空塔氣速U (0.6 0.8)Umax，因此，需先計算出最大允許氣速UmaxUmaxC- 0.2Lm VmC由下式計算C=Cf2020,C20

36、由Smith圖查取。vm參考化工原理下冊表10-1，取塔板間距HT=0.45m,板上液層高度 hL0.06m,那么分離空間：HT-h1=0.39m兩相流動參數(shù)計算如下FLV=VN(1)精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為:FLV4.4081 103788.55334.0803: 1.37190.0259查smith圖得：(史密斯關(guān)聯(lián)圖)4 2.67321.82取安全系數(shù)為0.8,u=0.8X2.2248=1.7799m/s則精餾段塔徑D、匹=J4 4.080匸=1.7089mV u3.14 1.7799根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將D圓整到D=1.8m作為初選塔徑，因此 重新校核流速u此時，實際空塔氣速為

37、：實際泛點百分率為 1.60430.7211Umax2.2248(2)提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為:取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為u=0.8X2.6775=2.1420m/s則提餾段塔徑D晉霽計.緲餉 根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將D圓整到D=1.8m作為初選塔徑，因此 重新校核流速u此時，實際空塔氣速為：0.2Cf 20=0.082,C= Cf 20= 0.0822037.28810.2200.0929Umax=0.0929X788.5533 1.37191.37192.2248m/sU=4VSD21.0510m/sU=4VSD24 4.08031.821.6043m/sATD2420.785

38、 1.822.5434mFLV6.8513 102.6732875.7577:1.18180.0698查smith圖得：Cf20=0.0810.2C=Cf20帀=0.0810.252.9847200.0984875.7577 1.18181.18182.6775m/sUmax=0.0984X單溢流：lw0.6 0.8 D實際泛點百分率為u1.05100.3925Umax2.6775ArD0.785 1.822.5434m244.7 塔高的計算塔的高度可以由下式計算：Z HP（N 2S）HTSHTHFHWHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）HT-板間距N-實際板數(shù)S-人孔數(shù)HF-進(jìn)料板出板間距Hw-

39、塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=24塊，板間距Ht=0.45由于料液較清潔，無需經(jīng)常清 洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目S為：24S 12個8取人孔兩板之間的間距 HT0.6m，則塔頂空 間Hp1.2m，塔底空 間HW2.5m，進(jìn)料板空間高度 HF0.8m，那么，全塔高度：Z 1.2（24 22） 0.452 0.6 0.82.514.7m4.8 塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定塔板詳細(xì)設(shè)計選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。（1）溢流裝置計算1.08 0.03因

40、塔徑D=1.8m可選用單溢流弓形降液管A.堰長lw取堰長lw=0.6D=0.6X1.8=1.08m,選擇平流溢流堰B 溢流堰咼度hw因為出口堰高h(yuǎn)whLhOw,已取 hL=0.0623選用平直堰，堰上液層高度how可用Fran cis計算，即h)w284ES1000 lw3=4.4081*10-*3600/1 0825=13.09161tc由精餾段:圖10-48液流收縮系數(shù)1.08 0.03查化工原理下冊上圖10-48得：E=1.04，則2/3h0W=2.84X103X1.04(15.8692/1.08)=0.0177mhwhLhOW=0.06-0.0177=0.0423m提餾段：Lh/(；)

41、2.5=6.8513*10-3*3600/1。扌5=20.3477查化工原理下冊上圖10-48得：E=1.04，則h0W=2.84X103X1.06(24.6647/1.08)2/3=0.0242mhwhhow=0.06-0.0242=0.0358m(2)降液管液體流經(jīng)底隙的流速依下式計算：ubLs1wh00.3 0.5m/s精餾段：ubLs4.4018 1030.136Iwh01.08 0.03提餾段：ubLsIwh06.8513 1030.2115m/s 0.3 0.5m/s因為lwD 0.6，查弓形降液管參數(shù)圖（化工原理 陳敏恒A.A055，D .115，AiD/4=2.5434m所以A

42、f0.0552.5434=0.1399 m2,Wd=0.1151.8=0.207m依下式驗算液體在降液管中停留的時間：一L3 5s精餾段：0.1399 0.45十cT14.2817 5s0.0044081提餾段：T.13990.459.1888 5s0.0068513故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度：降液管底部離塔板距離h。,考慮液封，取h。比hw小，通常取為0.03-0.04m左右此時，取為h=0.03則第三版P127）得:Wd圖10-40弓形降液管的寬度與面積1.08 0.03故降液管底隙高度設(shè)計合理。(3)塔板布置A.塔板的分塊因為D=1.8m，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。表

43、塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)3456B邊緣區(qū)寬度的確定取邊緣區(qū)寬度Wc=0.07m,安定區(qū)寬度Ws=0.08mC.計算開孔面積D1.8xWdWS0.2070.080.613m22DrWC0.90.070.83m2Aa2 x . r22x2- r1x sin180rD篩板孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑,do0.008m,正三角形排列，一般碳鋼的板厚為0.003m取=3,do故孔中心距t=3.0*6=0.024M依下式計算塔板上的開孔率f222 0.613 0.830.61320.83 sin180i0.6130.831.8303( m2

44、)Ao 0.907Aa (t/d。)20.9072(0.018/0.006)0.101=10.1%則每層塔板上的開孔面積A為:AoAa0.101 1.8303 0.1849m2A=0.1849 4 dp3.14* 0.008243680 孔氣體通過篩孔的氣速為U0空“/A。則精餾段U0J4.080322.0676m / s0.101 1.8303干板壓降hchc=0.051（匹）2C0LUg-篩孔氣速，m/sC。一一孔流系數(shù)v L分別為氣液相密度，Kg/m32.67320.1011.83014.4575m/s第五章塔板的流體力學(xué)驗算5.1 氣體通過塔板的壓力降hpm 液柱氣體通過塔板的壓力降（

45、單板壓降）hp入g hhp氣體通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱hc氣體通過篩板的干板壓降，m液柱hi氣體通過板上液層的阻力，m液柱h克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力hc圖10-45干板孔流系數(shù)根據(jù)/ do=0.003/0.008=0.375查干篩孔的流量系數(shù)圖C。=0.72精餾段22.06762“ 1.3719、hc0.051() ()0.0834m液柱0.72788.5533提餾段hC0.051(14.4575)2(1.1818) 0.0277m液柱0.72875.75775.1.2板上充氣液層阻力A板上液層阻力h|用下面的公式計算：h|0hL0(hwhow)hL板上清

46、液層高度，m0反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)當(dāng)液相為水時，取板上液層充氣因數(shù)00.5，那么hleohLo(hwhow)=0.5*0.06=0.03m5.1.3由表面張力引起的阻力h液體表面張力的阻力h -Lgd0精餾段34 37.2881 100.00241m788.5533 9.810.008提餾段34 52.9847 100.003084m875.7577 9.810.008綜上，故 精餾段hp=0.0834+0.03+0.0024仁0.1158m液柱壓降pgh=788.5533X9.81 X).1158=0.8958KPa提餾段hp=0.0277+0.03+0.003084=

47、0.0608m液柱hpgh=875.7577 X9.81 0.0608=0.5223KPa本設(shè)計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。5.2 液體在降液管內(nèi)停留時間的校核故在本設(shè)計中不會產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）的校核ev0.1Kg液/Kg氣0.0071Kg 液 / Kg 氣 0.1Kg 液 / Kg 氣故在本設(shè)計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會發(fā)生過量液沫夾帶5.4 漏液點的校核漏液驗算AHLs3 5s精餾段：T0.1399 0.4514.28175s0.00440810.1399 0.45提餾段：T9.1888 5s0.0068513依下式驗算液體在降液管中停留的時間

48、:故降液管設(shè)計合理。公式ev5.7106UaHThf3.2降液管橫截面積Af=0.1399m3,塔橫截面積八 D23.14 1.82AT=-4精餾段UnATAf4.08032.5434 0.13991.6979m/s提餾段UnVS2.67325.7106ATAf2.54340.13991.1122m/s3.21.697622.5434m337.2881 100.45 2.5 0.060.0392Kg 液 /Kg 氣O.lKg 液 / Kg 氣板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象,果，為保證板式塔能維持正常的操作效1.11223.2Uow4.4C。, （0.0056一0.13%一廠LVK=1.

49、5-2.0UowUo-篩孔氣速Uow漏液點氣速精餾段uow4.4Co ：0.00560.13hLhL/V4.4 0.720.00560.13 0.060.00241 788.5533/1.37197.9623m/s實際孔速u022.0676m/s u0w穩(wěn)定系數(shù)為K22.06762.77151.57.9623提餾段uo,min4.4C0.0056_0.13hL_hL/V4.4 0.72 . 0.00560.13 0.06 0.003084 875.7577/1.18188.7591m/s實際孔速u14.4575m/s uw穩(wěn)定系數(shù)為K14.45751.65061.58.7591故在本設(shè)計中無明

50、顯漏液。表明具有足夠的操作彈性。5.5 溢流液泛條件的校核降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：HdhphwhowhdhphLhd對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差 的影響，即0。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HdHThw乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取錯誤!未找到引用源。精餾段HThw0.6 0.45 0.04230.2954m又HdhphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)d=0.153亙=0.153(ub)2=0.153X0.13612=0.002834m液柱lwhohp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd=0.1158+0.

51、06+0.002834=0.1786m液柱Hd(HT6)=0.2954提餾段HThw0.6 0.45 0.03580.2915mL22hd= 0.153- =0.153(Ub) =0.153X0.2115 =0.006844m液柱lwhohp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd=0.0608+0.06+0.006833=0.1276m液柱Hd(HThw)=0.2915故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象根據(jù)以上各項流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為設(shè)計的塔徑及各工藝尺寸合適第六章塔板負(fù)荷性能圖6.1 精餾段塔板負(fù)荷性能圖6.1.1 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）3Uo.min7.9623m /s

52、Vs min一d0nu0min=0.785 0.0082X3680X7.9623=1.4721m3/s4據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線6.1.2 過量液沫夾帶線注：以下計算常用how2.84 103E()2/3得how( Ls),E lw取E=1.04則how2.84 1031.04 )2/3=2.84 1031.041.083600Ls1.08丄2/30.6591LS5.7 106ua3.2ev=HThf式中：ua=VS=VS=0.4161VSATAf2.5434 0.1399整理得：Vs6.2754 30.0339Ls2/3在操作范圍中，任取幾個Ls值，根據(jù)上式算出Vs值列于表6-

53、1中:表6-1Ls, m8/s0.0020.0040.0060.008Vs, m3/s5.79865.51865.28375.0740依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線6.1.3 液相負(fù)荷下限線取平頂直堰堰上液層高度how=0.006m，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限則不能保證板上液流分布均勻。則how=2.84 103E( 5)2/3lwE=1.04,則33600Ls2/30.006=2.841031.04()2/31.088整理得：Lsmin(0006)21080.0008686m3/s依下式計算：hf=2.5(hw+hw)=2.5(0.04232/32/30.6591Ls)=0.1057

54、1.6478Ls令e,=0.1kg液/kg氣，由=37.2881103N/m, HT=0.45m代入式(2-1)得:60.1=57 103(37.2881 100.4161Vs0.10571.6478Ls3.26.1.4 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時間為T=5秒作為液體在降液管中停留時間的下限則Lsman=HIL =0.45 0.13=Q.Q126(m3/ S)在Lsman= Q.Q126m3/s處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量Vs無關(guān)的垂直線6.1.5 溢流液泛線由式 -hwHT和Hdhwhow(1)hphchLhhfhf聯(lián)立求解hc=Q.Q51(Uo)2Co=Q

55、.Q51hi=Q.Q51(VsQ.72 Q.18491.3719)=Q.QQ5QQ8VS2788.55332/3(hw+how)=Q.5(Q.Q423 Q.6591LS)2/3Q.Q212 Q.3296LS故hp=Q.QQ5QQ8VS+Q.Q212 Q.3296LS+Q.QQ24122/3= Q.QQ5QQ8VS+Q.3296LS+Q.Q236hd=0.153(亙)2=Q.153()2=145.7476LS2J則:lwhQ1.Q8 Q.Q322/32/32Q.6(Q.45 Q.Q423)Q.QQ5QQa/s+Q.3296Ls+Q.Q236+Q.Q423+Q.6591 Ls+145.7476Ls

56、整理得:VS2=45.83Q32 -197.395L2/3s-291QQ.2L取若干Ls值依式計算Vs值，見表6-2，作出液泛線表6-2Ls,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s6.52546.35546.18596.0060根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下精餾段塔板負(fù)荷性能圖液量上限線 液量下限線 過量液沫夾帶線 一漏液線溢流液泛線 一操作線操作點 P精餾段塔板負(fù)荷性能圖由圖可以看出：P點為操作點，其坐標(biāo)為：33Vs 4.0803m /s，Ls 0.0044081m /sOP為操作線，OP與液沫夾帶線的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,max5.2837m3/s

57、,與漏夜線的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,min1.4721m3/s.可知:精餾段的操作彈性：Vs, max/Vs，min=3.58926.2 提餾段塔板負(fù)荷性能圖6.2.1 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）L/(m3/s)3u0.min8.7591m /sVs.min一d2nu0min=0.785 0.0082X3680 X8.759仁1.6194m3/s4據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線36.2.2 過量液沫夾帶線注：以下計算常用3how2.84 10 E(f)2/3得how(Ls),E*經(jīng)驗計算,2.5w取E=1.04則how32.84 101.04加/3=284 10 3心2/33600Ls2

58、/30.6591LS1.08依下式計算:5.7 106ev=UaHThf3.2式中:UaATAf2.5434VS=0.4161VS0.1399hf=2.5(hw+hw)=2.5(0.03580.6591Ls2/3) =0.08952/31.6478Ls令ev=0.1kg液/kg氣，由=52.9847103N/m, HT=0.45m0.4161Vs代入式(2-1)得：0.仁刃103(52.9847 100.45 0.08951.6478L-ITs)32s0/0整理得：Vs7.3332 33.5191Ls在操作范圍中，任取幾個Ls值，根據(jù)上式算出Vs值列于表6-3中:Ls, m3/s0.0020.

59、0040.0060.008Vs，m3/s6.80116.48866.22645.99246.2.3 液相負(fù)荷下限線取平頂直堰堰上液層高度hw=0.006m，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限2)2hc=0.051(Uo)2Co-)=0.051L0.051(Vs0.72 0.18491.1818875.7577= 0.003885Vs在圖上Ls,min8.686 104m3/s處作垂線即為液相 負(fù)荷下限線。6.2.4 液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時間為T=5秒作為液體在降液管中停留時間的下限HTAT0.45 0.13993 /、則Lsman=0.0126(m /S)5在Lsman=0.012

60、6m/S處作出垂線得液相負(fù)荷上限線，可知在圖上 它為與氣體流量Vs無關(guān)的垂直線。6.2.5 溢流液泛線how=2.84 103E(Lh)2/3lwE=1.04,則33600Ls2/30.006=2.841031.04()2/31.08整理得：3.0.00621 .08c ccccccc3 .Lsmin(- )2- 0.0008686m /s0.00284 1.043600Ls,min8.686 104m3/s則不能保證板上液流分布均勻則由式hwHT和Hdhwhowhfhf聯(lián)立求解(1)hphchLh2/3hl=(hw+how)=0.5(0.0358 0.6591 Ls) 0.0179 0.3296Ls故hp=