化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水精餾塔設(shè)計(jì)

1、成 績(jī)大連民族學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書題 目： 乙醇水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) 設(shè) 計(jì) 人： 1104 系 別： 生物工程 班 級(jí)： 生物工程121班 指導(dǎo)教師： 老師 設(shè)計(jì)日期：2014 年 10 月21 日 11月3日溫馨提示：本設(shè)計(jì)有一小部分計(jì)算存在錯(cuò)誤，但步驟應(yīng)該沒問(wèn)題1化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目乙醇水精餾塔的設(shè)計(jì)。二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.進(jìn)精餾塔的料液含乙醇30%（質(zhì)量），其余為水。2.產(chǎn)品的乙醇含量不得低于92.5%（質(zhì)量）。3.殘液中乙醇含量不得高于0.1%（質(zhì)量）。4.處理量為17500t/a，年生產(chǎn)時(shí)間為7200h。5.操作條件（1）精餾塔頂端壓強(qiáng) 4kpa（表壓）。（2

2、）進(jìn)料熱狀態(tài) 泡點(diǎn)進(jìn)料。（3）回流比 r=2rmin。（4）加熱蒸汽 低壓蒸汽。（5）單板壓降 0.7kpa。三、設(shè)備型式設(shè)備型式為篩板塔。四、廠址廠址為大連地區(qū)。五、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明2.塔的工藝計(jì)算3.塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)（1）塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定。（2）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算。（3）塔板的負(fù)荷性能圖。4.設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表5.輔助設(shè)備選型與計(jì)算6.生產(chǎn)工藝流程圖及精餾塔的工藝條件圖7.對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述或有關(guān)問(wèn)題的分析討論目錄前言1第一章 概述11.1塔型選擇11.2操作壓強(qiáng)選擇11.3進(jìn)料熱狀態(tài)選擇11.4加熱方式21.5回流比的選擇21.6精餾流程的確

3、定2第二章 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)22.1水和乙醇的物理性質(zhì)22.2常壓下乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)32.3 a,b,cantoine常數(shù)4第三章 設(shè)計(jì)計(jì)算43.1塔的物料衡算43.1.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分率43.1.2 平均分子量43.1.3 物料衡算43.2塔板數(shù)的確定43.2.1 理論塔板數(shù)nt的求取43.2.2 全塔效率et的求取53.2.3 實(shí)際塔板數(shù)n63.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算63.3.1操作壓強(qiáng)pm63.3.2溫度tm63.3.3平均摩爾質(zhì)量mm63.3.4平均密度m73.3.5液體表面張力m83.3.6液體粘度lm83.4氣液負(fù)荷計(jì)算93.5塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算93

4、.5.1塔徑d93.5.2溢流裝置113.5.3塔板布置123.5.4篩孔數(shù)n與開孔率133.5.5塔有效高度z133.5.6塔高計(jì)算133.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算143.6.1氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)降的液柱高度hp143.6.2霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算153.6.3漏液的驗(yàn)算153.6.4液泛的驗(yàn)算153.7塔板負(fù)荷性能圖163.7.1霧沫夾帶線（1）163.7.2液泛線（2）173.7.3液相負(fù)荷上限線（3）183.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）183.7.5液相負(fù)荷下限線（5）183.8篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表203.9精餾塔附屬設(shè)備選型與計(jì)算203.9.1冷凝器計(jì)算203.9.2預(yù)熱器計(jì)

5、算213.9.3各接管尺寸計(jì)算21第四章 設(shè)計(jì)評(píng)述與心得234.1設(shè)計(jì)中存在的問(wèn)題及分析234.2設(shè)計(jì)心得23參考文獻(xiàn)24前言化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過(guò)程的主要單元操作。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(lái)實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。精餾是同時(shí)進(jìn)行傳熱和傳質(zhì)的過(guò)程，為實(shí)現(xiàn)精餾過(guò)程，需要為該過(guò)程提供物料的貯存、輸送、傳熱、分離、控制等設(shè)備和儀表。精餾塔是化工生產(chǎn)中十分重要的設(shè)備。乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、

6、民用等方面，都有廣泛的應(yīng)用，是一種重要的化工原料。在很多不同的方面，要求乙醇有不同的純度，甚至是無(wú)水乙醇。而因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，想得到高純度的乙醇很困難。要把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，可以用連續(xù)精餾的方法。精餾是同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，可使混合液得到幾乎完全的分離。此次化工原理設(shè)計(jì)是乙醇水精餾塔的設(shè)計(jì)。第一章 概述精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜（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。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)傳熱效率高；（3）

7、氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵塞、耐腐蝕等。1.1塔型選擇任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資操作與維修費(fèi)用等技術(shù)經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)等因素，依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。1篩板塔具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大的，臟的和帶固體粒子的料液。而乙醇水料液完全可以避免這一缺點(diǎn)，故本設(shè)計(jì)塔型選擇篩板塔。1.2

8、操作壓強(qiáng)選擇精餾操作壓強(qiáng)常取決于冷凝溫度。一般，除熱敏性物料以外，凡能通過(guò)常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)分離要求，并能通過(guò)江河水或循環(huán)水將餾分冷凝下來(lái)的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。故本設(shè)計(jì)操作壓強(qiáng)為常壓。1.3進(jìn)料熱狀態(tài)選擇原則上，在供熱量一定情況下，熱量應(yīng)盡可能由塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用，即宜冷進(jìn)料。但為使塔操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則常采用泡點(diǎn)進(jìn)料，需增設(shè)原料預(yù)熱器。本設(shè)計(jì)即采用泡點(diǎn)進(jìn)料。 1.4加熱方式蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽，例如蒸餾釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，有時(shí)也可采用直接蒸汽，例如蒸餾釜?dú)堃褐兄饕M分是水，且在低濃度下

9、輕組分的相對(duì)揮發(fā)度較大時(shí)可采用直接蒸汽加熱，利用壓強(qiáng)較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備。但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分收率一定的前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)要求。本設(shè)計(jì)采用應(yīng)用更廣泛的間接蒸汽加熱。1.5回流比的選擇選擇回流比，主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)和操作費(fèi)用之和最低。一般經(jīng)驗(yàn)值r =（1.12.0）rmin 式r 為操作回流比；rmin為最小回流比。對(duì)特殊物系與場(chǎng)合，則應(yīng)根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。本設(shè)計(jì)參考同類生產(chǎn)的r 經(jīng)驗(yàn)值選定，確定回流比r = 2rmin。1.6精餾流程的確定乙醇、水混合料經(jīng)

10、原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。流程簡(jiǎn)圖如圖1所示。圖1 連續(xù)精餾裝置流程簡(jiǎn)圖第二章 主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1水和乙醇的物理性質(zhì)乙醇和水的基本參數(shù)見表1，液相密度見表2，液體表面張力見表3。表1 水和乙醇的基本參數(shù)名稱分子式分子量沸點(diǎn)/臨界溫度/臨界壓強(qiáng)/kpa水h2o18.02100373.9122.05乙醇c2h5oh46.0778.3240.776.148表2 乙醇和水液相密度溫度/2030405060708090100110乙醇密度kg/m37957

11、85777765755746735730716703水密度kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表3 乙醇和水液體表面張力溫度/2030405060708090100110乙醇表面張力103/n/m22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水表面張力103/n/m72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.92.2常壓下乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)常壓下乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)如表4所示表4乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t，乙醇分子，%液相乙醇分子，%液相沸點(diǎn)t，乙醇

12、分子，%液相乙醇分子，%液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479

13、.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.412.3 a,b,cantoine常數(shù)a,b,cantoine常數(shù)，其值見表5。表5 a,b,cantoine常數(shù)組分abc乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228第三章 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1塔的物料衡算3.1.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分率3.1.2 平均分子量3.1.3 物料衡算年處理量 f=17500t/a總物料衡算 f=d+w易揮發(fā)組分物料衡算 fxf = dx

14、d + wxw聯(lián)立總物料衡算和易揮發(fā)組分物料衡算解得：w=91.18 kmol/hd=19.14 kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1 理論塔板數(shù)nt的求取乙醇、水屬理想物系，可采用m.t.圖解法求nt。根據(jù)乙醇水的氣液平衡數(shù)據(jù)（表4）作y-x圖，如圖2。（1）求最小回流比rmin及操作回流比r。乙醇水體系的平衡曲線有下凹部分，自a（xd，yd）作平衡線的切線切于其下凹部分，并延長(zhǎng)與y軸相交，截距 ，即取操作回流比 r=2rmin=2*1.486=2.972（2）求理論板nt 。精餾段操作線方程： 圖2 乙醇、水的y-x圖及圖解理論板如圖2所示，按m.t.圖解法求得：nt=（15-1）層（

15、不包括再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為11層，提餾段為3層（不包括再沸器），第12層為加料板。3.2.2 全塔效率et的求取根據(jù)塔頂、塔底液相組成查表4，用內(nèi)插法求溫度得： ，同理89.05 時(shí)，乙醇和水的粘度分別為：0.410 mpas和0.325 mpas 2，該溫度下進(jìn)料液相平均粘度為：故 3.2.3 實(shí)際塔板數(shù)n精餾段 ，取26層提餾段 ，取7層3.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.3.1操作壓強(qiáng)pm塔頂壓強(qiáng)，取每層塔板壓強(qiáng)降，則進(jìn)料板壓強(qiáng)和塔底壓強(qiáng)分別為 ；精餾段和提餾段平均操作壓強(qiáng)為 ；3.3.2溫度tm依據(jù)操作壓強(qiáng)，依下式試差計(jì)算操作溫度： 式中：x溶液中組分的摩爾分?jǐn)?shù)；p溶液上方的

16、總壓，pa；p0同溫度下純組分的飽和蒸汽壓，pa（下標(biāo)a表示易揮發(fā)組分，b表示難揮發(fā)組分）。其中水、乙醇的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。安托因方程：式中：p0在溫度為t時(shí)的飽和蒸汽壓，mmhg；t溫度，；a,b,cantoine常數(shù)，其值表5。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度解得td = 81.98 同理得：tf = 104.02 ，tw = 110.17。則精餾段平均溫度和提餾段平均溫度為： ；3.3.3平均摩爾質(zhì)量mm塔頂 (由氣液平衡曲線得)進(jìn)料板 同理得 ；塔底 同理得 ；則精餾段和提餾段的平均摩爾質(zhì)量分別為：3.3.4平均密度m（1）液相密度lm塔頂溫度td = 81.98 ，根據(jù)表2由內(nèi)插法得

17、81.98時(shí)水和乙醇的密度 依下式 （為質(zhì)量分?jǐn)?shù)） 同理求得進(jìn)料板和塔底液相密度 ；故精餾段和提餾段的平均密度分別為 ；(2) 精餾段和提餾段的氣相密度mv3.3.5液體表面張力m塔頂溫度td = 81.98 ，根據(jù)表3由內(nèi)插法得81.98時(shí)水和乙醇的表面張力 同理得進(jìn)料板和塔底乙醇與水表面張力 則精餾段和提餾段平均表面張力分別為3.3.6液體粘度lm塔頂、進(jìn)料板、塔底所對(duì)應(yīng)的溫度下水的粘度分別為2 塔頂、進(jìn)料板、塔底所對(duì)應(yīng)的溫度下乙醇的粘度分別為2 則精餾段和提餾段平均液相粘度分別為 3.4氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算如下：同理得提餾段 3.5塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.5.1塔徑d表6

18、板間距與塔徑的關(guān)系塔徑d/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht/mm200300250350300450350600400600參考表6，初選板間距ht=0.30m ,取板上液層高度hl=0.06m，故 圖3 sminth關(guān)聯(lián)圖查圖3可知，依照下式校正c 取安全系數(shù)為0.7，則 故 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.0m，則空塔氣速塔內(nèi)各段負(fù)荷差別不大，各段塔徑保持一致。則提餾段空塔氣速 3.5.2溢流裝置根據(jù)塔徑和液體流量采用單流型、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰。不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下。（1）溢流堰長(zhǎng)lw取lw =0.6d，即 （2）出口堰高h(yuǎn)w 由 ，查圖4

19、，知e =1.03。圖4 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖則 故 同理求得提餾段hw，提 = 0.056m（3）降液管管寬度wd與降液管面積af由查圖5得，故 由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 （符合要求）（4）降液管底隙高度h0取液體通過(guò)降液管底隙的流速u0 = 0.04m/s，依下式計(jì)算降液管底隙高度： 圖5 弓形降液管的寬度和面積3.5.3塔板布置（1）取邊緣區(qū)寬度wc = 0.035m ，安定區(qū)寬度ws = 0.065m （2）依下式計(jì)算開孔區(qū)面積aa 其中 圖6中 hw出口堰高 how堰上液層高度 h0降液管底隙高度h1進(jìn)口堰與降液管的水平距離 hw進(jìn)口堰高 hd降液管中清液層

20、高度ht板間距 lw堰長(zhǎng) wd弓形降液管高度 wc無(wú)效周邊高度 ws安定區(qū)寬度 d塔徑 r鼓泡區(qū)半徑 x鼓泡區(qū)寬度的1/2 t同一橫排的閥孔中心距 (單位均為m)圖6 塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)以上各參數(shù)及塔板布置圖見圖6。3.5.4篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的孔徑d0 = 5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3mm，取t/d0 = 3.0，故孔中心距依下式計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)n依下式計(jì)算塔板上的開孔區(qū)的開孔率，即每層塔板上的開孔面積a0為氣體通過(guò)篩孔的氣速 ；3.5.5塔有效高度z 3.5.6塔高計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)為33，選取每8層塔板建立一個(gè)人孔，故人孔數(shù)為5個(gè)，設(shè)人孔處板間距為600mm，進(jìn)料段高度為500m

21、m，塔頂空間hd =1.8 ht =1.8*300=540mm，取塔底停留時(shí)間為3min，則塔底空間高度取1000mm。由下式計(jì)算塔高得式中：塔高h(yuǎn)(不包括封頭、裙坐)n實(shí)際塔板數(shù)； nf進(jìn)料板數(shù)hf進(jìn)料板處板間距，mnp板間人孔數(shù)hp設(shè)人孔處的板間距，mhd塔頂空間，m（不包括頭蓋部分）hb塔底空間，m（不包括底蓋部分）3.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)降的液柱高度hp依式 （1）干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c依，查圖7，圖7 干篩孔的流量系數(shù)圖8 充氣系數(shù)關(guān)系圖(2)氣流穿過(guò)板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hl由圖8查取板上液層充氣系數(shù)為0.68。依式 （3）克服液體表面張力壓

22、強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮依式 故 m單板壓強(qiáng)降 (設(shè)計(jì)允許值)同理得提餾段塔板壓降3.6.2霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算依式 式中， hf塔板上鼓泡層高度，可按泡沫層相對(duì)密度為0.4考慮，即 同理得故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。3.6.3漏液的驗(yàn)算依式 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下可能會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。3.6.4液泛的驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度。 取，則同理hd提 = 0.109m，故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸基本是合適的。3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1霧沫夾帶線（1） （a）近似取 ，故 （b）取霧沫夾帶極限

23、值為0.1kg液/kg氣，已知，并將式（a）、（b）代入,得下式：整理得 （1）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依（1）式算出相應(yīng)的值列于表7中。并依表中數(shù)據(jù)在圖中做出霧沫夾帶線（1），如圖9所示。表7，0.8840.7380.6400.5593.7.2液泛線（2）近似取 ， （c） (已算出)故 （d） （e）將為0.3m，為0.053m，及式（c）、（d）、（e）代入式和得：整理得： （2）在操作范圍內(nèi)取若干值，依式（2）計(jì)算值，列于表8中，并依表中數(shù)據(jù)在 圖9中做出霧沫夾帶線（2），如圖9中線（2）所示。表8，2.0231.7621.5061.1733.7.3液相負(fù)荷上限線（3） 取液體在降液

24、管中停留時(shí)間為4s，則 液泛負(fù)荷上限線（3）在坐標(biāo)圖上為與氣體流量無(wú)關(guān)得垂直線，如圖9線（3）所示。3.7.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4）由 、代人漏液點(diǎn)氣速式： a0前已算出為0.082m2，代入上式并整理，得 此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個(gè)值，依（4）式計(jì)算相應(yīng)值,列于表9中，依表9中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4），如圖9中線（4）所示。表9，0.6830.7330.7640.7893.7.5液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，取,依下式計(jì)算，則整理上式得 依此值在圖上作線（5）即為液相負(fù)荷下限線，如圖9所示。 圖9 精餾段負(fù)荷性能圖將以上5條線標(biāo)繪

25、于圖9（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。p為操作點(diǎn)，op為操作線。op線與線(1)的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為，op線與氣相負(fù)荷下限線（4）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。可知本設(shè)計(jì)精餾段塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制，但操作點(diǎn)不在相應(yīng)區(qū)域內(nèi)，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)還需要調(diào)整。 同理求得提餾段負(fù)荷性能圖如圖10圖10 提餾段負(fù)荷性能圖可知提餾段塔板上限由液泛控制，下限由霧沫夾帶控制，但操作點(diǎn)不在相應(yīng)區(qū)域內(nèi)，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)還需要調(diào)整。3.8篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)pmkpa114.40125.95各段平均溫度tm93.0107.1平均流量氣相vsm3/s0.560.53液

26、相l(xiāng)sm3/s0.000600.00032實(shí)際塔板數(shù)n塊267板間距htm0.30.3塔的有效高度zm7.51.8塔徑dm1.01.0空塔氣速um/s0.7130.675塔板液流型式-單流型單流型溢流裝置溢流管型式-弓型弓型堰長(zhǎng)lwm0.60.6堰高h(yuǎn)wm0.0530.056溢流堰寬度wdm0.0980.098管底與受液盤距離hom0.0250.015板上清液層高度hlm孔徑domm55孔間距tmm1515孔數(shù)n個(gè)41844184開孔面積m20.0820.082篩孔氣速uom/s6.836046塔板壓降ppkpa0.400.44液體在降液管中停留時(shí)間s44降液管內(nèi)清夜層高度hdm0.1110.

27、109霧沫夾帶evkg液/kg氣0.030.02負(fù)荷上限-霧沫夾帶控制液泛控制負(fù)荷下限-漏液控制霧沫夾帶控制氣相最大負(fù)荷vs,maxm3/s0.8-氣相最小負(fù)荷vs,minm3/s0.7-操作彈性-1.14-3.9精餾塔附屬設(shè)備選型與計(jì)算選列管式原料預(yù)熱器，強(qiáng)制循環(huán)式列管全凝器，列管式塔頂及塔底產(chǎn)品冷卻器，熱虹吸式再沸器。 3.9.1冷凝器計(jì)算設(shè)原料液初始溫度為43，由汽液平衡數(shù)據(jù)查得組成xf = 0.144的乙醇水溶液泡點(diǎn)溫度為99.46，在平均溫度（94.66+43）/2 =71.23 下：乙醇的汽化潛熱r乙=1000kj/kg水的汽化潛熱r水=2499kj/kg。2 則可得平均汽化潛熱

28、取水為冷凝介質(zhì)，其進(jìn)出冷凝器的溫度分別為20和30則平均溫度下的比熱2，于是冷凝水用量可求得： 3.9.2預(yù)熱器計(jì)算 （1）加熱蒸汽量以釜?dú)堃侯A(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量為， tfm = 64，在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm = 64的情況下查得比熱2，則釜?dú)堃悍懦龅臒崃浚?，若將釜?dú)堃簻囟冉抵羣w2 = 55，那么平均溫度twm = (99.8+55) / 2 =77.4，查其比熱為2，則 可知，qw q f，于是理論上不可以直接用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)。加熱蒸汽理論用量為： （2）傳熱面積 根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，總傳熱系數(shù)k=290870w/m2，取k=650 w/m2，則傳熱面積 3

29、.9.3各接管尺寸計(jì)算（1）進(jìn)料管進(jìn)料體積流量取適宜的輸送速度，故經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-70)，規(guī)格：325mm實(shí)際管內(nèi)流速： （2）釜?dú)堃撼隽瞎芨獨(dú)堃旱捏w積流量：取適宜的輸送速度，則 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-70)，規(guī)格：325mm實(shí)際管內(nèi)流速： （3）回流液管回流液體積流量利用液體的重力進(jìn)行回流，取適宜的回流速度，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-70)，規(guī)格：452.5mm實(shí)際管內(nèi)流速： （4）塔頂上升蒸汽管已算出塔頂上升蒸汽的體積流量為0.56 m3/s取適宜速度uv= 20 m/s，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-70)，規(guī)格：2036mm實(shí)際管內(nèi)流速： （5）水蒸汽進(jìn)口管已算出通入塔的水蒸氣體積流量0.53 m3/s，取適宜速度uv= 25 m/s，那么 經(jīng)圓整選取熱軋無(wú)縫鋼管(yb231-70)，規(guī)格：1805mm實(shí)際管內(nèi)流速： 第四章 設(shè)計(jì)評(píng)述與心得4.1設(shè)計(jì)中存在的問(wèn)題及分析設(shè)計(jì)中降液管底隙高度ho過(guò)小，可能會(huì)引起堵塞；在漏液的驗(yàn)算中，篩板穩(wěn)定系數(shù)k值過(guò)小，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下可能會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液；在精餾段和提餾段負(fù)荷性能圖中，操作點(diǎn)p均不在有效范圍內(nèi)。以上各項(xiàng)問(wèn)題均與ls，vs相關(guān)，可能是因?yàn)閘s值過(guò)小導(dǎo)致上述問(wèn)題。4.