乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計說明

1、 . . . 1 / 41化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院化工原理課程設(shè)計化工原理課程設(shè)計 題目：乙醇水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計 系別：化學(xué)與環(huán)境工程學(xué)院 專業(yè)：過程裝備與控制工程 第一章前言第一章前言 3 3第二章緒論第二章緒論 3 32.1 設(shè)計方案 32.22.2 設(shè)計方案的確定與流程說明設(shè)計方案的確定與流程說明 .1 選塔依據(jù)選塔依據(jù) .3 選擇適宜回流比選擇適宜回流比 42.2.4 回流方式：泡點回流 .5 操作流程說明操作流程說明 4第三章塔板的工藝設(shè)計第三章塔板的工藝設(shè)計 4 43.13.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算

2、 43.23.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算 53.2.3 密度的計算 63.2.6 相對揮發(fā)度計算 133.33.3 理論塔的計算理論塔的計算 143.43.4 塔徑的初步設(shè)計塔徑的初步設(shè)計 163.4.2 精餾段塔徑的計算 173.4.3 提餾段塔徑的計算 183.53.5 溢流裝置溢流裝置 19 . . . 2 / 413.5.2 弓降液管的寬度和橫截面積 193.63.6 塔板的塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目與排列結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目與排列 21第四章塔板的流體力學(xué)驗算第四章塔板的流體力學(xué)驗算 24244.14.1 氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓降 244.24.2 液泛

3、液泛 254.34.3 霧沫夾帶霧沫夾帶 264.44.4 塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖 27第五章塔附件設(shè)計第五章塔附件設(shè)計 31315.25.2 人孔人孔 336.26.2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度 336.3 進料板空間高度33FH6.46.4 塔總體高度塔總體高度 33第七章附屬設(shè)備設(shè)計第七章附屬設(shè)備設(shè)計 34347.17.1 數(shù)據(jù)與說明數(shù)據(jù)與說明 347.27.2 預(yù)熱器計算預(yù)熱器計算 347.37.3 全凝器計算全凝器計算 357.47.4 冷卻器計算冷卻器計算 36第八章設(shè)計結(jié)果匯總第八章設(shè)計結(jié)果匯總 3737參考文獻參考文獻 3838附錄一設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)附錄一設(shè)計所需

4、技術(shù)參數(shù) 3939附錄二乙醇附錄二乙醇水系統(tǒng)水系統(tǒng) T TX XY Y 數(shù)據(jù)數(shù)據(jù) 4141第一章第一章 前言前言乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。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，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合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進行，塔裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除

5、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?？芍瑔斡芯s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。浮閥塔與 20 世紀(jì) 50 年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工與煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（168-68） ，F(xiàn)1 型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系

6、統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1，生產(chǎn)能力大。2，操作彈性大。3，塔板效率高。4，氣體壓強降與液面落差較小。5，塔的造價低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大與有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。 . . . 3 / 41第二章緒論第二章緒論2.1 設(shè)計方案本設(shè)計任務(wù)為分離乙醇-水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下的部分回流至塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，故操作回流比取最小回流比的 1.4 倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔

7、底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.22.2 設(shè)計方案的確定與流程說明設(shè)計方案的確定與流程說明.1 選塔依據(jù)選塔依據(jù)浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)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)能力以與設(shè)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，又不與泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以與脫吸等傳質(zhì)過程中。塔徑從 200mm到 6400mm，使用效果均較好。浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：()處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可

8、增加 2040，而接近于篩板塔。()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。()塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。()壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為 400660N/m2。()液面梯度小。 ()使用周期長。粘度稍大以與有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。() 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的 6080,為篩板塔的120130。.2 加熱方式：直接蒸汽加熱加熱方式：直接蒸汽加熱蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn)物基本是水，又由于在化工廠蒸汽較多所以直接蒸汽加熱。.3 選擇適宜回流比選擇

9、適宜回流比適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟核算來確定，即操作費用和設(shè)備折舊費用之和為最低時的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比 R，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比min的 1.22.0 倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計任務(wù)，本方案取 1.4，即：R 1.4R；采用釜液產(chǎn)品去min預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。2.2.4回流方式：泡點回流回流方式：泡點回流泡點回流易于控制,設(shè)計和控制時比較方便,而且可以節(jié)約能源。.5 操作流程說明操作流程說明乙醇-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，進入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷

10、卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原 . . . 4 / 41料 冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔底蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進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，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。第三章第三章 塔板的塔板的工藝設(shè)計工藝設(shè)計3.13.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算F：進料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分數(shù)，下同）FxD：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s）

11、：塔頂組成DxW：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成Wx44F30/ 4614.430/ 4670/1892.5/ 4692.5/ 460.075/18992 10 / 0.3 461 0.318F=2 10 t/y=0.1712koml/s365 24 3600F+S=D+WFXFDdFDxxDxFxDXWX原料乙醇組成：塔頂組成： 塔底組成： 進料量： 物料衡算式為： D=0.015kmol/s, W=0.1562kmol/s,S=0.0355kmol/sW聯(lián)立代入求解：3.23.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計算.1 乙醇乙醇水系統(tǒng)水系統(tǒng) t-x-yt-x-y

12、 數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)表 3-1 乙醇水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)乙醇摩爾數(shù)/%乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/液相氣相沸點t/液相氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.78 . . . 5 / 4199.70.050.7780.642.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3

13、676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41 .2 溫度的計算溫度的計算利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得：=85.32tF41. 764.129 .872 .8541. 74 .129 .87tFtF：=78.30tD82.7987.834 .7827.7882.79834 .78tDtD：=95.11tW61. 116. 48 .953

14、.9161. 128 .95tWtW精餾段平均溫度 =81.81t12FDtt23 .7832.85提餾段平均溫度 =90.22t22Fwtt211.9532.85 . . . 6 / 4.3 密度的計算密度的計算已知：混合液密度 依式 =（a 為質(zhì)量分數(shù)，為平均相對分子質(zhì)量）L1BBAAaaM混合汽密度 依式 0022.4vPMRTM塔頂溫度：=78.3Dt氣相組成：=84.2078.478.2778.3078.2781.83 84.9110084.91DyDy進料溫度：=85.32Ft氣相組成：=47.1287.985.285.3285239.1647.4910047.4

15、9FyFy塔釜溫度：=95.11wt氣相組成：=18.4295.891.395.1191.316.3429.9210029.92wywy 精餾段：液相組成：1x1/2DFxxx147.7x 氣相組成：1y1/ 2DFyyy165.66y 所以 1146 0.477 181 0.47731.36/46 0.6566 181 0.656636.38/LVMkg kmolMkg kmol提餾段液相組成：2x2/2wFxxx27.2x 氣相組成：2y2/2wFyyy232.77y 所以 2246 0.0.072 181 0.07220.02/46 0.3277 181 0.327727.18/LVMk

16、g kmolMkg kmol表 3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 溫度/3/ckg m3/wkg m溫度/3/ckg m3/wkg m . . . 7 / 4180735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）3/kg m385808578.3078.30736.7/730735730DCDCDtCkg m 385808578.3972.89/968.6971.8968.6WDWDkg m 310.92581 0.9258750.21/736.7972.89DDkg m 390859085.3285.32

17、729.62/724730724FCFCFtCkg m 390859085.32968.39/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.2651 0.265891.11/729.62968.39FFkg m 3W1009595.11 9595.11719.91/716720720WCCWtCkg m 31009595.11 95961.77/958.4961.85961.85WWWWkg m 310.04971 0.0497945.97/719.91961.71WWkg m 所以 3132891.11750.21820.66/22893.58924.64918.54/22FDLF

18、WLkg mkg m . . . 8 / 414611841.24/LDDDMxxkg kmol4611821.47/LFFFMxxkg kmol4611818.56/LWWWMxxkg kmol141.2421.4731.36/22LDLFLMMMkg kmol218.5621.4720.02/22LWLFLMMMkg kmol4611841.58/VDDDMyykg kmol4611831.19/VFFFMyykg kmol4611823.16/VWWWMyykg kmol141.5831.1936.39/22VDVFVMMMkg kmol223.1631.1927.18/22VWVFVM

19、MMkg kmol1.293 105.325 22.4 145273.1585.3229VF1.293 105.325 22.4 41.581.508.3145273.1578.3029VD1.293 105.325 22.4 23.160.7968.3145273.1595.1129VW311.10 1.501.30/2Vkg m . . . 9 / 41321.100.7960.948/2Vkg m.4 混合液體混合液體表面力表面力二元有機物-水溶液表面力可用下列各式計算 1/41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx V

20、x Vx Vx Vx V 000/swswswsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角標(biāo)，w,o,s 分別代表水、有機物與表面部分；xw、xo 指主體部分的分子數(shù)，Vw、Vo 主體部分的分子體積，w、o 為純水、有機物的表面力，對乙醇q = 2。 4662.44736.7CCDCDmVmL4663.90719.91CCWCWmVmL4663.05729.62CCFCFmVmL1818.59968.39WWFWFmVmL1818.50972.89WWDWDmVmL . . . 10 / 411818

21、.72961.77WWWWWmVmL表 3-3 不同溫度下乙醇和水的表面力溫度/708090100乙醇表面力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面力（單位：10-3Nm-1）,DFWttt乙醇表面力：908085.328016.6416.2 17.1517.15CFCF , 807078.37017.2917.15 1818CDCD , 1009095.11 9015.6915.2 16.216.2CWCW , 水表面力： 908060.762.661.5985.328062.6WFWF , 80706

22、2.664.362.8978.37064.3WDWD , 1009058.860.759.7395.11 9060.7WWWW , 塔頂表面力：2211DWDWDCDDCDDWDDWDxVx VxVx V21 0.8318.500.83 62.44 1 0.8318.500.83 62.440.00352lglg0.00352.4594WDCDB . . . 11 / 412/32/30.4410.7629CDCDWDWDVqQVTq 2.45940.76293.2223ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1SWDSWDSCDSCDA , 代入求得： 0.976SWDSCD=0. 024 , 1/41

23、/41/40.02462.890.97617.2917.93DD , 原料表面力：2211FWFWFCFFCFFWFFCFxVx VxVx V21 0.12418.590.124 63.051 0.12418.590.124 63.051.4072lglg1.4070.1484WFCFB2/32/30.4410.7395CFCFWFWFVqQVTq 0.14840.73950.5911ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1SWFSWFSCFSCFA , 代入求得： 0.606SWFSCF=0. 394 , 1/41/41/40.39461.590.60616.6429.36FF , 塔底表面力：221

24、1WWWWWCWWCWWWWFCWxVx VxVx V . . . 12 / 412(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.720.02 63.9013.422lglg13.421.128WWCWB2/32/30.4410.709CWCWWWWWVqQVTq 1.1280.7090.419ABQ聯(lián)立方程組：2lg1SWWSWWSCWSCWA , 代入求得： 0.227SWWSCW=0. 773 , 1/41/41/40.77359.730.22715.6945.75WW , （1）精餾段液相表面力：=12/)(DF65.232/ )93.1736.29(（2）提餾段液

25、相表面力：22/ )(WF56.372/ )75.4536.29(.5 混合物的黏度計算混合物的黏度計算 表 3-4 水在不同溫度下的黏度溫度黏度mPa s 溫度黏度mPa s 810.3521900.3165820.3478910.3130表 3-5 乙醇在不同溫度下的黏度溫度黏度mPa s 800.4951000.361 . . . 13 / 41=81.81查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.st1水醇=90。22查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.st2水醇精餾段黏度：11110.4770 0.4830.34861 0.477

26、00.4127xxmPa s醇水 提餾段黏度：22210.427 0.0720.31571 0.0720.3237xxmPa s醇水 .6 相對揮發(fā)度計算相對揮發(fā)度計算由 =0.4712 =0.124 yFxF得：F124. 014712. 01124. 04712. 06.30由 =0.8420 =0.83yDxD=1.09D83. 018420. 0183. 08420. 0由 =0.1842 =0.02yWxWW02. 011842. 0102. 01842. 011.06（1）精餾段相對揮發(fā)度 16.30 1.092.620（2）提餾段相對揮發(fā)度26.30 11.068

27、.3473.33.3 理論塔的計算理論塔的計算理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。理論板的計算方法：可采用逐板計算法，圖解法，在本次實驗設(shè)計中采用圖解法。根據(jù) 1.01325105Kpa 下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即 xy 曲線圖，并繪出最小回流比圖。圖 3-1 確定最小回流比的計算 . . . 14 / 411.00.1240.41087qqqxy , , 所以 min0.830.410871.4610.410870.124DqqqxyRyxmin1.41.4 1.4612.0454RR已知：精餾段操作線方程：10.67160.272511DnnxRyxxR

28、R提餾段操作線方程：13.42140.0684DFnnnDxFxLyxxVV圖 3-2 圖解法求理論板數(shù) . . . 15 / 41在圖上作操作線，由點（0.8387，0.8387）起在平衡線與精餾段操作線間畫階梯，過精餾段操作線與 q 線交點，直到階梯與平衡線的交點小于 0.001176 為止，由此得到理論 NT=21 快（包括再沸器） ，加料板為第 17 塊理論板。板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)與流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：計算。0.2450.49TLE其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度；塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 m

29、Pa.s。L（1）精餾段已知 12.2600.4127Lmpa s =0.49=0.481 =35 塊ET)4127. 0260. 2 (245. 0P精ENTT481. 017為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為 36 塊板。 . . . 16 / 41（2）提餾段已知 28.3470.3237Lmpa s =0.49=0.384 =8 塊TE)3237. 0347. 8 (245. 0 提ENTT384. 03為了安全起見，精餾段再加一塊板，總共為 9 塊板。全塔所需實際塔板數(shù)：= + =36+9=45 塊NPP精 提全塔效率：2045TTPNEN%=44.44%加料板位置在第 37 塊

30、塔板3.43.4 塔徑的初步設(shè)計塔徑的初步設(shè)計.1 氣、液相體積流量計算氣、液相體積流量計算根據(jù) x-y 圖查圖計算，或由解析法計算求得：min1.461R取 min1.41.4 1.4612.0454RR（1）精餾段2.0454 0.0150.0307/12.0454 10.0150.0457/LR Dkmol sVRDkmol s則質(zhì)量流量：111130.99 0.03070.962/36.39 0.04571.6614/LVLM Lkg sVM Vkg s則體積流量：3311131110.9621.17 10/820.661.66141.278/1.3SLSVLLmsVV

31、ms（2）提餾段 q=1.00.0307 1 0.12550.1562/LLqFkmol s 10.0457/VVqFkmol s則質(zhì)量流量：222220.02 0.15623.1273/27.18 0.04571.241/LVLMLkg sVM Vkg s . . . 17 / 41則體積流量：3322232223.12733.44 10/918.541.2411.309/0.948SLSVLLmsVVms.2 精餾段塔徑的計算精餾段塔徑的計算有=(安全系數(shù))，安全系數(shù)=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出c圖 3-3 史密斯關(guān)聯(lián)圖橫坐標(biāo)數(shù)值為 0

32、23. 03 . 11017. 111)3 . 166.820()(2132111VLVLSS取板間距 則-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查圖可知 071. 020c=c073. 0071. 01()2065.23()202 . 02 . 020c . . . 18 / 41833. 13 . 13 . 166.820073. 0maxu=0.7=0.7D=1.126uumax283. 1833. 1114uVS283. 114. 3278. 14圓整 塔截面積 mD2 . 1mDAT221304. 14實際空塔氣速為 =1usm/131. 11304. 1278. 13

33、. 提餾段塔徑的計算提餾段塔徑的計算橫坐標(biāo)數(shù)值為 0818. 0309. 11044. 322)948. 054.918()(2132122VLVLSS取板間距 則-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查圖可知 074. 020c=c0839. 0074. 02()2056.37()202 . 02 . 020csmu/610. 2948. 0948. 054.9180839. 0max=0.7=0.7=0.955muumaxsm/827. 1610. 2827. 114. 3309. 142224uVDS圓整 ,均取=1m 塔截面積 mD1DmDAT22130

34、4. 14實際空塔氣速為 =2usm/158. 11304. 1309. 1由于精餾段與提餾段塔徑相差不大,故塔徑都取 1.2m。3.53.5 溢流裝置溢流裝置.1 堰長堰長的計算的計算lW取=0.65=0.651.2=0.78mlWD本設(shè)計采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進口堰，堰上液高度按下式計算hOW . . . 19 / 41=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精餾段：=hOWm009. 03100084. 2)78. 010212. 43600(32堰高 =0.06-0.009=0.051mhhhOWLw（2）提餾段：=hOWm018. 031

35、00084. 2)78. 010384.123600(32堰高 =0.06-0.018=0.042mhhhOWLw.2 弓降液管的寬度和橫截面積弓降液管的寬度和橫截面積圖 3-4 . . . 20 / 41查圖得 =0.1814. 0AATFDWD則 21583. 01304. 114. 0mAFmWD18. 0118. 0驗算降液管停留時間精餾段：130.1583 0.454.121.17 10s提餾段：230.1583 0.418.413.44 10s停留時間5s 故降液管可以使用.3 降液管底隙高度降液管底隙高度圖 3-5 降液管示意圖（1）精餾段：取降液

36、管底隙流速 ,則smu/14. 00m 取0107. 014. 078. 01017. 13010ulLhWS00.01hm（2）提餾段：取降液管底隙流速 ,則smu/14. 00m 取0315. 014. 078. 01044. 33010ulLhWS00.03hm3.63.6 塔板的塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目與排列結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目與排列采用輕型重閥，重量為 32g，孔徑為 39mm。.1 塔板的結(jié)構(gòu)尺寸塔板的結(jié)構(gòu)尺寸由于塔徑大于 800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個區(qū)域：鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無效區(qū)。圖 3-6 分塊式塔板示意圖 . . . 21 /

37、 41本設(shè)計塔徑 D=1.2m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。.2 浮閥數(shù)目與排列浮閥數(shù)目與排列（1）精餾段：取閥孔動能因子 F0=11，孔速為：01u=9.648001V1Fu111.3m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為：=111 個12001VNd u4S21.2780.0399.6480. 785（）取邊緣區(qū)寬度 Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度 Ws=0.06m。計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按式計算2221aRA2sin180Rxx Rx其中：DSD1.2W +W0.180.060.3622xm（）=cD1.2RW0.060.5422m所以：=0.715aA2223.14

38、0.540.3620.360.540.36sin1800.54arc2m浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距 t=0.075m . . . 22 / 41則排間距：=0.092matAtN0.715111 0.07因塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用 0.092m，而應(yīng)小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)目為 115t個。圖 3-7 精餾段浮閥數(shù)目的確定按 N=115，重新核算孔速與閥孔動能因子：=9.31=9.3101u21.2783.140.0391154（）m/s=9.31=10.61501F

39、1.3閥動能因子變化不大，仍在 913 圍。塔板開孔率=12.18%01u100%u1.134100%9.31（2）提餾段：取閥孔動能因子=11，孔速為：0F02u=11.3V002Fu110.948m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為： . . . 23 / 41=97 個s22002VNd u421.3090.7850.03911.3（）取 t=0.070m則排間距：atAtN0.105397 0.07m0. 715=同上取=90mm，則排得閥數(shù)目為 101 個。t圖 3-8 提餾段浮閥數(shù)目的確定按 N=101，重新核算孔速與閥孔動能因子：s20222V1.309u10.85m/s0.7850.0

40、39101d N402F10.850.94810.56閥動能因子變化不大，仍在 913 圍。塔板開孔率02u1.158100%=10.67u10.85 . . . 24 / 41第四章第四章 塔板的流體力學(xué)驗算塔板的流體力學(xué)驗算4.14.1 氣相通過浮閥塔板的壓降氣相通過浮閥塔板的壓降根據(jù)，計算。pclhh +hhLpph g 1.精餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250c173.173.1u9.077m/s1.3V因，故01u0c1u22v101c11u1.3 9.648h5.345.340.04m22 9.8 820.66Lg（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.06m，l0L

41、hh0.5 0.060.03m（3）液體表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為：pc11hh +h0.040.030.07m1L1p1ph g=0.07 820.66 9.8=562.97Pa2.提餾段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u10.82m/s0.948V因，故02u0c2u22V202cL2u0.948 10.85h5.345.340.0331m22 9.8 918.54g（2）板上充氣液層阻力：取則0L0.5h0.06m，20Lhh0.5 0.060.03mL（3）液體表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，

42、因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊后w高度為：p2h0.0331 0.030.0631m=568pa2L2p2ph g=918.54 0.0631 9.8p4.24.2 液泛液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度，dTwHHh . . . 25 / 41即dpLh +hhdH 1.精餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=0.07mph（2）液體通過降液管的壓頭損失：2231d01.17 10h0.1530.1530.0030.78 0.0107swLml h（3）板上液層高度，則，則Lh0.06mdpLh +h +h0.0030.060.070.133dHm取，已選定0.50

43、.40.051TwHmhm，則T0.50.040.0510.2255TwHhm可見，所以符合防止液泛的要求。11dTwHHh2.提餾段：（1）單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋簆2h0.0631m（2）液體通過降液管的壓頭損失：223d203.44 10h0.1530.1530.0030.78 0.0315swLml h（3）板上液層高度，則，則Lh0.06md2pLdh +h +h0.0631 0.0030.060.1261Hm取，已選定0.50.4 ,0.042TwHm hm則，420.221TwHhm可見，所以符合防止液泛的要求。d2H2TwHh4.34.3 霧沫

44、夾帶霧沫夾帶泛點率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZKC A板上液體流經(jīng)長度：=LZ21.22 0.180.84dDWm 板上液體流經(jīng)面積：221.13042 0.15830.8138bTFAAAm . . . 26 / 41取物性系數(shù) K=1.0，泛點負荷系數(shù)=0.10FC(1)精餾段：1111111.36100%VsSLLVFbVL ZKC A泛點率=31.31.2781.36 1.17 100.84820.66 1.364.2%1.0 0.10 0.8138對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過 80%，由以上計算知，霧沫夾帶能夠滿足0.11（液/氣）的要求。ve(

45、2)提餾段：取物性系數(shù) K=1.0，泛點負荷系數(shù)=0.101 則FC泛點率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A31.3090.9481.36 3.44 100.84918.540.94856.53%1.0 0.10 0.8138由以上計算知，符合要求。4.44.4 塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖1. 霧沫夾帶線泛點率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=據(jù)此可作出負荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點率 80%計算。（1 1）精餾段）精餾段1.31.36 0.84820.66 1.31.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03981.1424SS

46、SSVLVL , 即=1. 636-28. 704 . . . 27 / 41由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作圍任取兩個 Ls 值，可算出 Vs。（2 2）提餾段）提餾段0.9481.36 0.84918.540.9481.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03211.1424SSSSVLVL , 即=2. 028-35. 589在操作圍，任取若干個，算出相應(yīng)的值。SLSV表 4-1 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)精餾段提餾段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.00616187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.85

47、00550.00614637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1. 液泛線根據(jù)pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh確定液泛線，由于很小，故忽略式中的hh22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精餾段：22/321112241.30.22555.341689.5915.0.051 0.7872 9.8 0.7851150.039820.66SSSVLL整理得： 222/31116.51 95917.951

48、.55SsSVLL在操作圍任取兩個值，可求出與之對應(yīng)的值，計算結(jié)果列于表 4-2：sLsV . . . 28 / 41表 4-2 精餾段液泛線數(shù)據(jù)SL0.0050.00550.0060.0065SV2.60472.0022681.3548120.662029由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。（2）提餾段：同理可得：222/32228.42 13131.7661.19SSSVLL在操作圍任取兩個值，可求出與之對應(yīng)的值，計算結(jié)果列于表 4-3：sLsV表 4-3 提餾段液泛線數(shù)據(jù)2SL0.0010.010.0120.0142SV7.7949684.2666363.3217632.291779由上表數(shù)據(jù)即可

49、作出液泛線。2. 液相負荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時間不低于 35s。液體在降液管中停留的時間由下式：3 5FTsA HsL以作為液體在降液管停留時間的下限，則：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負荷上限線。3. 漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標(biāo)準(zhǔn)，則1F05F 由知：2004sVd Nu（1）精餾段：231 min3.145()0.0391150.602/41.3SVms（2）提餾段：232min3.145()0.0391010.619/40.948SVms據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的漏液線

50、。5.液相負荷下限線取堰上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負荷下限線，該線為與氣相0.006owhm流量無關(guān)的豎直線。由式： . . . 29 / 41 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0則： 3/23min0.006 10000.000665/2.84 1.03600wSlLms據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負荷下限線。根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負荷性能圖圖 4-1 精餾段負荷性能圖提餾段負荷性能圖012345678900.0050.010.015LS2/(m3/s)VS2/(m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負荷上限線漏液線液相負荷下限線操作線由塔板負

51、荷性能圖可以看出：1. 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點 p（設(shè)計點）處在適宜的操作區(qū)的適中位置。2. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限。 3max1.7/SVms氣相負荷下限。 3min0.55/SVms所以，精餾段操作彈性=1.7/0.55=3.09 。圖 4-2 提餾段負荷性能圖 . . . 30 / 41精餾段負荷性能圖00.511.522.500.0050.010.015Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)物沫夾帶線液泛線液相負荷上限線漏液線液相負荷下限線操作線由塔板負荷性能圖可以看出：4. 在任務(wù)規(guī)定的氣液

52、負荷下的操作點 p（設(shè)計點）處在適宜的操作區(qū)的適中位置。5. 塔板的氣相負荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。6. 按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負荷上限。 3max2.0/SVms氣相負荷下限。 3min0.7/SVms所以，提留段操作彈性=2.0/0.7=2.86 。第五章第五章 塔塔附件設(shè)計附件設(shè)計5.15.1 接管接管1. 進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T 型進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：742/891.119.7 100.003023600 891.114 0.0030243.863.142SFLSVDum suVDmm , 取 ,

53、 . . . 31 / 41查標(biāo)準(zhǔn)系列選取 573.5校核設(shè)計流速：smdFuF/536. 158.893)20035. 0057. 0(4694. 2422經(jīng)校核，設(shè)備適用。2.回流管采用直管回流管，取1/Rum s4 0.962/750.210.040440.43.14 1Rdmmm查表取 573.5校核設(shè)計流速：smu/597. 066.820)20035. 0057. 0(4962. 02經(jīng)校核，設(shè)備適用。3.塔底出料管取 ，直管出料1.3/Wum s4 0.1562 18.02/945.970.054543.14 1.3Wdmmm查表取 573.5校核設(shè)計流速，smu/844. 09

54、7.945)20035. 0057. 0(4899. 22經(jīng)校核，設(shè)備適用。4.塔頂蒸氣出料管直管出氣，取出口氣速為：u=15 m/s 則：44 1.2780.3293293.14 15VDmmmu查表取 3778校核設(shè)計流速：smu/49.123 . 1)2008. 0377. 0(46614. 12經(jīng)校核，設(shè)備適用。5.塔底進氣管采用直管進氣，取出口氣速為：u=23 m/s 則： . . . 32 / 4144 1.3090.2692693.14 23VDmmmu查表取 3007.5校核設(shè)計流速：smu/53.20)20075. 03 . 0(4241. 125.25.2 人孔人孔人孔是安

55、裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔 10 塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共 45 塊板，則 S 為：411045S在設(shè)置人孔處，板間距為 800mm，直徑為 500mm，人孔伸入塔部應(yīng)與塔壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形與墊片用材，一般與塔的接管法蘭一樣，本設(shè)計也是如此。第六章 塔總體高度的設(shè)計6.1 塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為 1200mm。6.26.2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔

56、底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取 10min。V V 釜液釜液=0.00344600=0.003446002.064m2.064m3 3mRRVHWW03. 2)6 . 014. 3()216 . 014. 334064. 2()()2134(23236.36.3 進料板空間高度進料板空間高度FH進料段空間高度取決于進料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況，一般FHFH比大，有時要大一倍。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安 TH裝防沖實施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，應(yīng)保證這些實施的安裝。FH6.46.4 塔總體高度塔總體高度由下式計算：83.2203. 28 . 08 . 044

57、 . 0)4245(2 . 1)2(WFTTDHHSHHSNHH . . . 33 / 41式中：-塔頂空間高度，mDH-塔板間距，mTH-開有人孔的塔板間距，mTH-進料段空間高度，mFH-塔底空間高度，mWHN實際塔板數(shù)；S人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間人孔）本設(shè)計的塔體總高：H=22.83m。第七章第七章 附屬設(shè)備設(shè)計附屬設(shè)備設(shè)計7.17.1 數(shù)據(jù)與說明數(shù)據(jù)與說明預(yù)熱器一個：預(yù)熱進料,同時冷卻釜液。全凝器一個：將塔頂蒸汽冷凝,提供產(chǎn)品和一定量的回流。冷卻器一個：將產(chǎn)品冷卻到要求的溫度后排出。管程殼程K 值圍預(yù)熱器料液水蒸汽280850W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s

58、冷卻器冷水有機溶液8501500 W/m2s計算前均假定換熱器的損失為殼方氣體傳熱量的 10%，即安全系數(shù)為 1.05。下面 3 個換熱器的計算均按照這個假定。7.27.2 預(yù)熱器計算預(yù)熱器計算設(shè)計流程要求泡點進料，進料濃度下的泡點溫度為 85.32，而原 料溫度為 20。釜殘液的溫度為 95.11，其主要成分是水，比熱比 原料液大，所以完全可以利用釜液對進料液進行預(yù)熱，使其達到泡點， 只要控制好釜殘液的流量，由于釜殘液能提供的熱量足夠，因而可以 穩(wěn)定控制進料溫度為泡點。擬定將釜液降至 35排出，以用于他途。F=2.694kg/s,W=2.899kg/sF=2.694kg/s,W=2.899k

59、g/sCtttm66.52232.85202泡點進料根據(jù)溫度，查相關(guān)表得：CP 水=4.1748KJ/(kg), CP 乙醇2.7025KJ/(kg)。 . . . 34 / 41sKJtFCQPm/97.695)2032.85(694. 2955. 3吸收取總傳熱系數(shù) K=700=0.7KJ/2m Ctm21.12203532.8511.95ln/203532.8511.95243.81)21.127 . 0/(97.695)/(mtKQAm取安全系數(shù) 1.1，則實際傳熱面積為：A=89.57。2m作為傳熱管，管心距 PT為 32mm5 . 225傳熱管長度定為 4.5m，根據(jù)傳熱面積計算管

60、的根數(shù) n2315 . 4025. 014. 343.8100ldAn換熱器的直徑mLdAPCTPCLDR62. 05 . 4025. 028. 157.8985. 01637. 0637. 020020取 Do=0.70m,管程為 6，管子根數(shù) 4，換熱管長度為 4500mm，換熱面積為5 . 225105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-180-62m校核：A=105.0A=105.02mQ=105.00.712.21=897.44KJ/sQ=105.00.712.21=897.44KJ/ssKJQ/47.20197.69544.897所以傳熱足夠，設(shè)計滿足要求。7.37.