乙醇與水連續(xù)精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、目錄第一章設(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 . 42.2 全塔物料衡算. 52.3 最小回流比和操作回流比 . 62.4 理論塔板數(shù)的確定 . 72.5 全塔效率的估算 . 72.6 實(shí)際塔板數(shù)的求取 . 10第三章塔的工藝條件及物性計(jì)算. 113.1 操作壓強(qiáng) Pm. 113.2 溫度 tm. 123.3 平均摩爾質(zhì)量. 錯(cuò)誤！未定義書(shū)簽。23.4 平均密度. 133.5 液體表面張力. 163.6 平均粘度的計(jì)算. 173.7 汽液相體積流率. 183.8 塔徑的計(jì)算. 193.9 精餾塔高

2、度的計(jì)算. 20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第五章塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算. 2355.1 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. 2685.5 液泛. 28第六章塔板負(fù)荷性能圖. 2796.1 漏液線. 2796.2 液沫夾帶線 . 296.3 液相負(fù)荷下限線. 306.4 液相負(fù)荷上限線 . 306.5 液泛線. 30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

3、計(jì)算及選型. 337.4 塔頂蒸汽出口徑及選型 . 34第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備 . 348.1 冷凝器. 348.2 預(yù)熱器. 358.3 再沸器. 35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1.1 塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日 300 天，每天開(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。1.2 操作流程乙醇一一水溶液經(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

4、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)多次部分氣化和部分冷凝進(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(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上和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，回流液體和上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過(guò)程。流程示意圖如下圖（圖一）2.1 整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格：2.1.1 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

5、冊(cè) P269）（表 1）液相摩爾 分?jǐn)?shù)x氣相摩爾分?jǐn)?shù)y溫度/c液相摩爾分?jǐn)?shù)x氣相摩爾分?jǐn)?shù)y溫度/c0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378

6、.15根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫(huà)出以下乙醇和水的t-x（y）相平衡圖（圖2）及乙醇和水的x-y（圖3）:圖3乙醇水氣液平衡圖2.2 全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=46.07 kg/kmol ；水的摩爾質(zhì)量：M水=18.02 kg/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20Ckg / m3沸點(diǎn)101.33kPaC比熱容(20C)Kg/(kg.C)黏度(20C)mPa.s導(dǎo)熱系 數(shù)(20C) 豹/(m.C)表面 張力10 (20C)N/m水H2O18.029981004.1831.0050.599

7、72.8乙醇C2H5OH46.0778978.32.391.150.17222.8222進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)_0.505/46.07_0.505/46.07(1 -0.505)/18.022.2.3平均摩爾質(zhì)量MF=0.28 46+ (1-0.28)18=25.84 kg/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：卩=空1000=228.33kmol/h25.84總物料衡算F=D+W=228.33易揮發(fā)組分物料衡算DXD+WXW=FXF即 0.83D+0.1W=228.3

8、3X0.28聯(lián)立以上二式得：D=56.3kg/kmol W=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)操作線和 q 線的交點(diǎn)尚未落 到平衡線上之前，操作線已經(jīng)和衡線相切，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 4-0.28, Rmin由=0.6072得：Rmin=1.546Rmin亠1由工藝條件決定 R=1.8Rmin故取操作回流比 R=2.7832.3.1操作方程的確定精餾段：L=R D =2.783 56.3 = 156.683kmol/hV =(R 1)D

9、 =(2.783 1) 56.3二212.983kmol /h提餾段.L =L qF =156.683 1 228.33 = 385.013kmol/hV#V -(1 -q)F =V =212.983kmol/h2.3.2精鎦段操作方程:q 線方程：x=xq=xF=0.282.4 理論塔板數(shù)的確定乙醇水氣液平衡圖A液相摩爾分?jǐn)?shù)Lyn 1pXn提鎦段操作線方程：yn 1 -XnDxV212.983CO Q云盂O.800026WVXw212.983172 030.1 =1.68xn- 0.081212.983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乙醉-.水氣液平衛(wèi)圖由圖 5 可知

10、：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和塔板結(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：_0.245ET= 0.49L計(jì)算。其中：一塔頂和塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；L塔頂和塔底平均溫度下的液相粘度 mPa.s2.5.1 塔頂、塔釜及進(jìn)料的溫度確定圖 6CL6Xw-00, 20, 40.6 0,81液相摩爾分?jǐn)?shù)由 t-x-y （圖五）圖可知：塔頂溫度 tD=78.12C,塔底溫度 tw= 86.4C,x(y)進(jìn)料溫度 tF =82.2C全塔的平均溫度：精餾段：tm上h

11、 =80.16c2tmtw tF= 84.30c提餾段：m2tw tD塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度： t =2=82.26C2.5.2 塔頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度圖 7乙醇水氣液平衡圖根據(jù)乙醇和水溶液 x-y 相平衡圖（圖 7）可以查得:y1=xD=0.83x1=0.817yF=0.56xF=0.28yW=0.443xW=0.1由相平衡方程式y(tǒng)x可得一y(x一1)1+(a1)xx(y1)因此可以求得：aD=1.094;aF=3.273;aW=7.158平均相對(duì)揮發(fā)度的求取：a=3.aDaFaW=11.094 3.273 7.158 = 2.948精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。篴1=、,aDa

12、F =1.094 3.273 = 1.892提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求取：a1aWaF二 3.273 7.158 = 4.840ynXn= Xnyn相平衡方程為：1( -1)xn: -C -1)yn2.948 _1.948yn2.5.3 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=8.12C，塔底溫度 tw=864C進(jìn)料溫度 tF =82.2C全塔的平均溫度： 精餾段：tm二=80.16c2提餾段：打二=84.3c2圖 800.20.40.60.81x(y)twt塔頂和釜的算術(shù)平均溫度： t =2=82.26C0在 80.16c時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的 XD=0.462,

13、由化工原理課本附錄一 （水在不同溫度下的黏度表）查得水二0.354mPa s,由附錄十二（液體黏度共 線圖）查得乙醇=0.405mPas（圖中，乙醇的 X=10.5, 丫=13.8）。0在 84.3c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一（水 在不同溫度下的黏度表） 查得水=0.337mPa s， 由附錄十二 （液體黏度共線 圖） 查得巴醇=0.391mPas（圖中，乙醇的X=10.5, 丫=13.8）。Li因?yàn)?所以，平均黏度:(1) 精餾段： =0.462 0.405 (1 - 0.462) 0.354 二 0.378mPa s(2) 提餾段：= 0.16 0.391(

14、1 -0.16)0.337 = 0.346mPa s用奧康奈爾法(Oconenell)計(jì)算全塔效率：ET=0.49CL)42451.1()精餾段.ET=0.49 (1.892 0.378)-02451.1 =58.5%/0 245(2)提餾段.ET=0.49 (4.84 0.346)-.1.1 = 47.5%2.6 實(shí)際塔板數(shù)的求取(1)精餾段：已知a=1.892 卩 L=0.378mPa - s0.245ET=0.49 x(1.8920.378)=0.532NP精=ET=0.53218.8 19 塊(2)提餾段：已知a=4.84 卩 L=0.346mPa s0.245N T1ET=0.49x

15、(4.84 0.346)=0.432NP提=ET=0.4321.892 塊 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：NP=NP 精+NP提=21 塊全塔效率:21 _ 1* % =4255%ET嚨X%=X%=42.9%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=105.3 kpa,取每層塔板壓強(qiáng) P=0.7 kpa,則 進(jìn)料板壓強(qiáng) PF=105.3+19*0.7=118.6 kpa塔釜壓強(qiáng) PW=105.3+2*0.7=106.7 kpa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=

16、(106.7+118.6)/2=112.65kpa3.2 溫度 tm根據(jù)乙醇和水的 t-x (y)相平衡圖可知：塔頂tD=78.12C進(jìn)料板tp=82.2Ctm精=D 2 F二80.16C3.3 平均摩爾質(zhì)量M根據(jù)乙醇和水的 t-x (y)相平衡圖可知：塔頂xD= y-i=0.83yD=0.817NT10MVD= 0.83 46+ (1-0.83)18=41.42kg/kmolMLD=0.817 46+ (1-0.817)18=40.88 kg/kmol進(jìn)料板：yF= 0.56xF=0.28MVF= 0.56 46+ (1-0.56)18=33.68kg/kmolMLF=0.28 46+ (1

17、-0.28)18=25.84 kg/kmolMVw= 0.443 46+ (1-0.443)18=30.4kg/kmolMLW=0.1 46+ (1-0.1)18=20.8 kg/kmol精餾段的平均摩爾質(zhì)量41.4233.68MV精=37.55kg/kmol40.88 25.84 ,ML,精= - =33.36 kg/kmol33.68 30.4MV,提-2=32.04kg/kmol提餾段的平均摩爾質(zhì)量ML,提=25.842.8塔頂MVD41.42kg /kmol精餾 段平均摩 爾質(zhì)量MV，精37.55kg / kmolMLD40.88kg / kmolML，精33.36kg / kmol2

18、表 3塔釜：yW=0.443Xw=0.1=23.32kg/kmol進(jìn)料板MVF33.68kg /kmol提餾 段平均摩 爾質(zhì)量MV提32.04kg / kmolMLF25.84kg / kmolML,提23.32kg / kmol塔釜MVw30.4kg / kmolMLw20.8kg / kmol3.4 平均密度pm3.1.1 乙醇密度表4溫度C5060708090100110765755746735730716703圖93.1.2 水的密度表四405060708090100992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4圖10不同溫度下的乙醇濃度1圖 10依下式 丄=竺

19、C為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）L:i3D=(0.83X46)/(0.83X46+0.17X18)= 0.6573W=(0.1X46)/(0.1X46+0.9X18)=0.042根據(jù) t-p圖可知：塔頂：?A塔釜:不同溫度下水的密度WA-732.4kg/m3,=0.042-968.2kg/m3得:，LFm遊季弋述8728963.6=737.4kg /kmol,，B二 973.4kg / kmol=3D= 0.657WA得:LDmWAWB3806.45kg /m0.6570.343737.4973.4進(jìn)料板:WA=734.3kg/m3,?B=0.5053=970.5kg/m得:0.505 . 0.495734.3

20、970.5=833.33kg/m3:m精二806.45 833.33=819.915kg/m3精餾段液相平均密度：2提餾段汽相平均密度：:Vm提二95238833.3 892.855kg/m32Pvm=ZM汽相密度：Vm根據(jù)皿RT,液相平均密度的計(jì)算如下圖:塔頂PA3737.4kg / m塔釜PA732.4kg / m3PB3973.4kg / mPB968.2WA0.657WA0.042PLDm806.45kg /m3PLWm952.38進(jìn)料板PA734.3kg/m3精餾段汽相 平均密度Vm1.431 kg / m3PB970.5kg / m精餾段液相 平均密度PLm819.915kg/m3

21、提餾段汽相 平均密度Vm31.215kg/mWA0.505提餾段液相 平均密度PLm892.855kg/m3%m833.33kg /m表63.5 液體表面張力（T Lm二Lm八xr iVm精=精餾段汽相平均密度?mMvmRT111.95 37.558.314 (273.15 80.16)二1.431 kg / m3提餾段汽相平均密度112.65 32.048.314 (273.1584.3)=1.215kg/m3液體平均表面張力按下式計(jì)算：塔頂：tD=78.12CXD=0.83(TA=仃.91mN/m7B=62.9mN/m7LDm=XDX 7A+(1-XD)X 7B=0.83X17.91+(1

22、-0.83)X62. 9=25.558 mN/m進(jìn)料板：tF=82.2CXF= 0.28根據(jù)內(nèi)插法求t=822C時(shí)，7B由化工原理原理上冊(cè)查7A7A=17.70mN/m7B=61.16mN/m7LFm=XFX 7A+(1-XF)X7B=0.28X17.70+(1-0.28)X61.16=48.99 mN/m塔釜：tw= 86.4Cxw= 0.1根據(jù)內(nèi)插法求tD=86.4C時(shí)，7B由化工原理原理上冊(cè)查7A7A=仃.45mN/m7B=60.87mN/m7Lwm=xwX 7A+(1-XF)X 7B=0.1X17.18+(1-0.1)X60.87 =56.5mN/m精餾段液體表面平均張力：7Lm精=(

23、7LDm+7LFm)/2=(25.558+48.99)/2=37.274 mN/m提段液體表面平均張力：7Lm提=(7LDm+7Lwm)/2=(48.99+56.5)/2=52.745mN/m表7塔頂t178.12C塔釜tw86.4CA17.91mN/m17.45mN/mB62.9mN / mB60.87mN/m LDm25.558mN/ m口LWm56.5mN/m進(jìn)料板tF82.2C精餾段液體表 面平均張力Lm37.274mN /mA17.7mN / mB61.16mN/m提餾段液體表 面平均張力%m52.745mN /m根據(jù)內(nèi)插法求tD=78.12C時(shí)，（T B由化工原理原理上冊(cè)查（7AL

24、Fm48.99mN/m3.6 平均黏度的計(jì)算卩 Lm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：igUm二 Xilg塔頂：tD=78.12CXD=0.83 由化工原理原理上冊(cè)查 卩 A、卩 B口A=0.45mPas口B=0.4mPas刀Xi |ggi(0.83xlg0.45+(1-0.83)xlg0.4)卩LDm=10=10=0.437mPas進(jìn)料板：tF=82.2CXF=0.28 由化工原理原理上冊(cè)查 卩 A、卩 B口A=0.42mPas口B=0.35mPas刀Xi lg gi.(0.28xlg0.42+(1-0.28)xlg0.35)卩LFm=10=10=0.369mPas

25、塔釜：tW=86.4CXW=0.1 由化工原理原理上冊(cè)查gAgBgA=0.39mPasgB=0.31mPas刀Xilggi(0.1xlg0.39+(1-0.1)xlg0.31)gLwm=10=10=0.317mPas精餾段液體平均黏度：gLm精=(gLDm+gLFm)/2=0.403 mPas提餾段液體平均黏度：gLm提=(gLwm+gLFH)/2=0.341 mPas表8塔頂t178.312C塔釜tw86.4C0.45mPa.s0.39mpa.S氣mPa0.31mpa.s%Dm0.437mPa.sLWm0.317mPa.S進(jìn)料板tF82.2C精餾段液體平均黏度%m0.403mpa.S0.42

26、mpa.s0.35mPa.s提餾段 液體平 均黏度Km0.341mPa.S%Fm0.369mpa.S3.7 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 =212.98 kmol/hVMvm212.98x37.553Vs1.552m /s3600pm3600U431液相體積流率：L=RD=2.783X 56.3=156.68kmol/h. LMLm156.68漢33.654Ls :3600pm3600X819.915Lh= 3600Ls=3600X1.786X10-3=6.43RT/h提餾段：L=RD+qF =2.783X56.3+1X228.3

27、3=385.01kmol/hL MLm385.0123.32-3 3液相體積流率：Ls2.79*10 m /s3600pLm3600漢892.855表 9 汽液相體積流率計(jì)算Vs3 /1.552m /sVs1.828m3/sLS31.786*10-3m /sLs-332.79*10 m/s3.8 塔徑的計(jì)算板間距和塔徑的關(guān)系塔徑D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距H/mm2003002503003004503506004006003.7.2 提餾段：3Lh= 3600Ls=3600X2.793X10-3=10.05m/h氣相體積流率：V,：= L -W=38

28、5.01-172.03 =212.98 kmol/h” V MVm212.98漢37.553Vs1.828m3/s3600pVm3600 .21533=2.793*10m3/s= 1.786*10-3m3/sLM Lm385.01x23.32Ls=- =3600pLm3600 892.855表10塔徑的確定，需求 Umax=C訂-：?vm,C 由下式計(jì)算：C = C20(N)0.2,C20由 smithVPvm20圖查取，取板間距H=0.35m,板上液層高度h = 0.05m，貝 UHT-h,=0.35 - 0.05 = 0.30m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

29、，m V 丄一一分別為塔內(nèi)氣、 液兩相體積流量，m3/s；PV,PL 分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m33.8.1 精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為：()L)0.5=(1.786 103)(815)0.5=0.028Vs&1.5521.431查 smith 圖得：C20=0.058皿（20）” =0-058x（詈）0.2=0-066取安全系數(shù)為 0.7,則空塔氣數(shù)為：u=0.70umax=0.70X 1.578=1.105m/s3.8.2 提餾段塔徑的確定:查 smith 圖得：C20= 0.061Uma=C：V=0.066 x819.915 _ 1.431=1.578m/s1.431

30、則精餾段塔徑 D=4Vs匸u4 1.552314 1.105=1.338m圖的橫的坐標(biāo)為（慶）”=（皆借gw52 7450 2C =0.061x(52745).=0.07420umM074X8=2.005m/s取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 i=0.70uma=0.70 x2.005=1.404m/s則提餾段塔徑 二.-=1.161mD3.14漢2.005（3）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，D=1.4m精餾段實(shí)際空塔氣速為:Vs 1.552u=1.008m/sAT1.539提餾段實(shí)際空塔氣速為:u二冬=型=1.188 m/sAT1.5393.9 精餾塔高度的計(jì)算 塔的高度可以由下式計(jì)算:Z =HP(N

31、 _2 _S)HTSHTHFHWHP-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Hw-塔底空間（不包括底蓋部分）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:24S _1 =2個(gè)7塔截面積：AT=42-=1.539m24 1.828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)0.352 0.60.82.5 =11.65m第四章、塔板主要工藝尺寸的

32、計(jì)算4.1 溢流裝置采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤(pán)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) lw單溢流：lw二0.6 0.8 D，取堰長(zhǎng)|w=0.6D，即卩Iv=0.6X1.4=0.84 m4.1.2 溢流堰出口堰高 hWhv=h_-hOW選用平直堰，堰上液層高度how可用 Francis 計(jì)算，即howZE “1000(lw精餾段：Lh= 6.43 m/h, 所以Lh/l C-6豎=9.94,匕二俱二。0.84D1.4液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查上圖得:E=1.038，則22.84Lh 3依式howE(一)3，1000 lw提餾段9弓形降液管參數(shù)圖X0.06圖 1313l

33、Lh=7.04 10-33600 =2 5.34n4hA=0.055X3.799=0.209m2取板上清夜層高度hi=0.05m，故hw=0.05-0.0114=0.0386m2=0 6查得：E=1.145，則hov=Z 1.145(衛(wèi)色)3=0.017m256.43AH取板上清夜層高度hl=0.05m，故.=0.05-0.017=0.033mhw4.1.3降液管寬度 Wd 和截面積 Af故降液管設(shè)計(jì)合理。4.1.4 降液管底隙高度取液體通過(guò)降液管底隙的流速u(mài)o為 0.06m/s 依式ho空得:lwUo-3精餾段：ho二上J.78610=0.023m即ho20mmlwuO1.32 7.063提

34、餾段：ho=2.79d0=0.035m即h；20mm1.32漢0.06故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。42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/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34564.2.2 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f _ 2開(kāi)孔區(qū)面積按下式計(jì)算：代=2 xJr2-x2+3=sinxl180 r 丿1 4其中x=D-(WdWs)= T_(0.253 0.07)=0.

35、377m21.4D_ 0.03 門(mén)(2-7Rwc=2=0.67m22卜宀/十蠱w;AfHT0.209 0.354.592 10-3= 15.93s5s提餾段：/H.o.209o.335=10.39s 5sLs7.04 0-Ls=2 0.3770.672-0.3776 蠱0宀宀詈卜0.954m2424 篩板的篩孔和開(kāi)孔率因乙醇-水組分無(wú)腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩空直徑 do=5mm 篩空按正三角排列，孔中心距 t=3do=3 5=15mm115800嘰哼）0.954 = 4909.92,4910152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hp液柱氣體通過(guò)塔板的壓力降（單板

36、壓降）hp二入 n h-hp氣體通過(guò)每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 液柱hc-氣體通過(guò)篩板的干板壓降，m 液柱hl氣體通過(guò)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干板壓降 hchc=0.051（也）24C cC/uo-篩孔氣速，m/sC0孔流系數(shù)p Pv L分別為氣液相密度，Kg/m3篩孔數(shù)目 nt2開(kāi)孔率（t/d）0.90732-10.07%（在 5-15%范圍內(nèi)）氣體通過(guò)篩孔的氣速為u0VsAa1.552則精餾段U0J0.1007 0.954=16.155m /s提餾段UoT=1.82819.028m/s0.1007 0.954071?塔板孔流系

37、數(shù)圖 14 根據(jù) d2/、=5/3=1.67查干篩孔的流量系數(shù)圖 Co=0.78精餾段hc=0.051 J. 155）2（1.431）= 0.038m液柱0.78819.915提餾段h；=0.051（19.028）2（1.2 1 5p 0.0 4m液柱0.788 9 28555.1.2 板上充氣液層阻力h1板上液層阻力hl用下面的公式計(jì)算:hl = PhL二；0（hw how）hL板上清液層高度，mP反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積Af=0.209m2,塔橫截面積AT=1.539m207提餾段4 52.745 10“892.855 9.8 0.005=0.00482 m

38、充氣系數(shù)B和動(dòng)能因子 Fa 的關(guān)系圖 15精餾段 u；Vs1.5521.485厲-Af1.539-0.209動(dòng)能因子 Fa=Ua=V=1.4851.431 =1.776查充氣系數(shù)B和 Fa 的關(guān)聯(lián)圖可得B0=0.57則 hi=B0hL=0.57X).05=0.0285m提餾段u；VS18281.374AT-Af1.539 -0.209動(dòng)能因子Fa=ua廠V=1.374 .1.215 =1.515查充氣系數(shù) 5 和 Fa 的關(guān)聯(lián)圖可得 卩。=0.59貝Uhl = P0hi=0.59X).05=0.0295m5.1.3 由表面張力引起的阻力h9.8 0.0812 仁 0.65KPa提餾段 hp=0

39、.041+0.0295+0.00482=0.07532m壓降 .0 =892.855X9.8 .07532=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，e：0.1Kg 液/Kg 氣3.25.7W6Uaq一一CTL屮。丿(1)精餾段(2)提餾段故在本設(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uw=4.4Cop（0.0056 + 0.13h_ IIPL/PVK=蟲(chóng)1.5-2.0UowU0-篩

40、孔氣速 u ow漏液點(diǎn)氣速（1）精餾段_6325.7X101.485!37.274漢10i0.40 2.5匯0.06.= 0.0879Kg液/Kg氣：:0.1Kg液/Kg氣6上*3.25.7勺01.88256.80X10 10.42.5X0.06丿= 0.0641Kg/ Kg：0.1Kg / KgUomin=4.4Co 0.0056 0.13hL- h匚I= 4.4 0.78. 0.00560.13 0.0285 -0.00371819.915/1.431 = 6.14m/s實(shí)際孔速U0J= 16.155m/ s - U0w穩(wěn)定系數(shù)為K =16.155= 2.63 1.56.14(2)提餾段u

41、,min=4.4CoJ(O.OO56 +0.13hL- hb尸L/ PV= 4.4 0.780.00560.13 0.0295 -0.00482892.855/1.215 = 5.71m/s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HThw乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系故取一-能(1)精餾段H hw帀0.6 0.35 0.0386書(shū)0.233m又 Hd二 hphLhd板上不設(shè)進(jìn)口堰h(yuǎn)d=0.153 ( u。)2=0.153X0.0922=0.00129m 液柱Hd=0.07821+0.0285+0.00129=0.108m 液柱Hd/(HT+hw)=0

42、.233(2)提餾段HThw=0.60.35 0.017 =0.220mhd=0.153(U0)2=0.153X (0.220)2=0.0074Hd=0.07532+0.0295+0.0074=0.112m 液柱Hd(HThw) =0.262。故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象穩(wěn)定系數(shù)為,19.028K二-5.71= 3.331.5u。LsLwh。1.786 100.84 0.023=0.0926.1 漏液線(1)精餾段：第六章、塔板負(fù)荷性能圖U0.min =614i 223Vsmin=d0nu0min=O.785 0.005 X49106.14=0.592mIs 4(2)提餾段:U.min=6.1

43、4:223Vsmin= d0nu0min=0.785X0.005X4910X5.71=0.55m Is4據(jù)此可以做出和流體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。6.2 液沫夾帶線以ev=0.1kg 液 Ikg 氣為限，求 Vs-Ls 關(guān)系如下:VS1.539-0.209_1.33(1)精餾段 hf=2.5hL=2.5 ( hw+how)2/32/3hw=0.0386mhow=2.84/1000 038 (3600Ls/0.84) =0.78Ls2/32/32/32/3則 hf=0.097+1.95 LsHhf=0.35-0.097-1.95 Ls=0.253-1.95 Ls5.710上-Vs3.2= 0.10

44、 一2/337.274X01.33 x (0.253-1.95LsL解得 Vs=2.522-19.67Ls2/3Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.0080.010.0120.0140.016Vs/(m3/s)2.212.0261.8721.7351.6091.4911.3791.273表 12(2)提餾段:hf=2.5hL=2.5 (hw+hw)h=0.033mhow=2.84/1000 化 145 (3600Ls/0.84)2/3=1.14Ls2/3則 hf=0.083+2.85 Ls2/3Hhf=0.35-0.083-2.85 Ls2/3=0.267-2.85 Ls2/3

45、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=0.006m 作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由4_6、3.25.7 漢 10UaX%嚴(yán)旳丿eV5.7 1052.745 10解得 Vs=3.001-32.038LsLs/(m3/s)0.0020.004Vs/(m3/s)2.4922.1940.006 0.0081.9431.719表 130.011.5140.0120.0141.3221.240.0160.967VSAT- Af甲.2Vs2/3.33疋(0.267-2.85Ls)30.00630.843Lsmin =(- )2- = 0.00068m3/s0.00284 1.0

46、383600(2)提餾段:30.00620.843Ls min = (-)2-= 0.00058m / s0.00284 1.1453600據(jù)此可作出和氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限。6.4 液相負(fù)荷上限線以日=5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限-1 hw =(：0 1)howhc- hd- h-aV【-cL； -dl?3(1)精餾段:a，.512八廠00512(H 0.0158(A0C0)2PL(M4X0.0052江4910漢0.78)2819.915=HT(0-1)hw=0.6 0.35(0.6 -0.57 -1) 0.0386 =0.173二.1532二01532=409.89(Iw

47、h。)2(0.84 0.023)22= 2.84 10 E(1)(3600)2/3=2.84 10 1.038 (10.57) (36)3=1.2210.840.0158 V：=0.173-409.8914-1.221 L：3列表計(jì)算如下表 14hw=0.00284E(23600Ls 3L3w(1)精餾段:E=1.038,則E=1.145 J 則AfHT0.209 0.353,0.015m /s55據(jù)此可作出和氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。6.5 液泛線令 Hd八(HTAfHTLShw)Hd卞 hLhdhp=見(jiàn) h_hhi = - 0h_hhwhow聯(lián)立得整理得:dLs/(m3/s)0.0

48、040.0060.0080.010Vs/(m3/s)2.9232.7322.4902.179(2)提餾段:/ 匚、0.051()22；(二/4 0.00524910 0.78)2b 二HT(匚-l-：01)hw=0.6 0.35(0.6 -0.59 -1) 0.033 =0.17723仕36002/33600-3d，=2.84 10E(1：)()=2.84 101.145 (10.59) ()3=1.364lw0.840.0123 V：=0.177-177.01 L：-1.364 L：3表 15Ls/(m3/s)0.0040.0061 0.0080.010Vs/(m3/s)3.3743.201:3.0042.794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:由圖可知：故操作彈性為 Vs maXVs min=3.