乙醇_水精餾塔浮閥塔課程設(shè)計(jì)報(bào)告書

1、化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇一一水混合液精餾塔設(shè)計(jì)劉入菡應(yīng)用化學(xué)專業(yè)應(yīng)化1104班 學(xué)號(hào)110130106指導(dǎo)教師顧明廣摘 要本設(shè)計(jì)為分離乙醇-水混合物，采用篩板式精餾塔。精餾塔是提供混合物 氣、液兩相接觸條件，實(shí)現(xiàn)傳質(zhì)過(guò)程的設(shè)備。它是利用混合物中各組分揮發(fā)能 力的差異，通過(guò)液相和氣相的回流，使混合物不斷分離，以達(dá)到理想的分離效 果。選擇精餾方案時(shí)因組分的沸點(diǎn)都不高所以選擇常壓，進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，回流是泡點(diǎn)回流。塔頂冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加熱方式是使用再沸器。精餾過(guò)程的計(jì)算包括物料衡算，熱量衡算，塔板數(shù)的確定等。然后對(duì)精餾塔 進(jìn)行設(shè)計(jì)包括：塔徑、塔高、溢流裝置。最后進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算、繪制塔板負(fù) 荷

2、性能圖。乙醇精餾是生產(chǎn)乙醇中極為關(guān)鍵的環(huán)節(jié)，是重要的化工單元。其工藝路線 是否合理、技術(shù)裝備性能之優(yōu)劣、生產(chǎn)管理者及操作技術(shù)素質(zhì)之高低，均影響 乙醇生產(chǎn)的產(chǎn)量及品質(zhì)。工業(yè)上用發(fā)酵法和乙烯水化法生產(chǎn)乙醇，單不管用何 種方法生產(chǎn)乙醇，精餾都是其必不可少的單元操作。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、 生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較 小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大 及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。關(guān)鍵詞：乙醇水精餾浮閥塔連續(xù)精餾塔板設(shè)計(jì)目錄、八、亠丄刖言1'第一章設(shè)計(jì)任務(wù)書211.1、設(shè)計(jì)條件21.2、設(shè)計(jì)任務(wù)2

3、1.3、設(shè)計(jì)內(nèi)容3第二章設(shè)計(jì)方案確定及流程說(shuō)明5第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì) 7-53.1、全塔物料衡算 73.2、 塔內(nèi)混合液物性計(jì)算 53.3、適宜回流比 153.4、 溢流裝置 213.5、 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 223.6、 塔板流體力學(xué)計(jì)算 25 53.7、 塔板性能負(fù)荷圖 293.8、 塔高度確定 33-第四章附屬設(shè)備設(shè)計(jì)354.1、冷凝器的選擇354.2、再沸器的選擇36第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì) 38-5.1、輔助容器的設(shè)計(jì)385.2、 管道設(shè)計(jì)39- 5第六章控制方案42第七章設(shè)計(jì)心得與體會(huì)42附錄一主要符號(hào)說(shuō)明 43 附錄二塔計(jì)算結(jié)果表 45 附錄三管路計(jì)算結(jié)果表47文獻(xiàn)綜述48

4、 、八前乙醇（C2H5OH ）,俗名酒精，是基本的工業(yè)原料之一，與酸堿并重，它 作為再生能源猶為受人們的重視。工業(yè)上常用發(fā)酵法（C6H10O5）n和乙烯水 化法制取乙醇。乙醇有相當(dāng)廣泛的用途，除用作燃料，制造飲料和香精外，也 是一種重要的有機(jī)化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一種有機(jī) 溶劑，用于溶解樹脂，制造涂料。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?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和 部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S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

5、實(shí)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(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)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(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，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，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥 的結(jié)果簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn) 中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，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

6、理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、 氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大 的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。一設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1設(shè)計(jì)條件處理量：106000噸/年操作條件：精餾塔塔頂壓強(qiáng)：1.03 atm （絕對(duì)壓強(qiáng)）進(jìn)料液狀態(tài)：自選回流比：自選加熱蒸汽壓力：低壓蒸汽單板壓降：75mm液柱乙醇-水平衡數(shù)據(jù)自查液料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：45%塔頂產(chǎn)品質(zhì)量組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：93%塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：330天1.2設(shè)計(jì)任務(wù)精餾塔的物料衡

7、算塔板數(shù)的確定精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算塔板主要工藝尺寸的計(jì)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖精餾塔接管尺寸的計(jì)算1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容工藝設(shè)計(jì) 選擇工藝流程和工藝條件1）加料方式：貯罐加料泵 精餾塔。2）進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料根據(jù)能量充分合理利用和節(jié)能原則，可利 用塔頂蒸汽的冷凝熱對(duì)料液進(jìn)行預(yù)熱至沸點(diǎn)。3）塔頂蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔頂蒸汽的冷凝熱對(duì)料液進(jìn)行預(yù) 熱，飽和液體進(jìn)入回流罐，飽和氣體然后在全凝器中進(jìn)一步冷凝成飽和液體進(jìn) 入回流罐。4）再沸器加熱方式：間接加熱。5）塔頂產(chǎn)品的出料狀態(tài)：塔頂產(chǎn)品冷卻至常溫后進(jìn)產(chǎn)品貯槽。塔底采出物 流的能量另作它用。精餾

8、工藝計(jì)算 物料衡算確定各物料流量 確定適宜回流比。精餾塔設(shè)備設(shè)計(jì) 塔板設(shè)計(jì)和流體力學(xué)計(jì)算對(duì)精餾段和提餾段分別進(jìn)行塔板設(shè)計(jì)和流體力學(xué)計(jì)算。確定溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔盤布置，塔盤流動(dòng)性能的校核。 繪制塔板汽液負(fù)荷性能圖分別畫出精餾段和提餾段的塔板汽液負(fù)荷性能圖。 精餾塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件a. 接管規(guī)格：根據(jù)流量和流體性質(zhì)，選取經(jīng)驗(yàn)流速，確定進(jìn)料管、塔頂蒸 汽管、回流液管、塔釜再沸器進(jìn)液管和蒸汽管的接管規(guī)格。b. 全塔高度：包括上下封頭、裙座高度。附屬設(shè)備設(shè)計(jì)和選用 完成塔底再沸器的詳細(xì)設(shè)計(jì)計(jì)算。 泵選型。 換熱器選型：對(duì)原料預(yù)熱器、塔頂產(chǎn)品冷卻器等進(jìn)行選型。 塔頂冷凝器設(shè)計(jì)選型：根據(jù)換熱量、回流管內(nèi)流

9、速、冷凝器高度對(duì)塔頂 冷凝器設(shè)計(jì)選型。 原料和產(chǎn)品儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)計(jì)算。 輸送管路的設(shè)計(jì)計(jì)算。 控制儀表的選擇參數(shù)。 編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書設(shè)計(jì)說(shuō)明書是將本設(shè)計(jì)的詳細(xì)介紹和說(shuō)明。設(shè)計(jì)說(shuō)明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計(jì)指導(dǎo)思想闡明設(shè)計(jì)特點(diǎn)，列出設(shè)計(jì)主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對(duì)有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技 術(shù)上和經(jīng)濟(jì)上的論證和評(píng)價(jià)。應(yīng)按設(shè)計(jì)程序列出計(jì)算公式和計(jì)算結(jié)果，對(duì)所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗(yàn)公式、圖表應(yīng)注明來(lái)歷。設(shè)計(jì)說(shuō)明書應(yīng)附有帶控制點(diǎn)的工藝流程圖，精餾塔、塔板結(jié)構(gòu)和再沸器工 藝條件圖，計(jì)算機(jī)程序框圖和源程序。設(shè)計(jì)說(shuō)明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算；塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選

10、型和計(jì)算；設(shè)計(jì)結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)；設(shè)計(jì)體會(huì)等。圖紙用2#圖紙繪制帶控制點(diǎn)的工藝流程圖1張；第二章設(shè)計(jì)方案確定及流程說(shuō)明塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的形式，可以分為填料塔和板式塔。板式塔屬于逐級(jí)接觸逆 流操作，填料塔屬于微分接觸操作。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能 力大（2）分離效率高（3）操作彈性大（4）氣體阻力小結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、設(shè)備取材 面廣等。本設(shè)計(jì)的任務(wù)為分離乙醇一水二元混合物，采用連續(xù)精餾流程。本設(shè)計(jì)采 用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)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，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分

11、經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷 卻后送至儲(chǔ)罐之中。回流比根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算得到，且最適宜回流比與最小回流比 的關(guān)系范圍為Ropt （1.12.0）Rmin。塔底采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻 后送至儲(chǔ)罐。塔板類型選擇浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力 大；由于閥片可以隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，塔板效率高。其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物性 時(shí)，閥片易于塔板粘結(jié)，故操作過(guò)程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥片脫落和卡死等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率下降。但乙醇一水物系屬于不易結(jié)焦、低粘度物系，因而不存在上 述問題。綜合考慮各類塔板的優(yōu)缺點(diǎn)和待分離物系特點(diǎn)，確定選擇浮閥

12、塔，類型為常用的F1型。操作壓力的選擇條件設(shè)定塔頂操作壓力為常壓，不需設(shè)置真空設(shè)備或加壓設(shè)備。塔底壓力 略高于常壓，但非常壓下物系平衡數(shù)據(jù)較難獲得，故在計(jì)算過(guò)程中不考慮壓力 變化引起的物系組成變化和溫度變化，這是本設(shè)計(jì)的一個(gè)不足之處。進(jìn)料熱狀況的選擇本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，此時(shí)，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1 ,精餾段和提餾段氣體 摩爾流量相同，體積流量也相近，塔徑基本相同。加熱方式的選擇本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，塔底設(shè)再沸器，加熱蒸汽溫度120 C。能量的利用問題精餾塔塔底再沸器輸入的能量大部分被塔頂冷卻劑帶走，能量利用率較低，故利用溫度較高的產(chǎn)品（乙醇）或副產(chǎn)品（水）以及冷凝后的加熱蒸汽對(duì) 原料液進(jìn)行余熱

13、，也可通過(guò)別的方式利用余熱。圖2 1乙醇-水精餾塔工藝流程簡(jiǎn)圖第三章塔板的工藝設(shè)計(jì)3.1全塔物料衡算原料液質(zhì)量組成（乙醇，下同）f 0.45摩爾組成Xf0.24250.45 / 460.45 / 460.55 / 18質(zhì)量流量qmF1060001033302413383.8384( kg / h)平均摩爾質(zhì)量 Mf0.2425460.75751824.79(kg / kmol)摩爾流量qnF13383.838424.79539.89(kmol / h)塔頂采出液質(zhì)量組成d 0.93摩爾組成xD0.93 / 460.93 / 460.07 / 180.8387質(zhì)量流量qmDqmFF13383.8

14、384D0.45平均摩爾質(zhì)量Md 0.8387460.161318摩爾流量qnD6411 29154 49( kmol /h)41.483641.4836( kg / kmol)0.990936411.29kg / h)塔底采出液質(zhì)量流量qmW13383.83846411.296972.5484 ( kg / h)質(zhì)量組成13383.83840.456411.290.930.0087W6972.5484摩爾流量qnW539.89154.49385.4( kmol / h)摩爾組成XW539.890.2425154.490.83870.0035385.4平均摩爾質(zhì)量Mw0.0035460.996

15、71818.1016(kg/ kmol)3.2塔內(nèi)混合液物性計(jì)算溫度常壓下乙醇一水物系的平衡數(shù)據(jù)見表2,利用拉格朗日插值法（或安托因方程）求的各點(diǎn)溫度。表3 1常壓下乙醇-水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)沸點(diǎn)t/匸756S.89S9795753.0.0040,053$227.356.440.040.518L333.2458.780.-050.77R0.642M繪220 121.57H0.148.926450032.Q079忠52.68釀卻031172579.561.0270290394.5179.265.6472.7105985678,9568.9274.691116.34787572.3676.934J

16、629Q7&.67537Q.267.4139.167R.479.8281.831264474578.27818754.9117,415L677S285.9786.40257555.7478.1589.4189.41進(jìn)料溫度（泡點(diǎn)）82.782.323.37 26.08tF 82.324.25_26.08tF 82.57C)塔頂溫度（露點(diǎn)）78.4178.1578.1589.43tD 78.1583.8789.43t D 78.25 (C)塔底溫度（泡點(diǎn)）100.095.5t W95.501.90.331.9精餾段平均溫度匚t DtF82.5778.2522提餾段平均溫度t；t WtF9

17、9.1778.2522tw 99.17(C)80.41 (C)90.87 (C)密度1已知：混合液密度一L混合氣密度VMV T0 P To MV22.4 T P022.4 T323平均摩爾質(zhì)量精餾段t；80.779.880.4179.839.6550.79X150.7980.779.880.4179.839.6550.79丫165.640.431646(10.4316)25946(10.6259)1890.87(C)95.589.090.8789.01.907.21x27.2195.589.090.8789.080.41 (°C)液相組成氣相組成18液相組成所以Ml1提餾段t2X2X

18、iy143.16%62.59%30.084( kg /35.52(kg / kmol)17.0038.91y238.91所以Ml20.056846(10.0568)18M/20.326846(10.3268)1819.59( kg / kmol)27.15(kg / kmol)0.43160.6259kmol)5.68%0.056832.68%0.3268液相質(zhì)量組成精餾段0.4316乙4630.0840.66水=1-0.66=0.340.056846提餾段乙'19.597水= 1-0.1334=0.86660.1334純物質(zhì)密度不同溫度下乙醇和水的密度見表 2精餾段t180.41 (

19、°C)乙醇8580730_73580.4180735734.59( kg / m3)8580968.6971.880 水 971880.41水 971.5376(kg / m3)提餾段t290.87 (C)乙醇959072072490.87 90965.3乙，723.304(kg / mi)9590961.85965.390.8790965.3水'964.6997(kg / mi)溫度P乙醇P水溫度P乙醇P水/ C/ C80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3表32不同溫度下乙醇和水的密度液相密度精餾段 L1(0

20、.66(734.591 0.66、971.5376 )801.02( kg / m3)提餾段 L20.1334723.30410.1334964.699L2923.58(kg / m3)氣相密度T 0 MV22.4 T精餾段 V1273.1535.52,3、1.23( kg / m )22.4(273.1580.41)提餾段 V2273.1527.15,30.91( kg / m3)22.4(273.1590.87)328表面張力二元有機(jī)物一水溶液表面張力可用下式計(jì)算公式1/41/41/4mww00式中，下標(biāo)W和0分別代表純水和純有機(jī)物，上標(biāo)o代表表面層，分別代表水和有機(jī)物在表面層內(nèi)的比體積分

21、數(shù),由下列諸式聯(lián)立求出：()q igk-wLlgW 0.441 q (ovO/3V2/3) w w /TqX w VwXoVoX0V0而體積分?jǐn)?shù) w和o分別為XwVwx°V式中，q為與有機(jī)物特征和大小有關(guān)的常數(shù)，對(duì)于乙醇，q=2。不同溫度下乙醇和水的表面張力見表3表3 3不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度CC)708090100乙醇表面張力1817.116.215.2(dyn/cm 2)5水表面張力64.362.660.758.8(dyn/cm 2)精餾段t；80.41 (C)表面張力：乙醇908016.217.15o117.11(dyn / cm)80.4180o117.15水908

22、016.217.152w162.522(dyn / cm)80.4180w117.15摩爾體積:乙醇V。461.2337.40(cm3 /mol)水Vm1822.47 (cm3/ mol)801.0202m22.05(dyn / cm)提餾段t：已知 Xi=0.4316,Xw=1-X 1=1-0.4316=0.5684(0.568422.47) 20.43160.34937.40(0.568422.470.431637.40)/.B1lg( “o-)lg 0.3490.4582(XWVw)x 0V 0( xwvwx 0V 0)217.1137.40 2/3Q 0.441(-62.52222.4

23、8 2/3 )1.004273.1580.412()2b1lg 叢B1W1.462sws01o1聯(lián)立解得sw0.17s00.831/4m10.1762.5221/40.8317.1451/42.16790.87 (C)表面張力:乙醇1009090.8390016.117(dyn /2、cm)15.216.21096.2水1009090.8390w60.542(dyn /cm)58.860.71060.7摩爾體積：所以B1Q'b2乙醇V0水 V'W4609150.55(cm3 / mol)100019.49(cm3 / mol)923.58已知 Xo'0.0568 ,X

24、w'1-X 0'1-0.0568=0.94322w2(XwVw)X0V0( XwVwX 0V 0)0.056850.55(0.943219.49) 2(0.943219.490.056850.55)5.54lg 5.540.7440.441273.1516.11750.552/390.87 (60.54219.49 2/3 )0.794lg(B20.05sws0o2聯(lián)立解得sw0.60s00.401/4m20.6060.5421/40.4016.1171/42.475m237.53(dyn/ cm)粘度0.4 9( mpa s)水=0.35 (mpa s)t：80.41 (C)

25、查表得:乙t 290.87 (C)查表得：乙0.4 0(mpa s)水=0.31 (mpa s)乙醇和水見表4表3 4液體粘度數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)溫度c708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.2589根據(jù)公式提餾段粘度：1=乙Xi+ 水(1-Xi) =0.490.4316+0.35(1-0.4316)1=0.4104 (mpa s)根據(jù)公式提餾段粘度：2= 乙 X2+ 水(1-X2)=0.40.0568+0.31(1-0.0568)2=0.3151 (mpa s)相對(duì)揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度:由 xA 0.4316, y

26、A 0.6259,得xB 0.5684, yB 0.3741YaxbYbXa°.6259°.56842.210.37410.4316提餾段揮發(fā)度:由xA0.0568, yA0.3268,得x'B0.9432, yB0.6732IIy xA Biiy xB A0.32680.94328.060.67320.0568331最小回流比3.3適宜回流比根據(jù)表1 ,用AutoCAD軟件作出常壓下乙醇一水物系的x-y圖(圖1),過(guò)塔頂采出點(diǎn)D( 0.8387, 0.8387)作平衡曲線的切線，故最小回流比讀得（圖 1）: yq 0.4791, Xqxi0.2425Rmin0.8

27、3870.47910.47910.24251.5199取實(shí)際回流比R 1.5Rmin1.51.51992.2799WO83,87£4.25X100圖3 1最小回流比塔內(nèi)物料氣液相體積流量計(jì)算精餾段摩爾流量：LR D2.2799154.49352.222( kmol / h)V(R1)D (2.27991)154.49506.71(kmol / h)質(zhì)量流量:L1亦L30.084(352.222/ 3600)2.943(kg / s)V1M/1V35.52(506.71 /3600)5(kg / s)體積流量:Ls1L12.94333Qd A V ms)L1801.02V154.065

28、( nf /S)V51V11.23提餾段摩爾流量:L'L F312.222539.89892.112(kmol / h)V' V LD RDD (R1)D506.71 (kmolh)質(zhì)量流量:L2% L'19.59(892.112/ 3600)4.855(kgS)V2mv2 V27.15(506.71 / 3600)3.82( kg /S)體積流量:L2LS2L24.855923.585.2610 3(m/s)VS2V!V23.8190.914.197( m5 / S)333理論塔板數(shù)關(guān)于理論板層數(shù)的計(jì)算，通?？梢圆捎脠D解法和逐板計(jì)算法精餾段操作線方程為：yn10.69

29、51 x 0.2257RXnR 1精餾段操作線方程為：y = 0.6951 x - 0.2257提餾段操作線方程為：yn 1 L qFXwWXW1.7606 X 0.0027L qF w L qF w根據(jù)點(diǎn)（0.8387，0.8387）起在平衡線和操作線間畫階梯與平衡線交點(diǎn)小 于0.0035為止，得理論值NT=19塊，進(jìn)料板為16塊。提餾段操作線方程為：y =1.7606 x - 0.0027圖32理論塔板數(shù)334理論塔板數(shù)如圖，理論塔板數(shù)：含再沸器理論塔板數(shù)為19,進(jìn)料板是第16塊。精餾段理論塔板數(shù)NT115，提餾段理論塔板數(shù)NT24 （含進(jìn)料板）塔板效率本體系為非理想體系，故根據(jù)分別計(jì)算精

30、餾段和提餾段塔板效率ET0.491.1 (0.245L丿精餾段Et10.49(2.210.4104) 0.2450.5019提餾段ET20.49(8.060.3151) 0.2450.39實(shí)際塔板數(shù)精餾段NpW 1Et1150.501929.8930提餾段Np2Nt21Et230.4289（包括進(jìn)料板，不含再沸器）總板數(shù)Np弘1Np230737（不含再沸器）全塔效率Nt19100%49%337塔徑的初步計(jì)算塔徑的設(shè)計(jì)以避免塔內(nèi)氣液兩相的異常流動(dòng)為原則，即使他的空塔氣速低 于發(fā)生過(guò)量液沫夾帶液泛的氣速，然后，根據(jù)空塔氣速計(jì)算塔徑。精餾段LS1L1V1氣液流動(dòng)參數(shù)36710 3 麗厲 0.0234

31、.065' 1.23塔板間距Ht0.45 m, h0.05 m,貝U Hph 0.40 m由史密斯關(guān)聯(lián)圖,可得C200.084C1 C20 (20)0.2 °.°84(等)0.2°.086Umax1L1 V1 0.086V18013 1232.193( m/s)安全系數(shù)取0.7，安全氣速圓整D2.0( m)0.72.1931.5351 (m/s)44.0653.141.535116(m)氣液流動(dòng)參數(shù)FLV2Ls2VS25.261034.197提餾段瘁580.040.91塔板間距Ht0.45 m, h0.05 m,貝U Hph 0.40 m由費(fèi)爾關(guān)聯(lián)圖，可得

32、C200.085C2 C20 (20)0.2 °.°85(37)0.20.09620Umax2C2L2V20.085923.58一0.912.707(m/ s)0.91V2安全系數(shù)取0.7,安全氣速U20.7U max0.72.7071.8949( m/ s)塔徑D24 VS2U244.1973.141.89491.6797( m1.7( m)圓整D22.0( m>塔截面積D23.1442.023.14 m2空塔氣速提餾段:U1V51AT4.0653.141.29( m/ s)精餾段：U2A4.1973.141.33m/s)熱量衡算乙醇與水的比熱容見表五表35乙醇與水

33、的比熱容溫度tD=78.25 CtF=82.57 Ctw=99.17 C乙醇的摩爾比熱容149.5151.8水的摩爾比熱容75.675.6加熱蒸汽用量的計(jì)算原料液平均摩爾比熱容Cp 151.80.242575.6(10.2425)94.079 kJ /(kmol/k)原料液的焓:hFCtF 94.07982.577768.103(kJ / kmol)原料液帶入的熱量：QF F hF 539.897768.1034.194106( kJ / h)回流液的焓近似取純C2H5OH的焓:hLCt 78.25149.511698.375 (kJ / kmol)回流液帶入的熱量：Q-L hL2.27991

34、54.4911698.3754.12106(kJ / h)r 44160kJ / kmol塔頂蒸汽的熱焓近似地取純乙醇蒸汽的焓:Hvr CPt 4416011698.3755.59104( kJ / kmol)塔頂蒸汽帶出的熱量：QV Hv(R 1)DHv (2.27991)154.495.581042.827107(kJ / h)塔底產(chǎn)品的焓近似地取純水的焓:HwCPt99.1775.67497.25( kJ / kmol)3.4溢流裝置因塔徑D = 2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下。(1) 堰長(zhǎng)：lw 0.65 D 0.652.01.3(m)(2) 溢

35、流堰高度：hL入皿采用平直堰，堰上液層高度由公式求得ow2.84 險(xiǎn)1000 匚(取 E=1)精餾段:ow12.841000故:hw1nhow10.050.0140.036( m)提餾段:1 嚴(yán) 10 33600 )爲(wèi)0.014( m)1.3ow22.841000嚴(yán) 10 3 360°)230.018( m)1.3故:hw2hLhow20.050.0180.032( m)(3)弓形降液管寬度Wd和截面積Af由D 0.65，查弓形降液管參數(shù)圖，得：查圖可知，、0.0721，A0.1241.30.2232( m)。則，A 0.07213.140.226( nf)，Wd0.124驗(yàn)算液體在

36、降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段:t1AHtLs10.2260.4527.71(s) ?5(s)3.6710 3提餾段：t2AHt0.2260.4519.33(s) ?5(s)Ls25.2610 3故降液管設(shè)計(jì)合理(4)降液管底隙高度:入站;對(duì)于精餾段取降液管底隙流速：U00.13( m/s)hoi0.0217 mLsi3.67103Iwj01.30.13hw1ho10.0360.02170.0143( m)0.005( m)對(duì)于提餾段取降液管底隙流速:u00.13(m/ s)Ls25.26103I w u01.470.15精餾段孔速:u0112.110.82( m/ s)0.031 mho20.00

37、6( m)h0合理故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。3.5塔板布置與浮閥數(shù)目及排列塔板分布由于塔徑大于800mm，故采用單溢流型分塊式塔板，以便于人孔拆裝塔 板。浮閥數(shù)目與排列因D = 2.0m > 1.5m ，取破沫區(qū)的寬度 Ws 0.10 m,邊緣區(qū)寬度Wc 0.06m本設(shè)計(jì)采用F1型重閥，孔徑d。0.039(m)，取浮閥動(dòng)能因子F。12VS1每層塔板上浮閥數(shù)：叫 d00144.0653.144315塊0.039210.82塔板上鼓泡區(qū)面積按照下式計(jì)算：Aa 2R2 . sin 180其中xWd0.22320.100.7( m)則:AaWc2.020.060.94( m>0.73.14

38、0.94 2sin18010.701.8( m2)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排,取孔中心距：t1=0.075mAa則排間距t2A31.8N t10.0753600.077(考慮到塔徑較大，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，因此排間距應(yīng)小些，取t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式 作圖，排得浮閥數(shù)目為N = 342個(gè)。塔板布置如圖3。按照N = 342，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：U019.96( m/ s)4.0653140.039 23424鬲u01、=9.96,12311.05，在 913 之間開孔率：u1 291100%100%13.35%u019

39、.960-0OOOOCKIOCOOO 000000a DO DO O X<OOCQJQQO<tlQCQQOOOO O O Q Q o 口 OQOOO 0 Q 口口口 0-4) OQQOQ-OCiO CJ口 c Q o O OQ-0 OO QQ oo aO-OGQ-OOO&llQOC-OOOCtO O 0 " 0 c o 0 ooooooootpcdQdoo&o0 O<5 OO OO OdiOCOOOODOooooococa提餾段孔速：U021209112.579( m / s)圖33精餾段塔板浮閥布置圖W>24 %3.1444.1970.039

40、212.579279.8280每層塔板上浮閥數(shù)：則排間距t2AaN t11.80.0752800.086( m)塔板上鼓泡區(qū)面積：Aa1.8( m2)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m考慮到塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小些，以等腰三角形叉排方式作圖o o o a a o fOQOQQOOOOQQOOOOOOocoQQoacpaoooooo OOCJOOOOOU U U U U U心OQOQQQQQQQOQOOOOOo o a a oo aoaoooooooOOOOOOOOOooooooooqiacoooooo 各

41、舷£> G©G町o o a a q ooodjaoQCOQOo000000000ooooocoa<Jaaoooooo ooooooooooocooooo<ijaooooooo003000000>000000000000000 ccoocoooaceoooo ioaooaoooo a o aa a c圖3 4提餾段塔板浮閥布置圖排得浮閥數(shù)目為N = 300個(gè)。塔板布置如圖4按照N = 300，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子VS2U024d；N4.1973 1420.039 2300411.72( m/ s)氐u02 '. V211.72.09111

42、.18，在 913 之間開孔率：2100%I. 33II. 72100%11.34%3.6塔板流體力學(xué)計(jì)算361塔板壓降精餾段干板壓降173 11825由式確定臨界流速UOc一一V解得：Uoci9.377(m/ s) ,u°a ,則hd5.34V1 U012 Lig5.341.239.96 22801.029.80.042m氣體通過(guò)充氣液層的壓降計(jì)算公式為hhL0.5hL11 hL 0.50.050.025 m 液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略525.95(Pa)故 hp1hc1hl10.0420.0250.067 m每層板的壓降Pp1L1 g hp1801.029.80.067提

43、餾段(1)干板壓降解得：U°C211.06( m/ s), u°2Uoc2,則hc225.34 V2 %5.342 L2g0.9111.7222923.589.80.037m(2)氣體通過(guò)充氣液層的壓降計(jì)算公式為hn0.5hL11 hL 0.50.050.025 m(3)液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略hp2LhL20.0370.0250.062( m)每層板的壓降:Pp2L2 g hp2923.589.80.062561.17( Pa)降液管液泛校核為了防止降液管中液體發(fā)生液泛現(xiàn)象，應(yīng)控制降液管內(nèi)清液層高度(Hthw)0.5(0.450.036)0.243( m)Hdh

44、phLhd精餾段塔板阻力hp10.067(m)流動(dòng)阻力hd1Ls10.153lw ho10.153化)20.0021(m)1.30.024板上清液層高h(yuǎn)L10.05( m)Hd1hyhL1hd10.0670.050.00210.1191(口巴10.243m,符合防止淹塔要求提餾段塔板阻力hp2流動(dòng)阻力hd20.062(m)0.153LS2lwho10.153(5.2610、0.0019(m)板上清液層高h(yuǎn)_20.05(m)Hd2hp2hL2120.0620.00190.050.1139( m),Hd20.243 m霧沫夾帶本設(shè)計(jì)中控制泛點(diǎn)率在0.8以內(nèi)，來(lái)避免過(guò)量液沫夾帶泛點(diǎn)率通過(guò)公式計(jì)算：1

45、 - 36q vl Z l©Ab其中液相流程長(zhǎng)ZLD2W2.020.22321.757( m)液流面積AA2A3.142 0.2262.688( m2)并取物性系數(shù)K=1精餾段根據(jù)氣相密度與塔板間距，由泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖（圖5）,得泛點(diǎn)負(fù)荷因子Cf10.103泛點(diǎn)率4.0651.23F1801.021.2313636710 3 175710.1032.6880.600.84.0651.23F2X 801.021.231 _058_0.103_3740.640.8提餾段泛點(diǎn)負(fù)荷因子Cf10.1031F4.197/0.911.365.2610 31.757 923.580.91F110.1032.688泛點(diǎn)率0.51850.84.1970.91923.580.9110.780.1033.140.520.8由以上計(jì)算，霧沫夾帶能滿足eV<0.1（kg液/kg氣）氣的要求圖5泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖364漏液前面在進(jìn)行塔板上的浮閥數(shù)目計(jì)算及排列的時(shí)候已經(jīng)核算過(guò)，閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在正常操作范圍內(nèi)，不會(huì)造成漏液。3.7塔板性能負(fù)荷圖霧沫夾帶上限線按泛點(diǎn)率為80%確定氣液流量關(guān)系，求出霧沫夾帶線方程，并作出霧沫夾帶上限線。精餾段 Vs 5.6761.28 Ls提餾段 Vs 7.177.1 Ls最后得表：表36物沫表帶線上的氣液體積流