乙醇水精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、Yanching Institute of Technology(2017)屆制藥工程專業(yè)課程設(shè)計(jì)任務(wù)書題目：乙醇一一水混合液精儲塔設(shè)計(jì)學(xué)院：化工與材料工程學(xué)院專業(yè):制藥1301學(xué)號： 130120004 姓名： 張世宇指導(dǎo)教師：林貝教研室主任(負(fù)責(zé)人)：林貝化工原理課程設(shè)計(jì) 乙醇水混合液精餾塔設(shè)計(jì)張世宇制藥工程1301 班 學(xué)號 130120003指導(dǎo)教師林貝摘要本設(shè)計(jì)是以乙醇水混合液為設(shè)計(jì)物系， 以篩板塔為精餾設(shè)備分離乙醇和水。 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(jì)針對二元物系乙醇水的精餾問題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。關(guān)鍵詞： 乙醇 - 水精餾 篩

2、板塔 連續(xù)精餾塔板設(shè)計(jì)前 言 錯誤！未定義書簽。第1章設(shè)計(jì)任務(wù)書 2第2章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明 4第2.1節(jié)設(shè)計(jì)方案的確定 4第2.2節(jié)設(shè)計(jì)流程 6第3章精儲塔的工藝設(shè)計(jì) 8第3.1節(jié)精儲塔的物料衡算 8第3.2節(jié)理論板的計(jì)算 9第3.3節(jié)平均參數(shù)的計(jì)算 16第3.4節(jié)塔徑的初步設(shè)計(jì) 21第3.5節(jié)塔高的計(jì)算 23第4章 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 24第4.1節(jié)溢流裝置計(jì)算 24第4.2節(jié)塔板及篩板設(shè)計(jì) 25第4.3節(jié) 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 26第5章塔板負(fù)荷性能圖 28第5.1節(jié)霧沫夾帶線 28第5.2節(jié)液泛線 28第5.3節(jié)液相負(fù)荷上限線 28第5.4節(jié)漏液線 28第5.5節(jié)液相負(fù)荷下限線 29第5

3、.6節(jié)塔板負(fù)荷性能圖 29第6章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 錯誤!未定義書簽。第6.1節(jié)冷凝器 29第6.2節(jié)再沸器 30第7章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總 32第7.1節(jié)各主要流股物性匯總 32第7.2節(jié)篩板塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總 33參考文獻(xiàn) 37附錄 38、乙前言1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同時進(jìn)行的。 對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液（ 氣相冷卻而成） 是沸點(diǎn)低的B物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的A物質(zhì)，精儲是多次簡單蒸儲的組合。精儲塔底部是加熱區(qū)， 溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。1.2 精餾塔對

4、塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：一： 生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二： 效率高： 氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。四： 有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱

5、敏性，起泡性等。第1章設(shè)計(jì)任務(wù)書1. 設(shè)計(jì)題目 ：乙醇水混合液精餾塔設(shè)計(jì)2. 設(shè)計(jì)任務(wù)及條件2.1 生產(chǎn)能力：年處理量3 萬噸乙醇. 。2.2 進(jìn)精餾塔料液含乙醇34%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。2.3 料液初溫：452.4 塔頂產(chǎn)品乙醇含量93%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。2.5 殘液中乙醇含量不得高于0.5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù) ）。2.6 每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：300天（24小時，一年中有兩個月檢修）2.7 設(shè)備型式：篩板塔2.8 操作條件：精儲塔頂壓力 4kPa（表壓）進(jìn)料狀況泡點(diǎn)進(jìn)料回流比R/Rmin = 2.0單板壓降0.7kPa加熱蒸汽壓力101.325kPa（表壓）3. 設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求3.1 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明3

6、.2 精餾塔的工藝計(jì)算（包括物料衡算、理論塔板數(shù)、回流比、總板效率、平均參 數(shù)、塔高、塔徑設(shè)計(jì)等）3.3 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)及流體力學(xué)驗(yàn)算3.4 塔板負(fù)荷性能圖的繪制3.5 附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)（包括產(chǎn)品冷卻器和接管選型）3.6 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總（包括主要設(shè)備尺寸及衡算結(jié)果等）3.7 附圖：圖解理論板，塔板負(fù)荷性能圖，生產(chǎn)工藝流程圖（2號圖）。2.9 廠址：廊坊地區(qū)第2章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明第2.1節(jié)設(shè)計(jì)方案的確定2.1.1 塔的類型選擇本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇一水混合物。對二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精儲 流程。板式塔的空塔速度較高，因而生產(chǎn)能力較大，塔板效率穩(wěn)定，操作 彈性大, 且造價低，檢修、清洗方便

7、，因而在工業(yè)上應(yīng)用較為廣泛。因考慮到設(shè)計(jì)、制造及生產(chǎn)技術(shù)的成熟穩(wěn)定性，所以決定采用板式塔進(jìn)行精儲操作。2.1.2 塔板類型的選擇板式塔的類型有許多，例如泡罩塔、浮閥塔、篩板塔，篩板塔結(jié)構(gòu)簡單，造 價低廉，板效率高。所以使用篩板塔。2.1.3 塔壓確定工業(yè)精儲可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行。確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的 性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精儲最為簡單經(jīng)濟(jì)，可減少因加壓或減壓操作所增加的增、 減壓設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用，提高經(jīng)濟(jì)效益。若無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓下操作。 加壓精儲可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的 冷卻劑，減少冷凝和冷

8、卻費(fèi)用。在相同的塔徑下，適當(dāng)提高塔的操作壓力還可以 提高塔的處理能力。減壓精儲可以防止某些易分解組分在精儲過程之中受熱分解。乙醇一一水混合液在操作溫度下非常穩(wěn)定，在綜合平衡操作可行性及設(shè)備、 操作費(fèi)用各因素之后，確定采用塔頂壓力為(101.325+4)kPa進(jìn)行操作。2.1.4 加料方式加料方式有兩種：高位槽加料和泵直接加熱。采用高位槽加料，通過控制液位高度，可以得到穩(wěn)定的流量和流速。通過重力加料，可以節(jié)省一筆動力費(fèi)用。 但由于多了高位槽，建設(shè)費(fèi)用相應(yīng)增加；采用泵加熱，進(jìn)料受到泵的影響，流量 不太穩(wěn)定，流速液忽大忽小，從而影響了傳質(zhì)效率，但結(jié)構(gòu)簡單、安裝方便，而 且泵還具有以下優(yōu)點(diǎn)：滿足工藝上

9、對流量和能量的要求；結(jié)構(gòu)簡單，投資費(fèi)用低; 運(yùn)行可靠，效率高，日常維護(hù)費(fèi)用低；能適用被輸送流體的特性，如腐蝕性、粘 性、可燃性等。因此，從實(shí)際考慮，使用泵直接加料更為合理，而本設(shè)計(jì)采用的 就是泵直接加料。2.1.5 進(jìn)料熱狀況的選擇工業(yè)上均采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料或泡點(diǎn)進(jìn)料，這樣可以保證進(jìn)料溫度不受 季 節(jié)、氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較容易控制。因此本設(shè) 計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。2.1.6 塔釜加熱方式的確定蒸儲塔塔釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。但本設(shè)計(jì)案例 具有其特殊性，塔底產(chǎn)物接近于純水，而且在實(shí)際生產(chǎn)中直接蒸汽加熱有更高的 熱效率。結(jié)合設(shè)計(jì)任務(wù)要求，確定其塔釜加熱方

10、式為蒸汽直接加熱。2.1.7 塔頂冷凝方式泡點(diǎn)回流易于控制，設(shè)計(jì)和控制時比較方便，而且可以節(jié)約能源。2.1.8 塔板溢流形式U形流的液體流徑比較長，可以提高板效率，具板面利用率也高，但是液面 落差大，只適用于小塔及液體流量小的場合。單溢流的液體流徑較長，塔板效率較 高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。雙溢流的 優(yōu)點(diǎn)是液體流動的路程短，可降低液面落差，但塔板結(jié)構(gòu)復(fù)雜，板面利用率低， 一般用于直徑大于2m的塔中。階梯式雙溢流的塔板結(jié)構(gòu)最為復(fù)雜，只適用于塔徑 很大、液流量很大的特殊場合。通過對本例中的液體流量、塔徑等進(jìn)行初步估計(jì)，確定選用單溢流塔板2.1.9 塔徑的選取板

11、式塔的塔徑依據(jù)流量公式計(jì)算，在設(shè)計(jì)時，一般依據(jù)嚴(yán)重液沫夾帶時的極 限空塔氣速來決定。在估算出塔徑后，還應(yīng)按塔徑系列標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)行圓整，并進(jìn)行流 體力學(xué)驗(yàn)算。精儲段和提儲段的汽液負(fù)荷及物性是不同的，故設(shè)計(jì)時兩段的塔徑 應(yīng)該分別計(jì)算，若二者相差不大，應(yīng)取較大者作為塔徑；若二者相差較大，應(yīng)采 用變徑塔適宜的回流比應(yīng)該通過經(jīng)濟(jì)核算來確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備折舊費(fèi)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 Rmin,根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取實(shí)際操作回流比 為最小回流比的1.2-2.0倍。乙醇一一水混合物系屬易分離物系，最小回流比較 小，結(jié)合此設(shè)計(jì)任務(wù)要求，操作回流比取最小回流比的2.0倍。

12、第2.2節(jié)設(shè)計(jì)流程首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后, 通過泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料 口進(jìn)入到精儲塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相 混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精微塔中上升，而液相混 合物在精微塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合 物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間 然后進(jìn)入乙醇的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精儲塔中，這個過程就叫做 回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸 器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)

13、溫度重新回到精儲塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前 面所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。本設(shè)計(jì)乙醇一一水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物 q=1送入 精儲塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐, 塔釜采用直接蒸汽加熱, 塔底產(chǎn)品冷卻后, 送入貯罐。第3章精儲塔的工藝設(shè)計(jì)第3.1節(jié)精儲塔的物料衡算F().34/4(6.07原XF收0%4胃(kmol/s ) x此0.93/400k磯2 (摩 0166新0 8386xD0.93/46.070.07/18.02D( x).005. 4 r6.07ccccU- 0 00

14、20塔4W產(chǎn)電00弛(kmol/s )6x070塔95緲成隋爾萬救0W塔底殘液流量（kmol/s ）Xw塔底組成（摩爾分?jǐn)?shù)）V0加熱蒸汽量（kmol/s ）叱醇=46.07 kg/kmolMMK = 18.02 kg/kmol3.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率原料塔頂塔底液組成Xf組成Xd組成Xw3.1.2原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量3.1.3全塔物料衡算 全塔物料衡算F D W輕組分乙醇物料衡算FxF DxD WxW所以將總物料衡算與乙醇物料衡算聯(lián)立并帶入數(shù)據(jù)183.359 0.16770.002W 0.8386D解得 D 36.317 W 147.042第3.2節(jié)理論板的計(jì)算3

15、.2.1 最小回流比的計(jì)算根據(jù)1.01325 Xl05Pa下乙醇一一水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖。已知乙醇一一水為非理想物系，具平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作 線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，對應(yīng)的回 流比為最小的回流比。最小回流比的求法是由點(diǎn)(0.8386, 0.8386)向平衡線的下凹部分作切線，該線與q線的交點(diǎn)坐標(biāo)為(xq0,1677 yq 0.5082)。q 1.0, xqXF 0.1677, Xd0.8386yqX1 (1)x5.1282 0.16771 (5.12821) 0.16770.5082故最小回流比為RminXDYqYq xq0.

16、8386 0.5082 0.97030.5082 0.1677操作回流比為 R 2.0 Rmin2.00.97031.9406精儲段操作線方程為:圖1最小回流比計(jì)算圖精微段操作線過(Xd，Xd )提儲段操作線過(Xw，Xw ) , q線方程為:x XF 0.1677精儲段操作線方程，提儲段操作線方程和q線方程交于同一點(diǎn)，所以聯(lián)立精儲段操作線方程和q線方程解出交點(diǎn)為(0.1677,0.3959 ),又有提儲段操作線過(0.0020,0.0020 ),即0.39590.00200.1677 a b _ 解得0.0020 a ba 2.3772b 0.0028解得提儲段操作線方程為：y 2.3772

17、 x 0.00283.2.2 理論板數(shù)的計(jì)算已知精儲段操作線方程為y0.6599X0.2852以此類推：X3 0,1343 XF 0.1677提儲段操作線方程y 2.3772X 0.0028以此類推：x9 0,0014 XW 0.0020理論塔板數(shù)為9塊，其中第3塊為進(jìn)料板，精儲段的理論塔板數(shù)為3塊。提儲段 的理論塔板數(shù)為6塊。3.2.3 塔板效率的計(jì)算(1)各段溫度計(jì)算利用附表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差法可求得t F ，t D ，t Wt F :85.283.75t F83.75t F83.94C0.12640.17410.16770.1741t D :78.478.27t D83.75t D78.27C

18、0.79820.83870.83860.8387t W -99.599.2t W99.2t W99.28c0.00120.00230.00200.0023精儲段平均溫91.61 C tF+tW 83.9499.28t o ：222t F+t D83.9478.27281.105 c提儲段平均溫度：(2)精儲段：t1液相組成xi :氣相組成yi :各組分的計(jì)算81.105 C81.3 80.633.24 42.0981.3 80.658.78 62.2281.105 80.6x142.0981.105 80.662.22得 x135.71%得 y159.74%解得12.6714所以 ML146.

19、07 0.357118.02 (10.3571)28.04kg / kmol提儲段：,291.61 C95.891.391.6191.3X。1.614.16 x94.16/曰放相組成x2 :2得 x23.98%氣相組成y2:95.891.316.3429.92所以91.6191.3 得 V228.98%N 229.9219.14kg / kmolML246.07 0.0398 18.02 (10.0398)(3)相對揮發(fā)度精儲段揮發(fā)度：由相平衡方程x1 (1)x則y10.59740.357111) 0.3571精儲段揮發(fā)度：由相平衡方程(1)xy20.28981 (0.0398 22 1) 0

20、.0398解得 29.8446則全塔平均相對揮發(fā)度:,2.67149.84465.1282(4)液體平均粘度計(jì)算對于多組分系統(tǒng)L可按下式計(jì)算，即XiLiLi液相任意組分i的黏度，mPa?s；Xi液相中任意組分i的摩爾分?jǐn)?shù)。塔頂物系粘度:t d 78.27 80 70LD乙醇, 01305078.27 70 解得-0.50ld 乙醇=0.442180 7078.2770LD水. 0.35650.4061-0.4061解得 ld水=0.3651進(jìn)料板物系粘度:t F 83.94 c100 8083.9480LF乙醇. 0.3610.495-0.495解得 LF乙醇=0.468690 800.316

21、50.356583.9480-0.3565解得lf水=0.3407塔釜物系粘度:LW乙醇：100 800.361 0.49599.28 80lw乙醇-0.495解得lw乙醇0.3658LW水：100 900.2838 0.316599.28 90lw水-0.3165解得lw水0.2862所以 LLF LW 0.42970.36210.2864330.35943.2.3 塔板效率的計(jì)算塔板總效率與物系性質(zhì)、塔板結(jié)構(gòu)及操作條件都有密切的關(guān)系，由于影響因 素很多，目前尚無精確的計(jì)算方法。目前，塔板效率的估算方法大體分為兩類。 一類是較全面的考慮各種傳質(zhì)和流體力學(xué)因素的影響，從點(diǎn)效率出發(fā)，逐步計(jì)算出全

22、塔效率；另一類是簡化的經(jīng)驗(yàn)計(jì)算法。奧康奈爾方法目前被認(rèn)為是較好的簡 易方法。對于精儲塔，奧康奈爾法將總板效率對液相黏度與相對揮發(fā)度的乘積進(jìn) 行關(guān)聯(lián)，表達(dá)式如下：所以全塔效率Et0.49(l) 0 450.49 (5.12820.3594) 0.2450.42183.2.4 實(shí)際板數(shù)的計(jì)算實(shí)際板數(shù)：NNTP Et90.421821板數(shù):精儲段實(shí)際 提儲段實(shí)際板數(shù)第3.3節(jié)平均參數(shù)的計(jì)算3.3.1 操作壓力的計(jì)算塔頂壓強(qiáng)：PD 101.325kPa取每層塔板壓降P 07kpa進(jìn)料板壓強(qiáng)：Pf 101.32514 0.7 111.125kPa塔釜壓強(qiáng)：PW101.3257 0.7106.225kPa

23、精微段平均操作壓強(qiáng):PDPf2101.325 111.125 106.225kPa2提儲段平均操作壓強(qiáng)：Pm2Pw尾2111.125106.225108.675kPa23.3.2 氣液兩相平均密度的計(jì)算(1)各液相平均密度的計(jì)算利用附錄4中不同溫度下乙醇和水的密度,由各進(jìn)、出料口液相組成求取個液相平均密度。,單位kg m3塔頂物系密度:t d 78.27 LD 乙醇.8070735 74678.27 70 w 解得LD乙醇=736.892 kg/ m3-7468070971.785977.75978770解得LD7K =972.819 kg/ m3-977.759質(zhì)量分率：a乙醇二0.8386

24、46.070.838646.0710.838618.020.9300水= 1-乙醇=1-0.9300=0.0700所以乙醇LDLD乙醇進(jìn)料板物系密度:t f 83.94 LF乙醇,9080'730 73590 80乙醇 水lZ醇ldK即83.94 80-735965.304971.785質(zhì)量分率:a乙醇二a 水= 1-LD解得83.9480-971.785所以0.93000.0700749.618 kg . m3736.892972.819LF乙醇=733.030 kg/m3解得 LF7K =969.231 kg m30.167746.070.167746.0710.167718.02

25、0.3400乙醇=1-0.3400=0.6600LF乙醇 水乙醇 水塔釜物系密度:LF乙醇LF乙醇LRK即LF0.3400733.0300.6600873.53 kg. ml969.231100 9099.28 90lw乙醇.716 730 lw乙醇-730解得LW乙醇 717.01 kg m3100 9099.28 90lw7K. 958.345965.304LW7K-965.304解得lw水 958.85 kg m3質(zhì)量分率:乙醇0.0020所以LW乙醇LW乙醇則精儲段的液相平均密度:提儲段的液相平均密度:0.0020 46.0746.07 (1 0.0020)18.020.0052乙醇L

26、W0.00520.9948957.17 kg m3LW&醇LWK717.01958.85LDLF749.618873.53Lm1LWLm2811.574 kg. m3LF957.17873.53915.35 kg. m3(2)各氣相平均密度的計(jì)算PMRT計(jì)算Pm1Mvm1Vm1精儲段的氣相平均密度:106.225 34.758.314 (273.15 81.105)1.25 kg m3Vm2提儲段的氣相平均密度:Pm2M vm2RTn2108.675 26.218.314 (273.15 91.61)0.94 kg m33.3.3液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lm

27、Xi i(1)塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD 78.27 C,通過查表4并計(jì)算:d乙醇=17.256mN/ m80 7078.27 70D乙醇 . 17.1 18.018.080 7078.27 7062.6 64.364.3D水=62.894mN/ m(2)進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由tF 83.94 C,通過查表4并計(jì)算:90 8083.94 8016.2 17.117.1吃醇=16.745 mN / m90 8083.94 8060.7 62.662.6時=62.894 mN/ mW乙醇15.550mN/mWK 58.937mN/m(3)塔底液相平均表面張力的計(jì)算由tw 99.28

28、C ,通過查表4并計(jì)算:100 9099.28 90w乙醇,15.5 16.2w乙醇 16.2100 9099.28 90w7K.58.8 60.7wk 60.7所以精儲段液相平均表面張力為:LmLDm224.622 54.864一LFm 39.455mN/ m提儲段液相平均表面張力為:LWmLFm58.850 54.287Lm256.569mN/ m3.3.4氣液兩相平均體積流率的計(jì)算在前面的計(jì)算中已經(jīng)得出：最小回流比為：Rmin0.9703操作回流比為:2.0Rmin2.0 0.97031.9406(1)精儲段摩爾流率1.9406 36.31770.48kmol/ h質(zhì)量流率體積流率(2)

29、提儲段摩爾流率質(zhì)量流率體積流率Lm1(R1)MVVLnUvmL qFD (1.9406 1)28.0470.4834.78106.791976.26811.574 36003714.161.25 360070.48 1V 106.79cmol/ hML2L3 IMVVLm2Ln2Vm236.317 106.79kmol/ h1976.26 kg / h3714.16 kg / h30.00068m / s30.8254mi / s183.359 253.83版mol/ h19.14 253.83926.15 106.794858.48915.35 36002792.560.9436004858

30、.48kg / h2792.56kg / h0.00147m3 / s0.8252m3 / s第3.4節(jié)塔徑的初步設(shè)計(jì)3.4.1精儲段塔徑的計(jì)算 0.2由 Umax Cj_V-其中 C C20v20其中的C20需從史密斯關(guān)系圖中查出。1 2橫坐標(biāo)為：LS1上VS1V10.00068 811.5740.82541.250.020990.02取板間距HT 0.45m ,板上液層高度hL 0.07m ,則查圖2史密斯關(guān)系圖得：C20 0.075m/s所以0.0859811.5741.251.252.1871m/ s取安全系數(shù)為0.6 ,則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 0.9 m塔截面積為A1-D

31、2應(yīng)0.6362m244則空塔氣速為u1V1竺竺41.30m/s1 A10.6362a t5一3.4.2 提儲段塔徑的計(jì)算由 umax其中 C C200.2L20其中的C20需從史密斯關(guān)系圖中查出。橫坐標(biāo)為:S2V21 2L2V21 20.00147 915.350.82520940.0556取板間距Ht 0.45m ,板上液層高度hL 0.07m ,則查圖2史密斯關(guān)系圖得:C200.075m/s915.350.94L V 0.09234 2.88 m/ s0.94第4章 塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)取安全系數(shù)為0.6 ,則空塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D20.8 mD20 82c塔截面積為AT2080.503

32、m244則空塔氣速為 u2VS20.82521.641m/ s0.9mAT20.503由于精儲段與提儲段塔徑相差不大,故精儲塔徑取為D第3.5節(jié)塔高的計(jì)算3.5.1 塔的有效高度精儲段有效高度提儲段有效高度全塔有效高度3.5.2 塔高計(jì)算塔高二H (n nF np 1 ) H T nF H f n p H p H d H s第4.1節(jié)溢流裝置計(jì)算因塔徑D 0.9m,可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液管 各項(xiàng)計(jì)算如下。4.1.1 堰長lw的計(jì)算4.1.2 溢流堰高度hW的計(jì)算由hwhL how ,選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算其中近似取E 1對于精儲段有how2.841000

33、2 30.00068 36000.82540.006 m取板上精液高度 hL0.07m ,則 hw0.07 0.0060.064m對于提儲段有how2.84110002 30.00147 36000.82520.010m則 hW0.07 0.0100.060 m4.1.3 弓形降液管寬度Wd和截面積Af的計(jì)算由顯0.66 查弓形降液管的參數(shù) D得 A 0.0722,Wd- 0.124 ATD所以 A 0.0722 AT0.0722 0.785 0.056浦驗(yàn)算液體在降液管中停留的時間，即精儲段提情段236f3600 0.1111 0.40 37.345s5s0.00119 3600故降液管設(shè)計(jì)

34、合理。4.1.4降液管底隙高度h0對于精儲段取降液管底隙流速u01 0.10m / s對于提儲段取降液管底隙流速u02 0.10m/s故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hw 60mm第4.2節(jié)塔板及篩板設(shè)計(jì)4.2.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸(1)塔板的分布：因D 900mm選用分塊式塔板(2)邊緣區(qū)寬度確定：取破沫區(qū)寬度WS WS' 0.060m,無效區(qū)寬度Wc 0.030m(3)鼓泡區(qū)面積的計(jì)算鼓泡區(qū)面積Aa按下式計(jì)算其中 X D (Vd vy): (0.1116 0.060) 0.3984m2所以 A2 (0.3984,0.422 0.39842- sin 1 984)0.546

35、5nf1800.424.2.2 篩孔 取篩孔孔徑dd=5mm篩孔厚度孔心距tA 0.9070.907（t / d3.5則塔板開孔率y k 7.40%篩孔數(shù)n第4.3節(jié)塔板流體力學(xué)驗(yàn)算4.3.1氣相通過篩板塔板的壓降可以根據(jù)式hphch1 h , ppLhpg來計(jì)算干板壓降he的計(jì)算,h.U 20.051（）2C。d 0,_ do、2, d 0 3C00.88060.0677（ 一）0.00732（ 一）0.000338（ 一）15.295 21.0950.7447863.462所以 hc 0.051 （）2 0.02733m板上液層壓降工計(jì)算公式為：匕 0hL0（hw how）液體表面張力所引

36、起的壓降由下式計(jì)算：44 48 012 103h/上 一448.01030.000454m （液柱）L1gd0863.462 9.81 5 103因止匕hp1hc1 h11 h 10.0027330.0441 0.00454 0.07597rl（液柱）每層板的pp1L1ghp10.07597 9.8 863.462 642.86Pa 70CPa4.3.2 液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度Hd (Ht hw)。此處取0.5。Hdhp hd hL0液泛計(jì)算單層氣體通過塔板壓降為：hpi0.07957mp液體通過降液管的壓頭損失為：板上液層高度hL1 0.07m貝Hd1hp1hd1 M

37、0.07597 0.00153 0.070.502m已知 Ht 0.45m, hW10.062m有(Hth)0.5 (0.450.062)0.256m顯然Hd (Ht hw),因此精儲段滿足條件，不會發(fā)生液泛。4.3.3 霧沫夾帶4.3.4 漏液的驗(yàn)算Uow 4.4C00.0056 0.13h h l/v4.4 0.74470.0056 0.13 0.0441 0.00454863.4621.0957.5837篩板的穩(wěn)定系數(shù)故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液第5章塔板負(fù)荷性能圖第5.1節(jié)霧沫夾帶線依式式中 ua VS- VS 1.373VsAT Af0.785 0.05673.2代入得 0.155

38、.7 10 3解73Vs 2/348.012 100.3 2.2LSs第5.2節(jié)液泛線E 1.03 lw 0.66m近似取2/333600Ls2/3how 2.84 10 3 1.03 s0.9064LSowsLWHt 0.45m hw 0.06m 取 0.5將聯(lián)立可得第5.3節(jié)液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)滿足其再降液管內(nèi)停留的時間不低于3-5s。以5s作為液體在降液管中的停留時間下限，則：第5.4節(jié)漏液線由hlhw how 0.06 0.9064Ls2/3、u°w ”代入漏液點(diǎn)氣速式得A將玲=0.05396而代入上式整理，得據(jù)此可以做出與液體流量無關(guān)的漏液線，即氣相負(fù)荷下限線。第

39、5.5節(jié)液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度how 0.008m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負(fù)荷下限線, 該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。由式：解得LS0.0003657m5 / sS min據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線。第5.6節(jié)塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)上面求出的各段的符合性能曲線分別畫出塔板負(fù)荷性能曲線圖。第6章附屬設(shè)備設(shè)計(jì)第6. 1節(jié)冷凝器1 .冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間 需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。2 .冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量設(shè)計(jì)流程要求泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料濃度下的泡點(diǎn)溫度為 8

40、3.94 C o原料溫度為 45Co釜?dú)堃簻囟葹?9.28 C,擬定將釜液降至55排出1， F F Mf =183.359 22.724=1.157kg/s36001W W Mw=147.042 18.076 0.738 kg/s3600t進(jìn)料 t泡點(diǎn)245 83.94264.47 C根據(jù)溫度查相關(guān)表得Cp水 4.1748KJ/(kg )cp醇 2.7025KJ /(kg C)Cpm =0.00892*2.7025+ (1-0.00892 ) 4.1748=4.043KJ/ (kg* C)2取傳熱系數(shù)K=0.7KJ /m * Ctm(95.11 83.94) (55 45)ln95.11 83

41、.9455 4510.66 C取安全系數(shù)為1.1 ,則實(shí)際傳熱面積A 23.18m2冷凝器計(jì)算取水進(jìn)口溫度為25C,水的出口溫度為35C,塔頂全凝器出來的有機(jī)液 D=0.6237kg/s,溫度為78.3 C,降至35c按產(chǎn)品冷卻前后的平均溫度查表算比熱容所用水量M水QC pm水出85.52534.174 102.049kg / s2取總傳熱系數(shù)K 0.90KJ / m C22.71 C(78.27 35) (35 25)tm ,78.27 35ln 35 25取安全系數(shù)為1.1則A 4.81m2第6.2節(jié)再沸器采用飽和水蒸汽間接加熱，逆流操作做全塔平衡式：F I進(jìn)料 Qb Qc D I頂W I

42、釜解得：Qb =134066.25(kJ/h), C p 塔頂 Cp 塔頂.3.6154 2.4950. _ _ _ . . . . iI 塔頂 t塔頂 -t 83.94 273.150 1082.61 kJ .kg壓力=121.4kPa(表)時，因?yàn)樵O(shè)備蒸汽初損失為加熱蒸汽供熱量的5%所以所需蒸汽的質(zhì)量流量為：,Cp 進(jìn)料板 Cp 進(jìn)料板 114.1473 3.9540 ” “" c y - 1、I進(jìn)料板 t進(jìn)料板-t 99.28 273.15-01510.53 kJ .kg ):加熱蒸汽的冷2E潛熱2塔釜產(chǎn)品溫度不變，為121.32 C,由液態(tài)轉(zhuǎn)變?yōu)闅鈶B(tài)，蒸汽溫度也不變，為130

43、C, 由氣態(tài)轉(zhuǎn)變?yōu)橐簯B(tài)T1 130 121.32 8.68 CT2 130 121.32 8.68 CT1T2Tm 8.68 C選擇 K 1000W； m2 K取安全系數(shù)為0.8,則：采用加熱管白直徑為：19X 2mm表6.1塔釜再沸器規(guī)格公稱直 公稱壓力徑/mmPg . MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n400108管程流通面積計(jì)算換熱面換熱管長/ m2積/ m2度/mm0.004819.33000第7章設(shè)計(jì)結(jié)果匯總第7.1節(jié)各主要流股物性匯總表1各主要流股物性匯總項(xiàng)目符號單位塔頂D進(jìn)料F塔底W溫度C78.2783.9499.28壓力（絕壓）101.325111.125106.225液相組成0.838

44、60.16770.0020液相平均密度749.618875.53925.35液體平均粘度0.42970.36210.2864表面張力24.62254.28758.850第7.2節(jié)篩板塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總表2篩板塔設(shè)計(jì)參數(shù)匯總項(xiàng)目符號單位精儲段提儲段最小回流比Rmin0.9703回流比R1.9406各段平均壓力P106.225108.675各段平均溫度tc81.10591.61摩爾流率氣相Lkmol/h70.48253.839液相Vkmol/h106.79106.79質(zhì)量流平氣相Lmkg/h1976.264858.48液相Vmkg/h3714.162792.56體積流率氣相Lsm3/s0.000680

45、.00147液相Vsm3/s0.82540.8252液相平均組成x0.35710.0398氣相平均組成y0.59740.2898液相平均密度749.618915.35氣相平均密度1.250.94液相平均分子量27.9619.15氣相平均分子量34.7526.21液相表面張力39.45556.569理論板數(shù)NT36塔徑Dm0.9板間距HTm0.450.45塔板形式單溢流弓形降液管（分塊式塔板）空塔氣速um/s0.380.38堰長l Wm0.5940.594堰圖hwim0.0060.006篩孔數(shù)n個2066篩孔孔徑domm5篩孔厚度mm2.5開扎率d7.40%孔心距tm0.075降液管內(nèi)清液層圖度Hdm0.1475氣相負(fù)荷上限Vsmaxn3/s2.2943.062氣相負(fù)荷卜限Vsminn3/s0.7390.669液相負(fù)荷上限Lsmaxn3/s0.005103液相負(fù)荷卜限Lsminn3/s0.0003657參考文獻(xiàn)1 賈紹義，柴誠敬主編化工傳質(zhì)與分離過程北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20092 柴誠敬，張國亮主編化工流體流動與傳熱北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20083 賈紹義， 柴誠敬主編化工原理課程設(shè)計(jì)（ 化工傳遞與單元操作課程設(shè)計(jì)） 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，20064 劉光啟，馬連湘，邢志有主編化工