化工原理課程設計-乙醇-水篩板精餾塔工藝設計

化工原理課程設計任務書專業(yè)：班級：姓名：學號：設計時間：設計題目：乙醇一一水篩板精儲塔工藝設計（取至南京某廠藥用酒精生產現(xiàn)場）設計條件：1.常壓操作，P=1atm（絕壓）。2.原料來至上游的粗儲塔，為95乙一96c的飽和蒸汽。因沿程熱損失，進精儲塔時原料液溫度降為90Co3.塔頂產品為濃度92.41%（質量分率）的藥用乙醇，產量為40噸/日。.塔釜排出的殘液中要求乙醇的濃度不大于0.03%（質量分率）。.塔釜采用飽和水蒸汽加熱（加熱方式自選）；塔頂采用全凝器，泡點回流。.操作回流比R=（1.1——2.0）Rnin。設計任務：1.完成該精儲塔工藝設計，包括輔助設備及進出口接管的計算和選型。.畫出帶控制點的工藝流程圖，t-x-y相平衡圖，塔板負荷性能圖，篩孔布置圖以及塔的工藝條件圖。.寫出該精流塔的設計說明書，包括設計結果匯總和對自己設計的評價。時間指導教師:時間1設計任務

任務設計題目乙醇一水篩板精儲塔工藝設計（取至南京某廠藥用酒1.1.2設計條件21.1.2設計條件234561.常壓操作，P=1atm（絕壓）.原料來至上游的粗儲塔，為95-96C的飽和蒸氣。因沿程熱損失，進精儲塔時原料液溫度降為90Co.塔頂產品為濃度92.41%（質量分率）的藥用乙醇，產量為40噸/日。.塔釜排出的殘液中要求乙醇的濃度不大于0.03%（質量分率）。.塔釜采用飽和水蒸氣加熱（加熱方式自選）；塔頂采用全凝器，泡點回流。?操作回流比R=（1.1-2.0）Rmino1.1.3設計任務.完成該精儲塔工藝設計，包括輔助設備及進出口接管的計算和選型。.畫出帶控制點的工藝流程示意圖，t-x-y相平衡圖，塔板負荷性能圖，篩孔布置圖以及塔的工藝條件圖。.寫出該精儲塔的設計說明書，包括設計結果匯總和對自己設計的評價。1.2設計方案論證及確定生產時日設計要求塔日產40噸92.41%乙醇，工廠實行三班制，每班工作8小時，每天24小時連續(xù)正常工作。選擇塔型精儲塔屬氣一液傳質設備。氣一液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。該塔設計生產時日要求較大，由板式塔與填料塔比較[1]知：板式塔直徑放大時，塔板效率較穩(wěn)定，且持液量較大，液氣比適應范圍大，因此本次精儲塔設備選擇板式塔。篩板塔是降液管塔板中結構最簡單的，它與泡罩塔相比較具有下列優(yōu)點：生產能力大10-15%,板效率提高15流右，而壓降可降低30說右，另外篩板塔結構簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%￡右，安裝容易，也便于清洗檢修［2］。因此，本設計采用篩板塔比較合適。精微方式由設計要求知，本精儲塔為連續(xù)精儲方式。操作壓力常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設備費用和操作費用，提高經濟效益，在條件允許下常采用常壓操作，因此本精儲設計選擇在常壓下操作。加熱方式在本物系中，水為難揮發(fā)液體，選用直接蒸汽加熱，可節(jié)省再沸器。工藝流程原料槽中的原料液先由離心泵送到預熱器預熱，再進精儲塔，精儲塔塔頂蒸汽經全凝器冷凝，泡點回流，塔頂產品輸送進乙醇貯存罐，而再沸器則加熱釜液，塔釜產品流入釜液貯存罐。2篩板式精儲塔的工藝設計精微塔的工藝計算乙醇和水的汽液平衡組成相對揮發(fā)度的計算：塔頂產品濃度為92.4%,因此，可近似看成純乙醇溶液；同理，塔底濃度為0.02%可近似看成純水溶液。所以，塔頂溫度為乙醇沸點為78.3°C,塔底溫度為水的沸點96.0°C表2-1查書［2］得：不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如下表所示：液相摩爾分數(shù)x氣相摩爾分數(shù)y溫度/c液相摩爾分數(shù)x氣相摩爾分數(shù)y溫度/C0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根據以上數(shù)據畫出以下乙醇-水的t-x(y)相平衡圖，以及乙醇-水的x-y圖②通過試差法求出塔頂、塔底、進料處、加料板的乙醇氣相組成95.5-89.0_90-95.50.17-0.3891Y進料板一0.1795.5-89.0_90-95.50.0190-0.0721X進料板一0.0190解得X進料板=0.0639Y進料板=0.355③計算塔頂、塔底、進料處相對揮發(fā)度計算公式為:Ya計算公式為:Ya(1-Xa)(1-Ya)Xa78.41-78.1578.15-78.30.7815-0.8943—0.8940丫頂Y頂=0.829278.41-78.15_78.3-78.150.7472-0.8943-X頂,0.8943X頂=0.8094100-95.5_96-95.50-0.17-Y頂-0.17100-95.596-95.50-0.019-X底-0.0190塔頂：aIs=1.123塔底：a底=8.957加料板：a加料板=8.063④計算乙醇-水的平均相對揮發(fā)度：乙醇一水的相對揮發(fā)度一般應用各溫度下的揮發(fā)度的幾何平均值或者算術平均值表示,本設計中使用各溫度下的幾何平均值來表示。a=J以頂心底=2.322.1.2全塔物料衡算原料液中：設A組分—乙醇；B組分—水查書［6］和書口得：乙醇的摩爾質量：M乙=46.07kg/kmol水的摩爾質量：M水=18.02kg/kmolXD0.9241/46XD0.9241/46.070.0759/18.02

Xw=0.0000782Xw=0.00007820.02/46.070.98/18.02因為人口的原料液是上游為95——96c的飽和蒸汽冷卻至90oC所得，因此，XF的液相組成就是95.50c的氣相組成。經查表得，95.50c的飽和蒸汽進料液的摩爾組成為:XF=0.17根據產量和所定工作時間，即日產40噸92.41%乙醇，每天24小時連續(xù)正常工作，則原料處理量：D=4°1°=40.51(kmol/h)24(0.826546.070.1718.02)DXf-Xw_0.17-0.0000782二0206F-Xd-Xw-0.826-0.00000782一.F=196.650kmol/hW=F-D=196.650-40.51=156.140kmol/h求q值由表2-1乙醇-水的平衡數(shù)據用內差法求得原料進入塔時｛90C時｝的氣液相組成為：Xa=0.0639yA=0.3554由Fxf=LXa+VyA和F=L+V得L=125.26(kmol/h),.q=L/F=0.6360M：q線方程為y=-q-x--=-1.747X+0.467q-1q-1塔頂和塔釜溫度的確定由t-x-y圖可知：塔頂溫度td=78.30C,塔底溫度tw=96.00C,△t=1/2(tD+tw)=87.15C回流比和理論塔板的確定90c進料)用內差法求得進料板的氣液相組成(90c進料)xq=X進料板=0.0639進料板位于平衡線上，則：1yq=Y進料板=0.355

Xd-yXd-yq0.826-0.355yq-xq0.355-0.0639=1.618R=1.5*Rmin=1.5*1.618=2.427操作方程的確定精儲段：L=RD=2.42740.51=98.318kmol/hV=(R1)D=(2.4271)40.51=138.828kmol/h提儲段：L=LqF=98.3180.636*196.650=223.387kmol/hV=V-(1-q)F=138.828-(1-0.636)*196.650=67.247kmol/hb、精鐳段操作方程:LD98.31840.51yn1XnXd-Xn-*0.826=0.708xn0.292VV138.828138.828提鋪段操作線方程：LW223.387156.140yn1Xn-Xw=Xn-*0.0000782=3.322xn-0.000182VV67.24767.247相平衡方程為：二Xn1(二Xn1(二-1)XnXnyn：.-(：.-1)ynyn2.32-1.32yn板效率及實際塔板數(shù)的確定平均溫度&=87.15(0C)下B，產0.3281mpas11aB，產0.3281mpas貝UjlL=Xf[1a+(1—Xf)[1B=0.17X0.449+(1—0.17)X0.3281=0.3487mpasaal=2.35X0.3487=0.8194(2)求板效率Et由apl=0.8194,由《化工原理(下)》164頁圖10-20查得Et=51%偏低;實際工作Et有所提高，因此取Et=70%.(3)求實際板數(shù)精儲段實際板數(shù):N精精儲段實際板數(shù):N精=21/0.70=30(塊)提儲段實際板數(shù)：N提=7/0,70=10（塊）全塔板數(shù)：N=40塊2.2精微段物性衡算物料衡算操作壓強P=101.325溫度tmtD=78.300CtF=900Ctw=96,000CtD'tF78,30900c=84.15°C定性組成⑴塔頂y1=XD=0.826查平衡曲線得到x1=0.810⑵進料yf=0.355xf=0.0639平均分子量Mm查附表知：(1)塔頂：MVDm=0.826父46.07+(1-0.826)父18.02=41.189(g/mol)MLDm=0.81046.07+(1-0.810)m18.02=40.730(g/mol)(2)進料:MVFm=0.355x46.07+(1-0.355)x18.02=27.978(g/mol)MLFm=0.0639M46.07+(1-0.0639)乂18.02=19.810(g/mol)平均分子量MMVDmMVFm41.18927,978,vm=^DmVFm-==34.584(g/mol)22MLm=MldmMlfm=40.73019.810=30,270(g/mol)

22平均密度Pm由書［6］和書口：1/Plm=3a/Pla+Hb/PlbA為乙醇B為水塔頂：在78.30c下：Pla=744,289(kg/m3)PLB=972,870(kg/m3)1--=0.9241/744.289+(1-0.9241)/972.870則PLMD=758,716(kg/m3):LMD進料：在進料溫度90CT：：la=729,9(kg/m3)Plb=965.3(kg/m3)aAaA=0.1490.063946.070.063946.07(1-0.0639)18.021=0.149J1-0.149):LMF729.9965.3則：lmf=921.0(kg/m3)即精儲段的平均液相密度：lm=(758.716+921.0)/2=839.858(kg/m3)平均氣相密度-=型型=—101.32534.6—=1.180(kg/m3)RT8.314(84.15273.15)液體平均粘度」lm液相平均粘度依下式計算：lg卜1m=￡xilgRi⑴塔頂：查書［6］和書［7］中圖表求得在78.3c下：A是乙醇，B是水4A=0.504mpas;LDB=0.367mpas;lg」ld=0.826lg(0.504)+0.174lg(0.367)貝U」LD=0.477(mpas)⑵進料：在90c下：NFA=0.428mpas;NFB=0.3165mpas。lg%=0.0639lg(0.428)+(1-0.0639)lg(0.3165)則」lF=0.3226(mpas)□1m=(k+小/2=(0.477+0.3226)=0.3998液體表面張力：m⑴塔頂：查書［6］和書［7］求得在78.30C下：-A=18.447mN/m0b=62.974mN/m5=0.82618.4470.17462.974=26.194(mN/m)⑵進料：在90c下：''工A=17.29mN/m二b-60.79mN/mAb二MF=0.063917.29(1-0.0639)60.79=58.01(mN/m)貝U；：m=(二md+-mf)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(mN/m)2.2.2氣液體積流率的計算由已知條件V=138.828kmol/hL=98.318kmol/h得-VMvm138.82834.63.、VS===1.131(m3/s)36007VM36001.180LSLMlm101.330.27LSLMlm101.330.273600：lm3600839.858=0.001(m3/s)2.3塔和塔板主要工藝尺寸計算2.3.1塔板橫截面的布輅計算塔徑D的計算參考化工原理下表10-1,取板間距HT=0.45mhL=0.06mHT-hL=0.45-0.06=0.39m兩相流動參數(shù)計算如下F=LS:lFlvVs；：v匚(0.0013.5、1/2_n,Flv=()()=0.02361.1311.8參考化工原理下圖10-42篩板的泛點關聯(lián)得：Cf20=0.083Cf=Cf20目、0.Cf=Cf20目、0.083’42.102『=0.0963120)uf=Cf20"Y2<200.5Pl-%Pv)cm/839.858-1.180T5-/、=0.0963=2.567(m/s)1.180本物系不易起泡，取泛點百分率為80%可求出設計氣速un=0.8*uf=0.8M2.567=2.053(m/s)41.131=0.838m根據塔設備系列化規(guī)格，將D'圓整到D=1m作為初選塔徑，因此重新校核流速u1.1312、un==1.441(m)0.78511實際泛點百分率為Un=1.441=0.561Uf2.5672:二D-，2-八2At=——=0.7851=0.785m4塔板詳細設計選用單溢流，弓形降液管，不設進口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長,塔板效率高，結構簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。冏(1)溢流裝谿取堰長lw=0.7D=0.7X1=0.7m,選擇平流溢流堰出口堰高hw=兒-how,已取入=0.06h0W=2.84X10*E(})2/3lw由Lh/)2,5=3.544/0.72.5=8.644查化工原理下圖10-48得：E=1.025h0W=2.84X10工X1.025(3.544/0,7)2/3=0.00859mhw=hL-how=0.06-0.00859=0.0514m取hw=0.06是符合的。??.hL=hw+how=0.06+0.00859=0.0686m修正后hL對Un影響不大，顧塔徑計算不用修正(2)降液管寬度W與降液管面積A由lw/D=0.7查化工原理下圖10-40彳3:幽=0.149±=0.088DAWd=0.149X1=0.149m22Af=0.088—12-0.0691m24

(3)降液管底隙高度ho因物系較清潔，不會有臟物堵塞降液管底隙，取液體通過降液管底隙速度Uo=0.07m/s.Ls0.001ho===0.024m過,取ho=0.04mlwuo0.700.07(4)塔板布谿取安定區(qū)寬度雙=0.08m,取邊緣區(qū)寬度WC=0.04mD1-x=--Wd-Ws=--0.1490.08=0.271m22r=D-WC=0.5-0.04=0.46m2:~2222Ax1Aa=2xVr-x+——rsin—iI180rJ:22n2A0.271'八一?2、=20.27140.46-0.271+——父0.46sin=0.468(m)I1800.46)(3)篩板數(shù)n與開孔率中初取do=6mm,—=3.0呈正三角形排列t=3.0*6=18MM依下式計算塔板上的開孔率中邛=Ao=坐嗎=衛(wèi)當=0.101=10.1%則每層塔板上的開孔面積A為:Aa(t/d0)2(18/6)2Ao=Aaq：=0.1010.468-0.0473m2=1674孔Ao=1674孔2=2二do3.14*0.0062.3.2篩板能校塔流體力學校核1板壓降的校核(1)干板壓降相當?shù)囊褐叨热“搴?=3mm,士=30=0.5，查化工原理下圖10-45得:

do6.0Co=0.74Vs1.131u023.911m/sAo0.0473hc=2*2ga?但八百=0.0510.0512’23.911、，1.180、加十十??=0.0748m液柱I0.74J1839.858J(2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮iVs1.131Ua==z=1.606(m/s)At-Af0.78512-0.0691相應的氣體動能因子Fa=Ua：°.5=1.6061.1800.5=1.745aa查化工原理下圖10-46得：0=0.58hl=P(hw+%w)=PhL=0.58x0.0686=0.0398m液柱(3)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮_4。-9.81外或442.10210，9.81839.858610’-0.00341m???氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨燃窗鍓航担篽p=h+h_+Mhp=0.07480.03980.00341=0.1180m本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設計的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。1液沫夾帶量的校核hf=2.5hL-0.0686*2.5-0.1715mqf325.7父10"ua、Ht-hf/5.7父10/f1.606Y242.102父10二<0.45-0.1715J=0.0369Kg液/Kg汽0.0369<0.1Kg液/Kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶3溢流液泛條件的校核，阻「L-，阻溢流管中的當量清放圖度可由式￡hf=0.153S計算液體沿篩板流動時\Jwho/力損失很小，其液面落差△可忽略不計，即△=0。已知：hL=0.0686m,4=0,故降液管內的當量精液高度：Hd=hL△"hfhf=0.068600.0001950.1715=0.2403m乙醇-水混合液不易起泡，取e=0.6,則降液管內泡沫層高度：H>=02403=0.400<0.5m不會產生溢流液泛。0.6液體在降液管內停留時間的校核枚濟2小,/古儂meAfHd0.06910.2403降披官內的占留時間11==16.60s>5sLs0.001不會產生嚴重的氣泡夾帶。4漏液點的校核漏液點的孔速為：Uow=4.4Co,(0.0056—0.13hL二八二)乙/不=4.40.74(0.00560.130.0686-0.00341)839.858/1.180=9.155(m/s)篩孔氣速Uo=Vs1.131Ao-0.0473=23.911(m/s)塔板穩(wěn)定系數(shù)k=曳=2.6121.5~2.0TOC\o"1-5"\h\zUow9.155表明具有足夠的操作彈性。根據以上各項流體力學驗算，可認為設計的塔徑及各工藝尺寸合適。2.4精微段塔板負荷性能圖注：以下計算常用how=2.84父10二E(k)2/3得how(~Ls),E~~?5經驗計算，lwlw取E=1.0WJhow=2.84父10~1.0父4)2/3=2.84父10”/3600_1=0.8462_s2/30.7,0.7過量液沫夾帶線

TOC\o"1-5"\h\z依下式計算：己=5.7父10^——3.2(2-1)H1HT-hfj」VSVs式中：ua=——S—=2s=1.397VsAt-Af0.7851-0.06912/32/3hf=2.5(卜卬+*)=2.5(0.05020.8462Ls)=0.1262.1155Ls令ev=0.1kg液/kg氣，由仃=42.1x10N/m,HT=0.45m代入式(2-1)得：0.1=5”10二(1397Vs27T)3.242.10210”0.45-0.126-2.1155Ls整理得：Vs=1.83-11.93Ls2/3在操作范圍中，任取幾個Ls值，根據上式算出Vs值列于表2-3中：表2—3Ls,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s1.6411.5291.4361.353依表中數(shù)據在作出過量液沫夾帶線（參見圖2-1）2.4.2溢流液泛線由式⑵Hd—hw^HT和Hd=hw+h°w+△hf卅f聯(lián)立求解。⑴hp7h二2Vc2hc=0.051(也)2(—)=0.051(—2-cCoCoA0.051(——V)2(1.18)=0.0585Vs22/30.740.0473839.8582/3hl=P(hw+how)=0.58(0.0502+0.8462Ls2/3)=0.0291+0.4908Ls

TOC\o"1-5"\h\z故h=0.0578Vs2+0.02910.4908Ls2/3+0.00409pss22/3=0.0578Vs+0.4908Ls+0.0332⑵hd=0.153(上)2=0.153(——)2=195.2Ls2則：口臨0.70.0422/32/320.6(0.450.0502)=0.0578Vs+0.4908Ls+0.0332+0.0502+0.8462Ls+195.2Ls整理得：Vs2=3.19-23.13L2/3-3377.16L^(2-18)表2-4取若干Ls值依(2-18)式計算Vs值，見表2-4,表2-4Lsx10J3,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s1.6761.5981.5191.432(參見2-1圖)2.4.3液相上限線取液體在降液管中停留時間為5秒LsmanHTALsmanHTAf0.450.0691=0.00622(m3/s)在Lsman=0.00622m3/s處作出垂線得液相負荷上限線，可知在圖上siiian它為與氣體流量Vs無關的垂直線。（參見圖2-1）漏液線（氣相負荷下限線）由hL=hw+how=0.0502+0.8462Ls2/3,Uow=^^代入下式⑵求漏液點氣速式:Ao=4.4Co[0.00560.137-h]/：\VsminVsmin=4.40.74[0,00560.13(0.05020.8462Ls)-0.00341]1.180將Ao=0.0476代入上式并整理得Vsmin=3.256J6.206+78.292Ls2/3Ao2/3Vsmin=0.154...6.02678.292Ls據上式，取若干個Ls值計算相應Vs值，見表2-5,作漏液線(參見圖2-1)表2—5Lsx10J3,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s0.4200.4400.4560.470液相下限線取平頂堰堰上液層高度how=6mm,作為液相負荷下限條件，低于此下限，則不能保證板上液流分布均勻。則how=2.8410J3E(Lh)2/3Iw2/3.3600Ls2/30.006=2.84m10，m1.01(0.7整理得：Ls,min=5.88父10“m3/s在圖上Ls,min=5.88黑10"m3/s處作垂線即為液相下限線。（見圖2-2）操作線P點為操作點，其坐標為：Vs=^h=1.131m3/s,Ls=0.001m3/s3600OP為操作線，OP與液泛線的交點對應氣相負荷為U,ma;n,與漏夜線的交點對應氣相負荷為M,min,可知：精儲段的操作彈性=VmxVs,min1.700.39=4.36圖2-1精微段塔板負荷性能圖2AQ/1.8-1.6廠二二一—液末夾帶線h1.4/=.——液泛線m1.21/漏夜線S08/液相卜限線VU.8noL——夜相上限線0.6CA——操作線0.4/0.2nliiiii000.0020.0040.0060.0080.01Ls(m3/h)2.5提微段物性衡算2.5.1物料衡算操作壓強P=101.325溫度tmtD=78.300Ctf=900Ctw=96.00Ctwtf96902twtf96902=93°C定性組成⑴塔斧Xw=0.OOO078渲相平衡圖得到：Vw=0.0014⑵進料yf=0.355xf=0.0639平均分子量Mm查附表知:黑18.02=18.059(g/mol)(1)塔斧：M黑18.02=18.059(g/mol)MLWm=0.0001M46.07+(1-0.0001)父18.02=18.02(g/mol)

(2)進料:MVFm=0.355x46.07+(1-0.355)x18.02=27.99(g/mol)LFm=0.0639x46.07+(1-0.0639)h18.02=19.81(g/mol)平均分子量MVWmMVFm18.0527.99,Vm=^WmVFm==23.02(g/mol)22MlwmMlfm=18.0219.81=i8.92(g/mol)22由式㈠："Plm=aa/Pla+aB/*lb塔斧：查書［6］和書口在96.0C下：A乙醇B水：la=722.38(kg/m3)%=961.16(kg/m3)1=0.0000782/722.38+(1-0.0000782)/961.16：'LMW：lmw=961.135(kg/m3)進料：在進料溫度90CT：1A1A=729.9(kg/m3)：LB=965.3(kg/m3)kg/m3)平均氣相密度：VMPMkg/m3)平均氣相密度：VMPMVM101.325*23.02RT8.314*(93273.15)=0.766(kg/m3)0.063946.07TOC\o"1-5"\h\zaA=0.1490.063946.07(1-0.0639)18.0210.149(1-0.149)3、--=+則Plmf=921.0(kg/m):lmf729.9965.3即提儲段的平均液相密度；LM=(961.135+921.0)/2=941.067(液體表面張力：m⑴塔釜：查書［6］和書［7］得在96.0C下：o-=16.688mN/m二B=58.99mN/m(rmv=0.0014*16.688+(1-0.0014)*58.99=58.930(mN/m)(2)進料：查書⑹和書口得在90c下：

=A=17.29mN/m；入=60.79mN/m二MF=0.063917.29(1-0.0639)60.79=58.01(mN/m)則am=(Gmw+Omf)/2=(58.930+58.01)/2=58.47(mN/m)液體平均粘度」lm⑶塔釜：查書⑹和書［7］得在96.0c下：」WA=0.391mpas;」WB=0.2977mpas;lg」LW=0.0014lg(0.391)+0.9986lg(0.2977)貝U」LW=0.295(mpas)⑷進料：查書［6］和書［7］得在90c下：□FA=0.388mpas;NFB=0.290mpas。lg.=0.0639lg(0.388)+(1-0.0639)lg(0.290)則」lF=0.3226(mpas)」lm=(<w+<f)/2=(0.295+0.3226)/2=0.309(mpas)2.5.2氣液體積流率的計算由已知條件V=70.11kmol/hL=226.6kmol/h得-VMvm_67.387*23.02.3/c.Vs===0.562(m/s)36007VM3600*0.766LsLMlm3600：lmLsLMlm3600：lm二223.387*18.923600*941.067-0.00125(m3/s)2.6塔和塔板主要工藝尺寸計算塔板橫截面的布輅計算塔徑D的計算參考化工原理下表10-1,取板間距Ht=0.3mhL=0.06mHt-hL=0.3-0.06=0.24m兩相流動參數(shù)計算如下Flv衛(wèi)」Vs.V?Flv=（000125）（941.067）1/2=0.07800.5620.766參考化工原理（下）圖10-42篩板的泛點關聯(lián)得：Cfn=0.06Cf=Cf200.20.2、_c”「58.47)—?=0.06<20JI20)=0.07440.2??0.5uf=Cf20E〕L-％=0.0744(941.067~0.766)1/2=2.607(m/s)<20JiPv)0.766本物系不易起泡，取泛點百分率為80%可求出設計氣速un=0.82.607=2.085(m/s)Dt=/4Vs=/4*0.562

-3.14un-,3.14*2.085=0.586m由精儲段知，將D'取到D=1m作為初選塔徑，因此重新校核流速u0.586un==0.746(m/s)0.785*1*1實際泛點百分率為:鬻血286A二D2cc,2cc2AT==0.78512=0.785m24塔板詳細設計選用單溢流，弓形降液管，不設進口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長,塔板效率高，結構簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。[4]（1）溢流裝谿取堰長lw=0.7D=0.7X1=0.7m,選擇平流溢流堰出口堰高hw=7-h0W,已取hL=0.06h°w=2.84Xi0注(手)2/31w由Lh(l)2.5=4.491/0.725=10.954查化工原理下圖10-48得：E=1.025how=2.84X10」X1.025(4.491/0.7)2/3=0.0101mhw=hL-hOW=0.06-0.0101=0.0499m取hw=0.05是符合的。hL=hW+hcW=0.05+0.0101=0.0601m修正后hL對Un影響不大，顧塔徑計算不用修正.(2)降液管寬度W與降液管面積A由lw/D=0.7查化工原理下圖10-40彳3:WdAfd=0.149——=0.088DAWd=0.149X1=0.149m22Af=0.088—12=0.0691m24(3)降液管底隙高度he因物系較清潔，不會有臟物堵塞降液管底隙，取液體通過降液管底隙速度uo=0.07m/s.ho=Ls,=0.00125=0.0255m過小，取ho=0.04mlwUo0.700.07(4)塔板布谿取安定區(qū)寬度WS=0.08m,取邊緣區(qū)寬度WC=0.04mD1=WdWS=0.1490.08=0.271m22Dr=--WC=0.5-0.04=0.46m22-2-xr2-2-xr180sin一

r/22，元210.271八一?2、=20.271、0.46-0.281+——黑0.46sin=0.468(m)<1800.46)

=4.0呈正三角形排列⑶篩板數(shù)n與開孔率中初取do==4.0呈正三角形排列dot=5.0x4=20mm依下式計算塔板上的開孔率中0=0.9072=0907=0.0567=5.67%則每層塔板上的開孔面積人為:(t/d。)242Ao二Aaq：=0.05670.468-0.0265m2=1351孔_A0_=1351孔一二d；3.140.00522.6.2篩板能校塔流體力學校核板壓降的校核氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨龋篽p=hc+hL+h.(1)干板壓降相當?shù)囊褐叨热“搴?=3mm,士=30=0.6，查化工原理下圖10-45得:do5.0o=0.74U0=0.5620.0265=21.208m/s,uncd1Uo：?IPvcc—'21.208\00.766'cco/d、病什hc=0.051|—I—=0.05121=0.0341m減壯[Co)[PlJ<0.74『(941.067)(2)氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮iVs'AVs'At一Af0.5620.78512-0.0691=0.785(m/s)相應的氣體動能因子Fa=ua：0.5=0.7850.7660.5=0.687查化工原理下圖10-46得：B=0.72h|=P(hw+h0w)=帆=0.72父0.0601=0.0433m液柱(3)克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮4二、?=9.81pLdo4*58.479.81*941.067*5=0.00507m板壓降hp=hc+ll+h。=0.0341+0.0433+0.00507=0.0825m本設計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求1液沫夾帶量的校核3.2_5,7*10-6'ua3.2_5,7*10-6'uaev-°IHT-hf3.25.7*10—60.7851!58.47*10一30.3-2.5*0,0601=0.0196kg液/Kg汽0.037<0.1Kg液/Kg氣故在設計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶2溢流液泛條件的校核溢流管中的當量精液高度可由式￡hf=0.153i-L)計算液體沿篩板流動時，阻lwho力損失很小，其液面落差△可忽略不計，即4=0。已知：hL=0.0601m,A=0,hf=2.5*0,0601=0.1503m一22「Ls；「0.001257工hf=0.153S=0.153l=0.000305m[who?]0,7m0.04J故降液管內的當量精液高度：Hd=hL，「二hfhf=0.06010.0003050.1503=0.211m乙醇-水混合液不易起泡，取*-0.6,則降液管內泡沫層高度：Hfd=2=0211=0,351<0.5m不會產生溢流液泛。0.6液體在降液管內停留時間的校核降液管內的停留時間P-Af*Hd=0.0691*0,351=19.40〉5sLs0.00125不會產生嚴重的氣泡夾帶。漏液點的校核漏液點的孔速為：uow-4,4*0,74.(0.00560.13*0,0601-0.00507)941.067/0.766-10.42(m/s)篩孔氣速uo-0,562=21,208(m/s)0.0265塔板穩(wěn)定系數(shù)K-U0=21,208=2,035>(1.5-2.0)uow10.42表明具有足夠的操作彈性。根據以上各項流體力學驗算，可認為設計的塔徑及各工藝尺寸合適。

2.7提微段塔板負荷性能圖2/3-0.8462LSTOC\o"1-5"\h\z注：以下計算常用］卬=2.84Ml0」E（a）2/3得how（~Ls）,E~~L2h5經驗計算,1wlw2/3-0.8462LS取E=1.0則how=2.8410與取E=1.0則how0.7過量液沫夾帶線lri_6/、小十一、1任5.7父10Ua3.2依下式計算：ev=a一(2-1)仃\Ht-hf,VSVS式中：ua==2=1.397VSAt-Af0.78512-0.06912/32/3hf=2.5(hw+how)=2.5(0.04990.8462LS)=0.1252.1155LS令ev=0.1kg液/kg氣，由o=58.47父10N/m,HT=0.3m代入式(2-1)得：0.1=57"0上「(1.397Vs_2/3)3258.47100.3-0.125-2.1155Ls——2/3整理得：Vs=1.1-13.19Ls在操作范圍中，任取幾個Ls值，根據上式算出Vs值列于表2-6中:表2—6Ls,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s0.890.770.660.57依表中數(shù)據在作出過量液沫夾帶線（參見圖2-2）2.7.2溢流液泛線H“由式7―hw^HT和Hd=hw+h0w+△十￡hf中f聯(lián)立求解。hc=0.051(uo)2(，Co：L=0.051(Vs)2—CoAo:l,Ve0.051(S0.740.0265f0766]=0.11V；2(941.067JTOC\o"1-5"\h\z—2/3——2/3hl=P(hw+how)=0.72(0.0499+0.8462LS)=0.0359+0.6093LS22/3hp=0.11VS+0.03590.6093LS+0.0050722/3=0.11VS+0.6093LS+0.0410UoLZo—2.◎hd=0.153(—)2=0.153(s—)2=195.2LS貝lwh00.70.04,2/32/320.6(0.30.0499)=0.11v；2+0.6093Ls+0.0410+0.0499+0.8462Ls+195.2Ls整理得:c2/3-c整理得:VS2=1.1-13.23LS-1774.5L2任取幾個Ls值（2-18）式計算Vs值，見表2-7,作出液泛線（3）（參見2-2圖）表2-7匚乂10；m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s0.9400.8590.7740.6762.7.3液相上限線取液體在降液管中停留時間為5秒m3/s)—HTAfm3/s)Lsman===0.00546在Lsman=0.00546m3/s處作出垂線得液相負荷上限線，可知在圖上它為與氣體流量V無關的垂直線。（參見圖2-2）2.7.4漏液線（氣相負荷下限線）

hL=hw+how=0.0499+0.8462Ls2/3Uow=%吧代入下式［2］求漏液點氣速式:2/3AoVSmin—=4.40.74Ao[0.00560.13(0.04990.8462Ls2/3)-0.00341]941.067VSmin—=4.40.74Ao[0.00560.13(0.04990.8462Ls2/3)-0.00341]941.0670.766將Ao=0.0265代入上式并整理得：VSmin=0.08638.621135.148Ls2/3據上式，取若干個匚值計算相應VS值，見表2-8,作漏液線（參見圖2-2）表2—8匚乂10：m3/s0.0020.0040.0060.0083Vs,m/s0.2830.2990.3120.3232.7.5液相下限線取平頂堰堰上液層高度how=6mm,作為液相負荷下限條件，低于此下限，則不能取平頂堰堰上液層高度保證板上液流分布均勻。則ow=2.84M10'E(Lh)2/3

lw0.006=2.841041.013600L0.006=2.841041.013600LS)2/30.7整理得:Ls,min=5.88310"m3/s在圖上Ls,min=5.883父10"m3/s處作垂線即為液相下限線。（見圖2-2）

2.7.6操作線P點為操作點，其坐標為：VS=0.562m3/s,LS=0.00125m3/sOP為操作線，OP與液泛線的交點對應氣相負荷為VSmax,與漏夜線的交點對應氣相負荷為VSmin可知：精儲段的操作彈性=上吧=9竺=3.26Vs,min0.27提儲段塔板負荷性能圖液末夾帶線液泛線漏液線液相上限線液相下限線操作線OPLs(m3/h)圖2-23精儲塔的附屬設備及選型輔助設備的選型本精儲塔選用直接蒸汽加熱，其附屬設備主要有蒸汽冷凝器、產品冷凝器、連接管、泵等（由于原料由上游而來，且進料時溫度為90C,故不需預熱。）列管換熱器具有結構較簡單，加工制造比較容易，結構堅固，性能可靠，適應面廣等優(yōu)點，被廣泛應用與化工生產中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產中應用最為廣泛，而且設計數(shù)據和資料較為完善，技術上比較成熟。因此，以下的冷凝器采用列管換熱器。直接蒸汽加熱本設計中，水為難揮發(fā)組分，采用直接蒸汽加熱方式，以提高傳熱效果，并節(jié)省再沸器。熱量衡算在t志9KJ/molrE=40.81KJ/molrm=0.0000782*36.98+(1-0.0000782)*40.81=40.810KJ/molQ=V'rm=67.247*1000*40.81=2.744*106KJ/h上標為6設熱損為5%,則：Q實際=Q(1+0.05)=2.744*106*1.05=2.8812*106KJ/h上標為6???加熱蒸汽消耗量：W=Q實際=28812*10—6=70.60*103mol/h上標為3rm40.81冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。熱量衡算已知：V=149.7kmol/h在78.30C時：查書[6]和書[7]:rA=38.78KJ/molrB=41.61KJ/molRm=0.826X38.78+(1-0.826)X41.61=39.272KJ/mol泡點回流，則塔頂蒸汽效出的熱量Q-Vr=138.828100039.272=5.4521106(kJ/h)冷卻水出口溫度不宜超過500C否則會使溶于水中的無機鹽析出，破壞效果。在30C時，cp水=4.174KJ/KgK1設冷卻水進口溫度L為200C,出口溫度t2為400C,則水的冷卻用量為：W=——Q——=5.4521*106——=3624.3(kmol/h)CP(t2-t1)4.17418.02(40-20設傳熱方式為逆流傳熱選型查書⑷取K=1000kcal/m2h0C=47.62°C純一=47.62°Ct1一,78.30-20lnlnt278.30-40換熱器面積：A=Q=545211°==27.345m2Ktm100047.624.187查書⑸可選G500-25-35型列管式換熱器，主要設計參數(shù)如下：A=35n2,管長L=3000,管程數(shù)4,公稱直徑DN=500mmd25M2.5碳鋼管儲出液冷卻器熱量衡算…、■_-1cP=xFcp,A+(1—xF)cp,B=0.8265M2.99父46.07+0.1735M4.175父18.02=126.88KJ/KmolKQ=mc.t=DCpt=40.51126.88(78.5-25)=2.750105(kJ/h)選型查書［4］取K=700kcal/m2，h0C-"-=tm==16.3560C純--"-=tm==16.3560C,.-41178.3-40InIn：t225-20設熱損為5%,則：一一一一一一一5一一一一一5,Q實=Q(1-0.05)=2.750父105父0.95=2.613父10KJ/h換熱器面積：A=-Q—=——2.61310——=5.451m2Ktm7004.18716.356查書⑸可選G273I-25-4型列管式換熱器，主要設計參數(shù)如下：A=6n2,管長L=1500,管程數(shù)1,公稱直徑DN=273mm425M2.5碳鋼管釜液冷卻器設將儲出液冷卻到25C,求得平均溫度At*25；96。=60.50c下：cP,A=2.99KJ/KgK-1cP,B=4.175KJ/KgK1C=XG,a+(1-X@Cp,b=0.0000782*2.99*46.07+(1-0.0000782)*4.175*18.02=75.238KJ/KmolKQ=mct=Wcp”=156.14075.238(96.0-25)=8.341105(kJ/h)選型查書［4］取K=1000kcal/m2h0C

=21.1090C.--：t1-.t=21.1090CJ-tJ-t225-205設熱損為5%,則：、實=Q(1—0.05)=8.341m105m0.95=7.924父10KJ/h5換熱器面積：A=-Q—=7.924x10=0.89m2查書［5］可選G159I-25-1Ktm10004.18721.109型列管式換熱器，主要設計參數(shù)如下：A=1n2,管長L=1500,管程數(shù)1,公稱直徑DN=159mm*25x2.5換熱器規(guī)格匯總表換熱器換熱面積(m2)管長(m)數(shù)公稱直徑(mm)管規(guī)格原料預熱器G400V-16-101015004400425M2.586冷凝器G500V-25-353530004500425M2.5152儲出液冷卻器G273I-25-4415001273425M2.538釜液冷卻器G159I-25-1115001159e25M2.513塔的主要接管尺寸的選取接管尺寸由管內蒸氣、液體速度及體積流量決定。本塔的接管均采用YB231-64熱扎無縫鋼管［5］。塔頂蒸氣管路近似取精儲段體積流率為塔頂蒸汽體積流率Vs,4Vs41131則塔頂蒸汽直徑d==.4=0.2410(m)=240(mm)'3.14*u3.1425選管：選取*273*6.5di=260mmu實=-Vs-2=113——2=21.313(m/s)0.785*di0.7850.260

塔頂冷凝水管路設冷凝水進口溫度為20C,出口溫度為40C。則在平均溫度30c下:Lw=WM3600P3704.9*18.023600*839.8583=0.0221m/s冷凝水管直徑J=.4Lw=40.0221=0.1678(m)=167.8(mm)二u\3.141選管：選取*168*5mm=158mmLw

Lw

u=u實20.785由2=1.128(m/s)0.785*0.158塔頂液相回流管路已知回流液體流率為LS=0.001m3/s,則回流管直徑5=.4LS=.40.001=0.0357(m)=35.7(mm)二u3.141選管：選取645*2.5mmQ=40mmLSJI4dLSJI4di20.001___20.7850.040=0.796(m/s)加料管路F=196.650kmol/h,查書⑹和書口得在30c下:PA=785.84Kg/m3PB=995.7Kg/m3得：：m=952.381Kg/m3L_也O0.170.83:得：：m=952.381Kg/m3Mm=0.1746.070.8318.02=22.78Kg/KmolVfFM196.65022.783600952.381u0.00131m3/s選管:m3600：VfFM196.65022.783600952.381u0.00131m3/s選管:m3600：m4M0.001313.141選取576=0.0409(m)=40.9(mm)di=45mmVfVf叫=——兀h2—di40.001312=0.824(m/s)0.7850.045塔釜殘液流出管已知釜液體積流率L已知釜液體積流率L=W=156.1401kmol/s,查書⑹和書［7］得在96.00C下:：A：A=722.38Kg/m3R=961.16Kg/m31aA1aA0.00007820.9999218：m：A722.38961.16：m：A722.38961.16得：:m=961.54Kg/m3Mm-0.000078246.070.999921818.02-18.022Kg/KmolLSLMLMLSLMLM156.14018.0223600：lm3600961.543=0.000813(m/s)釜液出口管直徑di=選取455釜液出口管直徑di=選取455di=35mm40.000813——0.0322(m)=32.2(mm),3.141選管:_Ls_Lsu實=可

4di7=0.845(m/s)0.7850.0352冷卻水出口管路在(20+40)/2=30C下：P水=995.7Kg/m3,Cp水=4.174KJ/KgK由Q=WCp水At得：1993781W199378.1^2388.3Kg/h

4.1720W2388.33Ws0.00067m/sP7K3600M995.7選管:選取3.2.74Ws40.00067diu\3.141382.5Ws塔頂儲出液管路LdsLS0.001R2.427=0.0292(m)=29.2(mm)di二33mm0.00067220.7850.0332=0.00041(m3/s)=0.784(m/s)di二u4Ldi二u4Lds40.00041=0.0229(m)=22.9(mm)3.141選管:選取322.5di=27mm0.00041,20.7850.02727di=0.716(m/s)接口管路匯總表項目尺寸或型號（熱扎無縫鋼管）Di(mm)塔頂蒸汽管*273-6.5260塔頂冷凝水管路*168*5mm158塔頂儲出液管/2M2.527回流管442M2.537加料管*57^645釜液排出管*45x535冷卻水出口管由38M2.5333.3輸送泵的選取泵的分類泵按作用與液體的原理一般分為葉片式和容積式，本設計使用的離心泵在化工廠是很常見的，其性能普遍適用于一般的液體輸送。因此本設計選用離心泵輸送各液體。選泵原則根據介質物性，已經確定的流量，揚程，再從化工原理下冊附表中選擇泵的具體型號，察看性能參數(shù)(包括流量、揚程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容度)。(1)釜液泵的選型釜液流量為：Lw=WMLwm/：lmw=156.14018.02/961.54=2.926m3/h=0.813L/s從流程圖看不出所需揚程，設輸送對揚程的要求不高<8.5m.查表選取冷卻泵，如下表所示:型號轉速n(r/min)揚程效率n(%)功率/kWm3/hL/s軸功率電機功率IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55(2)儲出液冷卻水泵的選型儲出液冷卻水流量為：W=0.0067m3/s=0.67L/s從流程圖看不出所需揚程，設輸送對揚程的要求不高<8.5m.查表選取冷卻泵，如下表所示：型號轉速n(r/min)揚程效率n(%)功率/kW3/,m/hL/s軸功率電機功率IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.554塔高的確定及塔的其它工藝條件板式塔內裝有塔板，降液管，各物流進出口管及人孔(手孔)，除沫器、噴灑器等附屬裝谿。一般塔板按設計板間距安裝，其它可據需求決定板間距。板式塔內裝有塔板，降液管，各物流進出口管及人孔（手孔），除沫器、噴灑器等附屬裝谿。一般塔板按設計板間距安裝，其它可據需求決定板間距。塔高的設計計算塔高的確定塔高主要由下列部分組成：塔頂空間Ha,塔底空間Hb,有效塔高Hp,加料板空間高度HF及群座高度HS即：H=Ha+Hb+Hp+HF+HS塔頂空間Ha的確定塔頂空間是指塔內最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x。具距離取遠高于板間距的值，本設計計算中板間距為0.45m,根據經驗取塔頂空間Ha=1.2m,（塔頂封頭1米）塔底空間Hb的確定塔底空間是指塔內最下層塔板到塔底間距。其值由塔底貯液取停留時間.和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定。本塔設計取t=15min則Hb二，J56。0.000813=0.932（m）A0.7851有效塔高Hp的確定pHp=（10-1）*0.3+30*0.45=16.2m其中：N為實際塔板數(shù)；Ht為板間距。塔頂封頭H的確定Hf=（1/4）D=0.25m裙座高度H的確定為了制作方便，裙座為圓形，HJD=3,H=3X1=3M人孔本精儲塔中設計了5個人孔，孔徑均為400mm.?.最后算得：H=Ha+Hb+Hp+HF+HS=1.0+16.2+0.25+3+0.932=21.382m全塔圖見附圖4塔板結構的確定塔板按結構特點，大致分為整塊式和分塊式兩類。塔徑為300-900mnW,一般采用整塊式；塔徑超過800-900mmW,由于鋼度，安裝，檢修等要求將塔板分成數(shù)塊。本設計采用分塊式，將塔板分為三塊。（本設計篩板板面及其工藝尺寸圖可參見附圖5）

5設計結果概要及匯總表全塔工藝設計結果總匯設計內容及符號單位精儲段理論塔板數(shù)NT塊22實際理論塔板數(shù)N塊30理論板效率Et%51實際取塔板效率Et%70液體流量Lkmol/h98.328氣體流星Vkmol/h138.828液體流量Lsm3/s0.001氣體流星VSm3/s1.131定性溫度tm0C84.15定性壓力PKPa101.325板間距Hrm0.45塔徑Dm1仝塔氣速Unm/s2.053塔板溢流形式單溢流?溢流管形式弓型?堰長Lwm0.7地福hwm0.0514降液管寬度Wdm0.149降液管面積Af2m0.0691邊緣區(qū)寬度WCm0.04安定區(qū)寬度Wsm0.08鼓泡區(qū)囿枳Aa2m0.473

篩孔數(shù)n個1674孔徑d0mm6.0孔間距tmm18塔板開扎率邛%10.1總開孔回積A)2m0.0473篩孔氣速uom/s23.911板壓降m液柱0.118降液管低隙高度hom0.024堰上液層圖度howmm8.59降液管停留時間七s16.60降液管內清液層高度Hdm0.2403降液管內泡沫層高度Hdm0.400板上充氣液層阻力hccm0.0748霧沫夾帶evKg液/Kg氣0.0369負荷上限-霧沫夾帶控制負荷卜限-漏液控制氣相最大負荷m3/s1.70氣相最小負荷m3/s0.39穩(wěn)定系數(shù)k-2.612操作彈性-4.36設計內容及符號單位提微段理論塔板數(shù)NT塊8實際塔板數(shù)N塊10液體流量Lkmol/h223.387氣體流星Vkmol/h67.247理論板效率Et%51

實際取塔板效率et%70液體流量LS3im/s0.00125氣體流星VSm3/s0.562定性溫度tm0C93.00定性壓力PKPa101.325板間距Hrm0.3塔徑Dm1空塔氣速unm/s0.746塔板溢流形式單溢流?溢流管形式弓型?堰長Lwm0.7地福hwm0.0499降液管寬度Wdm0.149降液管面積Af2m0.0691邊緣區(qū)寬度Wcm0.04安定區(qū)寬度Wsm0.08鼓泡區(qū)囿枳Aa2m0.468篩孔數(shù)n個1351孔徑domm5.0孔間距tmm20塔板開扎率邛%5.67

總開孔回積A)2m0.0265篩孔氣速uom