乙醇-水體系板精餾塔計(jì)算化工原理課程設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　符 號(hào) 說(shuō) 明</b></p><p>　　Ap ——塔板鼓泡區(qū)面積，m2； Af——降液管截面積，m2；</p><p>　　A0——篩孔面積，m2； AT——塔截面積，m2；</p><p>　　C——負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次；

2、 C20——20dyn/cm時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次</p><p>　　Cf——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無(wú)因次； Cp——比熱，kJ/kg&S226;K；</p><p>　　d0——篩孔直徑，m； D ——塔徑，m；</p><p>　　D——塔頂產(chǎn)品流量，kmol/h或kg/h；<

3、/p><p>　　eV——霧沫夾帶量，kg(液)/kg(氣) ；</p><p>　　E——液流收縮系數(shù)，無(wú)因次 ET——總板效率或全塔效率，無(wú)因次；</p><p>　　F——原料流量，kmol/h或kg/h；</p><p>　　g——重力加速度，m/s2； hd——干板壓降，

4、m；</p><p>　　hd——液體通過(guò)降液管的壓降，m；</p><p>　　ht——?dú)庀嗤ㄟ^(guò)塔板的壓降，m； hf——板上鼓泡層高度，m；</p><p>　　hl——板上液層的有效阻力，m； hL——板上液層高度，m；</p><p>　　h0——降液管底隙高度，m；

5、 h0w——堰上液層高度，m；</p><p>　　hp——與單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； hW——溢流堰高度，m；</p><p>　　hσ——與克服表面張力的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m；</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m； HT——塔板間距，m；</p><p>　　I——物質(zhì)的焓，

6、kJ/kg； K——穩(wěn)定系數(shù)，無(wú)因次；</p><p>　　——堰長(zhǎng)，m； LS——塔內(nèi)液體流量，m3/s；</p><p>　　M——分子量； n——篩孔總數(shù)；</p><p>　　NT——理論板數(shù)；

7、 N——實(shí)際板數(shù)；</p><p>　　P——操作壓強(qiáng)，Pa； ΔP——單板壓強(qiáng)，Pa；</p><p>　　ΔPp——通過(guò)一層塔板的壓強(qiáng)降，Pa/層； Q——熱負(fù)荷，kJ/h； </p><p>　　q——進(jìn)料熱狀況參數(shù)，無(wú)因次； QB——再沸器熱負(fù)荷，kJ/h；

8、</p><p>　　QC——全凝器熱負(fù)荷，kJ/h； QL——熱負(fù)荷損失，kJ/h； </p><p>　　r——汽化潛熱，kJ/kg； R——?dú)怏w常數(shù)，8314J/kmol&S226;K；</p><p>　　R——回流比，無(wú)因次 t——

9、溫度，℃或K； </p><p>　　t——孔心距，m； T——溫度，℃或K；</p><p>　　TS——塔頂溫度，℃或K； T`S——回流液溫度，℃或K；</p><p>　　u——空塔氣速，m/s； Umax——極限空塔氣速，m/s

10、；</p><p>　　Ua——按板上層液上方有效流通面積計(jì)的氣速，m/s；</p><p>　　u0——篩孔氣速，m/s； u0M——漏液點(diǎn)氣速，m/s；</p><p>　　u′o——降液管底隙處液體流速，m/s；</p><p>　　V——精餾段上升蒸氣量，kmol/h； Vh—

11、—塔內(nèi)氣相流量，m3/h；</p><p>　　Vs——塔內(nèi)氣相流量，m3/s； V′——提餾段上升蒸氣量，kmol/h；</p><p>　　W——釜?dú)堃毫髁?，kmol/h或kg/h Wh——加熱蒸氣量，kg/h；</p><p>　　Wc——邊緣區(qū)寬度，m； Wd——弓形降液管的寬

12、度，m；</p><p>　　WS——破沫區(qū)寬度，m； x——液相組成，摩爾分率；</p><p>　　y——?dú)庀嘟M成，摩爾分率； Z——塔的有效高度，m。</p><p>　　α——相對(duì)揮發(fā)度，無(wú)因次； ε′o——板上液層充氣系數(shù)，無(wú)因次；</p><p>

13、　　τ——液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間，無(wú)因次；</p><p>　　μ——粘度，mPa&S226;s； ρ——密度，kg/m3；</p><p>　　φ——液體的表面張力，N/m； Φ——校正系數(shù)，無(wú)因次。</p><p><b>　　目 錄</b></p><p&g

14、t;　　符號(hào)說(shuō)明 ………………………………………………………………………………………1</p><p>　　概述 ……………………………………………………………………………………………5</p><p><b>　　1、設(shè)計(jì)任務(wù)書</b></p><p>　　1.1 設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目 ………………………………………………………………………………

15、5</p><p>　　1.2 已知條件 ……………………………………………………………………………………5</p><p>　　1.3 設(shè)計(jì)要求 ……………………………………………………………………………………5</p><p>　　1.4化工生產(chǎn)對(duì)塔設(shè)備的要求 …………………………………………………………………5</p><p>　　2

16、、精餾設(shè)計(jì)方案選定</p><p>　　第二章 設(shè)計(jì)方案的確定…………………………………………………………………………5</p><p>　　2.1操作條件的確定 …………………………………………………………………………5</p><p>　　2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則 ……………………………………………………………………6</p><p&

17、gt;　　第三章 精餾塔的工藝尺寸得計(jì)算 ……………………………………………………………6</p><p>　　3.1精餾塔的物料衡算 …………………………………………………………………………7</p><p>　　3.1.1平均摩爾質(zhì)量 …………………………………………………………………………7</p><p>　　3.1.2物料衡算 …………………………

18、……………………………………………………7</p><p>　　3.2塔板數(shù)的確定 ………………………………………………………………………………7</p><p>　　3.2.1理論板層數(shù)N的求取 ……………………………………………………………………8</p><p>　　3.2.2實(shí)際板層數(shù)的求取 ………………………………………………………………………10&

19、lt;/p><p>　　3.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 ………………………………………………………………10</p><p>　　3.3.1 操作壓力計(jì)算 …………………………………………………………………………10</p><p>　　3.3.2 操作溫度計(jì)算 …………………………………………………………………………13</p><p>

20、;　　3.3.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 ………………………………………………………………………11</p><p>　　3.3.4 平均密度計(jì)算 ……………………………………………………………………………13</p><p>　　3.3.5 液體平均表面張力計(jì)算……………………………………………………………………14</p><p>　　3.3.6 液體平均黏度計(jì)算

21、 ……………………………………………………………………15</p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì) ………………………………………………………………16</p><p>　　3.4.1 塔徑的計(jì)算 ………………………………………………………………………………16</p><p>　　3.4.2 精餾塔有效高度的計(jì)算 ……………………………………

22、…………………………18</p><p>　　3.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 ………………………………………………………………19</p><p>　　3.5.1 溢流裝置計(jì)算 ……………………………………………………………………………19</p><p>　　3.5.2 塔板布置 ………………………………………………………………………………21</p&

23、gt;<p>　　3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 ……………………………………………………………………22</p><p>　　3.6.1 塔板壓降 ………………………………………………………………………………23</p><p>　　3.6.2液面落差 ………………………………………………………………………………23</p><p>　　3.6.3

24、 液沫夾帶 ………………………………………………………………………………23</p><p>　　3.6.4 漏液 …………………………………………………………………………………25</p><p>　　3.6.5 液泛 …………………………………………………………………………………26</p><p>　　3.7 塔板負(fù)荷性能圖 ………………………

25、…………………………………………………26</p><p>　　3.7.1 漏液線 ……………………………………………………………………………………26</p><p>　　3.7.2 液沫夾帶線 ………………………………………………………………………………28</p><p>　　3.7.3 液相負(fù)荷下限線 …………………………………………………………………

26、………29</p><p>　　3.7.4 液相負(fù)荷上限線 …………………………………………………………………………29</p><p>　　3.7.5 液泛線 ……………………………………………………………………………………29</p><p>　　第四章 塔附屬設(shè)計(jì) …………………………………………………………………………33</p><

27、;p>　　4.1 精餾塔對(duì)外接管設(shè)計(jì)…………………………………………………………………………33</p><p>　　4.1.1 進(jìn)料管 …………………………………………………………………………………33</p><p>　　4.1.2回流管 …………………………………………………………………………………34</p><p>　　4.1.3塔頂蒸汽

28、出料管 …………………………………………………………………………34</p><p>　　4.1.4塔釜排出管 ………………………………………………………………………………35</p><p>　　4.2 精餾塔換熱裝置………………………………………………………………………………35</p><p>　　4.2.1 冷凝器 ………………………………

29、………………………………………………35</p><p>　　4.2.2再沸器 ………………………………………………………………………………36</p><p>　　4.3 筒體與封頭 ………………………………………………………………………………36</p><p>　　4.3.1筒體 ……………………………………………………………………………

30、……36</p><p>　　4.3.2封頭 …………………………………………………………………………………36</p><p>　　4.4除沫器 …………………………………………………………………………………36</p><p>　　4.5 裙座 ………………………………………………………………………………………37</p>

31、<p>　　4.6吊柱 ………………………………………………………………………………………37</p><p>　　4.7人孔 ………………………………………………………………………………………37</p><p>　　5塔總體高度的設(shè)計(jì) ……………………………………………………………………………37</p><p>　　5.1 塔的頂部空間高度

32、…………………………………………………………………………37</p><p>　　5.3 塔立體高度 …………………………………………………………………………………37</p><p>　　5.2 塔的底部空間高度 …………………………………………………………………………37</p><p>　　參考文獻(xiàn)………………………………………………………………………………

33、……39</p><p>　　設(shè)計(jì)總結(jié)…………………………………………………………………………………………40</p><p><b>　　概述</b></p><p>　　塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過(guò)程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為塔板式和填料式兩大類。</p><p&g

34、t;　　而工業(yè)上的塔板主要是應(yīng)用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作的過(guò)程。此次的設(shè)計(jì)主要是板式精餾塔的設(shè)計(jì)。精餾是一種利用回流使液體混合物得到高純度分離的蒸餾方法，是工業(yè)上應(yīng)用最廣的液體混合物分離操作，廣泛用于石油、化工、輕工、食品、冶金等部門。精餾操作按不同方法進(jìn)行分類。根據(jù)操作方式，可分為連續(xù)精餾和間歇精餾；根據(jù)混合物的組分?jǐn)?shù)，可分為二元精餾和多元精餾；根據(jù)是否在混合物中加入影響汽液平衡的添加劑，可分為普通精餾和特殊精餾（包括萃取精餾、恒沸精

35、餾和加鹽精餾）。</p><p>　　乙醇~水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無(wú)色、無(wú)毒、無(wú)致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來(lái)，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越來(lái)越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在鄭州、濟(jì)南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。</p><p>　　長(zhǎng)期以來(lái)，乙

36、醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇~水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來(lái)說(shuō)產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進(jìn)乙醇`水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。</p><p>　　塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無(wú)論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過(guò)程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng)注意的事項(xiàng)是非常必要的。</p><p><b&g

37、t;　　§1 設(shè)計(jì)任務(wù)</b></p><p>　　1．1 設(shè)計(jì)題目：水-乙醇體系板精餾塔設(shè)計(jì)</p><p>　　1．2 已知條件：生產(chǎn)能力4000kg/h（原料）、xF=40%，xD=90%，xW=1%、常壓精餾、塔頂全冷凝、塔底間接加熱、泡點(diǎn)回流、q=1、操作回流比、R=2Rmin</p><p><b>　　1．3 設(shè)

38、計(jì)要求</b></p><p>　　能滿足工藝條件，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。</p><p>　　操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。</p><p><b>　　經(jīng)濟(jì)合理</b></p><p><b>　　生產(chǎn)安全</b></p><p>　　1．4 化工生產(chǎn)對(duì)塔設(shè)備的要求&

39、lt;/p><p><b>　　（1）生產(chǎn)能力大。</b></p><p>　　（2）高的傳質(zhì)傳熱效率。</p><p>　　（3）操作穩(wěn)定，操作彈性大。</p><p><b>　　(4)分離效率好</b></p><p>　　§2 設(shè)計(jì)方案流程選定【1】</p

40、><p>　　2.1操作條件的確定</p><p>　　2.1.1精餾方式的選擇：本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾方式。連續(xù)精餾具有產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定，生產(chǎn)能力大等優(yōu)點(diǎn)。將原料液送入精餾塔，由于該物系屬于易分離物質(zhì)且在所在涉及濃度范圍內(nèi)乙醇-水的相對(duì)揮發(fā)度較大，因而無(wú)須采用特殊精餾。</p><p>　　2.1.2 操作壓力：本設(shè)計(jì)中水和乙醇在常壓下因?yàn)橐簯B(tài)混合物，且沸點(diǎn)適中，故選在常壓

41、下進(jìn)行。</p><p>　　2.1.3 塔板形式：塔板是板式塔的主要構(gòu)件，分為錯(cuò)流式塔板和逆流式兩類，工業(yè)以錯(cuò)流式塔板為主。常用的錯(cuò)流式塔板主要為泡罩塔、篩板塔、浮閥塔板。根據(jù)生產(chǎn)要求，選擇結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)低廉的篩板塔，篩板塔處理能力大，塔板效率高，壓降較低，在乙醇和水這種粘度不大的分離工藝有較好的表現(xiàn)。</p><p>　　2.1.4 進(jìn)料熱狀況的選擇：加料方式選擇加料泵打入

42、，設(shè)計(jì)中考慮操作費(fèi)用和設(shè)備問(wèn)題，由題目已知給定q=1進(jìn)料（泡點(diǎn)）。</p><p>　　2.1.5加熱方式的選擇：蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，由題目給定為塔底間接加熱。乙醇和水體系也可采用直接蒸汽加熱，可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并間接省掉加熱設(shè)備，但其釜液濃度相應(yīng)降低，故需要在提餾段增加塔板以達(dá)到生產(chǎn)需求。</p><p>　　2.1.6 回流比的選擇：回流比的選擇是精餾操作

43、的重要工藝條件。其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低，故在做回流比取最小回流比的兩倍，即R=2Rmin。</p><p>　　2.1.7 再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排：塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再泡點(diǎn)回流入塔。冷凝器安裝在較低的框架上，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分通過(guò)回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。冷凝劑優(yōu)選為水，水的初溫由氣候條件決定

44、。水與被冷卻流體之間一般應(yīng)用5-35℃溫度差。水的出口溫度一般不超過(guò)40-50℃。蒸餾釜產(chǎn)品主要為水，一部分用來(lái)補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備用西式其他工段污水排放。</p><p>　　2.1.8工藝流程布置圖（見附圖）</p><p>　　2.2確定設(shè)計(jì)方案的原則</p><p>　　確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上

45、最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：</p><p>　　2.2.1滿足工藝和操作的要求</p><p>　　所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)

46、節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。</p><p>　　2.2.2滿足經(jīng)濟(jì)上的要求</p><p>　　要節(jié)省熱能和電能

47、的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過(guò)程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。</p><p>　　2.2.3保證安全生產(chǎn)</p><p>　　例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間

48、，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過(guò)大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。</p><p>　　以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。</p><p>　　§3 精餾塔工藝計(jì)算</p><p&

49、gt;　　3.1 物料衡算：【2】</p><p>　　生產(chǎn)能力4000kg/h（原料），塔頂產(chǎn)品組成xD=95%，原料進(jìn)料xF=45%，釜?dú)堃汉掖紉W=1.0%的水溶液。</p><p>　　3.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　乙醇的摩爾質(zhì)量 M C2H50H =46kg/kmol</p><p&g

50、t;　　水的摩爾質(zhì)量 MH2O =18kg/kmol</p><p><b>　　3.1.2物料衡算</b></p><p><b>　　原料處理 </b></p><p>　　總物料衡算 F=D+W=136.99</p><p>　　由公式FXF=DXD+WXW</

51、p><p>　　136.99×0.4=0.95D+（136.99-D）×0.01</p><p><b>　　聯(lián)立解得</b></p><p>　　D=59.75kmol/h</p><p>　　W=77.24kmol/h</p><p><b>　　表1 物料衡算匯總&

52、lt;/b></p><p>　　3.2 塔板數(shù)的確定</p><p>　　3.2.1理論板層數(shù)N的求取</p><p>　　3.2.1.1 乙醇與水的平均相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算【3】</p><p>　　已知乙醇的沸點(diǎn)為78.3℃，水的沸點(diǎn)為100℃。</p><p>　　查表【4】可得乙醇在78.3℃的Antoi

53、ne參數(shù)為A=7.30342 B=1630.868 C=-43.596</p><p>　　水的在78.3℃的Antoine參數(shù)為A=7.07406 B=1657.459 C=-46.13</p><p>　　當(dāng)溫度為78.3℃時(shí)，lg° °</p><p><b>　　lg° °</b>

54、</p><p>　　查表可得乙醇在100℃的Antoine參數(shù)為A=6.84806 B=1358.124 C=--71.034</p><p>　　水的在100℃的Antoine參數(shù)為A=7.707406 B=1657.459 C=-46.13</p><p>　　當(dāng)溫度為100℃時(shí)，lg° °</p><p>

55、;<b>　　lg° ° </b></p><p><b>　　平均揮發(fā)度 </b></p><p>　　3.2.1.2 最小回流比及操作回流比計(jì)算</p><p>　　因 ，故 Xe=XF=0.4</p><p><b>　　將代入相平衡方程 </b>&l

56、t;/p><p>　　R=2Rmin=3.5</p><p>　　3.2.1.3 逐板法求塔板數(shù)</p><p>　　因XF=0.4 XD=0.95 XW=0.01 R=3.5 </p><p>　　則相平衡方程 </p><p>　　精餾段操作線方程 </p&

57、gt;<p>　　求精餾塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　L=RD=3.5×59.75=209.125kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=（3.5+1）×59.75=268.875kmol/h</p><p>　　L'=L+F=209.125+136.99=346.115kmol/h</p>

58、<p>　　V' =V=268.875kmol/h</p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　(3)</b></p><p>　　操作線交點(diǎn)橫坐標(biāo)（q=1）：xF=0.4</p><p>　　理論板數(shù)計(jì)算：先交替使用相平衡方程與精餾段操作

59、線方程計(jì)算如下</p><p>　　y1=0.95帶入（1）x1=0.894 再帶入（2）得y2</p><p>　　y2=0.907x2=0.813</p><p>　　y3=0.852x3=0.719</p><p>　　y4=0.770x4=0.598</p><p>　　y5=0.676x5=0.481<

60、/p><p>　　y6=0.585x6=0.385＜</p><p><b>　　第6板為加料板。</b></p><p>　　以下交替使用提餾段操作線方程與相平衡方程計(jì)算如下</p><p><b>　　x6=0.385</b></p><p>　　y7=0.493x7=0.3

61、02</p><p>　　y8=0.386x8=0.218</p><p>　　y9=0.278x9=0.146</p><p>　　y10=0.185x10=0.0916</p><p>　　y11=0.115x11=0.0546</p><p>　　y12=0.0674x12=0.0311</p>&

62、lt;p>　　y13=0.0372x13=0.0169</p><p>　　y14=0.0189x14=0.00849﹤Xw</p><p>　　總理論板數(shù)為12塊（包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為5塊，第6塊為進(jìn)料板。 </p><p>　　3.2.2實(shí)際板層數(shù)的求取</p><p>　　由塔頂和塔底平均溫度得（由后面的計(jì)算倒推）<

63、;/p><p><b>　　=℃</b></p><p>　　查手冊(cè)得，由內(nèi)插法可得在87.84℃下，乙醇【5】的粘度為，水的粘度【9】為</p><p>　　可以有下式求得平均粘度【2】</p><p>　　其中xi-進(jìn)料中某組分的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　-該組分的粘度，按照塔的平均溫度下的液

64、體計(jì)</p><p>　　則=0.4*0.3790+0.6*0.3245=0.3463mPaS</p><p>　　帶入回歸方程E1=0.563-0.276lg2=0.594</p><p>　　該算法為泡罩塔蒸餾塔總板效率，則篩板塔為E=1.1E1=0.653</p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) = 5/0.653=8</

65、p><p>　　提餾段實(shí)際板層數(shù) =9/0.653=14</p><p>　　進(jìn)料板位置 </p><p>　　總的塔板數(shù) Nc=8+14=22</p><p>　　3.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算</p><p>　　3.3.1 操作壓力計(jì)算</p><p

66、>　　操作壓力取4kPa（塔頂表壓）</p><p><b>　　塔頂操作壓力：</b></p><p>　　因?yàn)榘迨剿拿總€(gè)理論級(jí)壓降約為0.4-1.1KPa，取 【1】 </p><p>　　則進(jìn)料板壓力=105.3+0.79=111.6KPa；</p><p><b>　　塔底操作壓力</b&

67、gt;</p><p>　　精餾段的平均壓力： </p><p><b>　　提餾段的平均壓力：</b></p><p>　　3.3.2 操作溫度計(jì)算</p><p>　　查手冊(cè)【6】得水和乙醇?xì)庖浩胶鈹?shù)據(jù)，t數(shù)據(jù)利用表2中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、、。</p><p>　　進(jìn)料口： , =79

68、.26℃</p><p>　　塔頂：，=78.05℃</p><p>　　塔釜：，=97.63℃</p><p><b>　　精餾段平均溫度℃</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度 ℃</b></p><p>　　表2乙醇—水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系&l

69、t;/p><p>　　3.3.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由xD=y1=0.95，查平衡曲線得：x1=0.93</p><p>　　進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p>　　由逐板計(jì)算法得 ： xF=0.385 時(shí)， yF=0.585</p>&

70、lt;p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算</p><p><b>　　由查平衡曲線得</b></p><p>　　Mvwm=0.01546+(1-0.015)18=18.42Kg/Kmol</p><p>　　MLwm=0.0146+(1-0.01)18=18.28Kg/Kmol</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量：

71、</p><p><b>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　圖1 乙醇和水氣液平衡曲線</p><p>　　3.3.4平均密度的計(jì)算</p><p>　　表3不同溫度下乙醇和水的密度</p><p>　　3.3.4.1氣相平均密度計(jì)算</p><p>　　

72、由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即：</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　℃</b></p><p>　　3.3.4.2

73、液相平均密度計(jì)算：</p><p>　　液相平均密度依下式計(jì)算，即 </p><p>　　塔頂液相平均密度的計(jì)算</p><p>　　由 ℃，查表3用內(nèi)插法得： </p><p><b>　　aD</b></p><p>　　進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算：<

74、;/p><p>　　由 ，查表得： </p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)</p><p><b>　　aF=</b></p><p><b>　　=kg/m3</b></p><p>　　塔底液相平均密度的計(jì)算：</p><p>　　由℃ 查表

75、3得： </p><p><b>　　aW=</b></p><p>　　精餾段液相平均密度為：</p><p>　　提餾段液相平均密度為：：</p><p>　　3.3.5液體平均表面張力計(jì)算</p><p>　　液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 = </p&g

76、t;<p>　　塔頂液相平均表面張力的計(jì)算</p><p>　　由 查表【7】得：</p><p>　　進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p><b>　　由 查手冊(cè)得：</b></p><p>　　塔底液相平均表面張力的計(jì)算 </p><p><b>　　

77、由 查手冊(cè)得：</b></p><p>　　精餾段液相平均表面張力為： </p><p>　　提餾段液相平均表面張力為： </p><p>　　3.3.6 液體的平均粘度計(jì)算</p><p>　　液體平均粘度依下式計(jì)算，即 </p><p>　　塔頂液相平均粘度的計(jì)算

78、</p><p>　　由 查表【8】得： </p><p>　　進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算</p><p>　　由 查表得 </p><p>　　塔底液相平均粘度的計(jì)算 </p><p>　　由 查表的 </p><p>　　lg=XWlg+(1-XW)

79、lg </p><p>　　=0.01lg0.3804+（1-0.01）lg0.2910</p><p>　　精餾段液相平均粘度為： </p><p>　　提餾段液相平均粘度為： </p><p>　　表 4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)匯總 </p><p>　　3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸的計(jì)算</p

80、><p>　　3.4.1 塔徑的計(jì)算</p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　提餾段的氣、液相體積流率為</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　由下式計(jì)算由史密斯關(guān)聯(lián)圖查?。?lt;/p><p><b>　　精餾段：

81、</b></p><p><b>　　圖的橫坐標(biāo)為：</b></p><p>　　取板間距 板上液層高度 ，則</p><p>　　HT-hL=0.40-0.05=0.35m</p><p><b>　　查圖得 </b></p><p><b

82、>　　=1.903m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m</p><p><b>　　塔截面積為 </b></p><p>　　精餾段實(shí)際空塔氣速為 </p><p><b>　　提

83、餾段：</b></p><p><b>　　圖的橫坐標(biāo)為：</b></p><p>　　取板間距 板上液層高度 ，則</p><p><b>　　查圖得 </b></p><p><b>　　=1.026m/s</b></p><

84、p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為： </p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=1.4m</p><p><b>　　塔截面積為 </b></p><p>　　提餾段實(shí)際空塔氣速為 </p><p>　　3.4.2 精餾塔有效高度的計(jì)算</p><p>　　精餾塔有效高度為： &

85、lt;/p><p><b>　　提餾段有效高度為：</b></p><p>　　在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為0.8m，</p><p>　　故精餾塔的有效高度為：</p><p>　　表5 塔板間距與塔徑的關(guān)系</p><p>　　由表驗(yàn)算以上所計(jì)算的塔徑對(duì)應(yīng)的板間距均符合，所以以上所假設(shè)的板間距

86、均成立。</p><p>　　3.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p>　　3.5.1溢流裝置計(jì)算</p><p>　　因塔徑D=1.4m ,可選用單溢弓形降液管,采用凹形受液盤.各項(xiàng)計(jì)算如下:</p><p>　　3.5.1.1堰長(zhǎng)的計(jì)算</p><p>　　堰長(zhǎng)一般根據(jù)經(jīng)驗(yàn)公式確定，對(duì)于常用的弓形降液管：&l

87、t;/p><p><b>　　單溢流 </b></p><p>　　堰長(zhǎng) lw取 </p><p>　　3.5.1.2溢流堰高度的計(jì)算</p><p>　　溢流堰高度可由下式計(jì)算：</p><p>　　式中：——板上清液層高度，m；一般取50~100</p><p>

88、　　——堰上液層高度，；一般設(shè)計(jì)時(shí)不宜超過(guò)60~70 mm.</p><p>　　對(duì)于平直堰，堰上液層高度可用弗蘭西斯（Francis）公式計(jì)算，即</p><p>　　式中：——塔內(nèi)液體流量，</p><p><b>　　——液體收縮系數(shù)。</b></p><p><b>　　近似取E=1 </b>

89、;</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　，故取則</b></p><p>　　取板上清液層高度 </p><p><b>　　故 </b></p><p><b>　　提餾段：</b>

90、;</p><p><b>　　， 故取 則</b></p><p>　　取板上清液層高度 </p><p><b>　　故 </b></p><p>　　3.5.1.3弓形降液管寬度Wd及截面積AF</p><p><b>　　精餾段：</b

91、></p><p>　　由 查弓形降液管的參數(shù)表得：</p><p><b>　　得： </b></p><p>　　液體在降液管中停留時(shí)間,按式，即</p><p>　　故降液管設(shè)計(jì)合理，可以實(shí)現(xiàn)分離。</p><p><b>　　提餾段：</b></p

92、><p><b>　　由</b></p><p>　　查弓型降液管參數(shù)圖得：</p><p><b>　　得： </b></p><p>　　液體在降液管中停留時(shí)間,按式，即</p><p>　　故降液管設(shè)計(jì)合理，可以實(shí)現(xiàn)分離。</p><p>　　

93、3.5.1.4 降液管底隙高度h0</p><p>　　式中：——液體通過(guò)底隙時(shí)的流速，</p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，取=0.06~0.25</p><p><b>　　精餾段：取 則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度：</p><p><b>

94、　　提餾段：取 則</b></p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理.選用凹形受液盤深度：</p><p>　　3.5.2塔板的布置</p><p>　　板式塔類型有多種，經(jīng)過(guò)比較工藝條件的考慮，本設(shè)計(jì)采用篩板，以下為篩板的計(jì)算。</p><p>　　3.5.2.1塔板分塊</p><p>　　因 ,

95、故塔板采用分塊式.查表6</p><p><b>　　表6</b></p><p><b>　　得,塔板分為4塊.</b></p><p>　　3.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　溢流堰前安定區(qū)寬度為 </p><p>　　進(jìn)口堰后的安定區(qū)寬度為Ws’=50

96、-100mm</p><p>　　邊緣區(qū)（無(wú)效區(qū)）寬度為 </p><p><b>　　取，</b></p><p>　　3.5.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　開孔區(qū)面積，按下式計(jì)算,即</p><p><b>　　其中</b></p><

97、;p><b>　　故</b></p><p>　　3.5.2.4篩孔計(jì)算及其排列</p><p>　　本例所處理的物系無(wú)腐蝕性,可選用 =3mm碳鋼板,取篩孔直徑 d0=5mm</p><p>　　篩孔按正三角形排列,取孔中心距t 為：</p><p>　　篩孔數(shù)目n 為 ： </p><p&g

98、t;<b>　　開孔率為</b></p><p>　　精餾段氣體通過(guò)閥孔的氣速為： </p><p>　　提餾段氣體通過(guò)閥孔的氣速為：</p><p>　　3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p><b>　　3.6.1塔板壓降</b></p><p>　　3.6.1.

99、1精餾段 ：</p><p><b>　　干板阻力hc計(jì)算</b></p><p>　　干板阻力 hc 由下式計(jì)算, 即 </p><p>　　由，查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得, C0=0.772</p><p><b>　　故 液柱</b></p><p>&

100、lt;b>　　氣體通過(guò)液層的阻力</b></p><p>　　氣體通過(guò)液層阻力可由下式計(jì)算，即 </p><p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　液體表面張力的阻力的計(jì)算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力

101、可由下式計(jì)算，即 則</p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度</p><p><b>　　則 液柱</b></p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 </p><p><b>　?。ㄔO(shè)計(jì)允許值）</b></p><p><b>　　提餾段：</

102、b></p><p><b>　　干板阻力hc計(jì)算</b></p><p>　　干板阻力 hc 由下式計(jì)算, 即 </p><p>　　由，查《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》得, C0=0.772</p><p><b>　　故液柱</b></p><p>　　塔上

103、液層有效阻力hl計(jì)算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hl計(jì)算,即</p><p>　　查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得到</p><p><b>　　故 </b></p><p>　　液體表面張力的阻力計(jì)算</p><p>　　液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即</p>&l

104、t;p>　　氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度</p><p><b>　　則 液柱</b></p><p>　　氣體通過(guò)每層塔板的壓降為 </p><p><b>　　(設(shè)計(jì)允許值)</b></p><p><b>　　3.6.2液面落差</b></p><

105、p>　　對(duì)于篩板塔,液面落差很小,且本例的塔徑和液流量均不大,故可忽略液面落差的影響.</p><p><b>　　3.6.3液沫夾帶</b></p><p>　　精餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)。</p><p>　　提餾段：液沫夾帶量由下式計(jì)算,即

106、</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許范圍內(nèi)</p><p><b>　　3.6.4漏液</b></p><p>　　對(duì)篩板塔,漏液點(diǎn)氣速u0,min計(jì)算,即</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　實(shí)際孔速 &

107、lt;/p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　實(shí)際孔速 </p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </b>&l

108、t;/p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液</p><p><b>　　§8.5液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高 Hd應(yīng)服從下式的關(guān)系,即</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　乙醇-水體系屬一般物系，取

109、φ=0.5,則</p><p><b>　　而</b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由下式計(jì)算,即</p><p><b>　　液柱 </b></p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　=0

110、.22m</b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　乙醇-水物系屬一般物系，取φ=0.5,則</p><p><b>　　而</b></p><p>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰, hd 可由

111、下式計(jì)算,即</p><p><b>　　液柱 </b></p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　=0.2175m</b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象.</p><p>　　3.7 塔板負(fù)荷性能圖

112、 3.7.1 漏液線</p><p><

113、;b>　　由</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　　=4.4×0.772×0.101×1.1</p><p><b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls 值, 依上計(jì)算 Vs 值,

114、 計(jì)算結(jié)果列于表 7 </p><p>　　. 表7</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段漏液線</p><p><b>　　提餾段漏液線：</b></p><p><b>　　得</b></p><p>　　

115、=4.4×0.772×0.101×1.1</p><p><b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)Ls 值, 依上計(jì)算 Vs 值, 計(jì)算結(jié)果列于表 8 .</p><p>　　3.7.2 液沫夾帶線</p><p>　　以 ev =0.1kg液/kg

116、氣為限,求Vs- Ls 關(guān)系如下:</p><p><b>　　由 </b></p><p>　　精餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)</p><p>　　hw=0.0364m</p><p><b>　　故 </b></p><p><b&

117、gt;　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表 9</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出精餾段液沫夾帶線</p><p>　　提餾段：hf=2.5hl=2.5(hw+how)</p><p>　　hw=0.0351m</p><p><

118、b>　　故 </b></p><p><b>　　整理得 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出值,計(jì)算結(jié)果列于下表 10</p><p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出提餾段液沫夾帶線</p><p>　　3.7.3液相負(fù)荷下限線</p><

119、p>　　對(duì)于平直堰,取堰上液液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn).由下式得</p><p><b>　　取E=1則</b></p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線&l

120、t;/p><p>　　3.7.4液相負(fù)荷上限線</p><p>　　以作為液體在降液管理中停留時(shí)間的下限,由下式得</p><p><b>　　故精餾段</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)液上限線。</p><p><b>　　3.7.5 液泛線</b&g

121、t;</p><p><b>　　令</b></p><p><b>　　由; ; ; </b></p><p><b>　　聯(lián)立得 </b></p><p>　　忽略 將 與,與, 與 的關(guān)系式代入上式,并整理得</p><p>　　式中

122、 </p><p>　　將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入,得</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出 值,計(jì)算結(jié)果列于下表 11</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)即可作出精餾段液

123、泛線</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　故 </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi),任取幾個(gè)值,依上式計(jì)算出 值,計(jì)算結(jié)果列于下表 12</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)即可作出提餾段液泛線</p><p>　　根據(jù)以上各線方程,可

124、作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. </p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出精餾段操作線，由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得</p><p>　　νs max=0.78m3/s ， νs min=3.24m3/s</p><p>　　故操作彈性為 </p><p>　　νs max/νs mi

125、n=3.24/0.78=4.15</p><p>　　根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. </p><p>　　在負(fù)荷性能圖上，作出提留段操作線；由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏夜控制。由圖查得</p><p>　　νs max=0.85 m3/s ， νs min=3.6m3/s</p><p>

126、;　　故操作彈性為 </p><p>　　νs max/νs min=0.85/3.6=4.23</p><p>　　根據(jù)以上各線方程,可作出提餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖,如圖所示. </p><p><b>　　篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果</b></p><p>　　§4 塔附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</p>

127、<p>　　4.1 精餾塔對(duì)外接管設(shè)計(jì)【3】</p><p><b>　　4.1.1 進(jìn)料管</b></p><p>　　前已算出，塔徑D=0.7m，故可采用簡(jiǎn)單的直管進(jìn)料結(jié)構(gòu)，不加套管，手可入塔檢修，由下式計(jì)算進(jìn)料管直徑 </p><p>　　料液由泵輸送時(shí)可取1.5～2.5m/s</

128、p><p><b>　　取</b></p><p>　　則D=0.031m=31mm， </p><p>　　選內(nèi)管為φ323.5，a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm </p><p><b>　　4.1.2回流管</b></p><p>　　通常

129、重力回流管內(nèi)液速度取0.2-0.5m/s，由泵輸送uR=1.2-2.5m/s，取uR=2m/s，回流管直徑</p><p><b>　　液相：</b></p><p>　　L=209.12540.66=8503.02kg/h</p><p><b>　　D=</b></p><p><b>

130、;　　取管規(guī)格45mm</b></p><p>　　4.1.3塔頂蒸汽出料管</p><p>　　塔頂?shù)臏囟葹?8.3℃，此時(shí)</p><p><b>　　氣相組成：</b></p><p><b>　　塔頂蒸氣密度</b></p><p><b>　　

131、蒸氣體積流量</b></p><p>　　常壓下蒸汽的速度為15m/s</p><p>　　蒸汽量為V=m3/s</p><p><b>　　取回流管規(guī)格為。</b></p><p>　　4.1.4塔釜排出管</p><p>　　一般取0.5-1.0m/s，取0.8m/s</p&