1、分類號 單位代碼 密 級 學(xué) 號 0606210265 學(xué)生畢業(yè)論文 題目 篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 作者 指 導(dǎo) 教 師 專業(yè)技術(shù)職稱 碩 士 學(xué)科（專業(yè)）化 答 辯 日 期 5 月 13 日 2010 年 5 月 13 日 摘 要 本設(shè)計(jì)為分離乙醇-水混合物,采用篩板式精餾塔.生產(chǎn)時，原料液不斷地經(jīng) 預(yù)熱器預(yù)熱到指定溫度后進(jìn)入加料板，與精餾段的回流液匯合逐板下流，并與 上升蒸氣密切接觸，不斷地進(jìn)行傳質(zhì)和傳熱過程，最后進(jìn)入再沸器的液體幾乎 全為難揮發(fā)組分，引出一部分作為餾殘液送預(yù)熱器回收部分熱能后送往貯槽。 剩余的部分在再沸器中用間接蒸汽加熱氣化，生成的蒸氣進(jìn)入塔內(nèi)逐板上升， 每經(jīng)一塊塔板時，都使

2、蒸氣中易揮發(fā)組分增加，難揮發(fā)組分減少，經(jīng)過若干塊 塔板后進(jìn)入塔頂冷凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分經(jīng)冷 卻器降溫后作為塔頂產(chǎn)品（也稱餾出液）送往貯槽。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料,回流 比為最小回流比的 1.5 倍.本文就是對此精餾塔的一些主要的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)進(jìn)行計(jì)算. 關(guān)鍵詞：精餾塔 篩板 論文類型: :其他 abstract this design to separate the ethyl alcohol - water mixture, uses the lamina cribrosa type rectifying tower. when production, raw materi

3、al fluid preheating enough to after assigning thetemperature enters the feed plate unceasingly after the pre-heater, with the rectifying section phegma convergence by the board lower reaches, and with the rise vapor intimate contact, carries on the mass transfer and the heat transfer process unceasi

4、ngly, finally enters reboilers liquid nearly to feel embarrassed the volatile component, draws out a part delivers the pre-heater recycling partial heat energies after the distill residue to escort to the storage tank. the surplus part in the reboiler with the indirect steam heating gasification, th

5、e production vapor enters in the tower by the board rise, when every time after together column tray, makes in the vapor the easy volatile component to increase, the difficult volatile component to reduce, after passing through certain column trays, enters the tower to go against the condenser compl

6、ete condensation, an obtained condensate part makes the phegma, another part after chiller temperature decrease goes against the product as the tower (also saying that distillate) escorts to the storage tank. in the design uses bubble point feeding, the reflux ratio for smallest reflux ratio 1.5 tim

7、es. this article the rectifying tower some main design feature carries on the computation regarding this. keykey wordword: rectifying tower lamina cribrosa paper typetype: other 目目 錄錄 1 緒 論 .1 2 流程的確定和說明 .2 2.1 加料方式 .2 2.2 進(jìn)料狀態(tài) .2 2.3 冷凝方式 .2 2.4 回流方式 .2 2.5 加熱方式 .2 2.6 加熱器 .2 3 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算 .3 3.1 操作條件

8、與基礎(chǔ)數(shù)據(jù).3 3.1.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和設(shè)計(jì)條件.3 3.1.2 設(shè)計(jì)方案確定.3 3.2 精餾塔的工藝計(jì)算.10 3.2.1 全塔的物料衡算 .10 3.2.2 塔板數(shù)的確定 .10 3.2.3 精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 .11 3.2.4 塔板主要尺寸的工藝計(jì)算.12 3.2.5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.14 3.2.6 塔板負(fù)荷性能圖.15 4 裝置輔助設(shè)備的選擇 .18 4.1 再沸器的選擇.18 4.1.1 內(nèi)置式再沸器 .18 4.1.2 釜式再沸器 .18 4.1.3 虹吸式再沸器 .18 4.1.4 強(qiáng)制循環(huán)式再沸器 .18 4.2 塔頂回流冷凝器的選擇.18 4.2.1 整體式及自流

9、式 .18 4.2.2 強(qiáng)制循環(huán)式 .19 5 精餾裝置的工藝流程圖 .20 6 板式塔精餾裝置設(shè)計(jì)說明書.21 參考文獻(xiàn) .22 致 謝 .23 1 緒 論 化工生產(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的。互溶液 體混合物的分離有多種方法，精餾是其中最常用的一種。 混合物的分離，總是根據(jù)混合物中各組分間某種物理和化學(xué)性質(zhì)的差異而進(jìn)行的。 根據(jù)不同性質(zhì)上的差異，可以開發(fā)出不同的分離方法。精餾操作為其中之一，它是根 據(jù)互溶液體混合物相對揮發(fā)度的不同而達(dá)到分離的目的。 精餾過程是化工生產(chǎn)中常用的液體混合物的分離操作。塔設(shè)備是化工、石油化工、 生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的傳質(zhì)

10、設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形 式，可分為板式塔和填料塔兩大類。 精餾操作其基本原理是利用互溶液體混合物相對揮發(fā)度的不同，實(shí)現(xiàn)各組分分離的單元操作。 篩板精餾塔是化學(xué)工業(yè)中常用的傳質(zhì)設(shè)備之一。它具有結(jié)構(gòu)簡單、造價低；板上液面落差小，氣體 壓降低，生產(chǎn)能力較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率高的優(yōu)點(diǎn)。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體 以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作狀況下，氣相為分散相，液相為 連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。氣體在壓差推動下，經(jīng)均布在塔板 上的開孔由下而上穿過各層塔板后由塔頂排出，在每塊塔板上皆貯有一定的液體，氣 體穿過板上液層時兩相接

11、觸進(jìn)行傳質(zhì)。在生成的氣相中，混合物的組成將發(fā)生改變，相對揮 發(fā)度大的輕相在氣相中得到富集，而相對揮發(fā)度小的重相則在液相中富集，從而達(dá)到分離提純的目 的。整個過程熵增為負(fù)，需外界提供能量。 2 流程的確定和說明 2.1 加料方式 加料分兩種方式：泵加料和高位槽加料. 高位槽加料通過控制液位高度，可以得到 穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，本次加 料可選泵加料，泵和自動調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。 2.2 進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料，泡點(diǎn)進(jìn)料，氣液混合物進(jìn)料，露點(diǎn)進(jìn)料，加熱蒸汽進(jìn) 料等。 泡點(diǎn)進(jìn)料對塔操作方便，不受季節(jié)氣溫影響。 泡點(diǎn)進(jìn)料基于恒摩爾流，假定精餾段和

12、提餾段上升蒸汽量相等，精餾段和提餾段 塔徑基本相等。 由于泡點(diǎn)進(jìn)料時塔的制造比較方便，而其他進(jìn)料方式對設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來 難度相對加大，所以采用泡點(diǎn)進(jìn)料。 2.3 冷凝方式 選全凝器，塔頂出來的氣體溫度不高。冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無需再 次冷凝，且本次分離是為了分離乙醇和水，制造設(shè)備較為簡單，為節(jié)省資金，選全凝 器。 2.4 回流方式 宜采用重力回流，對于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。 優(yōu)點(diǎn)：回流冷凝器無需支撐結(jié)構(gòu)； 缺點(diǎn)：回流控制較難安裝，但強(qiáng)制回流需用泵，安裝費(fèi)用，點(diǎn)耗費(fèi)用大，故不用強(qiáng)制 回流，塔頂上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流入塔內(nèi)。 2.5 加熱方式 采用間接加熱，因?yàn)樗?/p>

13、設(shè)了再沸器，故采用間接加熱。 2.6 加熱器 選用管殼式換熱器。只有在工藝物料的特征性或工藝條件特殊時才考慮選用其他 形式。例如，熱敏性物料加熱多采用降膜式或者波紋管式換熱器或者換熱器流路均勻， 加熱效率高的加熱器。 3 精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算 3.1 操作條件與基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 3.1.1 設(shè)計(jì)任務(wù)和設(shè)計(jì)條件 設(shè)計(jì)用于乙醇-水混合液分離的常壓篩板精餾塔，原料為含乙醇25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)， 下同）的液體，處理量為200噸/天，泡點(diǎn)進(jìn)料，要求餾出液含乙醇不低于94%，釜液含 乙醇不高于0.1%，可取回流比為1.5倍的最小回流比. 3.1.2 設(shè)計(jì)方案確定 1. 操作壓力 精餾操作按操作壓力可分為常壓精餾，加壓精餾

14、和減壓精餾。一般采用常壓精餾， 壓力對揮發(fā)度的影響不大。在常壓下不能進(jìn)行分離或達(dá)不到分離的要求時，采用加壓 精餾；對于熱敏性物質(zhì)采用減壓精餾。 當(dāng)壓力較高時，對塔頂冷凝有利，對塔釜加熱不利，同時壓力升高，相對揮發(fā)度降 低，管徑減小，壁厚增加。本次設(shè)計(jì)選用常壓 101.325kpa 作為操作壓力 2.氣液平衡關(guān)系及平衡數(shù)據(jù) 表表 3.13.1：常壓下乙醇：常壓下乙醇水的氣液平衡與溫度關(guān)系（水的氣液平衡與溫度關(guān)系（mol/%mol/%） 溫度 t/ 氣相乙醇 液相乙醇 100 0 0 95.5 0.1700 0.0190 89.0 0.3891 0.0721 86.7 0.4375 0.0966

15、85.3 0.4704 0.1238 84.1 0.5089 0.1661 82.7 0.5445 0.2337 82.3 0.5580 0.2608 81.5 0.5826 0.3273 溫度 t/ 氣相乙醇 液相乙醇 80.7 0.6122 0.3965 79.8 0.6564 0.5079 79.7 0.6599 0.5198 79.3 0.6841 0.5732 78.74 0.7385 0.6763 78.41 0.7815 0.7472 78.15 0.8943 0.8943 78.3 0.942 0.95 注：摘自化工原理課程設(shè)計(jì)（大連理工大學(xué)出版社）p105 (1).溫度 利用

16、常壓下乙醇-水氣液平衡組成(摩爾)與溫度的關(guān)系可求得 tf,td,tw. tf: (t1-t2)/100(x1-x2)= (tf-t1)/100(xf-x1), (89.0-86.7)/(7.21-9.66)=(tf-89.0)/(11.54-7.21) tf=93.06 td: (t3-t4)/ 100(x3-x4)= (td- t3)/ 100(xd-x3), (78.15-78.41)/(89.43-74.72)=( td-78.15)/(85.98-89.43) td=78.21 tw: (t5-t6)/ 100(x5-x6)= (tw-t5)/100(xw-x5) (100-95.5

17、)/(0-1.90)= ( tw-100)/(0.039-0) tw=99.91 精餾段平均溫度:t1=(tf+td)/2=(93.06+78.21)/2=85.63 提餾段平均溫度:t2=(tw+tf)/2=(99.91+93.06)/2=96.48 (2.)密度 已知:混合液密度: 1/l=aa/a +ab/b； 混合氣密度: v=t0pm/22.4tp0 (a 為質(zhì)量分?jǐn)?shù),m 為平均相對分子質(zhì)量) 塔頂溫度: td=78.21 氣相組成 yd: (t4-t3) / 100(y4-y3) =(td- t3)/ 100(yd-y3) (78.41-78.15)/(78.15-89.43)=(

18、78.21-78.15)/(100 yd-89.43) yd=86.82 進(jìn)料溫度: tf=93.06 氣相組成 yf: (t1-t2)/100(y1-y2)= (t1-tf)/100(y1-y2) (89.0-86.7)/(38.91-43.75)=(89.0-93.06)/(38.91-100yf) 圖 3.1 yf=30.36 塔底溫度: tw=99.91 氣相組成 yw: (t5-t6)/ 100(y5-y6)=(t5-tw)/100(y5-yw) (100-95.5)/(0-17.00)=(100-99.91)/(0-100yw) yw=0.34 精餾段: 液相組成 x1: x1=(

19、xd+xf)/2=(85.98+11.54)=48.76 氣相組成 y1: y1=(yd+yf)/2=(86.82+30.36)=58.59 所以 ml1=46x1+18(1-x1)=31.65/kmol mv1=46y1+18(1-y1)=34.40/kmol 提餾段: 液相組成 x2: x2=(xw+xf)/2=(0.039+11.54)/2=5.79 氣相組成 y2: y2=(yw+yf)/2=(0.34+30.36)/2=15.35 所以 ml2=46x2+18(1- x2)=19.62/kmol mv2=46y2+18(1- y2)=22.30/kmol 由不同溫度下乙醇和水的密度(

20、單位:/m3) 表表 3.23.2 求得在 td, tw, tf下的乙醇和水的密度 tf=93.06， （95-90）/（720-724）=（95-93.06）/（720-cf）, cf=721.55 (95-90)/(961.85-965.3)=(95-93.06)/(961.85-wf), wf=962.41 1/f=0.25/cf+(1-0.25)/ wf=0.25/721.55+0.75/962.41=0.11 f=888.28 td=78.21,(95-90)/(720-724)/(95-78.21)/(720-cd), cd=733.43 (95-90)/(761.85-965.3

21、)=(95-78.21)/(961.85-wd), wd=973.44 1/d=0.94/cd+(1-0.94)/ wd=0.94/733.43+0.06/973.44=0.0013 d=744.44 tw=99.91, (95-90)/(720-724)=(95-99.91)/(720-cw), cw=716.07 (95-90)/(761.85-965.3)=(95-78.21)/(961.85-ww), ww=966.72 1/w=0.001/cw+(1-0.001)/ ww=0.001/716.07+0.999/966.72=0.00103 w=966.38 綜上所以 溫度/ 乙醇的密

22、度 c水的密度 w 80 85 90 95 100 735 730 724 720 716 971.8 968.6 965.3 961.85 958.4 l1=(f+d)/2=(888.28+744.44)/2=816.36 l2=(f+w)/2=(888.28+966.38)/2=927.33 mld= xd46+(1- xd)18=42.07 kg/kmol mlf= xf46+(1- xf)18=21.23 kg/kmol mlw= xw46+(1- xw)18=18.01 kg/kmol ml1=( mld+ mlf)/2=(42.07+21.23)/2=31.15 kg/kmol m

23、l2=( mlw+ mlf)/2=(18.01+21.23)/2=19.62 kg/kmol mvd= yd46+(1- yd)18=42.31 kg/kmol mvf= yf46+(1- yf)18=26.50 kg/kmol mvw= yw46+(1- yw)18=18.09 kg/kmol mv1=( mvd+ mvf)/2=(42.31+26.50)/2=34.40 kg/kmol mv2=( mvw+ mvf)/2=(18.09+26.50)/2=22.29 kg/kmol 由公式 v=t0pm/22.4tp0 ，常壓 p=p0 vf=273.1526.50/22.4(273.15+

24、93.06)=0.88 vd=273.1542.31/22.4(273.15+78.21)=1.47 vw=273.1518.09/22.4(273.15+99.91)=0.59 v1=(vf+vd)/2=（0.88+1.47）/2=1.175 v2=(vw+vf)/2=(0.59+0.88)/2=0.735 (3).混合物的粘度 精餾段平均溫度:t1=85.63，查表得： w1=0.325 mpas ，c1=0.392 mpas 提餾段平均溫度:t2=96.48, 查表得： w2=0.271 mpas , c2=0.312 mpas 精餾段粘度： 1=c1x1+w1(1-x1)=0.3920

25、.4876+0.325(1-0.4876) =0.3577 mpas 提餾段粘度： 2=c2x2+w2(1- x2)=0.3120.0579+0.271(1-0.0579) =0.2734 (4).相對揮發(fā)度 因 =(ya/yb)/(xa/xb) 由 xf=0.1154, yf=0.3036 得 f=(yf/xf)/(1-yf)/(1-xf)=(0.3036/0.1154)/(1-0.3036)/(1-0.1154) =3.34 由 xd=0.8598，yd=0.8682 得 d=(yd/xd)/(1-yd)/(1-xd)=(0.8682/0.8598)/(1-0.8682)/(1-0.859

26、8) =1.07 由 xw=0.00039, yw=0.0034 得 w=(yw/xw)/(1-yw)/(1-xw)=(0.0034/0.00039)/(1-0.0034)/(1-0.00039) =8.74 精餾段的相對揮發(fā)度： 1=（f+d）/2=(3.34+1.07)/2=2.21 提餾段的相對揮發(fā)度： 2=（f+w）/2=(3.34+8.77)/2=6.06 (5).氣液相體積流量計(jì)算 根據(jù) x-y 圖查圖計(jì)算得，rmin=1.148 取 r=1.5 rmin=1.722 精餾段 l=rd=1.72252.52=70.44 kmol/h v=(r+1)d=(1.722+1)52.52=

27、142.96 kmol/h 已知：ml1=31.15 kg/kmol，mv1=34.40 kg/kmol l1=816.36/m3，v1=1.175/m3 則 質(zhì)量流量：l1= ml1l=31.1570.44=2194.2 kg/h v1= mv1v=34.4142.96=4917.8 kg/h 體積流量：ls1=l1/l1=2194.2/816.36=2.69 m3/h vs1=v1/v1=4917.8/1.175=4185.3 m3/h 提餾段 ll=l+f=70.44+392.51=462.95 kmol/h vl=v=142.96 kmol/h 已知：ml2=19.62 kg/kmol

28、，mv2=22.29 kg/kmol l2=927.33/m3 , v2=0.735/m3 則 質(zhì)量流量：l2= ml2 ll=19.62462.95=9083.1 kg/h v2= mv2 vl=22.29142.96=3186.6 kg/h 體積流量：ls2=l2/l2=9083.1/927.33=9.79 m3/h vs2=v2/v2=3186.6/0.735=4335.5 m3/h (6)混合液體表面張力 二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列公式計(jì)算 m1/4=sww1/4+soo1/4 注：w=xwvw/( xwvw+ xovo), o=xovo/(xwvw+xovo) sw= xsw

29、vw/vs so= xsovo/vs b=lg(wq/o), q=0.441(q/t)(ov2/3/q-wvw2/3) a=b+q, a=lg(sw2/so), sw+so=1 式中，下腳標(biāo) w,o,s 分別代表水，有機(jī)物及表面部分，xw 、xo指主體部分的分子數(shù)； vw 、vo指主體部分的分子體積；w 、o為純水、有機(jī)物的表面張力。對乙醇 q=2 vcd=mc/cd=46/733.43=62.72 ml vcw=mc/cw=46/716.07=64.24 ml vcd=mc/cf=46/721.55=63.75 ml vwf=mw/wf=18/962.41=18.70 ml vwd=mw/w

30、d=18/973.44=18.49 ml vww=mw/ww=18/966.72=18.62 ml 由不同溫度下乙醇和水的表面張力 表表 3.33.3 溫度/乙醇的表面張力 c(10-3nm-1)水表面張力 w(10-3nm-1) 70 80 90 100 18 17.15 16.2 15.2 64.3 62.6 60.7 58.8 求得在 td, tw, tf下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3nm-1） 由公式：(t1-t2)/(t1-tf)/( 1-2)/( 1-cf)計(jì)算得： 乙醇的表面張力： （90-80）/（90-93.06）=（16.2-17.15）/（16.2-cf）, cf

31、=14.37 (80-70)/(80-78.21)=(17.15-18)/(17.15-cd) , cd=17.30 (100-90)/(100-99.91)=(15.2-16.2)/(15.2-cw), cw=15.21 水的表面張力： (90-80)/(100-93.06）=（60.7-62.6）/（58.8-wf）, wf=60.12 (80-70)/(80-78.21)=(62.6-64.3)/(62.6-wd) , wd=62.90 (100-90)/(100-99.91)=(58.8-60.7)/(58.8-ww), wd=58.82 塔頂表面張力： wdq/cd=wd2/cd=x

32、wvwd/(xwvwd+ xdvcd)/ xdvcd/(xwvwd+ xdvcd) = (1-xd)vwd2/ xdvcd(1-xd)vwd+ xdvcd =(1-0.8598) 18.492/0.859862.72(1- 0.8598)18.49+0.859862.72 =0.0022 b=lg(wd2/cd)=lg0.0022=-2.6576 q=0.4412/(273.15+78.21)17.3062.722/3/2-62.9018.492/3 =-0.4185 a=b+q=-2.6576-0.4185=-3.0761 聯(lián)立方程組 a=lg(swd2/scd), swd+scd=1 帶入

33、求得 swd=0.0285 scd=0.9715 d1/4=swdwd1/4+scdcd1/4 =0.028562.901/4+0.971517.301/4=2.062 故 d=18.08 原料表面張力： wfq/cf=wf2/cf=xwvwf/(xwvwf+ xfvcf)/ xfvcf/(xwvwf+ xfvcf) =(1-xf)vwf2/ xfvcf(1-xf)vwf+ xfvcf =(1-0.1154) 18.702/0.115463.75(1- 0.1154)18.70+0.115463.75 =1.556 b=lg(wf2/cf)=lg1.556=0.1921 q=0.4412/(2

34、73.15+93.06)14.3763.752/3/2-62.1218.702/3 =-0.7440 a=b+q=0.1921-0.7440=-0.5519 聯(lián)立方程組 a=lg(swf2/scf), swf+scf=1 帶入求得 swf=0.6883 scf=0.3117 f1/4=swfwf1/4+scfcf1/4 =0.688360.121/4+0.311714.371/4=2.5235 故 f=40.55 塔底表面張力： wwq/cw=ww2/cw=xwvww/(xwvww+ xwvcw)/ xwvcw/(xwvww+ xwvcw) =(1-xw)vww2/ xwvcw(1-xw)vw

35、f+ xwvcw =(1-0.00039) 18.622/0.0003964.24(1- 0.00039)18.62+0.0003964.24 =741.91 b=lg(ww2/cw)=lg741.91=2.87 q=0.4412/(273.15+99.91)15.2164.242/3/2-58.8218.622/3 =-0.6885 a=b+q=2.87-0.6885= 2.1815 聯(lián)立方程組 a=lg(sww2/scw), sww+scw=1 帶入求得 sww=0.9935 scw=0.0065 w1/4=swwww1/4+scwcw1/4 =0.993558.821/4+0.00651

36、5.211/4=2.764 故 w=56.36 精餾段的平均表面張力為： 1=(f+d)/2=(40.55+18.08)/2=29.315 提餾段的平均表面張力為： 2=(f+w)/2=(40.55+56.36)/2=48.455 3.2 精餾塔的工藝計(jì)算 3.2.1 全塔的物料衡算 1.物料示意圖： 精 餾 塔 塔頂產(chǎn)物 d 塔釜產(chǎn)物 w 進(jìn)料 f 2.物料衡算 f: 進(jìn)料量 （kmol/h） xf:原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同） d:塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h） xd:塔頂組成 w:塔底產(chǎn)品流量（kmol/h） xw:塔底組成 原料乙醇組成：xf=（25/46）/（25/46+75/18）=1

37、1.54% 塔頂組成： xd=（94/46）/（94/46+6/18） =85.98% 塔底組成： xw=（0.1/46）/（0.1/46+99.9/18）=0.039% 進(jìn)料量： f=200 噸/日=（200103）0.25/46+（1-0.25）/18/24 =392.51 kmol/h 物料衡算式為: f=d+w fxf=dxd+wxw 聯(lián)立求解：d=52.52 kmol/h w=339.99 kmol/h 3.2.2 塔板數(shù)的確定 1. 理論板層數(shù) nt的求取 乙醇水屬于理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。 （1）.由其氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 x-y 圖 q=1 泡點(diǎn)進(jìn)料，故 q 線過 x

38、f與 x 軸垂直，與平衡線的交點(diǎn)縱坐標(biāo)即為 xq=xf 由圖得 xq=0.1154 yq=0.4620 (2).求最小回流比 最小回流比:rmin=(xd/ yq)/( yq- xq)=(0.8598-0.4620)/(0.4620-0.1154)=1.148 操作回流比：r=1.5 rmin=1.722 (3).求操作線方程 精餾段操作線方程為： yn+1= xnr/(r+1)+ xd/(r+1)=0.633xn+0.316 提餾段操作線方程為： yn+1= xn(rd+f)/(r+1)d-xw（f-d）/(r+1)d (因 q=1) = xn（r+f/d）/(r+1)- xw(f/d-1)

39、/(r+1) 式中 f/d=( xd- xw)/( xf-xw)=(0.8598-0.00039)/(0.1154-0.00039)=7.472 代入上式得: yn+1=0.378 xn-0.002 (4).用圖解法求取塔板層數(shù) nt(理論板) 根據(jù)常壓下得乙醇水的 x-y 圖，又因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以 q=1，即 q 為一直線。 本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線，已與平衡線相切。 在圖上作操作線，由點(diǎn)（0.8598，0.8598）起，在平衡線與精餾段操作線間畫階 梯，過精餾操作線與 q 線交點(diǎn)，直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于 0.00039 為止，由 此得到理論板 nt=23（包括再沸器）

40、，加料板為第 20 塊理論板。 2.實(shí)際板層數(shù)的求取 板效率可用奧康奈爾公式 et=0.49()-0.245計(jì)算 其中：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mpas (1).精餾段： 已知 =2.21 l1=0.3577 mpas 所以 et=0.49(2.210.3577)-0.245=0.519 np 精=nt/et=19/0.519=36 塊 (2).提餾段 已知 1=6.06 l2=0.2734 mpas 所以 et1=0.49(6.060.2743)-0.245=0.433 np 提= nt1/et1=（4-1）/0.433=7 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)： n

41、p= np 精+ np 提+1=36+7+1=44 塊 全塔效率：et=（nt/np）100%=(25-1)/44=50% 加料板位置在第 37 塊 3.2.3 精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算 1.塔徑的計(jì)算 精餾段的氣液相體積流率為 vs=4185.3 m3/h ls=2.69 m3/h 由 umax=c(l-v)/v1/2,式中 c 由 c=c20(l/20)0.2計(jì)算得到，c20由史密斯關(guān)聯(lián) 圖查取，圖的橫坐標(biāo)為 (lh/ vh)(l/v)1/2=(2.69/4185.3)(816.36/1.175)1/2=0.0169 取板間距 ht=0.40m,板上液層高度 hl=0.06m(板間距可自選，

42、板上液層高度常壓下一 般選 0.050.06m),則 ht-hl=0.40-0.06=0.34m 查圖得 c20=0.072,則 c=c20(l/20)0.2=0.072(29.315/20)0.2=0.078 umax=0.078(816.36-1.175)/1.1751/2=2.05 m/s 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為 u=0.7umax=0.72.05=1.435 m/s 塔徑 d=(4vs/u)1/2=(44185.33600)/(1.435)1/21m (單位：um/s, vsm3/s,cm/s) 橫截面積：at=d2/4=(1.0)24=0.785 m2 實(shí)際空塔氣速為：

43、u=vs/at=(4185.3/3600)/0.785=1.481 m/s 2.精餾塔有效高度的計(jì)算 精餾塔有效高度為： z精=（n精-1）ht=(36-1)0.4=14 m 提餾段有效高度為： z提=（n提-1）ht=(7-1)0.4=2.4 m 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.8m,故精餾塔的有效高度為 z= z精+ z提+0.8=14+2.4+0.8=17.2 m 3.2.4 塔板主要尺寸的工藝計(jì)算 1.溢流裝置計(jì)算 因塔徑 d=1.0 m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下： (1) 堰長 w l 取 lw=0.66d=0.661.0=0.66m (2) 溢流堰高

44、度 hw 由 hw =hl-how，選用平直堰，堰上液層高度 how=2.84e(lh/lw)2/3/1000 近似取 e=1，則 how=2.841.0(2.69/0.66)2/3/1000=0.0072m 取板上清液高度 hl=60mm，故 hw=hl-how=0.06-0.0071=0.0528m (3)弓形降液管寬度 wd和截面積 af的計(jì)算 由 lw/d=0.66 查弓形降液管的參數(shù)圖，得 af/at=0.0722, wd/d=0.124 故 af=0.0722 at=0.07220.785=0.0567m2 wd=0.1241.0=0.124m 依式 =3600 afht/lh(3

45、5)(驗(yàn)證液體在降壓管中的停留時間) 即 =36000.05670.4/2.69=30.35s5s 故降液管設(shè)計(jì)合理。 (4)降液管底隙高度 h0 h0=ln/(3600lwu01) 取 u01=0.08m/s （一般取 0.070.25m/s） h0=2.69/(36000.660.08)=0.0142m hw-h0=0.0528-0.0142=0.0386how=0.0072m 故降液管底隙設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤，深度 hw1=50mm 2.塔板布置 (1)塔板的結(jié)構(gòu) 塔徑在 8001200mm 時，采用分塊式，分三塊 (2)邊緣區(qū)寬度確定 取 溢流堰前的安定區(qū)寬度 ws=0.06m 進(jìn)

46、口堰后的安定區(qū)寬度 ws1=0.06m 無效區(qū)的邊緣寬度 wc=0.035m (3)開孔區(qū)面積計(jì)算 開孔區(qū)面積按下式計(jì)算： aa=2x（r2-x2）1/2+arcsin(x/r)r2/180 式中 x=d/2-(wd+ws) r=d/2-wc 因?yàn)?x=d/2-(wd+ws)=1/2-（0.124+0.06）=0.316 r=d/2-wc=1/2-0.035=0.465m 故 aa=20.316（0.4652-0.3162）1/2+arcsin(0.316/0.465)0.4652/180 =0.539m2 (4)篩孔計(jì)算及其排列 篩孔直徑：由于該物系的表面張力為正，篩孔直徑 d0取 4mm

47、篩板厚度：選不銹剛塔板，厚度取 =2.5mm 孔中心距：相鄰兩篩孔中心的距離 t=3 d0=12mm 篩孔的排列與篩孔數(shù) 按正三角形排列，則篩孔的數(shù)目 n 可按下式計(jì)算 n=1.155 aa/t2=1.1550.539/0.0152=2767 個 開孔率 ：（篩板上篩孔總面積 a0與開孔區(qū)面積 aa之比） = a0/aa=0.907（5/15）2=10.1% 氣體通過篩孔的氣速為 u0=vs/a0=4185.3/3600/(0.1010.539)=21.35m/s 3.2.5 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 1. 塔板壓降 （1）干板阻力 hc的計(jì)算 干板阻力由公式 hc=0.051（u0/c0）2(/l

48、)計(jì)算 由 d0/s=5/2.5=2 查干篩孔的流量系數(shù)圖，的 c0=0.82 hc=0.051(21.35/0.82)2(1.157/816.35)=0.0479m 液柱 （2）氣體通過液層的阻力 h1計(jì)算 由公式 h1=hl=(hw+how) 由氣相動能因子 f0=ua1/2 ua=vs/(at-af) （單溢流板） f0= vs/(at-af) 1/2=(4185.7/3600）/(0.785-0.0567) 1.1751/2 =1.73kg1/2/(sm1/2) 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得 =0.56 故 h1=(hw+how)=0.56(0.0528+0.0072)=0.0336 m 液柱

49、 （3）液體表面張力的阻力計(jì)算 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 h由下式可以計(jì)算得： h=4l/(lgdo)=429.31510-3/(816.3698.10.005)=0.0029m 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計(jì)算： hp=hc+hl+ h=0.0497+0.0336+0.0029=0.0862 m 液柱 氣體通過每層塔板的壓降為： p=hplg=0.0863 816.36 9.8=690.12pa0.7kpa(設(shè)計(jì)允許值) 2. 液面落差 對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落 差的影響。 3. 液沫夾帶 液沫夾帶量由 ev=(5.710-6/6l

50、)ua/(ht-hf)3.2 計(jì)算 hf=2.5hl=2.50.06=0.15m 故 ev=(5.710-6/29.31510-3)1.596/(0.4-0.15)3.2=0.073kg 液/kg 氣 u0,min 穩(wěn)定系數(shù)為 k= u0/ u0,min=21.35/9.056=2.351.5 故 在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 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)服從式 hd(ht+ hw) 乙醇水物系屬一般物系，取 =0.5，則 (ht+ hw)=0.5（0.4+0.0528）=0.2264m 而 hd=hp+hl+hd 板上不設(shè)進(jìn)口堰 hd=0.153 u012=0.1530.

51、082=0.001m 液柱 hd=0.0862+0.06+0.001=0.1472m 液柱 hd(ht+ hw) 故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。 3.2.6 塔板負(fù)荷性能圖 1.漏液線 由 u0,min=4.4(0.0056+0.13hl-hc)l/v1/2 u0,min=vs,min/a0 hl =hw+how how=(2.84/1000)e(ln/lw)2/3 得 vs,min=4.4c0a00.0056+0.13hw+(2.84/1000) e(ln/lw)2/3-hl/v1/2 計(jì)算整理，得 vs,min=5.177（0.00956+0.1146ls2/3）1/2 在操作范圍內(nèi)，任取

52、幾個 ls值，依上式計(jì)算出 vs值，結(jié)果列于下表 表表 3.43.4 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 0.0060 0.0015 1.068 0.779 0.0030 0.0045 0.902 0.993 由此表可以作出漏液線 1 2.液沫夾帶線 以 ev=0.1kg 液/kg 氣為限，求 vsls關(guān)系如下： ev=(5.710-6/l)ua/(ht-hf)3.2 由 ua=vs/(at-af)= vs/(0.785-0.0567)=1.373 vs hf=2.5 hl= 2.5(hw+how) , hw=0.0528 how=(2.84/1000)1

53、(3600 ls /0.66)2/3=0.88 ls2/3 hf=0.132+2.2 ls2/3, ht-hf=0.0268-2.2 ls2/3 ev=（5.710-6/29.31510-3）1.373 vs/（0.268-2.2 ls2/3）3.2=0.1 整理,得 vs=1.373-11.27 ls2/3 在操作范圍內(nèi),任取幾個 ls值,依上式計(jì)算出 vs值,計(jì)算結(jié)果列于下表 表表 3.53.5 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 0.0060 0.0015 1.0008 1.225 0.0030 0.0045 1.139 1.006 由此表數(shù)據(jù)可以作

54、出液沫夾帶線 2。 3.液相負(fù)荷下限線 對于平直堰,取堰上液層高度 how=0.006m 作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由下式得 how=(2.84/1000)e(3600 ls / lw)2/3=0.006,取 e=1 則 ls,min=(0.0061000/2.84) 3/2(0.006/3600)=0.00056（m3/s）,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下 限線 3。 4.液相負(fù)荷上限線 以 =4s 作為在將液中停留時間的下限，由下式 =afht/ls=4, ls =afht/4=0.05670.40/4=0.00567（m3/s）,據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相 負(fù)荷上限線 4。

55、 4. 液泛線 令 hd=(ht+ hw) , hd=hp+hl+hd hp=hc+hl+ h h1=hl , hl =hw+how 聯(lián)立，得 ht+（-1）hw=（+1）how+ hc+ hd + h 忽略 h，將 how 與 ls ，hd 與 ls ，hc 與 vs 的關(guān)系式代入上式并整理：得 a1vs2=b1ls2+d1 ls2/3 式中 a1=0.051(v/l)/(a0 c0)2 , b1=ht+（-1）hw c1=0.153/（lwh0）2 , d1=2.8410-3 e(1+)(3600/lw) 2/3 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得 a1 =0.051/（0.1010.5390.82）2

56、(10175/816.36)=0.037 b1=0.50.4+(0.5-0.56-1) 0.0528=0.203 c1=0.153/(0.660.0142)2=1741.9 d1=2.8410-31(1+0.56) (3600/0.66)2/3=1.373 0.037vs2=0.203-1741.9ls2-1.373 ls2/3 vs2=5.49-47078.4 ls2-37.12 ls2/3 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 ls值，依上式計(jì)算出 vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表： 表表 3.63.6 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 0.0060 0.0015 1.6

57、03 2.213 0.0030 0.0045 2.072 1.887 由此表可以作出液泛線 5 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) a，連接 oa,即作出操作線，由圖可看出，該篩 板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。 所設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表 表表 3.73.7 序號項(xiàng)目數(shù)值序號項(xiàng)目數(shù)值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 精餾段平均溫度 精餾段氣相流量 vs（m3/h） 精餾段液相流量 ls（m3/h） 實(shí)際塔板數(shù) 有效段高度 m 塔徑，m 板間距，m 溢流形式 降液管形式 堰長，m 堰高，m 板上液層厚度，m 堰上液層厚度,m 降液管底隙高度，m

58、 安定區(qū)寬度,m 邊緣區(qū)寬度,m 85.63 4185.3 2.69 44 17.2 1.0 0.4 單溢流 弓形 0.66 0.0528 0.06 0.0072 0.0142 0.060 0.035 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 開孔區(qū)面積，m2 篩孔直徑 塔效率 篩孔數(shù)目 孔中心距離，m 開孔率% 空塔氣速，m/s 篩孔氣速，m/s 穩(wěn)定系數(shù) 每層塔板數(shù)壓降，kpa 液末夾帶，ev 負(fù)荷上限 負(fù)荷下限 操作上限氣體流量 m3/s 操作下限氣體流量 m3/s 操作彈性 05.39 0.004 51% 6767 個 0.012

59、10.1 1.481 21.35 2.35 0.690 0.073 液泛控制 漏液控制 2.275 0.625 3.64 圖 3.2氣液負(fù)荷性能圖： 4 裝置輔助設(shè)備的選擇 精餾塔的附屬設(shè)備包括蒸汽冷凝器，產(chǎn)品冷卻器，再沸器，原料預(yù)熱器等。要根 據(jù)具體的情況進(jìn)行選擇。 4.1 再沸器的選擇 再沸器又叫作蒸餾釜，該裝置的作用是加熱塔底料液使之部分氣化，以提供精餾 塔內(nèi)的上升氣流。從而實(shí)現(xiàn)精餾塔內(nèi)氣液兩相間的熱量及質(zhì)量傳遞。工業(yè)上常用的再 沸器主要有以下幾種。 4.1.1 內(nèi)置式再沸器 將加熱裝置直接設(shè)置于塔的底部，通常用于直徑小于 600mm 的蒸餾塔中，其結(jié)構(gòu) 簡單，造價比釜式再沸器低，缺點(diǎn)是由于塔釜空間容積有限傳熱面積不能太大，傳熱 效果不夠理想。而本設(shè)計(jì)的塔頂塔徑為 1.0m 故不適合采用內(nèi)置式再沸器。 4.1.2 釜式再沸器 對于釜式再沸器，由于體積較大一般置于塔外，適應(yīng)于塔徑較大的塔。優(yōu)點(diǎn)是對 流體力學(xué)參數(shù)不敏感，可靠性高，可在高真空下操作，維護(hù)與清理方便。另外，釜式 再沸器氣化率高，可達(dá) 80%以上。符合本塔。可以采用釜式再沸器。 4.1.3 虹吸式再沸器 虹吸式再沸器的氣化率不能大于 40%，否則傳熱不良，且因加熱管不能充分潤濕 而易結(jié)垢。故也