1、 吉林化工學(xué)院 化 工 原 理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 乙醇水二元物系篩板精餾塔設(shè)計(jì) 教 學(xué) 院： 化工與材料工程學(xué)院 專業(yè)班級： 化工0903 學(xué)生姓名： 崔曉程 _ 學(xué)生學(xué)號(hào)： 09110332 指導(dǎo)教師： 莊志軍 2011 年 12 月 12 日 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書（一）設(shè)計(jì)題目 乙醇水二元物系篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)（二）設(shè)計(jì)條件塔頂壓力為常壓處理量：（見表中數(shù)據(jù)）進(jìn)料組成、餾出液組成及釜液組成（見表中數(shù)據(jù)）加料熱狀況 （見表中數(shù)據(jù)） 塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流 塔釜飽和蒸汽直接加熱回流比 單板壓降 0.7kPa （三）設(shè)計(jì)內(nèi)容 (1)確定工藝流程。 (2)精餾塔的物料衡算。 (3)塔板數(shù)的確定

2、。 (4)精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算。 (5)精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算。 (6)塔板板面布置設(shè)計(jì)。 (7)塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算與負(fù)荷性能圖。 (8)精餾塔接管尺寸計(jì)算。 (9)塔頂全凝器工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型。 (10)進(jìn)料泵的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算和選型。 (11)帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板板面布置圖、精餾塔設(shè)計(jì)條件圖。 (12)設(shè)計(jì)說明書。（四）化工原理課程設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容及文本格式標(biāo)準(zhǔn) 1、課程設(shè)計(jì)說明書要求用A4紙排版，單面打印，并裝訂成冊，其內(nèi)容包括： （1）封面（按教研室統(tǒng)一排版標(biāo)準(zhǔn)），姓名部分手簽； （2）設(shè)計(jì)任務(wù)書（整體采用宋體小四號(hào)字體）； （3）目錄（單獨(dú)編寫，不與正文編號(hào)連在一

3、起，一般采用羅馬數(shù)字表示頁碼）； （4）中文摘要（另起一頁）； （5）正文；（緒論、設(shè)計(jì)方案的選擇和論證，工藝設(shè)計(jì)的計(jì)算，工藝流程示意圖，電算程序結(jié)果及及章節(jié)的符號(hào)說明等內(nèi)容） （6）結(jié)論（設(shè)計(jì)結(jié)果總匯一般以表格的形式）； （7）結(jié)束語或致謝；（8）參考文獻(xiàn)（9）主要符號(hào)說明（以表格的形式給出）；（10）附錄（計(jì)算機(jī)程序、附圖等）。2、課程設(shè)計(jì)說明書正文參考字?jǐn)?shù)：不得小于2000字×周數(shù)。3、設(shè)計(jì)任務(wù)書格式（參看化工原理課程設(shè)計(jì)指導(dǎo)書）。4、目錄格式：（1）標(biāo)題“目錄”（三號(hào)、黑體、居中）；（2）章標(biāo)題（四號(hào)、黑體、居左）；（3）節(jié)標(biāo)題（小四、宋體、居左）（4）頁碼（小四號(hào)、宋體、居

4、右）整個(gè)頁眉居中印有吉林化工學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì) 的字樣（楷體五號(hào)字）上邊距2.3cm 。5、正文格式（1）頁邊距：上2.54cm，下2.54cm，左2.09cm，右1.59cm，頁眉1.5cm，頁腳1.75cm，裝訂線位置左；（2）字體：正文全部用宋體、小四號(hào)字；（3）行距：固定值18；（4）頁碼：底部居中，五號(hào)字，宋體；頁眉：上部居中，小五號(hào)字，楷體；（5）數(shù)據(jù)表格全部采用五號(hào)字，宋體；（6）公式全部用公式編輯器來編輯（12號(hào)字宋體）。6、參考文獻(xiàn)格式：（1）標(biāo)題：“參考文獻(xiàn)”小四，黑體，居中（2）示例：（五號(hào)，宋體）圖書類：（序號(hào)）作者1，作者2作者n，書名，出版地點(diǎn)，出版社，出版年，頁

5、次。期刊類：（序號(hào)）作者1， 作者2作者n，文章名，期刊名（版本），出版年，卷次（期次），頁次7.圖紙要求工藝流程圖要求學(xué)生采用手工繪制（A2圖紙，尺寸420mm×594mm）、工藝條件圖要求學(xué)生采用計(jì)算機(jī)繪圖軟件獨(dú)立設(shè)計(jì)繪制（A4圖紙，尺寸297 mm×mm 210）。目錄化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書I摘 要1前 言2查 新3緒 論4§1.1設(shè)計(jì)背景4§1.2設(shè)計(jì)方案4§1.3 設(shè)計(jì)思路5§1.4選塔依據(jù)35第二章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)6§ 2.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算6產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定62.1.2 q線方程的確定及溫度的計(jì)算

6、：6平均相對揮發(fā)度的計(jì)算 6最小回流比和適宜回流比的選取72.1.5物料衡算7精餾段和提餾段操作線7逐板法確定理論板數(shù)8全塔效率8取8實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置8第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算9§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算9操作壓強(qiáng) P9操作溫度 T9塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量9精餾段和提餾段各組分的密度810液體表面張力的計(jì)算11液體粘度m11氣液負(fù)荷計(jì)算12精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算12提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算12§ 3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算12塔徑 D12液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定14塔板布置15篩孔數(shù) n 及 開孔率 15塔有效高度Z1

7、6塔高的計(jì)算516§3.3篩板塔的流體力學(xué)校核217板壓降的校核17液沫夾帶量eV的校核19溢流液泛條件的校核19液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核20漏液點(diǎn)的校核20§3.4塔板負(fù)荷性能圖2213.4.1 液相負(fù)荷下限線213.4.2 液相負(fù)荷上限線21漏液線（氣相負(fù)荷下限線）213.4.4 過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）22溢流液泛線223.4.6 塔氣液負(fù)荷性能圖233.4.7 熱量衡算：24進(jìn)入系統(tǒng)的熱量24離開系統(tǒng)的熱量25熱量衡算式：25第四章 塔的附屬設(shè)備的計(jì)算26§4.1塔頂冷凝器設(shè)計(jì)計(jì)算264.1.1 確定設(shè)計(jì)方案264.1.2 確定物性數(shù)據(jù)264.

8、1.3 熱負(fù)荷Q的計(jì)算264.1.4 傳熱面積的計(jì)算264.1.5 換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸274.1.6 核算總傳熱系數(shù)K0281.管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算：282.計(jì)算殼程對流傳熱系數(shù)293.確定污垢熱阻RS294.核算總傳熱系數(shù)K0295.傳熱面積裕度：304.1.7 壁溫核算304.1.8 換熱器內(nèi)流體的流動(dòng)阻力（壓降）31§4.2 接管設(shè)計(jì)31進(jìn)料管31回流管31釜液出口管32塔頂蒸汽管32加熱蒸汽管32管線設(shè)計(jì)結(jié)果表32§4.3 泵的選型32第五章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總34結(jié)束語36參考文獻(xiàn)37主要符號(hào)說明38附 錄40摘 要化工生產(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

9、分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位.這個(gè)設(shè)計(jì)的篩板塔是化工生產(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，該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、設(shè)備的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)、流體力學(xué)的驗(yàn)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的整體設(shè)計(jì)及合理運(yùn)算，我所給出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物

10、性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸也是合理的，足以保證精餾順利高效的進(jìn)行并使效率盡可能的提高。具體結(jié)果如下：主要參數(shù)：q=0.97；=3.50；R=1.7045Rmin=1.5; 理論板數(shù)NT=8塊，第3塊為加料板。實(shí)際板數(shù)Np=20塊，進(jìn)料位置為第5塊板。其中精餾塔內(nèi)徑D1=D2=0.6m ，板間距：精餾段：NT1=0.3m 提鎦段：NT2=0.3m 塔 高：H=11.75m。關(guān)鍵詞：乙醇、水、精餾段、提餾段、篩板塔。前 言化工生產(chǎn)中所處理的原料中間產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產(chǎn)中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質(zhì)。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣

11、體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑的驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時(shí)進(jìn)行傳質(zhì)、傳熱的過程。在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當(dāng)控制漏液。篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)，近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)

12、備。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制成突起的斜臺(tái)狀這樣可以降低進(jìn)口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳鋼的比率較少。它的主要：優(yōu)點(diǎn)3是：1) 結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價(jià)為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；2) 在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%40%；3) 塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；4) 氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右；缺點(diǎn)是：1) 小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；2) 操作彈性較小（約23）；蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產(chǎn)過程的

13、主要單元操作。精餾是典型的化工操作設(shè)備之一。進(jìn)行此次課程設(shè)計(jì)的目的是為了培養(yǎng)綜合運(yùn)用所學(xué)知識(shí),來解決實(shí)際化工問題的能力,做到能獨(dú)立進(jìn)行化工設(shè)計(jì)初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計(jì)工作打下堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。查 新浮閥類塔板是目前使用最為廣泛的塔板。當(dāng)今主要使用的浮閥有以下幾種：(1)圓形浮閥。 Glitsch公司的V-1型和V-4型(V-1型為平孔板，V-4型為文丘里孔板)；Koch公司的T型和To型(均用四爪卡子限定閥片位置，閥片無腿，T型為平孔板，To型為文丘里孔板)；Sulzer公司的扣鉤浮閥(Snap-in valve)，閥腿為彈性叉片，可直接扣在板上。圓形浮閥在操作中因易旋轉(zhuǎn)而會(huì)卡死或脫落，塔板上液相返

14、混較為嚴(yán)重。(2)條型浮閥。 以Nutter公司的B型浮閥為代表。國內(nèi)的T排條閥、HTV船型浮閥、條型浮閥和導(dǎo)向浮閥1塔板均屬此類。它們都是長條形閥片，除T排條閥外，都沿液流方向錯(cuò)排布置，氣流噴出方向與液流方向垂直，相鄰閥孔噴出的氣流不互相碰撞，液體返混小，霧沫夾帶量小，冷模試驗(yàn)的水力學(xué)性能和傳質(zhì)性能都略優(yōu)于V-1型圓形浮閥。(3)梯形浮閥。 以導(dǎo)向梯形浮閥2、BVT(Butterfly Valve of Tray)浮閥為代表。它在結(jié)構(gòu)上吸取了V型柵板及條型浮閥塔板、固舌塔板、導(dǎo)向篩板等塔板的優(yōu)點(diǎn)，將原來的條型浮閥改為梯形結(jié)構(gòu)，這樣氣體從閥孔的兩側(cè)吹出，并與液流方向構(gòu)成銳角，故可對塔板上的液體

15、起一定的導(dǎo)向推動(dòng)作用，降低了板上清液層的高度，同時(shí)降低了塔板壓力降。在現(xiàn)有的加工工藝中，塔的高處理量往往是用戶十分關(guān)心的事情。對于新塔設(shè)計(jì)，用戶希望對每單位投資獲得的處理能力最大，要求塔的經(jīng)濟(jì)和卡邊設(shè)計(jì)。因此，近年來國外開發(fā)了新型高效塔板(等板高度HETP小于610 mm的塔板或填料被稱為高效塔板或填料)，該種塔板的特點(diǎn)是高處理量、高效率或低壓力降。如Glitsch公司建議采用紋柵塔板(Screen tray)和網(wǎng)孔塔板(P-K tray)增加處理量和減小壓力降；美國UOP公司用多降液管(MD，ECMD)篩板3，4取代傳統(tǒng)的單流程和雙流程篩板，對大液量操作的脫甲烷塔、脫乙烷塔和丙烯精餾塔進(jìn)行改

16、造后，處理量增加了30%，效率也有所提高。如果說80年代是規(guī)整填料發(fā)展的年代，那么90年代則是高效塔板發(fā)展的年代。高效塔板主要應(yīng)用在中壓到高壓蒸餾場合，在這種場合下，填料顯得無能為力。高效塔板的主要特點(diǎn)是其降液管以及浮閥或開孔的改進(jìn)，以充分利用有效開孔面積。這種改進(jìn)允許塔板在高液流量下操作而不發(fā)生阻塞或液泛。近年來開發(fā)的高效塔板有Superfrac，Max-frac，MVG tray，Bi-frac,CoFlo等塔板。其共同的優(yōu)點(diǎn)是在高流動(dòng)參數(shù)下處理量大，抗腐蝕能力強(qiáng)，板間返混小。Jaeger公司推出的CoFlo5塔板的主要特點(diǎn)是采用并流式降液管和收集器，增大了處理量，同時(shí)不影響塔板的效率。新

17、垂直篩板塔： 產(chǎn)品和技術(shù)簡介新垂直篩板塔是在塔板上開有直徑較大的升氣孔，孔上設(shè)置圓筒形罩體，其側(cè)壁上部開有篩孔，下端與塔板保持一定距離。操作時(shí)，液體從底隙進(jìn)入罩體，氣體經(jīng)升氣孔進(jìn)入罩體，其動(dòng)能將液體拉成液膜并破碎成液滴，兩相在罩體內(nèi)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)，然后從篩孔噴出，氣體上升，液體落回板面，液相在塔板上前進(jìn)過程中，重復(fù)上述過程，最后由降液管流至下一層塔板。與一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的關(guān)鍵是連續(xù)相和分散相發(fā)生了相轉(zhuǎn)變，即氣相轉(zhuǎn)為連續(xù)相，液相轉(zhuǎn)為分散相，使相際面積明顯增加，從而強(qiáng)化傳質(zhì)。為了減少塔板阻力提高處理能力，我們將升氣孔由平孔改成噴咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系統(tǒng)。應(yīng)用范

18、圍可用于蒸鎦、吸收、水洗、除塵等過程，可用于常壓，也可以用于加壓和真空系統(tǒng)。將其用于丙烷脫瀝青裝置，處理能力提高50%以上，提高了產(chǎn)品質(zhì)量。近年來開發(fā)出噴射型塔板，大致有以下幾種類型：（1）舌型塔板 舌型塔板的結(jié)構(gòu)，在塔板上沖出許多舌孔，方向朝塔板液體流出口一側(cè)張開。舌片與板面成一定的角度，有18°、20°、25°三種（一般為20°），舌片尺寸有50×50mm和25×25mm兩種。舌孔按正三角形排列，塔板的液體流出口一側(cè)不設(shè)溢流堰，只保留降液管，降液管截面積要比一般塔板設(shè)計(jì)得大些。操作時(shí)，上升的氣流沿舌片噴出，其噴出速度可達(dá)2030m

19、/s。當(dāng)液體流過每排舌孔時(shí)，即被噴出的氣流強(qiáng)烈擾動(dòng)而形成液沫，被斜向噴射到液層上方，噴射的液流沖至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一層塔板舌型塔板的優(yōu)點(diǎn)是：生產(chǎn)能力大，塔板壓降低，傳質(zhì)效率較高；缺點(diǎn)是：操作彈性較小，氣體噴射作用易使降液管中的液體夾帶氣泡流到下層塔板，從而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 與舌型塔板相比，浮舌塔板的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是其舌片可上下浮動(dòng)。因此，浮舌塔板兼有浮閥塔板和固定舌型塔板的特點(diǎn)，具有處理能力大、壓降低、操作彈性大等優(yōu)點(diǎn)，特別適宜于熱敏性物系的減壓分離過程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的結(jié)構(gòu)，在板上開有斜孔，孔口向上與板面成一定角度。斜孔的開口方向與液流方向垂直，同

20、一排孔的孔口方向一致，相鄰兩排開孔方向相反，使相鄰兩排孔的氣體向相反的方向噴出。這樣，氣流不會(huì)對噴，既可得到水平方向較大的氣速，又阻止了液沫夾帶，使板面上液層低而均勻，氣體和液體不斷分散和聚集，其表面不斷更新，氣液接觸良好，傳質(zhì)效率提高。其中，篩孔板的造價(jià)是板式塔中最低的一種.并且負(fù)荷大.效率高.設(shè)計(jì)方法也較為成熟.近年來逐漸有采用大孔徑(1025mm)的篩孔.因?yàn)榇罂讖胶Y板具有:加工制造簡單.造價(jià)低.不易堵塞等優(yōu)點(diǎn).只要設(shè)計(jì)合理.同樣可以得到滿意的塔板效率.緒 論§1.1設(shè)計(jì)背景乙醇是一種重要的基礎(chǔ)化工原料，有著廣泛的用途。它是基本有機(jī)化工及中間體的原料，還是一種重要的有機(jī)溶劑，在

21、交通運(yùn)輸、醫(yī)藥、農(nóng)業(yè)等方面都占有重要地位。工業(yè)上生產(chǎn)乙醇的方法有很多，其中真正有工業(yè)意義的，概括起來可分為兩大類，即發(fā)酵法和乙烯水合法。發(fā)酵法有糧食發(fā)酵法、木材水解發(fā)酵法、亞硫酸鹽廢堿液法；水合法有乙烯間接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美國、日本、意大利等國家正在開發(fā)一種用一氧化碳、氫氣（或甲烷）進(jìn)行羰基合成制取乙醇的方法。§1.2設(shè)計(jì)方案乙醇和水的混合液是使用機(jī)泵經(jīng)原料預(yù)熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點(diǎn)回流；部分連續(xù)采出經(jīng)冷卻器冷卻后送至產(chǎn)品罐。塔釜采用直接蒸汽（101.163的水蒸汽）加熱，塔底廢水經(jīng)冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程

22、參見下圖： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 飽和水蒸汽塔釜出料全塔物料衡算§1.3 設(shè)計(jì)思路求理論塔板數(shù)氣液相負(fù)荷計(jì)算篩板塔設(shè)計(jì)流體力學(xué)性能校核畫出負(fù)荷性能圖全塔熱量衡算 塔附屬設(shè)備計(jì)算結(jié)果匯總§1.4選塔依據(jù)3篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計(jì)比較成熟，具體優(yōu)點(diǎn)如下：1) 結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量少、造價(jià)低廉.2) 氣體壓降小、板上液面落差也較小.3) 塔板效率較高.4) 改進(jìn)的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔.第二章 精餾塔的工藝設(shè)計(jì)§ 2.1全塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算產(chǎn)品濃度的計(jì)算和進(jìn)料組成確定1. 料液及塔頂塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分率： 2. 平均分子量及產(chǎn)率

23、：=由條件可知，因?yàn)橐筮M(jìn)料1200kg/h，所以F:F=48kmol·3. 查附錄表2（乙醇水系統(tǒng)txy數(shù)據(jù)）2得90時(shí)乙醇水的飽和蒸汽的組成：xF=0.250。2.1.2 q線方程的確定：因?yàn)閝=0.97所以，yq=q/(q-1)*xq-xf/(q-1)=-32.33xq+8.3332.1.3 溫度的計(jì)算選用差值的方法及下表溫度t液相中乙醇的摩爾分率氣相中乙醇的摩爾分率1000095.50.0190.17890.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080

24、.55881.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943tF: tF =82.46 tD： tD =78.35 tW： tW =96.21 精餾段平均溫度 ：t1=（tF+ tD）/2 =80.41 提留段平均溫度 ：t2=（tF+ tW）/2 =89.34平均相對揮發(fā)度的計(jì)算當(dāng)氣體服從道爾頓分壓定律時(shí)，由式得到相對揮發(fā)度如表2-1：表2-1 不同溫度下的相對揮發(fā)度數(shù)值：序號(hào)1234

25、567溫度（）8986.785.384.182.782.381.6i8.1977.2746.2865.2023.923.5782.869序號(hào)891011121314溫度（）80.779.879.779.378.7478.4178.15i2.4031.8511.7921.6121.3521.211由0.25 yF=0.5526 0.779 y D=0.8075 0.016 yW=0.1432 精餾段相對揮發(fā)度：提留段相對揮發(fā)度： 所以相對護(hù)發(fā)度： 所以平衡線方程： Y=3.50x/(1+2.50x)最小回流比和適宜回流比的選取1. 最小回流比的計(jì)算：在設(shè)計(jì)條件下，如選用較小的回流比，兩操作線向平

26、衡線移動(dòng)，達(dá)到指定分離程度（xD,xW）所需的理論板數(shù)增多。當(dāng)回流比減至某一數(shù)值時(shí)，兩操作線的交點(diǎn)e落在平衡線上，此時(shí)理論板數(shù)為無窮多，板上流體組成不能跨越e點(diǎn)，此即為指定分離程度時(shí)的最小回流比,設(shè)交點(diǎn)e(xe,ye).由q=0.97聯(lián)立Q線方程和平衡線方程可知ye=0.5269,則代入相平衡方程y=x/1+(-1)x得xe=0.2414.則最小回流比可有下式計(jì)算出：或由附錄C程序2：“二分法求xe ,ye ,Rmin”求得：xe=0.2414,ye=0.5269,Rmin=0.882. 確定合適的回流比：為了確定適宜回流比，在R=（1.22.0）Rmin范圍內(nèi)， R=1.7045Rmin2。

27、R=1.5物料衡算由：和 帶入F=48，R=1.5，q=9.7計(jì)算得： 或者由附錄“C程序3：物料衡算及逐板法求理論板數(shù)”計(jì)算得： 精餾段和提餾段操作線精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：逐板法確定理論板數(shù)對于二元精餾體系采用的數(shù)值法為逐板計(jì)算法，通常從塔頂開始計(jì)算：精餾段操作線方程： 相平衡方程：=3.50代入 得 代入式反復(fù)計(jì)算得：x2=0.3113 y3=0.4984x3=0.2211 <0.25(xq是精餾段和提餾段的交點(diǎn)的橫坐標(biāo)) y4=0.4122 同理由提餾段操作線方程：及式繼續(xù)計(jì)算得：Y8=0.02569X8=0.00748<0.016= 所以理論板數(shù)NT=8塊.全

28、塔效率 板效率用奧康奈爾公式精餾段: 則(在相應(yīng)的物性計(jì)算中)塊提留段: 則(在相應(yīng)的物性計(jì)算中)塊全塔所需實(shí)際板數(shù)塊全塔實(shí)際效率實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料位置 精餾段:取5塊；提餾段:取15塊；實(shí)際進(jìn)料位置為第5塊板，實(shí)際塔板數(shù)N=20塊。第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算操作壓強(qiáng) P塔頂壓強(qiáng)：PD=101.325kpa,取每層塔板壓降P=0.7kpa 則進(jìn)料板壓強(qiáng)：PF=101.325+0.75=104.825kPa塔釜壓強(qiáng)：PW=104.125+0.715=114.625kPa精餾段平均操作壓強(qiáng):提餾段平均操作壓強(qiáng):操作溫度 T查氣液相平衡表，

29、用試差法算得：計(jì)算結(jié)果：進(jìn)料板溫度 tF=82.46 塔頂溫度 tD=78.35 塔釜溫度 tW=96.21則精餾段的平均溫度 : Tm1=(82.46+78.35)/2=80.405則提餾段的平均溫度 : Tm2=(82.46+96.21)/2=89.335塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量乙醇分子量為MA=46,水分子量MB=18由公式：M=X i×mi1.對于塔頂： XD=0.779,YD=0.8075則氣相平均分子量為：MVD = YD1×M1+YD2×M = 0.8075×46+(1-0.8075)×18=40.61Kg/Kmol液相

30、平均分子量為： MLD = XD1×M1+XD2×M2 =0.779×46+(1-0.779)×18=39.812Kg/Kmol2.對于進(jìn)料板： XF=0.25,YF=0.5526則氣相平均分子量為：MVF=YF1×M1+YF2×M2 = 0.5526×46+(1-0.5526)×18=33.473Kg/Kmol液相平均分子量為： MLF=XF1×M1+ XF2×M2 =0.25×46 +(1-0.25)×18=25Kg/Kmol3.對于塔底： Yw=0.1432,Xw=0.

31、016則氣相平均分子量為：MVw = Yw×M1+(1-Yw)×M2=0.1432×46+(1-0.1432)×18= 22.01Kg/Kmol液相平均分子量為： MLw = Xw ×M1+(1-Xw)×M2 =0.016×46+(1-0.016)×18=18.448Kg/Kmol 則精餾段的平均分子量 氣相： Mvm1=37.042Kg/Kmol液相： MLm1=32.406Kg/Kmol則提餾段的平均分子量 氣相: Mvm2=27.742Kg/Kmol液相： MLm2=21.724Kg/Kmol精餾段和提餾段各

32、組分的密度8 1.液相密度lm：由式 可求相應(yīng)的液相密度。式中；為質(zhì)量分率；對于塔頂：tD=78.35，L，A=736.65Kg/m3，L，B=972.86Kg/m3（由附錄：C程序4可得，以下均同）質(zhì)量分率：則： = LD=754.98Kg/m3對于進(jìn)料板：tF=82.46，L，A=732.54Kg·m-3，L，B=970.23Kg·m-3質(zhì)量分率：則：= =>Lf=844.22Kg/m對于塔底：tW=96.21，L，A=719.03 Kg/m3，L，B=961.02Kg/m3質(zhì)量分率：則： = =>LWw=948.25Kg/m3則:精餾段的平均液相密度:Lm

33、1=(LD+LF)/2=799.6Kg/m3則:提餾段的平均液相密度：Lm2=( Lw+LF)/2=896.235Kg/m32.氣相密度6vm：v=則精餾段的氣相密度:vm1= Kg/m3則提餾段的氣相密度:vm2=Kg/m3 液體表面張力的計(jì)算由平均表面張力公式 ： 1.對于塔頂：tD=78.35，A=18.44mN·m-1，B=62.86mN·m-1（由附錄：C程序4可得，以下均同）則塔頂?shù)钠骄砻鎻埩Γ篋M=0.779×18.44+（1-0.779）×62.86=28.26mN·m-12.對于進(jìn)料板：tF=82.46，A=18.04 mN

34、·m-1，B=60.85mN·m-1進(jìn)料的平均表面張力： FM=0.25×18.04+(1-0.25)×60.85=50.15mN/m3.對于塔底：tW=96.21，A=16.67mN·m-1，B=59.55mN·m-1則塔底的平均表面張力: wM=0.016×16.67+(1-0.016)×59.55=58.86 mN·m-1則精餾段的平均表面張力：1M1=39.21mN/m則提餾段的平均表面張力：M2=54.51mN/m液體粘度m公式：m=1.對于精餾段：t1=80.41，LA=0.4571mPa，L

35、B=0.4094mPaLD=0.5145×0.4571+(1-0.5145)×0.3565=0.4083mpas2.對于提鎦段：tF=89.34，LA =0.4094mPa，LB =0.3191mPaLF=0.4094×0.133+(1-0.133)×0.3191=0.3311mpa.s則精餾段平均液相粘度： LM1=0.4083mpas則提餾段平均液相粘度： LM2=0.3311mpas氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算由公式：V=（R+1）×D=（1.5+1）×14.02=35.05kmol·h-1 得：=0.2776由L=

36、RD=21.03kmol·h-1=0.0002367Lh=0.0002367×3600=0.8521m3·h-1提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算由33.61=0.2564由W=67.58=0.0004549=0.0004549×3600=1.638m3·h-1§ 3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計(jì)算塔徑 D由不同塔徑的板間距3參考表3-1：表3-1：不同塔徑的板間距塔徑DT/m0.30.50.50.80.81.6 1.62.4 2.44.0 板間距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初選所設(shè)計(jì)的精餾塔為中型塔

37、，采用單流型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設(shè)計(jì)，以適應(yīng)兩相體積流量的變化。精餾段板間距H1T=0.3m,提餾段板間距H2T=0.3m。液氣流動(dòng)參數(shù)精餾段：=0.02115提餾段：= =0.05285查教材圖10-42（P179），可得到表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子：精餾段C20,1=0.052,提餾段C20,2=0.05。由如下公式（20mN/m）計(jì)算氣體負(fù)荷因子C:C=C20（ 將C20,1,C20,2及分別代入解得精餾段的氣體負(fù)荷因子：C1=0.05×=0.059提餾段的氣體負(fù)荷因子：C2=0.05×=0.06根據(jù)如下公式計(jì)算液泛速度uf值:uf=則精餾段

38、有：uf1=1.463m/s則提餾段有: uf2=1.79m/s取安全系數(shù)為0.7，則設(shè)計(jì)氣速為:=0.7uf則精餾段: =0.701.463=1.024m/s則提餾段: =0.701.79=1.25m/s則精餾段:=0.283m2則提餾段:0.785D2=0.283m2則精餾段塔徑： =0.588m則提餾段塔徑：=0.511m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整精餾段塔徑為D1=0.6m,提餾段塔徑D2=0.6m。此塔徑與表3-1塔板間距HT相符。由此初選塔徑可以計(jì)算出：精餾段實(shí)際塔板總面積：提餾段實(shí)際塔板總面積：精餾段實(shí)際氣速：un1=VS1÷An1=0.2776÷0.283=0.981m/

39、s提餾段實(shí)際氣速：un2=VS2÷An2=0.2564÷0.283=0.906m/s精餾段實(shí)際堰長：lW1=0.5D1=0.5×0.6=0.3m提餾段實(shí)際堰長：lW2=0.5D2=0.7×0.6=0.42m液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定因塔徑和流量適中，選取單溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盤及平頂溢流堰、不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)取值計(jì)算如下：1. 溢流堰長LW的值：由以上設(shè)計(jì)結(jié)果可得溢流堰長LW為： 精餾段堰長：Lw1=0.3m 提餾段堰長：Lw2=0.42m2. 出口堰高h(yuǎn)W：表3-2 各種操作情況的堰高參考表2：堰高h(yuǎn)W/mm真空常壓加壓最小值1

40、02040最大值205080由上表可取：近似取.0，則選用平直堰，堰上液高度由 計(jì)算1） 精餾段取板上清液層高度 故 2）提餾段How2=取板上清液層高度 故 精餾段堰高：hW1=0.0443m提餾段堰高：hW2=0.04119m3.降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lW/D=0.5，查教材(下冊)圖10-40（P176）得：AF/AT=0.072;Wd/D=0.16 即 Wd=0.16D：則精餾段降液管的寬度：Wd1=0.16×0.6=0.096m則提餾段降液管的寬度：Wd2=0.16×0.6=0.096m由以上設(shè)計(jì)結(jié)果可得降液管面積分別為：精餾段降液管面積:Af1=0

41、.0204m2提餾段降液管面積:Af2=0.0204m24.降液管底隙高度ho 為保證液封，降液管底部與塔板的間隙ho應(yīng)小于堰高h(yuǎn)W,但一般可取： 精餾段降液管底隙高度：ho1=0.01130m提餾段降液管底隙高度：ho2=0.01547m 算液體在降液管中停留時(shí)間 精餾段 提餾段 所以降液管設(shè)計(jì)合理。塔板布置1.精餾段和提餾段均取邊緣寬度Wc1=Wc2=0.035m ，安定區(qū)寬度Ws1=Ws2=0.065m2.根據(jù)以下公式計(jì)算開孔區(qū)面積。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )則精餾段：X1=0.6÷2-(0.035+0.096)=0.169m; R1=0.6

42、÷2-0.035=0.265m 則提餾段：X2=0.6÷2-(0.035+0.096)=0.169m; R2=0.6÷2-0.035=0.265m代入上式得：精餾段開孔區(qū)有效面積：Aa1=0.1661m2提餾段開孔區(qū)有效面積：Aa2=0.1661m2篩孔數(shù) n 及 開孔率 精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑do=5mm;精餾段：孔徑do與孔間距t之比：t1/do=3；在有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，篩孔呈正三角形排列。提餾段：孔徑do與孔間距t之比：t2/do=3；在有效傳質(zhì)區(qū)內(nèi)，篩孔呈正三角形排列。則精餾段孔間距：t1=3×do=3×5=15mm則提餾段孔間距：t

43、2=3×do=3×5=15mm依據(jù)下式計(jì)算開孔率：精餾段：=0.907÷32=0.1008提餾段：=0.907÷32=0.1008塔板上的篩孔總面積：Ao=Aa則精餾段： =0.1008×0.1661=0.01675m2則提餾段： =0.1008×0.1661=0.01675m2塔板上的篩孔數(shù)n：n=則精餾段：n1=854個(gè)則提餾段：n2=854個(gè)從而可得實(shí)際篩孔總面積為：精餾段：Ao1=n1×0.785do2=854×0.785×0.0052=0.01676m2提餾段：Ao2=n2×0.785

44、do2=854×0.785×0.0052=0.01676m2氣體通過篩孔的氣速：精餾段：uo1=VS1÷Ao1=0.2776÷0.01676=16.563m/s 提餾段：uo2=VS2÷AO2=0.2564÷0.01676=15.298m/s塔有效高度Z精餾段：Z1=(N1-1) ×0.3=(5-1)×0.3=1.2m提餾段：Z2=(N2-1)×0.3=(15-1)×0.3=4.2m塔有效高度：Z=Z1+Z2=1.2+4.2=5.4m3裙座塔底常采用裙座支撐，本設(shè)計(jì)采用圓筒形裙座，4人孔一般隔8

45、15層板設(shè)一個(gè)人孔，人孔直徑一般為450600mm，其伸出塔體的筒體長為200250mm，設(shè)人孔的板間距至少為Hp =600mm，共20塊板，可設(shè)1個(gè)人孔。5冷凝器的設(shè)計(jì)計(jì)塔總體高度的設(shè)計(jì)6進(jìn)料板處板間距 考慮到在進(jìn)口處安裝防沖設(shè)施，取進(jìn)料板處板間距為HF9.6塔總體高度實(shí)際塔板數(shù) 進(jìn)料板數(shù) 人孔塔板間距 進(jìn)料板處間距人孔處板間距 桾座高度§3.3篩板塔的流體力學(xué)校核2板壓降的校核精餾段和提餾段均取塔板厚度=3mm，則3/do=3÷5=0.6。1.干板壓降（以液柱高度表示）由孔徑與板厚之比/do =0.6和開孔率（以AT-2Af為基準(zhǔn)）：精餾段：1=0.06920提餾段：2

46、=0.06920查教材下冊圖10-45（P132）得干板孔流系數(shù)Co精餾段：Co1=0.84提餾段：Co2=0.84則各段的干板壓降分別：hd=精餾段：hd1=0.03221m提餾段：hd2=0.01906m3. 氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL液體體積流量與堰長的比值分別為：精餾段： 提餾段：由和lW/D=0.6查教材下冊圖10-48（P134）得液流收縮系數(shù)分別為：精餾段：E1=1.021提餾段：E2=1.029按面積（AT-2Af）計(jì)算氣體速度: ua=Vs/(AT-Af) 則精餾段：ua1=1.0571m/s則提餾段: ua2=0.9764m/s則相應(yīng)的動(dòng)能因子Fa值：Fa=

47、ua精餾段:Fa1=1.0571×1.2990.5=1.205提餾段:Fa2=0.9764×1.0100.5=0.9813查教材下冊圖10-46（P132）得液層沖氣系數(shù):則精餾段：1=0.624則提餾段：2=0.655由公式：hL=(hW+hoEw)即可求出各段液層阻力：精餾段：hL1=1(hW1+hoW1w)=0.625×0.05=0.03125m提餾段：hL2=2(hW2+hoW2w)=0.655×0.05=0.03275m3.克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）依據(jù)下式計(jì)算克服液體表面張力壓降h: h=4/(Lgdo)精餾段 :h1=4

48、5;39.21×10-3÷（799.6×9.81×0.005）=0.003999m提餾段 :h2=4×54.51×10-3÷（896.235×9.81×0.005）=0.004960m則各段板壓降hf分別為：精餾段：hf1=hd1+hL1+h1=0.03221+0.03125+0.003999=0.06746m提餾段：hf2=hd2+hL2+h2=0.01906+0.03275+0.004960=0.05677m根據(jù)以上所求條件并根據(jù)公式 P=hpLg 可以得出實(shí)際單板壓降分別為： P1=hf1L1g=0

49、.06746×799.6×9.81=529.16Pa P2=hftL2g=0.05677×896.235×9.81=499.13Pa以上所得均<700pa在允許范圍之內(nèi)。液沫夾帶量eV的校核由精餾段液氣流動(dòng)參數(shù)=0.02313由提餾段液氣流動(dòng)參數(shù)=0.05285根據(jù)如下公式計(jì)算液沫夾帶量eV 值：eV=則有：精餾段：eV1=0.0459kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣提餾段：eV2=0.0256kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣由上可知：eV均小于0.1kg 液/kg氣,所以在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶現(xiàn)象。溢流液泛條件的校核

50、為了防止液泛現(xiàn)象的產(chǎn)生，應(yīng)使降液管中清液層的高度： HfdHd/HT+hW即。由降液管內(nèi)的清夜高度：Hd=hW+hoW+hf （1）其中降液管阻力：=0.153則精餾段：1=0.153=0.000746則提餾段：2=0.153=0.000750從而精餾段：Hd1=hW1+hoW1+1+hf1=0.06746+0.05+0.000746=0.1182m從而提餾段：Hd2=hW2+hoW2+2+hf2=0.05677+0.05+0.000750=0.1075m相對泡沫密度各段均取=0.5則各段泡沫層高度Hfd：精餾段：Hfd1=HT1+hW1=0.3+0.0443=0.3443m提餾段：Hfd2=

51、HT2+hW2=0.3+0.04119=0.34119m各段·（HT+hW）分別為：精餾段：·（HT1+hW1）=0.5×0.3443=0.1722m提餾段：·（HT2+hW2）=0.5×0.34119=0.1706m因在精餾段及提餾段，所以在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)出現(xiàn)液泛現(xiàn)象。漏液點(diǎn)的校核由此求出各漏液點(diǎn)孔速：精餾段：uOW1=8.25m/s提餾段：uOW2=9.30m/s以上各段所求之值與假定值相當(dāng)接近，故計(jì)算結(jié)果正確。則精餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=2.01>1.5則提餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=1.64>1.5以上各段均符合設(shè)計(jì)要求。所以設(shè)

52、計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。§3.4塔板負(fù)荷性能圖23.4.1 液相負(fù)荷下限線取平堰，堰上液層高度: 精餾段取hOW1=0.006m；提餾段取hOW2=0.006m作為液相負(fù)荷下限線的條件，取E=1， 則精餾段：=0.006m 0.000256 m3/s 提餾段：=0.006m 0.000358m3/s3.4.2 液相負(fù)荷上限線液體在降液管中停留時(shí)間：精餾段取為4秒；提餾段取4秒。由式可計(jì)算得：=0.00153m3/s液相負(fù)荷上限線在VSLS坐標(biāo)圖上，是與氣體流量VS無關(guān)的垂直線。漏液線（氣相負(fù)荷下限線）把漏液線看作直線，可由兩點(diǎn)大致確定其位置。1.，精餾段：提餾段：表3-4-1 漏液

53、線計(jì)算結(jié)果表：設(shè)計(jì)區(qū)精餾段提餾段序號(hào)1212Lh（m3/s）0.00020.0010.00020.001Vh（m3/s）0.13860.14920.15010.16133.4.4 過量液沫夾帶線（氣相負(fù)荷上限線）以eV =0.1kg 液/kg氣為極限值，求VS 關(guān)系如下：eV = ，從而精餾段： ，,從而提餾段:,，各段具體數(shù)值見下表3-4-2：表3-4-2 過量液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果表：設(shè)計(jì)區(qū)精餾段提餾段序號(hào)1212Ls（m3/s）0.00020.0010.00020.001Vs（m3/s）0.35690.30740.41900.3752溢流液泛線當(dāng)降液管內(nèi)當(dāng)量清液高度時(shí)，將發(fā)生溢流液泛。hd1=； 精餾段：提餾段：各段具體數(shù)值結(jié)果見下表3-4-3：表3-4-3 溢流液泛線計(jì)算結(jié)果表：設(shè)計(jì)區(qū)精餾段提餾段序號(hào)1212Ls（m3