化工原理課程設計乙醇水 篩板式精餾塔的設計

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1、吉林化工學院化工原理課程設計 I化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書1 1、設計題目：、設計題目：乙醇水 篩板式精餾塔的設計2 2、工藝操作條、工藝操作條件：件：工藝條件：進料乙烯含量（表內）% (摩爾百分數，下同)；年開工 8000 小時。塔頂乙醇含量不低于（表內） ，釜液乙醇不高于含量（表內）%設計條件：常壓 （絕壓） 塔頂全凝器 泡點回流 atmP1單板壓降 0.7kPa塔頂濃度為含乙醇 93%（摩爾分率） ，產量為 2 萬噸/年；塔釜為飽和蒸汽間接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.3%（摩爾分率） ；（，摩爾分率）：=20FxFx塔頂采用全凝器，泡點回流，回流比：R

2、=1.3Rmin 。3 3、設計任務：、設計任務：完成工藝設計與計算，畫出塔板負荷性能圖，有關附屬設備的設計與選型，繪制工藝流程圖和塔的工藝條件圖，編寫設計說明書。吉林化工學院化工原理課程設計I目錄化工原理課程設計任務書化工原理課程設計任務書 .I摘摘 要要.I前前 言言.1查查 新新.1緒緒 論論.11.1 設計背景 .11.2 設計方案 .11.3 設計思路.11.4 選塔依據 .1第一章第一章 精餾塔的工藝設計精餾塔的工藝設計.1 1.11.1 全塔工藝設計計算全塔工藝設計計算 .101.1.1 產品濃度的計算和進料組成確定 .101.1.2 平均相對揮發(fā)度的計算 .101.1.3 最小

3、回流比的確定 .111.1.4 物料衡算 .111.1.5 精餾段和提餾段操作線 .111.1.6 逐板法確定理論板數及理論加料板位置 .111.1.7 全塔效率、實際塔板數及加料位置 .13第二章第二章 板式塔主要工藝尺寸的設計計算板式塔主要工藝尺寸的設計計算.14吉林化工學院化工原理課程設計II 2.12.1 塔的工藝條件及物性數據計算塔的工藝條件及物性數據計算.142.1.1 操作壓強 P .142.1.2 操作溫度 T .142.1.3 塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量 .152.1.4 精餾段和提餾段各組分的密度 .152.1.5 液體表面張力的計算 .182.1.6 液體粘度 m

4、.212.1.7 相對揮發(fā)度 .222.1.8 混合物的粘度 .222.1.9 氣液負荷計算 .222.22.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算塔和塔板的主要工藝尺寸的計算 .23232.2.1 塔徑 D .232.2.2 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定 .242.2.3 塔板布置 .252.2.4 篩孔數 n 及 開孔率 .262.2.5 塔有效高度 Z.262.2.6 塔高的計算 .272.32.3 篩板塔的流體力學校核篩板塔的流體力學校核 .27272.3.1 板壓降的校核 .272.3.2 液沫夾帶量 eV 的校核 .282.3.3 漏液點的校核 .282.3.4 溢流液泛條件的

5、校核 .28吉林化工學院化工原理課程設計III2.42.4 塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖 .29292.4.1 漏液線 .292.4.2 液沫夾帶線 .292.4.3 液相負荷下限線.302.4.4 液相負荷上限線.312.4.5 溢流液泛線 .312.4.6 塔氣液負荷性能圖.322.4.7 熱量衡算：.33第三章第三章 塔的附屬設備的計算塔的附屬設備的計算.363.13.1 塔頂冷凝器設計計算塔頂冷凝器設計計算 .36 63.1.1 確定設計方案.363.1.2 確定物性數據.363.1.3 熱負荷 Q 的計算 .363.1.4 傳熱面積的計算 .363.1.5 換熱器工藝結構尺寸 .37

6、3.1.6 核算總傳熱系數 K0 .381.管程表面?zhèn)鳠嵯禂涤嬎?392. 計算殼程對流傳熱系數.393. 確定污垢熱阻 RS .394. 核算總傳熱系數 K0 .395. 傳熱面積裕度.403.1.7 壁溫核算.40吉林化工學院化工原理課程設計IV3.1.8 換熱器內流體的流動阻力（壓降）.403.23.2 接管設計接管設計.413.2.1 進料管 .413.2.2 回流管.413.2.3 釜液出口管 .423.2.4 塔頂蒸汽管 .423.2.5 加熱蒸汽管 .423.2.6 管線設計結果表 .423.3 泵的選型.43第四章第四章 設計結果匯總設計結果匯總.45結束語結束語.47參考文獻

7、參考文獻.48主要符號說明主要符號說明.49附附 錄錄.51吉林化工學院化工原理課程設計V摘摘 要要化工生產常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，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)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本設計包

8、括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾塔的運算，我調試出塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。具體結果如下：主要參數：； 理論板數 NT=15 塊，1q 3.5326minmin1.71171.32.225RRR；第 5 塊為加料板。實際板數 Np=34 塊，進料位置為第 10 塊板。其中精餾塔為等徑塔， （D1=0.8m） 、 （D2=0.8m） ，板間距為上寬（NT

9、1=0.35m）下窄（NT2=0.32m）總體塔高為 10.48m。關鍵詞：關鍵詞：乙醇、水、精餾段、提餾段、篩板塔。吉林化工學院化工原理課程設計6前前 言言化工生產中所處理的原料中間產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。生產中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑） ，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移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該

10、過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低。合理的設計和適當的操作篩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控制漏液。篩板塔是最早應用于工業(yè)生產的設備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結構，近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質設備。為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入區(qū)制成突起的斜臺狀這樣可以降低進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3是：1) 結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的 60%左右，為浮閥塔的 80%左右；2) 在相同條件下，

11、生產能力比泡罩塔大 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?。s 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，是組成化工生產過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設備之一。進行此次課程設計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工設計初步訓練，為以后從事設計工作打下堅實的基礎。吉林化工學院化工原理課程設計7查查 新新篩板塔是扎板塔的一種，內裝若干層水平

12、塔板，板上有許多小孔，形狀如 篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時， 液體由塔頂進入，經溢流管（一部分經 篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。 泡沫式接觸氣液傳質過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。為克服篩板安裝水平要求過高的困難，發(fā)展了環(huán)流篩板；克服篩板在低負荷下出現(xiàn)漏液現(xiàn)象，設計了板下帶盤的篩板；減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，制造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡臺代替進口堰，塔板上開設氣體導向縫的林德篩板。 篩板塔普遍用作 H2S-H2O 雙溫交換過程的冷、熱塔。應用于 蒸餾、吸收和除塵等。新垂直

13、篩板塔： 產品和技術簡介新垂直篩板塔是在塔板上開有直徑較大的升氣孔，孔上設置圓筒形罩體，其側壁上部開有篩孔，下端與塔板保持一定距離。操作時，液體從底隙進入罩體，氣體經升氣孔進入罩體，其動能將液體拉成液膜并破碎成液滴，兩相在罩體內進行傳熱傳質，然后從篩孔噴出，氣體上升，液體落回板面，液相在塔板上前進過程中，重復上述過程，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 的關鍵是連續(xù)相和分散相發(fā)生了相轉變，即氣相轉為連續(xù)相，液相轉為分散相，使相際面積明顯增加，從而強化傳質。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)。應用范

14、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，提高了產品質量。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 舌型塔板的結構下圖所示，在塔板上沖出許多舌孔，方向朝塔板液體流出口一側張開。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 5050mm 和 2525mm 兩種。舌孔按正三角形排列，塔板的液體流出口一側不設溢流堰，只保留降液管，降液管截面積要比一般塔板設計得大些。操作時，上升的氣流沿舌片噴出，其噴出速度可達 2030m/s。當液體流過每排舌孔時，即被噴出的氣流強烈

15、擾動而形成液沫，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)點是：生產能力大，塔板壓降低，傳質效率較高；缺點是：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。吉林化工學院化工原理課程設計8 （2）浮舌塔板 如上圖所示，與舌型塔板相比，浮舌塔板的結構特點是其舌片可上下浮動。因此，浮舌塔板兼有浮閥塔板和固定舌型塔板的特點，具有處理能力大、壓降低、操作彈性大等優(yōu)點，特別適宜于熱敏性物系的減壓分離過程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的結構如圖片 3-7 所示。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

16、液流方向垂直，同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，傳質效率提高。其中，篩孔板的造價是板式塔中最低的一種.并且負荷大.效率高.設計方法也較為成熟.近年來逐漸有采用大孔徑(1025mm)的篩孔.因為大孔徑篩板具有:加工制造簡單.造價低.不易堵塞等優(yōu)點.只要設計合理.同樣可以得到滿意的塔板效率.因此，我這次的設計中我選則篩孔.吉林化工學院化工原理課程設計9緒緒 論論1.1 設計背景乙醇是一種重要的基礎化工原料，有

17、著廣泛的用途。它是基本有機化工及中間體的原料，還是一種重要的有機溶劑，在交通運輸、醫(yī)藥、農業(yè)等方面都占有重要地位。工業(yè)上生產乙醇的方法有很多，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）進行羰基合成制取乙醇的方法。1.2 設計方案乙醇和水的混合液是使用機泵經原料預熱器加熱后，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回流；部分連續(xù)采出經冷卻器冷卻后送至產品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5

18、291的水蒸汽）加熱，塔底廢水經冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程參見下圖： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 飽和水蒸汽塔釜出料1.3 設計思路全塔物料衡算求理論塔板數吉林化工學院化工原理課程設計101.4 選塔依據篩板塔是現(xiàn)今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優(yōu)點如下：1) 結構簡單、金屬耗量少、造價低廉.2) 氣體壓降小、板上液面落差也較小.3) 塔板效率較高.4)改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔.氣液相負荷計算篩板塔設計流體力學性能校核畫出負荷性能圖全塔熱量衡算塔附屬設備計算吉林化工學院化工原理課程設計11第一章第一章 精餾塔的工藝設計精餾塔的工藝設計 1.1 全塔

19、工藝設計計算全塔工藝設計計算1.1.11.1.1 產品濃度的計算和進料組成確定產品濃度的計算和進料組成確定1. 原料液及塔頂，塔底產品質量分數乙醇的摩爾質量 M =46.07kg/kmolA水的摩爾質量 M =18.02 kg/kmolBx = x =97%D100/()0.9346.0746.0718.02xxxDx= x=0.8%W100/()0.00346.0746.0718.02xxxW=0.20 =39%FxFx2. 原料液及塔頂，塔底產品平均摩爾質量M =F0.20 46.07(1 0.20) 18.0223.63/kg molM =D0.93 46.07(1 0.93) 18.0

20、244.1065/kg kmolM=W0.003 46.07(1 0.003) 18.0218.10415/kg kmol由條件可知，因為要求設計的生產能力是 2 萬 t/年，年開工 8000 小時，所以D= 105.918kmol2 1000 (0.39/46.07(1 0.39)/18.02)80001h1.1.21.1.2 平均相對揮發(fā)度的計算平均相對揮發(fā)度的計算由式得到相對揮發(fā)度，有：/ABiAByyxxi 10.82 (1 0.8)1.13888(1 0.82) 0.820.7551 0.701.320699(1 0.755) 0.7（）同理，有： 1.6401766 1.91545

21、2 =2.386010 3.156863 34564.333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 78910118.536 12吉林化工學院化工原理課程設計12所以，有：1212123.5362 1.1.31.1.3 最小回流比的最小回流比的確定確定由 q=1 時，則有：eFxx3.5362 0.20.46921 (1)12.5362 0.2FeFxyxmin0.930.46921.71170.46920.2DeeexyRyx確定回流比，R=1.3=1.3 1.7117=2.225minR1.1.4 物料衡算物料衡算和0.93FDxx= 0. 20 FDWFDW

22、F xD xW x易計算得： W=83.4kmol/h D=22.518kmol/h1.1.51.1.5 精餾段和提餾段操作線精餾段和提餾段操作線精餾段操作線方程： 111RxxRRyDnn即10.930.68990.68990.28843.225nnnyxx提餾段操作線方程： (因 q=1)即12.1480.003445nnyx1.1.61.1.6 精餾塔理論板數的確定及理論加料板位置精餾塔理論板數的確定及理論加料板位置由 q=1，=0.2qFxx第一塊塔板上升的氣相組成：=0.931Dyx從第一塊板下降的液體組成由(1)nnnyxy得：1(1)(1)nnWRDFFDyxxRDRD吉林化工學

23、院化工原理課程設計1310.930.78983.53622.5362 0.93x 由第二塊板上升的氣相組成用得：10.68990.2884nnyx210.68990.28840.8333yx第二塊板下降的液體組成：20.83330.58573.53622.5362 0.8333x 第三塊板上升的氣相組成：30.6899 0.58570.28840.6925y 第三塊板下降液相組成：30.69250.38913.53622.5362 0.6925x 40.4968y 40.2183x 50.4390y 50.18120.20 x 由于，第六塊板上升的氣相組成由提餾段操作線方程5qxx計算12.1

24、480.003445nnyx62.148 0.18120.0034450.3858y 60.38580.15083.53622.5362 0.3858x 72.148 0.15080.0034450.3205y 70.32050.11773.53622.5362 0.3205x 891011121314150.24940.18110.12290.07840.047010.02610.01270.00435yyyyyyyy891011121314150.08590.058860.03810.02350.013760.007520.003630.00123Wxxxxxxxxx所需總理論板數為 15

25、 塊，精餾段 4 塊，提餾段 11 塊，第 5 塊加料.1.1.71.1.7 全塔效率、實際塔板數及實際加料位置全塔效率、實際塔板數及實際加料位置利用板效率奧康奈爾公式吉林化工學院化工原理課程設計14：PPP+=9+25=34精提=塊計算（1）精餾段 已知：=2.519 L1=0.4049 所以： 0.2450.492.519 0.4049TE=0. 488（2）提餾段 已知： =6.8073L2=0.3197 所以： 0.2450.496.8073 0.319705TE=0. 4 TPT4=8.1990.488精=塊TPT10=24.7250.405提=塊全塔所需實際塔板數：PPP+=9+2

26、5=34精提=塊全塔效率：TP15-1100%100%=41.2%34TE=則實際進料位置為第 10 塊板，實際塔板數 N=34 塊第二章第二章 板式塔主要工藝尺寸的設計計算板式塔主要工藝尺寸的設計計算 2.12.1 塔的工藝條件及物性數據計算塔的工藝條件及物性數據計算2.1.12.1.1 操作壓強操作壓強 P P塔頂操作壓強 101.3DpkPa每層塔板壓降p=0.7kPa進料板壓力101.30.7 10108.3FpkPa塔釜壓力101.334 0.7125.1WpkPa精餾段平均操作壓強1101.3 108.3104.822DFmpppkPa提餾段平均操作壓強:kPa2108.3 125

27、.1116.722FWmppp吉林化工學院化工原理課程設計152.1.22.1.2 操作溫度操作溫度 T T常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關系溫度 液相組成 氣相組成 /% /%xy100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89溫度 液相組成 氣相組成 /% /%xy82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 51.98 65.99溫度 液相組成

28、氣相組成 /% /%xy79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.43利用表中數據由內插法可求得、.FtDtWt =83.39:84.1 82.784.116.61 23.3720 16.61FFttFt =78.25;78.1578.378.150.8940.950.930.894DDttDt =99.29:10095.51000 1.90.30Wwttwt精餾段的平均溫度：=1t83.3978.2580.8222fDtt提餾段的平均溫度：=2t83.3999.2991.3422fwtt2.1.32.1.

29、3 塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量乙醇分子量為 MA=46.07,水分子量 MB=18.02 由公式：M=X imi1.對于塔頂： XD=Y1=0.93,X1=0.7879則氣相平均分子量為：MVD = YD1M1+YD2M = 0.9346.07+(1-0.93)18.02=44.1065Kg/Kmol液相平均分子量為： MLD = XD1M1+XD2M2 =0.787946.07+(1-0.7879)18.02=40.1206Kg/Kmol2.對于進料板： XF=0.4390,YF=0.1812 則氣相平均分子量為：MVF=YF1M1+YF2M2 =0

30、.439046.07+(1-0.4390)18.02=30.334Kg/Kmol液相平均分子量為： MLF=XF1M1+ XF2M2 =0.181246.07 +(1-0.1812)18.02=23.103Kg/Kmol3.對于塔底： Yw=0.00435,Xw=0.00123吉林化工學院化工原理課程設計16則氣相平均分子量為：MVw = YwM1+(1-Yw)M2 =0.0043546.07 +(1-0.00435)18.02=18.1420 Kg/Kmol液相平均分子量為： MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.0012346.07+(1-0.00123)18.02=18.111

31、1Kg/Kmol 則精餾段的平均分子量 氣相： Mvm1=37.220Kg/Kmol2VFVDMM44.106530.3342液相： MLm1=31.6118Kg/Kmol2LFLDMM44.120623.1032則提餾段的平均分子量 氣相: Mvm2=24.238Kg/Kmol2VwVFMM30.334 18.14202液相： MLm2=20.607Kg/Kmol2LwLFMM23.103 18.111122.1.42.1.4 精餾段精餾段和提餾段各組分的密度和提餾段各組分的密度 依式 =（a 為質量分數，為平均相對分子質量）L1BBAAaaM混合汽密度 依式 0022.4vT pMT塔頂溫

32、度：=78.25Dt氣相組成： =88.5678.41 78.1578.2578.1578.1589.4310089.43DyDy進料溫度：=83.39Ft氣相組成： =52.69584.1 82.784.1 83.3950.8954.4550.89 100FyFy塔府溫度：=99.29wt氣相組成： =2.68210095.510099.29017.000100wywy 精餾段：液相組成： 1x1/2DFxxx156.5x 吉林化工學院化工原理課程設計17氣相組成： 1y1/ 2DFyyy170.682y 所以 1146 0.565 181 0.56533.82/46 0.70628 181

33、 0.7062837.776/LVMkg kmolMkg kmol提餾段液相組成： 2x2/2wFxxx210.15x 氣相組成： 2y2/2wFyyy227.689y 所以 2246 0.1015 181 0.101520.842/46 0.27689 181 0.2768927.753/LVMkg kmolMkg kmol表 3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 ：溫度/3/ckg m3/wkg m溫度/3/ckg m3/wkg m80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）3/kg m385808

34、583.3983.39731.61/730735730FCFCFtCkg m 385808583.39969.63/968.6971.8968.6WFWFkg m 310.391 0.39860.455/731.61969.63FFkg m 385808578.2578.25736.75/730735730DCDCDtCkg m 385808578.25972.92/968.6971.8968.6WDWDkg m 310.971 0.97742.155/736.75972.92DDkg m 3W85808599.2999.29715.71/730735730WCCwtCkg m 吉林化工學院化

35、工原理課程設計18385808599.29959.45/968.6971.8968.6WWWWkg m 310.0081 0.008956.843/715.71959.45WWkg m 所以 3132860.455742.155801.305/22860.455959.45909.953/22FDLFWLkg mkg m 46.07118.0223.63/LFFFMxxkg kmol 46.07118.0218.104/LWWWMxxkg kmol144.10723.6333.868/22LDLFLMMMkg kmol218.10423.6320.867/22LWLFLMMMkg kmol 4

36、60.7118.0242.861/VDDDMyykg kmol 46.07118.0232.800/VFFFMyykg kmol 46.07118.0218.772/VWWWMyykg kmol142.861 32.80037.831/22VDVFVMMMkg kmol218.77232.80025.786/22VWVFVMMMkg kmol32.800 273.151.12222.4273.1583.39VF42.861 273.151.48722.4273.1578.25VD18.772 273.150.61522.4273.1599.29VW吉林化工學院化工原理課程設計19311.122

37、 1.4871.3045/2Vkg m321.1220.6150.8685/2Vkg m2.1.52.1.5 液體表面張力的計算液體表面張力的計算二元有機物水溶液表面張力可用下列公式計算：1/41/41/4mswwsoo 注： ；00wwwwwx Vx Vx V00000wx Vxx V/swswwsx VV000sssx VV A=B+Q， 0lg()qwB02/302/30.441 ()wwVqQVTq01sws對于乙醇 q=1；46.0762.53736.75ccDcDmVmL46.0764.37715.71ccWcWmVmL46.0762.97731.61ccFcFmVmL18.021

38、8.58969.63wwFwFmVmL18.0218.52972.92wwDwDmVmL18.0218.78959.45wwWwWmVmL 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/乙醇表面張力/（10-3N/m）水表面張力/（10-3N/m）701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8吉林化工學院化工原理課程設計20乙醇表面張力：908016.2 17.1516.8289083.3916.2cFcF , 807017.15 1817.2998078.2517.15cDcD , 1009015.2 16.215.27110099.2915.2cWcW , 水表面張力

39、： 908060.762.661.9609083.3960.7wFwF , 807062.664.362.8988078.2562.6wDwD , 1009058.860.758.93510099.2958.8wWwW , 塔頂表面張力：2211DwDwDcDDwDDwDDwDxVx VxVx V21 0.9318.520.93 62.53 1 0.9318.520.93 62.530.0004862lglg0.0004863.312wDcDB 2/32/30.4410.5327cDcDwDwDVqQVTq 3.3120.53273.8459ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1swDswDscDsc

40、DA , 代入求得： 0.983swDscD=0. 017 , 1/41/41/40.01662.8980.98417.29917.75DD , 原料表面張力：吉林化工學院化工原理課程設計212211FwFwFwFFwFFwFFwFxVx VxVx V21 0.218.580.20 62.971 0.218.580.2 62.970.63892lglg0.63890.19456wFcFB 2/32/30.4410.2087oowwVqQVTq 0.194560.20870.4027ABQ 聯(lián)立方程組： 2lg1swFswFscFscFA , 代入求得： 0.496swFscF=0. 504 ,

41、 1/41/41/40.50461.96000.49616.82834.22FF , 塔底表面張力：2211WwWwWwWWwWWwWFwWxVx VxVx V21 0.00318.780.003 64.371 0.00318.780.003 64.3796.0482lglg96.0481.985wWcWB2/32/30.4410.2026cWcWwWwWqVQVTq 1.9850.20261.7799ABQ聯(lián)立方程組：2lg1swWswWscWscWA , 代入求得： 0.06swWscW=0. 940, 吉林化工學院化工原理課程設計221/41/41/40.9458.9350.0615.2

42、754.98WW , （1）精餾段液相表面張力：=25.98512/)(DF（2）提餾段液相表面張力：44.622/ )(WF2.1.62.1.6 液體粘度液體粘度 mm液體平均粘度可由下試計算：m=ni 1ixi（1）.對于塔頂：時， =0.4999mPa，=0.365mPaD=78.25tALBLsmPaDLM0.4900.3650.93-10.49990.93,）（2）.對于進料板: 時， =0.39mPa，=0.0.3429mPaF=83.39tALBL,0.20 0.391-0.200.34290.3523LM FmPa s（）（3）.對于塔底: 時， =0.364mPa，=0.28

43、61mPaW=99.29tALBL=0.0030.364+(1-0.003)0.2861=0.2863mpa.sWLM ,則精餾段平均液相粘度:=1 ,LM0.4900.35230.42152mPa s則提餾段平均液相粘度:=2,LM0.28630.35230.31932mPa s2.1.72.1.7 相對揮發(fā)度相對揮發(fā)度由 =0.52695 =0.20 yFxF得：F0.526951 0.526950.201 0.204.4558由 =0.8856 =0.93yDxDD0.88561 0.88560.931 0.930.5827由 =0.02682 =0.003yWxW吉林化工學院化工原理課

44、程設計23W0.026821 0.026820.0031 0.0039.1588（1）精餾段相對揮發(fā)度 14.45880.58272.5192（2）提餾段相對揮發(fā)度 24.45889.15886.807322.1.82.1.8 混合物的粘度混合物的粘度=80.82查表得： =0.371mPa.s =0.431 mPa.st1水醇=991.34查表得： =0.315mPa.s =0.361 mPa.st2水醇精餾段粘度：11110.431 0.5650.3711 0.5650.4049xxmPa s醇水 提餾段粘度：22210.361 0.10150.3151 0.10150.3197xxmPa

45、 s醇水 2.1.92.1.9 氣液負荷計算氣液負荷計算精餾段氣液負荷計算精餾段氣液負荷計算由公式：V=（R+1）D=（2.225+1）22.518=72.621kmolh-1 得：=0.57561172.621 37.22036003600 1.3045VmSVmV MV13 Sm由 L=RD=2.22522.518=50.10255kmolh-1=0.00054921150.10255 31.611836003600 80.1305LmSLmL ML13 SmLh=0.00054923600=1.977m3h-1提餾段氣液負荷提餾段氣液負荷V =V+(q-1)F=72.621kmolh-1

46、 32272.621 24.3380.5515/36003600 0.8865VmSVmVMVms (q=1 為飽和液體進料) L=L+qF=156.021kmol h吉林化工學院化工原理課程設計24=0.000981522156.021 20.60736003600 909.953LmSLmL ML/kmol s=0.00098153600=3.533m3h-1hL 2.22.2 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算塔和塔板的主要工藝尺寸的計算2.2.12.2.1 塔徑塔徑 D 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.

47、62.4 2.44.0 板間距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初選所設計的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設計，以適應兩相體積流量的變化。精餾段板間距 H1T=0.35m,提餾段板間距 H2T=0.32m。液氣流動參數精餾段：=0.023651LVF1/21111() ()SLMSVMLV0.50.0005942801.3050.57561.3045提餾段：= =0.057012LVF2/12222)()(VMLMSSVL0.50.0009815909.9530.55150.8865查圖可得，表面張力為 20mN/m

48、 時的負荷因子：精餾段 C20,1=0.083,提餾段 C20,2=0.084.精餾段校正物系表面張力為 25.985mN/m,提餾段校正物系表面張力為 44.6mN/m。由如下公式（20mN/m）計算氣體負荷因子 C:C=C20（ 2 . 0)20將 C20,1,C20,2及 分別代入解得精餾段的氣體負荷因子：C1=0.083=0.087460.225.98520提餾段的氣體負荷因子：C2=0.084=0.098610.244.620根據如下公式計算液泛速度值: =maxumaxuVVLC則精餾段有：=0.08746 =2.16m/smaxu1111VVLC801.305 1.30451.3

49、045則提餾段有: =0.09861=3.15m/smaxu2222VVLC909.9530.88650.8865取安全系數為 0.6，則設計氣速為:吉林化工學院化工原理課程設計25=0.6umaxnu則精餾段： m/s 10.6 2.161.29u 則提餾段： m/s20.6 3.151.8u 則精餾段塔徑： =0.75m11144 0.57563.143.14 1.29sVDu則提餾段塔徑：=0.625m22244 0.55153.143.14 1.8sVDu按標準塔徑圓整精餾段塔徑為 D1=0.8m,提餾段塔徑 D2=0.8m。此塔徑與表 5-1 塔板間距 HT相符。由此初選塔徑可以計算

50、出：精餾段實際塔板總面積：222113.140.785 0.80.50244TDAm提餾段實際塔板總面積：222225024. 08 . 0785. 0414. 3mDAT精餾段實際氣速：u1=VS1AT1=0.57560.5024=1.15m/s提餾段實際氣速：u2=VS2AT2=0.55150.5024=1.10m/s2.2.22.2.2 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定液流形式、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、不設進口堰。各項取值計算如下：1. 溢流堰長 LW的值：由以上設計結果可得溢流堰長 LW=0.6D 為：

51、 精餾段堰長：Lw1=0.6D=0.6 0.8=0.48m 提餾段堰長：Lw2=0.6D=0.6 0.8=0.48m2. 溢流堰長 hW：由 hw=hL-how選用平直堰，堰上液層高度精餾段因為 查圖 5-5 可得 E1=1.042110.6wlD2.511()34.43hwll 取板上清液層高度 hL1=60mm 2/311112.84()0.011000howwlhEl故精餾段 hw1=0.06-0.010=0.050m提留段因為 查圖 5-5 可得 E2=1.235220.6wlD2.522()146.9hwll 取板上清液層高度 hL2=60mm2/322122.84()0.01331

52、000howwlhEl吉林化工學院化工原理課程設計26故提留段 hw2=0.06-0.0133=0.0467m3.降液管的寬度 Wd和降液管的面積 Af精餾段由 lW1/D1=0.6，查圖 5-7 得：Wd1/D1=0.11 Af1/ At1=0.057故 Af1=0.057 At1=0.057 0.5024=0.02864m2 Wd1=0.11 0.8=0.088m依式（5-9）驗算液體在降液管中停留時5s111136003600 0.02864 0.3518.251.977fThAHsL提留段由 lW2/D2=0.2, 查圖 5-7 得: Wd2/D2=0.11 Af2/ At2=0.05

53、7故 Af2=0.057 At2=0.057 0.5024=0.02684m2 Wd2=0.11 0.8=0.088m依式（5-9）驗算液體在降液管中停留時5s222236003600 0.02864 0.329.343.533fThAHsL故精餾段提留段降液管設計合理4.降液管底隙高度 ho精餾段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m0.013m101100.010.0260.48 0.08swlhml u提餾段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m0.013m202200.010.0260.48 0.08swlhml u故降液管底隙高度設計合理 選用凹

54、形受液盤，深度為 hw1=50mm hw2=50mm2.2.3 塔板布置塔板布置1 塔板的分塊 因 D800mm 故塔板采用分塊式。查表 5-3 得塔板分為 3 塊2 邊緣區(qū)寬度確定 取 Wc1=Wc2=0.035m ， Ws1=Ws2=0.060m3 根據以下公式計算開孔區(qū)面積。Aa=)sin(21222RXRXRX(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )則精餾段：X1=0.257m; R1=0.365m )(2111sdWWD112cWD則提餾段：X2=0.252m; R2=0.365m )(2222sdWWD222cWD代入上式得：精餾段開孔區(qū)有效面積：Aa1=0.343

55、3m22220.370.25720.2570.370.257arcsin1800.37提餾段開孔區(qū)有效面積：Aa2=0.3433m22220.370.25720.2570.370.257arcsin1800.37吉林化工學院化工原理課程設計272.2.42.2.4 篩孔數篩孔數 n n 及及 開孔率開孔率 精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑 do=4mm;精餾段：孔徑 do與孔間距 t 之比：t1/do=3；在有效傳質區(qū)內，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；在有效傳質區(qū)內，篩孔呈正三角形排列。則精餾段孔間距：t1=3do=44=12mm則提餾段孔間距：t2=3

56、do=34=12mm依據下式計算開孔率 ：精餾段：=0.90732=0.1008 提餾段：=0.90732=0.1008211)(907. 0tdo222)(907. 0tdo塔板上的篩孔數 n：n=2785. 0oodA則精餾段：n1=2754 個則提餾段：n2=2754 個12211.1551.155 0.34330.012aAt22211.1551.155 0.34330.012aAt氣體通過篩孔的氣速：精餾段 uo1=VS1Ao1=0.5756/0.1008 0.3433=16.63m/s提餾段 uo2=VS2AO2=0.5515/0.10080.3433=16.01m/s2.2.52

57、.2.5 塔有效高度塔有效高度 Z Z精餾段：Z1=(N1-1)0.45=(9-1)0.35=2.8m提餾段：Z2=(N2-1)0.40=(25-1)0.32=7.68m塔有效高度：Z=Z1+Z2=2.8+7.68=10.48m2.2.62.2.6 塔高的計算塔高的計算由下式計算塔高：H=Z+h式中：h調整板間距，塔兩端空間以及裙坐所占的總高度。將進料板間距增至 600mm,再考慮塔頂端及釜液上方的氣液分離空間均取 1.0m,裙坐取3m.兩邊封頭取 0.6m,共取 4 個人孔，并將入孔處板間距增至 600mm。所以塔高（從塔頂至塔底計算）H=Z+h=10.48+0.6+1.0+0.6+（0.6

58、-0.35）2+（0.6-0.32）4+1.0+3.0=18.3m2.32.3 篩板塔的流體力學校核篩板塔的流體力學校核2.3.12.3.1 板壓降的校核板壓降的校核精餾段和提餾段均取塔板厚度=4mm，則 4/do=44=1。1.干板壓降（以液柱高度表示）由孔徑與板厚之比/do =1 和開孔率（以 AT-2Af為基準）：查圖 5-10 得干板孔流系數 Co1= Co2=0.83則各段的干板壓降分別：hd=吉林化工學院化工原理課程設計28)()(051. 020Lvocu精餾段：hd1=0.0333m221101116.631.30450.051()()0.0510.83801.305ovmLm

59、uc（）提餾段：hd2=0.0185m222202216.010.88650.051()()0.0510.83909.953ovmLmuc（）2 氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL精餾段： a11110.5756u =1.215m/s0.50240.02864STfVAAFa1=ua1=1.388 m/s1v1.2151.3045查圖 5-11 得 1=0.61 故 hL2=2(hw1+how1)=0.630.06=0.0378m提餾段： a22220.5515u =1.164m/s 0.50240.02864STfVAAFa2=ua2=1.102v1.1640.8865查圖 5-11

60、 得 2=0.63 故 hL1=1(hw1+how1)=0.610.06=0.0366m3.克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）依據下式計算克服液體表面張力壓降 h: h=4/(Lgdo)精餾段 :h1=425.98510-3/（801.3059.810.004）=0.003301m提餾段 :h2=444.610-3/（909.9539.810.004）=0.00499m則各段板壓降 hf分別為：精餾段：hf1=hd1+hL1+h1=0.0333+0.0366+0.003301=0.072m提餾段：hf2=hd2+hL2+h2=0.0185+0.0378+0.00499=0.0613m根據以

61、上所求條件并根據公式 P=hpLg 可以得出實際單板壓降分別為： P1=hp1L1g=0.072801.3059.81=565.978Pa P2=hptL2g=0.0613909.9539.81=547.203Pa以上所得均700pa 在允許范圍之內。2.3.22.3.2 液沫夾帶量液沫夾帶量 eVeV 的校核的校核根據如下公式計算液沫夾帶量 eV 值：eV=，3.2111165.7 10nTfUHHhf1=hf2=2.5hL=2.50.06=0.15m 則有：精餾段：eV1=0.07055kg 液/kg3.23.213111665.7 105.7 101.21525.985 100.350.

62、15nTfUHH氣0.1kg 液/kg 氣吉林化工學院化工原理課程設計29提餾段：eV2=0.06027kg 液/kg 氣3.23.213211665.7 105.7 101.16444.6 100.320.15nTfUHH1.511min116.637.7587oouku則提餾段篩板的穩(wěn)定性系數：=1.841.522min216.018.696oouku以上各段均符合設計要求。設計負荷下不會產生過量漏液。2.3.42.3.4 溢流液泛條件的校核溢流液泛條件的校核為了防止液泛現(xiàn)象的產生，使降液管中清液層的高度 HfdHd/HT+hW。)(WTdhHH乙醇-水系屬一般物系，取 =0.5 板上不設

63、進口堰，可由式（5-30）計算即 hd1=hd2= 0.1532=0.1530.08=0.001m()ou精餾段：Hd1=hP1+hL1+ hd1=0.072+0.0366+0.00333=0.1419m （HT1+hW1）=0.5（0.35+0.05）=0.2m Hd1（HT1+hW1）提餾段：Hd2=hP2+hL2+hd2=0.0613+0.0378+0.0185=0.1176m （HT2+hW2）=0.5（0.32+0.0467）=0.18335m Hd2（HT2+hW2）因在精餾段及提餾段，所以在設計負荷下不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象。)(WTdhHH吉林化工學院化工原理課程設計302.42.4

64、塔板負荷性能圖塔板負荷性能圖2.4.12.4.1 漏液線漏液線把漏液線看作直線，可由兩點大致確定其位置。1. hL=hw+how10,min01114.40.00560.13llvuchh,min0,minsoVuA 2/32.84()1000howwlhEl23,min2.844.40.00560.131000hlsoowvwLVC AhEhL精餾段：23,min10.05429 1.7626ssVl提餾段：23,min20.0907212.91806ssVl。表 2-4-1 漏液線計算結果表：設計區(qū)精餾段提餾段序號1212Ls（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vs

65、（m3/s）0.25850.31830.33390.41262.4.22.4.2 液沫夾帶線液沫夾帶線以 eV =0.1kg 液/kg 氣為限，求VS 關系如下：SLeV = ，3.2111165.7 10nTfUHhsaTfVUAA2.52.5flwowhhhh2332.84 10()howWLhEl精餾段： ，111.215asUV2232331122.84 10()1.315howsWLhELl eV 2/32/312.5 (0.05 1.315)0.1253.2875fshLLs=0.1 從而精餾段3.2132/3161.2155.7 1025.985 100.233.2875VsLs

66、23111.2825 18.3307ssVL提餾段：，221.388asUV吉林化工學院化工原理課程設計31 2232332222.84 10()1.344howsWLhELl eV =2/32/32222.5 (0.0467 1.344)0.116753.36fshLLs=0.13.2232/3261.3885.7 1044.6 100.203253.36VsLs從而提餾段23221.1745 19.4158ssVL表 2-4-2 過量液沫夾帶線計算結果表：設計區(qū)精餾段提餾段序號1212Ls（m3/s）0.00060.00450.00060.0045Vs（m3/s）1.15210.78291.03640.64532.4.32.4.3 液相負荷下限線液相負荷下限線取平直堰，堰上液層高度: 精餾段取 hOW1=0.006m；提餾段取 hOW2=0.006m 作為液相負荷下限線的條件，取 E=1.0 則精餾段:=0.006m221,min33133112.84 10()2.84 10()0.48hhowWLLhl=0.00041 m3/s 32,min10.006 10000.482.84