乙醇-水課程設(shè)計---乙醇——水篩板式精餾塔的設(shè)計

1、<p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　設(shè)計題目：乙醇——水篩板式精餾塔的設(shè)計</p><p>　　設(shè)計條件：·常壓：P=1atm(絕壓)；</p><p>　　·原料來自粗餾塔，為95℃～96℃飽和蒸汽，由于沿途熱損失，進精餾塔時，原料溫度約為91℃；</p><p>　　·塔頂濃度為

2、含乙醇92.41%（質(zhì)量分率），產(chǎn)量為25噸/天；</p><p>　　·塔釜為飽和蒸汽直接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.03%（質(zhì)量分率）；</p><p>　　·塔頂采用全凝器，泡點回流，回流比：R=（1.1—2.0）Rmin 。</p><p>　　設(shè)計任務(wù)：1.完成該精餾塔工藝設(shè)計（包括塔頂冷凝器及進出口管路的設(shè)計與選型）

3、。</p><p>　　2.畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板負荷性能圖、精餾塔工藝條件圖。</p><p>　　3.寫出該精餾塔設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總及設(shè)計評價。</p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書I</p><p><b>　　摘 要5</b></p><p><b>

4、;　　前 言6</b></p><p><b>　　緒 論9</b></p><p>　　§1.1設(shè)計背景9</p><p>　　§1.2設(shè)計方案9</p><p>　　§1.3 設(shè)計思路9</p><p>　　§1.4選塔依據(jù)[3

5、]10</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝設(shè)計11</p><p>　　§ 2.1全塔工藝設(shè)計計算11</p><p>　　2.1.1產(chǎn)品濃度的計算和進料組成確定11</p><p>　　2.1.2 q線方程的確定：11</p><p>　　2.1.3平均相對揮發(fā)度的計算11</p&g

6、t;<p>　　2.1.4最小回流比和適宜回流比的選取12</p><p>　　2.1.5物料衡算12</p><p>　　2.1.6精餾段和提餾段操作線12</p><p>　　2.1.7逐板法確定理論板數(shù)13</p><p>　　2.1.8全塔效率13</p><p>　　2.1.9實際塔板

7、數(shù)及實際加料位置14</p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算15</p><p>　　§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算15</p><p>　　3.1.1操作壓強 P15</p><p>　　3.1.2操作溫度 T15</p><p>　　3.1.3塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平

8、均分子量15</p><p>　　3.1.4精餾段和提餾段各組分的密度[8]16</p><p>　　3.1.5液體表面張力的計算17</p><p>　　3.1.6液體粘度μm18</p><p>　　3.1.7氣液負荷計算18</p><p>　　精餾段氣液負荷計算18</p><p

9、>　　提餾段氣液負荷計算18</p><p>　　§ 3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計算19</p><p>　　3.2.1塔徑 D19</p><p>　　3.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定21</p><p>　　3.2.3塔板布置21</p><p>　　3.2.4篩孔數(shù)

10、n 及 開孔率 φ22</p><p>　　3.2.5塔有效高度Z23</p><p>　　3.2.6塔高的計算[5]23</p><p>　　§3.3篩板塔的流體力學(xué)校核[2]23</p><p>　　3.3.1板壓降的校核23</p><p>　　3.3.2液沫夾帶量eV的校核25</p

11、><p>　　3.3.3溢流液泛條件的校核25</p><p>　　3.3.4液體在降液管內(nèi)停留時間的校核26</p><p>　　3.3.5漏液點的校核26</p><p>　　§3.4塔板負荷性能圖[2]27</p><p>　　3.4.1 液相負荷下限線27</p><p>

12、;　　3.4.2 液相負荷上限線27</p><p>　　3.4.3漏液線（氣相負荷下限線）27</p><p>　　3.4.4 過量液沫夾帶線（氣相負荷上限線）28</p><p>　　3.4.5溢流液泛線29</p><p>　　3.4.6 塔氣液負荷性能圖29</p><p>　　3.4.7 熱量衡算：

13、30</p><p>　　進入系統(tǒng)的熱量30</p><p>　　離開系統(tǒng)的熱量31</p><p><b>　　熱量衡算式：31</b></p><p>　　第四章 塔的附屬設(shè)備的計算32</p><p>　　§4.1塔頂冷凝器設(shè)計計算32</p><p

14、>　　4.1.1 確定設(shè)計方案32</p><p>　　4.1.2 確定物性數(shù)據(jù)32</p><p>　　4.1.3 熱負荷Q的計算32</p><p>　　4.1.4 傳熱面積的計算32</p><p>　　4.1.5 換熱器工藝結(jié)構(gòu)尺寸33</p><p>　　4.1.6 核算總傳熱系數(shù)K034&

15、lt;/p><p>　　1.管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計算：34</p><p>　　2.計算殼程對流傳熱系數(shù)35</p><p>　　3.確定污垢熱阻RS35</p><p>　　4.核算總傳熱系數(shù)K035</p><p>　　5.傳熱面積裕度：36</p><p>　　4.1.7 壁溫核算36

16、</p><p>　　4.1.8 換熱器內(nèi)流體的流動阻力（壓降）37</p><p>　　§4.2 接管設(shè)計37</p><p>　　4.2.1進料管37</p><p>　　4.2.2回流管37</p><p>　　4.2.3釜液出口管38</p><p>　　4.2.4塔

17、頂蒸汽管38</p><p>　　4.2.5加熱蒸汽管38</p><p>　　4.2.6管線設(shè)計結(jié)果表38</p><p>　　§4.3 泵的選型39</p><p>　　第五章 設(shè)計結(jié)果匯總40</p><p><b>　　結(jié)束語42</b></p><

18、;p><b>　　參考文獻43</b></p><p><b>　　主要符號說明44</b></p><p><b>　　附 錄46</b></p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　化工生產(chǎn)常需進行液體混合物的分離以

19、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(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　本次設(shè)計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)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖

20、等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。</p><p>　　本設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，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。通過對精餾塔的運算，我調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)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

21、高。具體結(jié)果如下：</p><p>　　主要參數(shù)：；； 理論板數(shù)NT=24塊，第5塊為加料板。實際板數(shù)Np=47塊，進料位置為第10塊板。</p><p>　　其中精餾塔為變徑塔，上（D1=1.0m）粗下（D2=0.8m）細，板間距為上寬（NT1=0.45m）下窄（NT2=0.40m）總體塔高為23.55m。</p><p>　　關(guān)鍵詞：乙醇、水、精餾段、提餾段、篩

22、板塔。</p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　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)動下（有時加質(zhì)量劑），使氣、液兩相多

23、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，實現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質(zhì)、傳熱的過程。</p><p>　　在本設(shè)計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單造價低。合理的設(shè)計和適當?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控制漏液。</p><p>　　篩板塔是最早應(yīng)用

24、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)實踐逐步改進了設(shè)計方法和結(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)備。為減少對傳質(zhì)的不利影響，可將塔板的液體進入?yún)^(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：</p><p>　　結(jié)構(gòu)簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；</p>

25、<p>　　在相同條件下，生產(chǎn)能力比泡罩塔大20%～40%；</p><p>　　塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；</p><p>　　氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右；</p><p><b>　　缺點是：</b></p><p>　　小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大

26、的和帶固體粒子的料液；</p><p>　　操作彈性較小（約2～3）；</p><p>　　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)過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設(shè)備之一。進行此次課程設(shè)計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學(xué)知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工設(shè)計初步訓(xùn)練，為以后從事設(shè)計工作打下堅實的基礎(chǔ)。</p><p&g

27、t;<b>　　查 新</b></p><p>　　浮閥類塔板是目前使用最為廣泛的塔板。當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

28、片，可直接扣在板上。圓形浮閥在操作中因易旋轉(zhuǎn)而會卡死或脫落，塔板上液相返混較為嚴重?！　?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

29、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，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</p><p><b>　　新垂直篩板塔： </b></p><p><b>　　產(chǎn)品和技術(shù)簡介</b></p>

30、<p>　　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，液體從底隙進入罩體，氣體經(jīng)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(nèi)進行傳熱傳質(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

31、相轉(zhuǎn)為分散相，使相際面積明顯增加，從而強化傳質(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)。</p><p>　　應(yīng)用范圍可用于蒸鎦、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。</p><p>　　近年來開發(fā)出噴射型塔板，大致有以下幾種類型：<

32、/p><p>　?。?）舌型塔板 舌型塔板的結(jié)構(gòu)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(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)計得大些。</p><

33、;p>　　操作時，上升的氣流沿舌片噴出，其噴出速度可達20～30m/s。當液體流過每排舌孔時，即被噴出的氣流強烈擾動而形成液沫，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(chǎn)能力大，塔板壓降低，傳質(zhì)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。</p><p>　?。?）浮舌塔板 如上圖所示

34、，與舌型塔板相比，浮舌塔板的結(jié)構(gòu)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。 </p><p>　　（3）斜孔塔板 斜孔塔板的結(jié)構(gòu)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，

35、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(zhì)效率提高。</p><p>　　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(shè)計方法也較為成熟.近年來逐漸有采用大孔徑(φ10~25mm)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(shè)計合理.同樣可以得到滿意的塔板效率.因此，我這次

36、的設(shè)計中我選則篩孔.</p><p><b>　　緒 論</b></p><p><b>　　§1.1設(shè)計背景</b></p><p>　　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(nóng)業(yè)等方面都占有重要地位。</p>&

37、lt;p>　　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）進行羰基合成制取乙醇的方法。</p><p><b>　　§1.2設(shè)計方案</b></p>

38、<p>　　乙醇和水的混合液是使用機泵經(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（108.5291℃的水蒸汽）加熱，塔底廢水經(jīng)冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程參見下圖：</p><p>　　全凝器　　　　　　　　　</p><p>　　回流 出料　　　　　　

39、 </p><p>　　乙醇水溶液 </p><p><b>　　飽和水蒸汽</b></p><p><b>　　塔釜出料</b></p><p><b>　　§1.3 設(shè)計思路</b></p><p>

40、;　　§1.4選塔依據(jù)[3]</p><p>　　篩板塔是現(xiàn)今應(yīng)用最廣泛的一種塔型，設(shè)計比較成熟，具體優(yōu)點如下：</p><p>　　結(jié)構(gòu)簡單、金屬耗量少、造價低廉.</p><p>　　氣體壓降小、板上液面落差也較小.</p><p><b>　　塔板效率較高.</b></p><p>

41、;　　改進的大孔篩板能提高氣速和生產(chǎn)能力，且不易堵塞塞孔.</p><p>　　第二章 精餾塔的工藝設(shè)計 </p><p>　　§ 2.1全塔工藝設(shè)計計算</p><p>　　2.1.1產(chǎn)品濃度的計算和進料組成確定</p><p>　　料液及塔頂塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率：</p><p><b>　　平

42、均分子量及產(chǎn)率：</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　由條件可知，因為要求設(shè)計的生產(chǎn)能力是60t/天，所以</p><p>　　D

43、=60.1709kmol·</p><p>　　查附錄表2（乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)）[2]得（95+96）÷2=95.5℃時乙醇水的飽和蒸汽的組成：xF=0.17。</p><p>　　2.1.2 q線方程的確定：</p><p>　　乙醇—水二元物系: 由附錄“氣液平衡數(shù)據(jù)表2”查得組成XF＝0.17時的乙醇－水的相圖</p>

44、<p><b>　　q＝。</b></p><p><b>　　則q線方程為：。</b></p><p>　　2.1.3平均相對揮發(fā)度的計算</p><p>　　當氣體服從道爾頓分壓定律時，由式得到相對揮發(fā)度如表2-1：</p><p>　　表2-1 不同溫度下的相對揮發(fā)度數(shù)值：<

45、/p><p>　　2.1.4最小回流比和適宜回流比的選取</p><p><b>　　最小回流比的計算：</b></p><p>　　在設(shè)計條件下，如選用較小的回流比，兩操作線向平衡線移動，達到指定分離程度（xD,xW）所需的理論板數(shù)增多。當回流比減至某一數(shù)值時，兩操作線的交點e落在平衡線上，此時理論板數(shù)為無窮多，板上流體組成不能跨越e點，此即為指

46、定分離程度時的最小回流比。列方程組得：</p><p>　　則最小回流比可有下式計算出：</p><p><b>　　。</b></p><p><b>　　確定合適的回流比：</b></p><p>　　為了確定適宜回流比，我在R=（1.1—2.0）Rmin范圍內(nèi)， 。</p>&l

47、t;p><b>　　2.1.5物料衡算</b></p><p><b>　　由：</b></p><p>　　和 得： </p><p>　　從而由附錄“C程序2：物料衡算及逐板法求理論板數(shù)”計算得：</p><p>　　2.1.6精餾段和提餾段操作

48、線</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　2.1.7逐板法確定理論板數(shù)</p><p>　　對于二元精餾體系采用的數(shù)值法為逐板計算法，通常從塔頂開始計算：</p><p>　　精餾段

49、操作線方程： …………………………① </p><p>　　相平衡方程：=2.78</p><p><b>　　代入 得</b></p><p>　　……………………………………………………② </p><p><b>　　代入①式</b>

50、;</p><p><b>　　反復(fù)計算得：</b></p><p>　　x2=0.436681 y3=0.525259</p><p>　　x3=0.251657 y4=0.382276</p><p>　　x4=0.158319 y5=0.310146</p><p>　　x5=0.11

51、78<0.1268=xq (xq見附錄：C程序2：物料衡算及逐板法求理論板數(shù)) </p><p><b>　　∴第5塊為加料板</b></p><p>　　同理由提餾段操作線方程：及式②繼續(xù)計算得：</p><p>　　<0.0001174=</p><p>　　具體見附錄“C程序2：物料衡算及逐板法求理論板

52、數(shù)”運行結(jié)果為：理論板數(shù)NT=22塊，第5塊為料板。</p><p><b>　　2.1.8全塔效率</b></p><p>　　取全塔效率℅，篩板塔效率：</p><p>　　2.1.9實際塔板數(shù)及實際加料位置 </p><p>　　精餾段:N1=5÷0.5=10，取10塊；</p><p

53、>　　提餾段:N2=(22-5)÷/0.5=34，取34塊；</p><p>　　實際進料位置為第10塊板，實際塔板數(shù)N=44塊。</p><p>　　第三章 板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算</p><p>　　§ 3.1 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算</p><p>　　3.1.1操作壓強 P</p>&

54、lt;p>　　塔頂壓強：PD=101.325kpa,取每層塔板壓降ΔP=0.7kpa </p><p>　　則進料板壓強：PF=101.325+0.710=108.325kPa</p><p>　　塔釜壓強：PW=108.325+0.734=132.125kPa</p><p>　　精餾段平均操作壓強:</p><p><b&g

55、t;　　kPa</b></p><p>　　提餾段平均操作壓強:</p><p><b>　　kPa</b></p><p>　　3.1.2操作溫度 T</p><p>　　純組分乙醇、水的飽和蒸汽壓可用安托因（Antoine）方程[2]求算，即：</p><p>　　式中：T——物系

56、溫度（K）；</p><p>　　P*——飽和蒸汽壓（水：Kp 乙醇：mmHg）;</p><p>　　A,B,C——Antoine常數(shù)，其值見附錄表3：</p><p>　　計算塔釜、進料板（泡點溫度）源程序清單：</p><p>　　計算塔頂（露點溫度）源程序清單：</p><p>　　應(yīng)用計算機計算塔頂、塔釜、

57、及進料板溫度見附錄：程序5（計算塔頂露點溫度源程序清單）和程序6（計算塔釜、進料板泡點溫度源程序清單）：</p><p>　　計算結(jié)果：進料板溫度 tF=96.57℃</p><p>　　塔頂溫度 tD=84℃ </p><p>　　塔釜溫度 tW=104.86℃</p><p>　　則精餾段的平均溫度 : Tm1=(84+96.57

58、)/2=90.29℃</p><p>　　則提餾段的平均溫度 : Tm2=(104.86+96.57)/2=100.72℃</p><p>　　3.1.3塔內(nèi)各段氣、液兩相組分的平均分子量</p><p>　　乙醇分子量為MA=46.07,水分子量MB=18.02由公式：M=ΣX i×mi</p><p>　　1.對于塔頂：

59、 XD=Y1=0.8388,=0.65178</p><p>　　則氣相平均分子量為：MVD = YD1×M1+YD2×M</p><p>　　= 0.8388×46.07+(1-0.8388)×18.02=41.5483Kg/Kmol</p><p>　　液相平均分子量為： MLD = XD1×M1+XD2

60、×M2</p><p>　　=0.6517×46.07+(1-0.6517)×18.02=36.3002Kg/Kmol</p><p>　　2.對于進料板： XF=0.1178,YF=0.2708 </p><p>　　則氣相平均分子量為：MVF=YF1×M1+YF2×M2</p>&l

61、t;p>　　=0.2708×46.07+(1-0.2708)×18.02=25.6160Kg/Kmol</p><p>　　液相平均分子量為： MLF=XF1×M1+ XF2×M2</p><p>　　=0.6518×46.07 +(1-0.6518)×18.02=36.3030Kg/Kmol</p><

62、;p>　　3.對于塔底： Yw=0.0003263,Xw=0.0001174</p><p>　　則氣相平均分子量為：MVw = Yw×M1+(1-Yw)×M2</p><p>　　= 0.0003263×46.07+(1-0.0001174)×18.02</p><p>　　=18.0329Kg/Km&l

63、t;/p><p>　　液相平均分子量為： MLw = Xw ×M1+(1-Xw)×M2</p><p>　　=0.0001174×46.07+(1-0.0001174)×18.02</p><p>　　=18.02329g/Kmol</p><p>　　則精餾段的平均分子量 </p>&

64、lt;p>　　氣相： Mvm1===33.58215Kg/Kmol</p><p>　　液相： MLm1===36.3016Kg/Kmol</p><p>　　則提餾段的平均分子量 </p><p>　　氣相: Mvm2===21.82445Kg/Kmol</p>&

65、lt;p>　　液相： MLm2===27.1631Kg/Kmol</p><p>　　3.1.4精餾段和提餾段各組分的密度[8] </p><p>　　1.液相密度ρlm：</p><p>　　由式 可求相應(yīng)的液相密度。</p><p>　　式中；α為質(zhì)量分率；</p><p&

66、gt;　　對于塔頂：tD=84℃,ρL，A=737.41695Kg·m-3，ρL，B=969.4786Kg·m-3（由附錄：C程序4可得，以下均同）</p><p><b>　　質(zhì)量分率：</b></p><p>　　則： = ==>ρLD=749.9625Kg·m-3</p><p>　　對于進料板：tF

67、=96.5665℃,ρL，A=721.76Kg·m-3，ρL，B=960.769Kg·m-3</p><p><b>　　質(zhì)量分率： </b></p><p>　　則：= ==>ρLf=868.1Kg·m-3</p><p>　　對于塔底：tW=104.86℃,ρL，A=711.0334Kg·m-3

68、，ρL，B=955.0925Kg·m-3</p><p><b>　　質(zhì)量分率：</b></p><p>　　則： = ==>ρLWw=955.02Kg/m3</p><p>　　則:精餾段的平均液相密度:ρLm1=(ρLD+ρLF)/2=</p><p>　　則:提餾段的平均液相密度：ρLm

69、2=(ρ Lw+ρLF)/2==911.56Kg/m3</p><p>　　2.氣相密度[6]ρvm：ρv=</p><p>　　則精餾段的氣相密度:ρvm1= =1.1650Kg/m3 </p><p>　　則提餾段的氣相密度:ρvm2==0.8441Kg/m3 </p><p>　　3.1.5液體表面張力的計算</p>&

70、lt;p>　　由平均表面張力公式 ： </p><p>　　1.對于塔頂：tD=84℃，σA=17.8838mN·m-1，σB=61.8256mN·m-1（由附錄：C程序4可得，以下均同）</p><p>　　則塔頂?shù)钠骄砻鎻埩Γ?σDM=0.8388×17.8838+（1-0.8388）×61.8256=24.9672mN/m</p

71、><p>　　2.對于進料板：tF=96.56653℃，σA=16.6333mN·m-1，σB=58.9421mN·m-1</p><p>　　進料的平均表面張力： σFM=0.17×16.6333+(1-0.17)×58.9421=51.7496mN/m</p><p>　　3.對于塔底：tW=104.86℃，σA=15.799

72、1mN·m-1，σB=57.897mN·m-1</p><p>　　則塔底的平均表面張力: σwM=0.0001174×15.7991+(1-0.0001174)×57.897</p><p>　　=57.892mN/m</p><p>　　則精餾段的平均表面張力：σ1M1==38.3584mN/m</p>&l

73、t;p>　　則提餾段的平均表面張力：σM2==54.8208mN/m</p><p>　　3.1.6液體粘度μm</p><p><b>　　公式：μm=</b></p><p>　　1.對于塔頂：tD=84℃，μLA=0.4594Pa，μLB=0.3445mPa</p><p>　　μLD=0.8265×

74、;0.4683+(1-0.8265)×0.3445=0.4468mpa.s</p><p>　　2.對于進料板：tF=91℃，μLA =0.4015mPa，μLB =0.3132mPa</p><p>　　μLF=0.17×0.4015+(1-0.17)×0.3132=0.3282mpa.s</p><p>　　3.對于塔底：tW=10

75、8℃，μLA=0.3314mPa，μLB =0.2639mPa</p><p>　　μLw=0.0001174×0.3314+(1-0.0001174)×0.2639=0.2639mpa.s</p><p>　　則精餾段平均液相粘度： μLM1==0.3875mpa.s</p><p>　　則提餾段平均液相粘度： μLM2==0.29606mpa

76、.s</p><p>　　3.1.7氣液負荷計算</p><p><b>　　精餾段氣液負荷計算</b></p><p>　　由公式：V=（R+1）×D=（3.45+1）×25.14=111.4280kmol·h-1 得：</p><p><b>　　=0.8901</b&g

77、t;</p><p>　　由L=RD=3.401×25.3188=86.1092kmol·h-1</p><p><b>　　=0.000840</b></p><p>　　Lh=0.000840×3600=3.0253m3·h-1</p><p><b>　　提餾段氣液

78、負荷計算</b></p><p><b>　　由75.3773</b></p><p><b>　　=0.5318</b></p><p>　　由W=173.2718</p><p><b>　　=0.001042</b></p><p>　

79、　=0.001042×3600=3.7514m3·h-1</p><p>　　提餾段塔負荷性能§ 3.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計算</p><p><b>　　3.2.1塔徑 D</b></p><p>　　由不同塔徑的板間距[3]參考表3-1：</p><p>　　表3-1：不同塔徑的板

80、間距</p><p>　　初選所設(shè)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(shè)計，以適應(yīng)兩相體積流量的變化。精餾段板間距H1T=0.45m,提餾段板間距H2T=0.40m。</p><p><b>　　液氣流動參數(shù)</b></p><p>　　精餾段：===0.02494</p><p>　　提

81、餾段：== =0.06339</p><p>　　查教材圖10-42（P179），可得到表面張力為20mN/m時的負荷因子：精餾段C20,1=0.084,提餾段C20,2=0.064.</p><p>　　精餾段校正物系表面張力為38.7019mN/m,提餾段校正物系表面張力為54.6615mN/m。</p><p>　　由如下公式（σ20mN/m）計算氣體負荷因子

82、C:C=C20（ </p><p>　　將C20,1,C20,2及σ分別代入解得</p><p>　　精餾段的氣體負荷因子：C1=0.084×=0.09616</p><p>　　提餾段的氣體負荷因子：C2=0.064×=0.07839</p><p>　　根據(jù)如下公式計算液泛速度uf值:uf=</p>&l

83、t;p>　　則精餾段有：uf1=0.09616×=2.5394m/s</p><p>　　則提餾段有: uf2=0.07839×=2.5347m/s</p><p>　　取液泛百分率為70℅，則設(shè)計氣速為:=0.7uf</p><p>　　則精餾段: =0.702.5394=1.7776m/s</p><p>　　

84、則提餾段: =0.702.5347=1.7743m/s</p><p>　　所需氣體流通面積:=</p><p>　　則精餾段: ==0.5007m2</p><p>　　則提餾段: ==0.2997m2</p><p>　　取堰長lW=0.7D由教材圖10-40查得溢流管面積與塔板總面積之比為：</p><p>&

85、lt;b>　　0.088</b></p><p>　　則精餾段: =0.5490m2</p><p>　　則提餾段:=0.3286m2</p><p>　　則精餾段塔徑： =0.8363m</p><p>　　則提餾段塔徑：=0.6469m</p><p>　　按標準塔徑圓整精餾段塔徑為D1=1.0m

86、,提餾段塔徑D2=0.8m。此塔徑與表3-1塔板間距HT相符。由此初選塔徑可以計算出：</p><p>　　精餾段實際塔板總面積：</p><p>　　提餾段實際塔板總面積：</p><p>　　精餾段實際溢流管面積:Af1=0.088×AT1=0.088×0.785=0.06908m2</p><p>　　提餾段實際溢流

87、管面積:Af2=0.088×AT2=0.088×0.5024=0.04421m2</p><p>　　精餾段實際氣體流通面積：An1=AT1-Af1=0.785-0.06908=0.7159m2</p><p>　　提餾段實際氣體流通面積：An2=AT2-Af2=0.5024-0.04421=0.4582m2</p><p>　　精餾段實際氣速：

88、un1=VS1÷An1=0.8901÷0.7159=1.2433m/s</p><p>　　提餾段實際氣速：un2=VS2÷An2=0.5318÷0.4582=1.1606m/s</p><p>　　精餾段實際堰長：lW1=0.7D1=0.7×1.0=0.7m</p><p>　　提餾段實際堰長：lW2=0.7D2=

89、0.7×0.8=0.56m</p><p>　　精餾段實際液泛百分率：</p><p>　　提餾段實際液泛百分率：</p><p>　　3.2.2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定</p><p>　　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)進口堰。各項取值計算如下：</p>

90、<p><b>　　溢流堰長LW的值：</b></p><p>　　由以上設(shè)計結(jié)果可得溢流堰長LW為：</p><p>　　精餾段堰長：Lw1=0.7 </p><p>　　提餾段堰長：Lw2=0.56</p><p><b>　　出口堰高hW：</b></p><p&

91、gt;　　表3-2 各種操作情況的堰高參考表[2]：</p><p><b>　　由上表可取：</b></p><p>　　精餾段堰高：hW1=0.00769m</p><p>　　提餾段堰高：hW2=0.01038m</p><p>　　3.降液管的寬度Wd和降液管的面積Af</p><p>　

92、　由lW/D=0.7，查教材(下冊)圖10-40（P176）得：Wd/D=0.145即Wd=0.145D：</p><p>　　則精餾段降液管的寬度：Wd1=0.145×1=0.143m</p><p>　　則提餾段降液管的寬度：Wd2=0.145×0.8=0.1144m</p><p>　　由以上設(shè)計結(jié)果可得降液管面積分別為：</p>

93、;<p>　　精餾段降液管面積:Af1=0.0667m2</p><p>　　提餾段降液管面積:Af2=0.0427m2</p><p>　　4.降液管底隙高度ho</p><p>　　為保證液封，降液管底部與塔板的間隙ho應(yīng)小于堰高hW,但一般可?。?lt;/p><p>　　精餾段降液管底隙高度：ho1=0.02m</p&g

94、t;<p>　　提餾段降液管底隙高度：ho2=0.02326m</p><p><b>　　3.2.3塔板布置</b></p><p>　　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=0.065m</p><p>　　2.根據(jù)以下公式計算開孔區(qū)面積。</p><p&g

95、t;<b>　　Aa=</b></p><p>　　(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )</p><p>　　則精餾段：X1==1÷2-(0.143+0.065)=0.29m;R1==1÷2-0.035=0.465m </p><p>　　則提餾段：X2==0.8÷2-(0.1144+0.06

96、5)=0.2206m; R2==0.8÷2-0.035=0.365m </p><p><b>　　代入上式得：</b></p><p>　　精餾段開孔區(qū)有效面積：</p><p>　　Aa1==0.5021m2</p><p>　　提餾段開孔區(qū)有效面積：</p><p>　　Aa2==

97、0.3012m2</p><p>　　3.2.4篩孔數(shù) n 及 開孔率 φ</p><p>　　精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑do=4mm;</p><p>　　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。</p><p>　　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

98、排列。</p><p>　　則精餾段孔間距：t1=3×do=4×4=12mm</p><p>　　則提餾段孔間距：t2=3×do=3×4=12mm</p><p>　　依據(jù)下式計算開孔率φ：</p><p>　　精餾段：=0.907÷32=0.1008</p><p>

99、　　提餾段：=0.907÷32=0.1008</p><p>　　塔板上的篩孔總面積：Ao=φAa</p><p>　　則精餾段： =0.1008×0.5021=0.0506m2</p><p>　　則提餾段： =0.1008×0.3012=0.0335m2</p><p>　　塔板上的篩孔數(shù)n：n=</p

100、><p>　　則精餾段：n1==4028.66=4029個</p><p>　　則提餾段：n2==2667.20=2968個</p><p>　　從而可得實際篩孔總面積為：</p><p>　　精餾段：Ao1=n1×0.785do2=4029×0.785×0.0042=0.05060m2</p><

101、;p>　　提餾段：Ao2=n2×0.785do2=2968×0.785×0.0042=0.0335m2</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速：</p><p>　　精餾段：uo1=VS1÷Ao1=0.8921÷0.05060=17.5909m/s </p><p>　　提餾段：uo2=VS2÷AO2

102、=0.7860÷0.0335=15.8746m/s</p><p>　　3.2.5塔有效高度Z</p><p>　　精餾段：Z1=(N1-1)×0.45=(10-1)×0.45=4.05m</p><p>　　提餾段：Z2=(N2-1)×0.40=(37-1)×0.40=14.4m</p><p&

103、gt;　　塔有效高度：Z=Z1+Z2=4.05+14.4=18.45m</p><p>　　3.2.6塔高的計算[5]</p><p><b>　　由下式計算塔高：</b></p><p><b>　　H=Z+△h</b></p><p>　　式中：△h——調(diào)整板間距，塔兩端空間以及裙坐所占的總高度

104、。</p><p>　　設(shè)釜液在釜內(nèi)停留時間為20min，由上面設(shè)計可知：</p><p>　　釜液流量為：WG=3122.8430kg/h、密度ρ=952.87kg/m3、取釜徑為1.5m</p><p><b>　　則釜液的高度為：</b></p><p>　　將進料板間距增至800mm,再考慮塔頂端及釜液上方的氣液

105、分離空間均取1.0m,裙坐取2m.兩邊封頭取0.6m,每隔8層設(shè)一個入孔，塔頂和塔底個設(shè)一個入孔，取入孔直徑為600mm，并設(shè)進料板處板間距為600mm，并將入孔處板間距增至800mm。</p><p>　　所以塔高（從塔頂至塔底計算）H=Z+△h=0.6+1.0+4.05+0.8+14.4+（0.8-0.3）×3+1.0+2.0=25.35m</p><p>　　§3

106、.3篩板塔的流體力學(xué)校核[2]</p><p>　　3.3.1板壓降的校核</p><p>　　精餾段和提餾段均取塔板厚度=4mm，則4/do=4÷4=1。</p><p>　　1.干板壓降（以液柱高度表示）</p><p>　　由孔徑與板厚之比/do =1和開孔率（以AT-2Af為基準）φ：</p><p>

107、;　　精餾段：φ1==0.07823</p><p>　　提餾段：φ2==0.08092</p><p>　　查教材下冊圖10-45（P132）得干板孔流系數(shù)Co</p><p>　　精餾段：Co1=0.829</p><p>　　提餾段：Co2=0.831</p><p>　　則各段的干板壓降分別：hd=</p

108、><p>　　精餾段：hd1==0.0329m</p><p>　　提餾段：hd2==0.0178m</p><p>　　氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL</p><p>　　液體體積流量與堰長的比值分別為：</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p&

109、gt;<b>　　提餾段：</b></p><p>　　由和lW/D=0.7查教材下冊圖10-48（P134）得液流收縮系數(shù)分別為：</p><p>　　精餾段：E1=1.021</p><p>　　提餾段：E2=1.029</p><p>　　則各段堰上液高hOW分別為：</p><p>　　精

110、餾段:=0.00769m</p><p>　　提餾段:=0.01038m</p><p>　　按面積（AT-2Af）計算氣體速度: ua=Vs/(AT-2Af) </p><p>　　則精餾段：ua1==1.3761m/s</p><p>　　則提餾段: ua2==1.2846m/s</p><p>　　則相應(yīng)的動能因

111、子Fa值：Fa=ua</p><p>　　精餾段:Fa1=1.3761×1.16010.5=1.4822 </p><p>　　提餾段:Fa2=1.2846×0.85710.5=1.1893</p><p>　　查教材下冊圖10-46（P132）得液層沖氣系數(shù):β</p><p>　　則精餾段：β1=0.64</p&

112、gt;<p>　　則提餾段：β2=0.62</p><p>　　由公式：hL=β(hW+hoEw)即可求出各段液層阻力：</p><p>　　精餾段：hL1=β1(hW1+hoW1w)=0.64×(0.05231+0.00769)=0.0384m</p><p>　　提餾段：hL2=β2(hW2+hoW2w)=0.62×(0.049

113、62+0.01038)=0.0372m</p><p>　　3.克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）σ</p><p>　　依據(jù)下式計算克服液體表面張力壓降hσ: hσ=4σ/(ρLgdo)</p><p>　　精餾段 :hσ1=4×39.3127×10-3÷（810.175×9.81×0.004）=0.00494

114、6m</p><p>　　提餾段 :hσ2=4×55.1352×10-3÷（896.985×9.81×0.004）=0.006266m</p><p>　　則各段板壓降hf分別為：</p><p>　　精餾段：hf1=hd1+hL1+hσ1=0.0339+0.03847+0.004946=0.076246m</

115、p><p>　　提餾段：hf2=hd2+hL2+hσ2=0.0178+0.0372+0.006266=0.061266m</p><p>　　根據(jù)以上所求條件并根據(jù)公式 △P=hpρLg 可以得出實際單板壓降分別為：</p><p>　　△P1=hp1ρL1g=0.0762467×810.175×9.81=605.9892Pa </p>

116、<p>　　△P2=hptρL2g=0.061266×896.985×9.81=539.1054Pa</p><p>　　以上所得均<700pa在允許范圍之內(nèi)。</p><p>　　3.3.2液沫夾帶量eV的校核</p><p>　　由精餾段液氣流動參數(shù)=0.02538和液泛百分率查教材下冊圖10-47（P183）得:1 =0.

117、025</p><p>　　由提餾段液氣流動參數(shù)=0.05253和液泛百分率：查教材下冊圖10-47（P183）得: 2=0.035</p><p>　　根據(jù)如下公式計算液沫夾帶量eV 值：eV=則有：</p><p>　　精餾段：eV1==0.04305kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣</p><p>　　提餾段：eV2==0.0

118、5470kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣</p><p>　　由上可知：eV均小于0.1kg 液/kg氣,所以在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶現(xiàn)象。</p><p>　　3.3.3溢流液泛條件的校核</p><p>　　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： Hfd≤Hd/Φ≤HT+hW即。</p><p>　　由降液管

119、內(nèi)的清夜高度：Hd=hW+hoW+Δ++hf ………………………………（1）</p><p>　　對于精餾段式中：hW1=0.0523m;hoW1=0.00769m;Δ1=0;hf1=0.076246m</p><p>　　對于提餾段式中：hW1=0.0496m;hoW1=0.01038m;Δ2=0;hf2=0.061266m</p><p>　　其中降液管阻力：=

120、0.153</p><p>　　則精餾段：1=0.153=0.0005508</p><p>　　則提餾段：2=0.153=0.00097109</p><p>　　從而精餾段：Hd1=hW1+hoW1+Δ1+1+hf1=0.0523+0.00769+0.0005508+0.076246=0.13679m</p><p>　　從而精餾段：Hd

121、2=hW2+hoW2+Δ2+2+hf2=0.0496+0.01038+0.00097109+0.061266=0.12225m</p><p>　　相對泡沫密度Ф各段均取Ф=0.5則各段泡沫層高度Hfd：</p><p>　　精餾段：Hfd1=HT1+hW1=0.45+0.0523=0.5023m</p><p>　　提餾段：Hfd2=HT2+hW2=0.3+0.0

122、496=0.4496m</p><p>　　各段Ф·（HT+hW）分別為：</p><p>　　精餾段：Ф·（HT1+hW1）=0.5×（0.45+0.0523）=0.25115m</p><p>　　提餾段：Ф·（HT2+hW2）=0.5×（0.3+0.0496）=0.2248m</p><p&

123、gt;　　因在精餾段及提餾段，所以在設(shè)計負荷下不會出現(xiàn)液泛現(xiàn)象。</p><p>　　3.3.4液體在降液管內(nèi)停留時間的校核</p><p>　　管內(nèi)停留時間τ：τ= 則有：</p><p>　　精餾段：τ1==11.2493s(>3s符合要求)</p><p>　　提餾段：τ2==5.1868(>3s符合要求)</p>

124、;<p>　　因此不會產(chǎn)生嚴重氣泡夾帶。</p><p>　　3.3.5漏液點的校核</p><p>　　由此求出各漏液點孔速：</p><p>　　精餾段：uOW1==8.8629m/s</p><p>　　提餾段：uOW2==9.9908m/s</p><p>　　以上各段所求之值與假定值相當接近，故

125、計算結(jié)果正確。</p><p>　　則精餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=1.985>1.5</p><p>　　則提餾段篩板的穩(wěn)定性系數(shù)：=1.589>1.5</p><p>　　以上各段均符合設(shè)計要求?！嘣O(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。</p><p>　　§3.4塔板負荷性能圖[2]</p><p>　　

126、3.4.1 液相負荷下限線</p><p>　　取平堰，堰上液層高度: 精餾段取hOW1=0.006m；提餾段取hOW2=0.006m作為液相負荷下限線的條件，取E=1.0 則</p><p>　　精餾段:=0.006m</p><p>　　=0.00032 m3/s </p><p>　　提餾段:=0.008m</p><

127、;p>　　=0.00026 m3/s </p><p>　　3.4.2 液相負荷上限線</p><p>　　液體在降液管中停留時間：精餾段取為4秒；提餾段取4秒。由式可計算得：</p><p>　　精餾段最大液體流量：=0.0077715m3/s</p><p>　　提餾段最大液體流量：=0.004421m3/s</p>

128、<p>　　液相負荷上限線在VS–LS坐標圖上，是與氣體流量VS無關(guān)的垂直線。</p><p>　　3.4.3漏液線（氣相負荷下限線）</p><p>　　把漏液線看作直線，可由兩點大致確定其位置。</p><p><b>　　1.</b></p><p><b>　　，</b></