大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院

《化工原理》課程

課程設(shè)計(jì)乙醇-水精餾塔說(shuō)明書(shū)專業(yè)： 食品科學(xué)與工程班級(jí)： 學(xué)生： 學(xué)號(hào)： 完成時(shí)間： 設(shè)計(jì)指導(dǎo)： 設(shè)計(jì)答疑： 評(píng)閱： 成績(jī)： 前百精餾塔是均相混合物分離過(guò)程的主要單元設(shè)備，精餾過(guò)程包括物料的預(yù)熱、物料的部分冷凝和部分汽化、塔頂蒸汽的冷凝和釜液的汽化。因此精餾塔的設(shè)計(jì)除塔體設(shè)計(jì)計(jì)算和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)外，還包括預(yù)熱器、冷凝器和再沸器等附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算。精餾塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備之一。化工生產(chǎn)常需進(jìn)行二元液相混合物的分離以達(dá)到提純或回收有利用價(jià)值組分的目的。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液化或多次部分冷凝達(dá)到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工或輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。板式精餾塔為逐級(jí)接觸型氣一液傳質(zhì)設(shè)備，其種類(lèi)繁多，根據(jù)塔板上氣一液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。其部設(shè)置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過(guò)板上液層進(jìn)行質(zhì)熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化。本次設(shè)計(jì)的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)置針對(duì)二元物系的精餾問(wèn)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(guò)程。該設(shè)計(jì)方法被工程技術(shù)人員廣泛采取。本設(shè)計(jì)主要是利用連續(xù)浮閥精餾塔將乙醇和水的混合物進(jìn)行精餾分離。精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔形的操作特性，對(duì)選擇、設(shè)計(jì)和分析分離中的各種參數(shù)是非常重要的。本設(shè)計(jì)書(shū)所涉及的計(jì)算及圖表盡量采用國(guó)際單位制，在設(shè)計(jì)過(guò)程中，嚴(yán)格按照常用數(shù)據(jù)，化工設(shè)備常用材料性能以及化工圖例國(guó)標(biāo)規(guī)定進(jìn)行設(shè)計(jì)，同時(shí)查閱了其他關(guān)于板式精餾塔設(shè)計(jì)方面的文獻(xiàn)。大部分的計(jì)算都按照《板式精餾塔設(shè)計(jì)》一書(shū)中的公式進(jìn)行計(jì)算，并經(jīng)過(guò)核對(duì)與驗(yàn)算，操作上可行，經(jīng)濟(jì)上有一定的合理性。目錄TOC\o"1-5"\h\z前言 2\o"CurrentDocument"目錄 3\o"CurrentDocument"符號(hào)表 7設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 14\o"CurrentDocument"第一章設(shè)計(jì)方案的確定 15\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)方案說(shuō)明 15\o"CurrentDocument"確定設(shè)計(jì)方案的原則 15\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)方案的確定 16\o"CurrentDocument"操作條件的確定 16\o"CurrentDocument"進(jìn)料熱狀況的選擇 17\o"CurrentDocument"塔釜料液的加熱方式的選擇 17\o"CurrentDocument"熱能的利用 18\o"CurrentDocument"主要設(shè)備的形式 18\o"CurrentDocument"第二章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 20\o"CurrentDocument"精餾塔的物料衡算 20\o"CurrentDocument"原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) 20\o"CurrentDocument"原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量 21\o"CurrentDocument"物料衡算 21\o"CurrentDocument"回流比與塔板數(shù)的確定 21\o"CurrentDocument"回流比的確定 21\o"CurrentDocument"理論塔板數(shù) 23\o"CurrentDocument"總塔效率和實(shí)際塔板數(shù) 24第三章精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 26\o"CurrentDocument"操作壓力 26\o"CurrentDocument"平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 27\o"CurrentDocument"塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 27\o"CurrentDocument"進(jìn)料處混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 27\o"CurrentDocument"塔釜混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 27\o"CurrentDocument"精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量 28\o"CurrentDocument"提餾段混合物平均摩爾質(zhì)量 28\o"CurrentDocument"液體平均黏度的計(jì)算 28\o"CurrentDocument"塔頂液體平均黏度 28\o"CurrentDocument"進(jìn)料處液體平均黏度 28\o"CurrentDocument"塔釜液體平均黏度 29\o"CurrentDocument"精餾段、提餾段液體平均黏度 29\o"CurrentDocument"平均密度的計(jì)算 29\o"CurrentDocument"塔頂、進(jìn)料處、塔釜的液相平均密度 29\o"CurrentDocument"精餾段、提餾段汽相平均密度 31精餾段、提餾段液相平均密度 31\o"CurrentDocument"液體平均表面力的計(jì)算 32\o"CurrentDocument"塔頂、進(jìn)料處、塔釜的液體平均表面力 32\o"CurrentDocument"精餾段、提餾段的液體平均表面力 32\o"CurrentDocument"第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 33\o"CurrentDocument"塔徑的計(jì)算 33\o"CurrentDocument"精餾段塔徑 33\o"CurrentDocument"提餾段塔徑 34\o"CurrentDocument"精餾塔的全塔高度 35\o"CurrentDocument"第五章塔板主要工藝尺寸計(jì)算 35\o"CurrentDocument"精餾段溢流裝置計(jì)算 36\o"CurrentDocument"堰長(zhǎng)IW 36\o"CurrentDocument"校核精餾段液體在降液管中的停留時(shí)間 36\o"CurrentDocument"出口堰高h(yuǎn)W 37\o"CurrentDocument"降液管底隙高度h0 38\o"CurrentDocument"提餾段溢流裝置計(jì)算 38\o"CurrentDocument"校核提餾段液體在降液管中的停留時(shí)間 38出口堰高h(yuǎn)W' 38\o"CurrentDocument"降液管底隙高度h0' 39\o"CurrentDocument"精餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 39\o"CurrentDocument"閥孔數(shù) 39\o"CurrentDocument"塔板布置 39\o"CurrentDocument"提餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 41\o"CurrentDocument"閥孔數(shù) 41\o"CurrentDocument"塔板布置 41\o"CurrentDocument"第六章塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 42\o"CurrentDocument"精餾段阻力計(jì)算 43\o"CurrentDocument"提餾段阻力計(jì)算 43\o"CurrentDocument"精餾段淹塔校核 44\o"CurrentDocument"提餾段淹塔校核 45\o"CurrentDocument"精餾段霧沫夾帶校核 45\o"CurrentDocument"提餾段霧沫夾帶校核 46\o"CurrentDocument"第七章塔板負(fù)荷性能圖 47\o"CurrentDocument"精餾段塔板負(fù)荷性能圖 47\o"CurrentDocument"極限霧沫夾帶線 47\o"CurrentDocument"液泛線 48\o"CurrentDocument"降液管液相負(fù)荷上限線 49\o"CurrentDocument"液相下限線 49\o"CurrentDocument"汽相負(fù)荷下限線 49\o"CurrentDocument"提餾段塔板負(fù)荷性能圖 51\o"CurrentDocument"極限霧沫夾帶線 51\o"CurrentDocument"液泛線 51

7.2.3液相下限線7.2.3液相下限線 52\o"CurrentDocument"汽相負(fù)荷下限線 53\o"CurrentDocument"第八章熱量衡算 54\o"CurrentDocument"再沸器的熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量 54\o"CurrentDocument"冷凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量 54\o"CurrentDocument"第九章塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì) 55\o"CurrentDocument"總體結(jié)構(gòu) 55\o"CurrentDocument"基本結(jié)構(gòu) 56\o"CurrentDocument"塔體的主要尺寸 56\o"CurrentDocument"筒體與封頭 57\o"CurrentDocument"塔板結(jié)構(gòu) 57\o"CurrentDocument"接管結(jié)構(gòu) 58\o"CurrentDocument"塔頂蒸汽出料管 58\o"CurrentDocument"回流液管徑 59\o"CurrentDocument"加料管徑 59\o"CurrentDocument"釜液排出管徑 59\o"CurrentDocument"法蘭 60\o"CurrentDocument"第十章數(shù)據(jù)總表 60\o"CurrentDocument"參考文獻(xiàn) 63\o"CurrentDocument"后記 64符號(hào)表mA 乙醇的摩爾質(zhì)量(kg/kmol)M 水的摩爾質(zhì)量(kg/kmol)Bx 塔頂?shù)哪柗謹(jǐn)?shù)DX 進(jìn)料處的摩爾分?jǐn)?shù)FX 塔釜的摩爾分?jǐn)?shù)WM 塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量(kg/kmol)DM 進(jìn)料處的平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)FM 塔釜的平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)WD 塔頂摩爾流量(kmol/h)F 進(jìn)料處摩爾流量(kmol/h)W 塔釜摩爾流量(kmol/h)R 最小回流比y q線與平衡線的交點(diǎn)的縱坐標(biāo)qR 最適回流比N 理論塔板數(shù)L 精餾段液相流量(kmol/h)V 精餾段汽相流量(kmol/h)L’ 提餾段液相流量(kmol/h)V’ 提餾段汽相流量(kmol/h)T0 塔頂溫度(℃)T 進(jìn)料處溫度(℃)FT 塔釜溫度(℃)T 全塔平均溫度(℃)T 精餾段平均溫度(℃)m精T 提餾段平均溫度(℃)m提a 塔頂相對(duì)揮發(fā)度Da 進(jìn)料處相對(duì)揮發(fā)度Fa 塔釜相對(duì)揮發(fā)度Wa 全塔平均相對(duì)揮發(fā)度mR乙醇 在全塔平均溫度下，乙醇的黏度(mPa-s)n 在全塔平均溫度下，水的黏度(mPa-s)水nl 塔頂與塔釜平均溫度下的液相黏度(mPa-s)E 全塔效率閭TN 精餾段實(shí)際塔板數(shù)精N 提餾段實(shí)際塔板數(shù)提△P 每層塔板壓降(kPa)P 精餾段平均壓力(kPa)m精P 提餾段平均壓力(kPa)m提M 塔頂汽相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)VDmM 塔頂液相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)LDmM 進(jìn)料處汽相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)VFmM 進(jìn)料處液相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)LFmM 塔釜汽相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)VWmM 塔釜液相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)LWmMVm 精餾段汽相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)M 精餾段液相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)LmM’ 提餾段汽相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)VmM’ 提餾段液相平均摩爾質(zhì)量(kg/kmol)LmN 在一定溫度下，乙醇的黏度(mPa-s)N 在一定溫度下，水的黏度(mPa-s)Bn 塔頂液體平均黏度(mPa?s)LDmn 進(jìn)料處液體平均黏度(mPa?s)LFmn 塔釜液體平均黏度(mPa-s)LWmN 精餾段液體平均黏度(mPa-s)Lm精n 提餾段液體平均黏度(mPa-s)Lm提P 一定溫度下，乙醇的密度(kg/m3)P 一定溫度下，水的密度(kg/m3)Bp 塔頂液相平均密度(kg/m3)LDmp 進(jìn)料處液相平均密度(kg/m3)LFmp 塔釜液相平均密度(kg/m3)LWmp 精餾段汽相平均密度(kg/m3)Vm精p 提餾段汽相平均密度(kg/m3)Vm提p 精餾段液相平均密度(kg/m3)Lm精p 提餾段液相平均密度(kg/m3)Lm提O4 在一定溫度下，乙醇的表面力(硒/m)。 在一定溫度下，水的表面力(mN/m)OLD 塔頂液體平均表面力(硒/m)O 進(jìn)料處液體平均表面力(mN/m)LFmO 塔釜液體平均表面力(mN/m)LWmO 精餾段液體平均表面力(mN/m)Lm精O 提餾段液體平均表面力(mN/m)Lm提丫^ 精餾段汽相體積流量(m3/s)L 精餾段液相體積流量(m3/s)H 板間距(m)h 板上清液層高度(m)LC 精餾段物系表面力為。=20mN/m時(shí)的負(fù)荷系數(shù)(m/s)20C 精餾段操作物系的負(fù)荷系數(shù)(m/s)U 精餾段最大允許氣速(m/s)斗 精餾段安全系數(shù)u 精餾段空塔氣速(m/s)D精 精餾段塔徑?丫^ 提餾段汽相體積流量(m3/s)ls 提餾段液相體積流量(m3/s)C 提餾段物系表面力為。20mN/m時(shí)的負(fù)荷系數(shù)(m/s)20C’ 提餾段操作物系的負(fù)荷系數(shù)血/s)u' 提餾段最大允許氣速(m/s)u’ 提餾段空塔氣速(m/s)D提 提餾段塔徑(m)D 全塔塔徑(m)a 塔截面積(m2)u空 精餾段實(shí)際空塔氣速(m/s)u’ 提餾段實(shí)際空塔氣速(m/s)空z七二 板式塔的有效傳質(zhì)高度(m)有效Z 全塔總高度(m)l 堰長(zhǎng)(m)ww 弓形降液管寬度(m)da 弓形降液管面積(m2)fT 精餾段液體在降液管中的停留時(shí)間(S)hw 精餾段出口堰高血)h 精餾段堰上液層高度血)OWh 精餾段降液管底隙高度(m)0u0 液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速(m/s)T 提餾段液體在降液管中的停留時(shí)間(S)h 提餾段出口堰高血)wh1 提餾段堰上液層高度血)^wh' 提餾段降液管底隙高度(m)0FO 閥孔動(dòng)能因子(kg1/2/《?m1Ju 精餾段孔速(m/s)0精N一二 精餾段每層塔板上的浮閥數(shù)浮精dO 閥孔直徑(m)w 邊緣區(qū)寬度(m)Cw 兩邊安定區(qū)寬度(m)A 塔板上的鼓泡區(qū)面積(m2)Pt' 浮閥排列方式，等腰三角形的高(m)t 浮閥排列方式，精餾段排間距(m)精U 提餾段孔速(m/s)0提N 提餾段每層塔板上的浮閥數(shù)浮提t(yī) 浮閥排列方式，提餾段排間距(m)提h 精餾段塔板壓強(qiáng)降(m)Ph 精餾段干板阻力(m)Ch 精餾段濕板阻力(m)lu 精餾段臨界氣速(m/s)OC精PP 精餾段單板總壓降(Pa)U 提餾段臨界氣速(m/s)OC提h' 提餾段干板阻力(m)Ch 提餾段濕板阻力(m)lh' 提餾段塔板壓強(qiáng)降(m)PH 精餾段降液管清液層高度血)dh 精餾段液體通過(guò)降液管的壓頭損失(m)dh 提餾段液體通過(guò)降液管的壓頭損失(m)dH 提餾段降液管清液層高度(m)dzl 板上液體流徑長(zhǎng)度(m)。 再沸器的熱負(fù)荷(kJ/h)BVWI 再沸器中上升蒸汽的焓(kJ/kmol)VWIW 塔釜?dú)堃旱撵?kJ/kmol)廠B 飽和水蒸汽100℃時(shí)的汽化熱(kJ/kg)W 再沸器加熱蒸汽消耗量(kg/h)hr P為0.5MPa時(shí)水的汽化熱(kJ/kg)。 冷凝器的熱負(fù)荷(kJ/h)CI 塔頂上升蒸汽的焓(kJ/kmol)VDID 塔頂溜出液的焓(kJ/kmol)r 80℃時(shí)乙醇的汽化熱(kJ/kg)AW 冷卻介質(zhì)消耗量(kg/h)CC 冷卻介質(zhì)的比熱容kJ/(kg?℃)PCt 冷凝介質(zhì)在冷凝器進(jìn)口處的溫度(℃)112 冷凝介質(zhì)在冷凝器出口處的溫度(℃)H 塔頂空間高度位)DH 塔底空間高度危)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、題目：酒精連續(xù)精餾板式塔的設(shè)計(jì)二、原始數(shù)據(jù)：1、乙醇一水混合物，含乙醇上—%（質(zhì)量），溫度控制在接近飽和溫度℃;2、產(chǎn)品：餾出液含乙醇88 %（質(zhì)量），溫度 控制在飽和溫度℃;按間接蒸汽加熱計(jì)，殘液中含酒精濃度不高于0.1%（質(zhì)量）。3、生產(chǎn)能力：年產(chǎn)酒精（指餾出液）50000噸;4、熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其絕對(duì)壓強(qiáng)0.5MPa。三、任務(wù)：1、確定精餾的流程，繪出流程圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及其有關(guān)觀測(cè)或控制所必需的儀表和裝置。2、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)和結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：選定塔板型，確定塔徑、塔高及進(jìn)料板的位置；選擇塔板的結(jié)構(gòu)型式、確定塔板的結(jié)構(gòu)尺寸；進(jìn)行塔板流體力學(xué)的計(jì)算（包括塔板壓降、塔的校核及霧沫夾帶量的校核等）。3、作出塔的操作性能圖、計(jì)算其操作彈性。4、確定與塔身相連的各種管路的直徑。5、進(jìn)行全塔熱量衡算，確定每個(gè)換熱器的傳熱面積。6、其它。四、作業(yè)份量：1、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一份，其中設(shè)計(jì)說(shuō)明結(jié)果概要一項(xiàng)具體容包括：塔板數(shù)、塔高、塔徑、板間距、回流比、蒸汽上升速度、熱交換面積、單位產(chǎn)品熱交換面積、蒸汽用量、單位產(chǎn)品蒸汽用量、冷卻水用量、單位產(chǎn)品冷卻水用量、操作壓強(qiáng)、附屬設(shè)備的規(guī)格、型號(hào)及數(shù)量等。2、（1）設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)電子版及打印版，草稿各一份，若為手寫(xiě)版只交紙質(zhì)版一份;（2）塔裝配圖（1號(hào)圖紙）電子版及打印版1份第一章設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案說(shuō)明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇-水混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。而乙醇比水在同樣的條件下更容易揮發(fā)，所以本設(shè)計(jì)采用精餾，其中乙醇為易揮發(fā)組分，水為難揮發(fā)組分。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。確定設(shè)計(jì)方案的原則確定設(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)：（1）滿足工藝和操作的要求所設(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，這就是要求各流體質(zhì)量和壓頭的穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)的穩(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)能在一定圍進(jìn)行調(diào)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(mén)，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)上可能的波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表（如溫度計(jì)、壓強(qiáng)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)的措施。(2)滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建的費(fèi)用。適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多蒸汽和冷卻水，也能減少電能的消耗。冷卻水的出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水的用量，另一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)也有影響。(3)保證安全生產(chǎn)塔是指定在常壓下操作的，塔壓過(guò)大或驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。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)于第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求做一般的考慮。但由于設(shè)計(jì)過(guò)程中要用到大量的經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)，所以本設(shè)計(jì)選擇連續(xù)浮閥精餾塔以分離乙醇一水混合物。1.3設(shè)計(jì)方案的確定操作條件的確定蒸餾過(guò)程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。確定操作壓力時(shí)主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)、技術(shù)的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮的。對(duì)于沸點(diǎn)低，常壓下為氣態(tài)的物料必須在加壓的條件下進(jìn)行操作。在相同條件下適當(dāng)提高操作壓力可以提高塔的處理能力，但是增加了塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對(duì)揮發(fā)度會(huì)下降。對(duì)于熱敏性和高沸點(diǎn)的物料常采用減壓蒸餾。降低壓力，組分的相對(duì)揮發(fā)度增加，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低溫的加熱劑。但是降低壓力也導(dǎo)致了塔徑的增加和塔頂?shù)睦淠郎囟鹊慕档?，而且必須使用真空設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費(fèi)用。本次任務(wù)是乙醇和水體系，乙醇-水這一類(lèi)溶液不是熱敏性物料，且沸點(diǎn)不高，所以不需采用減壓蒸餾。這類(lèi)溶液在常壓下又是液態(tài)，塔頂蒸汽又可以用普通冷卻水冷凝，因而也不需要采用加壓蒸餾。綜上，本次任務(wù)適宜采用常壓蒸餾。操作壓強(qiáng)：p=1atm=0.1Mpa=101.325Kpa進(jìn)料熱狀況的選擇進(jìn)料的熱狀態(tài)指進(jìn)料的q值，q的定義為使每千摩爾進(jìn)料變成飽和蒸汽所需的熱量與每千摩爾進(jìn)料的汽化潛熱之比。即：使每摩爾進(jìn)料變成飽和蒸汽所需要熱量qq 每摩爾進(jìn)料的汽化熱進(jìn)料狀態(tài)主要有五種：冷液進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣、液混合進(jìn)料、飽和蒸汽進(jìn)料、過(guò)熱蒸氣進(jìn)料。工業(yè)上常采用泡點(diǎn)進(jìn)料，因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料的進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣候變化和前道工序波動(dòng)的影響，塔的操作就比較容易控制。而且，精餾段和提餾段的上升蒸汽量相近，塔徑可以相同，設(shè)計(jì)制造也比較方便。因?yàn)橐掖?水為一般體系，所以本設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1。塔釜料液的加熱方式的選擇塔釜可采用直接蒸汽加熱和間接蒸汽加熱。蒸餾大多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱，例如蒸餾釜?dú)堃褐械闹饕M分是水，且最低濃度下輕組分的相對(duì)揮發(fā)度較大時(shí)（如乙醇與水混合液）有用直接蒸汽加熱，其優(yōu)點(diǎn)是可以利用壓力較低的加熱蒸汽以節(jié)省操作費(fèi)用，并省掉間接加熱設(shè)備，但由于直接蒸汽的加入，對(duì)釜溶液起一定稀釋作用，在進(jìn)料條件和產(chǎn)品純度、輕組分濃度一定的前提下，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)要求。本次任務(wù)是分離乙醇和水，設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱方式。間接加熱方式的優(yōu)點(diǎn)是可以提供足夠的熱量，而且不會(huì)稀釋釜溶液的濃度。熱能的利用精餾是工業(yè)上應(yīng)用最廣的分離操作，消耗大量能量。減少精餾操作的能耗，一直是工業(yè)實(shí)踐和科學(xué)研究的熱門(mén)課題。應(yīng)用高效換熱設(shè)備以及高效率、低壓降的新型塔板和填料，均是實(shí)現(xiàn)節(jié)能的重要途徑，采用適宜回流比和適當(dāng)?shù)倪M(jìn)料熱狀況也可達(dá)到一定節(jié)能的效果，降低操作溫度及做好系統(tǒng)包圍液能得到直接的節(jié)能效果。本設(shè)計(jì)要求充分利用熱能。精餾過(guò)程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過(guò)程，耗能較多。若不計(jì)進(jìn)料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級(jí)低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。止匕外，通過(guò)精餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，可以適當(dāng)提高冷源的溫度，這樣可以使用比塔頂冷凝器溫度稍高且價(jià)格較低的冷卻劑作為冷源，以代替一部分塔頂所用的價(jià)格較高的低溫級(jí)冷卻劑，從而節(jié)省有效增加精餾塔的熱力學(xué)效率。主要設(shè)備的形式氣-液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類(lèi)。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)的要求，本次設(shè)計(jì)的精餾塔選用板式塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備，其種類(lèi)繁多，根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。本次設(shè)計(jì)采用浮閥塔。浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可以根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理黏稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔的類(lèi)型好多，國(guó)常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮閥應(yīng)用最為普遍。近年來(lái)研究開(kāi)發(fā)出的新型浮閥有船型浮閥、管型浮閥、梯型浮閥、雙層浮閥、V-V型浮閥、混合浮閥等，其共同的特點(diǎn)是加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，在工業(yè)應(yīng)用中，目前還多用F1型浮閥，其原因是F1型浮閥已有系列化標(biāo)準(zhǔn)，各種設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)完善，便于設(shè)計(jì)和對(duì)比。所以本次設(shè)計(jì)采用F1型浮閥塔。F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮閥圖1.1浮閥塔板浮閥塔特點(diǎn)：①處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20%?40%，而接近于篩板塔；②操作彈性大，一般約為5?9,比篩板、泡罩和舌形塔版的操作彈性要大得多；③塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；④壓力大，在常壓塔中每一塊板的壓降一般為400?660Pa；⑤液面梯度??；⑥使用周期長(zhǎng)，黏度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作；⑦結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60%~80%，為篩板塔板的120%~130%。本次設(shè)計(jì)任務(wù)是乙醇-水混合物的分離，處理量大，物料黏度較小，所以采用浮閥塔設(shè)計(jì)。第二章精餾塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算

精餾塔的物料衡算已知：1、乙醇一水混合物，含乙醇」2—%（質(zhì)量），溫度控制在接近飽和溫度℃；2、產(chǎn)品：儲(chǔ)出液含乙醇88 %（質(zhì)量），溫度 控制在飽和溫度 ℃;按間接蒸汽加熱計(jì)，殘液中含酒精濃度不高于0.1%（質(zhì)量）。3、生產(chǎn)能力：年產(chǎn)酒精（指儲(chǔ)出液）50000噸;4、熱源條件：加熱蒸汽為飽和蒸汽，其絕對(duì)壓強(qiáng)0.5MPa。設(shè)備的年運(yùn)行時(shí)間為300天原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)乙醇的摩爾質(zhì)量M=46.07kg/kmol水的摩爾質(zhì)量M=18.01kg/kmol0.88/46.070.88/46.07+0.12/18.010.12/46.07乙醇的摩爾質(zhì)量M=46.07kg/kmol水的摩爾質(zhì)量M=18.01kg/kmol0.88/46.070.88/46.07+0.12/18.010.12/46.07=0.7414=0.12/46.07+0.88/18.010.001/46.07=0.05060.001/46.07+0.999/18.01=0.00039原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質(zhì)量M=xM+（1-x）MDDA DB=0.7414X46.07+(1-0.7414)X18.01=38.814kg/kmolMf=xM^+(i-xF)Mb=0.0506X46.07+(1-0.0506)X18.01=19.43kg/kmolM^=xM+(i.xjMb=0.00039X46.07+(1-0.00039)X18.01=18.021kg/kmol物料衡算塔頂產(chǎn)量 D=50000*103=178.92kmol/h24x300x38.814總物料衡算 F=178.92+W易揮發(fā)組分乙醇的物料衡算 FX0.0506=178.92X0.7414+WX0.00039聯(lián)立解得 F=2641.1kmol/hW=2462.2kmol/h回流比與塔板數(shù)的確定回流比的確定 -—―9UBE14L9陰?！?lt;0C專]II'￡iS*'&B’”1Wis'g1,￡5K'5'erE廠牌=0節(jié)6三1加oo*gfl加成2?日91>(W叼(II'9827&it9OO節(jié)&P6,￡2口”Sf3<KJ7[曠Hr居,ESOOTSm￡TEl?1北下8fSCOOTU鼬ZTS'￡263100*tEfl-IB。丫右相’職*Oflfct&配芍Z-6IMXMV j.,翻廠【68?'￡4g"OBLS3￡￡or俄:r0(Xi-[J9E節(jié)￡「?0466'SZ.00'68打」白飛SEP—'06rt)w■強(qiáng)「06st'U009'5Z21￡0-6[『0“力跚%6'flflE曠口￡DO,98f ,￡E"t19』工巧19'EZ「博2Z-￡&叩’悶06Z17￡3'0 0910ot-u￡'98Z「科。。418即芍1961-0ftfi,00「瞄6akS11US例）衛(wèi)￡86'I6t9S,0D>'QM*$s1鈞oq>501)-stZSr[STIt'0OfOo￡'te7N目翻即EOBT曠2；時(shí)?Q熊P66-S&￡'[B煌”00rt9Zt'fl油,I的QR獷口 最琲“9MOfQ。’￡9IS冷E4WMD0110 i□【附"￡專上91TEg工f[&rpi[1犯E0期W'0l^VSOBco-ssOtfO1-01￡lm2前10猊當(dāng)G節(jié)28,tiW5tMEPIGb0MM"0川,05DT5￡M?J0?003EMEt孔不然的,0900iZrlC€,24"n【004E汕中WO鈾0QSQF6,04MPE[00J6i103節(jié)的'02StO'0MV)1》,訃口退9MlIMTtZ話I?Deic'?ZTI.0,0同專60'2fr口出9ZG川00由Efqo'&cc'atoo-a1 i—-一，福名郢山乂，?璃將四電陸修書(shū)曲事姒隼村找哂M：胃行業(yè)期,K貨打HHN￥.呼書(shū)出Hi%w吧一踴u鬻-' M也中粗F前南”第片器餌料H湘凝榭小平-熠7（）1沖州￡力「貨耳，也*iszoi值刖

根據(jù)乙醇-水平衡數(shù)據(jù)表作平衡線求出最小回流比:Rmin=(X—y)/(y—X)=0.7414-0.32766=1.4933RminD q0.32766-0.0506qq理論塔板數(shù)R=(1.1-2.0)R.取1.3倍則R=1.9413序號(hào)Rmin的倍數(shù)R理論塔板數(shù)N11.11.64261521.21.79201331.31.94131241.42.09061151.52.240011

理論塔板數(shù)N=12由圖可知精餾段理論塔板數(shù)為6塊提餾段理論塔板數(shù)為5塊（包括進(jìn)料塔板，不包括再沸器）全塔理論塔板數(shù)N=12（包括再沸器）精餾段操作線方程：y=0.66x+0.2521提餾段操作線方程：y=5.0604x-0.0016L=DXR=1.9413X178.92=347.34kmol/hV=L+D=347.34+178.92=526.26kmol/hL'=L+F=347.34+2641.1=2988.44kmol/hV'=L'-W=2988.44-2462.2=526.24kmol/h總塔效率和實(shí)際塔板數(shù)

建相摩爾分?jǐn)?shù)￡氣相像爾分％溫度仃t建相摩爾分?jǐn)?shù)￡氣相像爾分％溫度仃tCCLXC.Cl'J0.LT9j.baOT2La389L0.CQE6i.4：；,?35.70.LZ3Si.4,fi485.3CLL66LQ50S9弘L0-2337_a544582.7_L,陽(yáng)英l.558V.二、L.而空C.5826E.hCl3965Cl612280.7Oi5079Oi6564f*C.5198C.€599T9.7C.5732C.6841T9.3C.6763a7385飛.F0.74720.7815蕊仁0.89430.8943I好文檔，讓好胭去也方到乂乙南一水LX（y）圖由乙醇-水t-x(y)圖，用差法，可求得塔頂，進(jìn)料處，塔釜的溫度:T=78.44℃T=91.62℃T=99.91℃TOC\o"1-5"\h\z全塔平均溫度：T=78.44+99.91=89.18℃m 2精餾段平均溫度：T=78.44+91.62=85.03℃m精 2提餾段平均溫度：T=91.62+99.91=95.77℃m提 2相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算：塔頂：T=78.44℃x=0.7414y=0.778a y(17)_0.778義(1-0.7414)= - -1.2224dx(1-y)0.7414義(1-0.778)進(jìn)料處：T=91.62℃x=0.0506y=0.3004ay(1-x).0.3004義(1-0.0506)_a= -8.0506fx(1-y)0.0506義(1-0.3004)塔釜：T-99.91℃x-0.00039y-0.0035a=y(1-x)-0.0035x(1-0.00039)-90024x(1-y)0.00039x(1-0.0035)

全塔平均相對(duì)揮發(fā)度：a=；a?a?a=9.2224義8.0506義9.0024=4.459黏度的計(jì)算：用全塔平均溫度T=89.18℃查得：乙醇黏度為N「0.409mPa-s,水黏度為N=0.321mPa?s塔頂與塔釜平均溫度下的液相黏度：N=EXN=0.0506X0.409+(1-0.0506)X0.321=0.3255mPa?sL iLiaN=4.459X0.3255=1.4514mPa?smL全塔效率的計(jì)算：E=0.4910,四I*=0.492x1.4514-0.245=44.91%精餾段實(shí)際塔板數(shù)：N精=6/0.4491=14提餾段實(shí)際塔板數(shù)：N提=5/0.4491=12全塔實(shí)際塔板數(shù)：14+12=26進(jìn)料板為第15板第三章精餾塔工藝條件及有關(guān)物性第三章精餾塔工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算操作壓力根據(jù)經(jīng)驗(yàn)值，得每層塔板壓降:△P=0.7kPa精餾段平均壓力:=105.53kPa101.33+0.7x14+101.33精餾段平均壓力:=105.53kPa2提餾段平均壓力：P=101.33+0.7X12+101.33=104.48kPam提 2平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由丫=xD=0.7414x=0.6811M =0.7414X46.07+(1-0.7414)X18.01=38.814kg/kmolM =0.6811X46.07+(1-0.6811)X18.01=37.122kg/kmolLDm進(jìn)料處混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算x=0.0506y=0.3004M=0.3004X46.07+(1-0.3004)X18.01=26.439kg/kmolM=0.0506X46.07+(1-0.0506)X18.01=19.43kg/kmolLFm塔釜混合物平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算x=0.00039y=0.0035M =0.0035X46.07+(1-0.0035)X18.01=18.108kg/kmolM=0.00039X46.07+(1-0.00039)X18.01=18.021kg/kmolLWm精餾段混合物平均摩爾質(zhì)量M=38.814+26.439=32.627kg/kmolVm 2M=37.122:19.43=28.276kg/kmolLm提餾段混合物平均摩爾質(zhì)量26.439+18.108,M’= =22.274kg/kmolVm 2M’=19.43+18.021=18.726kg/kmolLm 2液體平均黏度的計(jì)算塔頂液體平均黏度塔頂：由T=78.44℃查得N=0.481mPa-s^=0.382mPa?sDABlg口=0.7414Xlg0.481+(1-0.7414)Xlg0.382=-0.3438解得口=0.4531mPa,sLDm進(jìn)料處液體平均黏度

進(jìn)料處：由T=91.62℃查得N=0.395mPa-s^=0.315mPa?sFAB1g口=0.0506Xlg0.395+(1-0.0506)Xlg0.315=-0.4967解得口=0.3186mPa,sLFm塔釜液體平均黏度塔釜：由T=99.91℃查得N=0.345mPa-sN=0.268mPa?sW A B1gN=0.00039X1g0.345+(1-0.00039)X1g0.268=-0.5718解得N=0.268mPa,sLWm精餾段、提餾段液體平均黏度精儲(chǔ)段液體平均黏度：N精儲(chǔ)段液體平均黏度：NLm精0.4531+0.3186=0.3859mPa?s提儲(chǔ)段液體平均黏度：NLm提

2=0.3186+0.268=0.2933mPa?s平均密度的計(jì)算塔頂、進(jìn)料處、塔釜的液相平均密度表二1不同溫度：；乙酩的密度WT7Tso""soI70""切|g。|1加woZ降密度口1（『打」776Q75074071。次 1 1——1 1——"一45 55的75BB就105 115pf(kg,m)730HA：不同溫圉卜的密度770孟：：不同亂度F水的國(guó)度息反“七4。50fiO708090100泳的密度「/代國(guó)|江〕992.293S.1983.2977.6971.S965.3958.4PVm精PM~Tt-mPVm精PM~Tt-m精PVm提PM m提^? Vm'm提3.4.3精餾段、提餾段液相平均密度由上圖差法可得：塔頂：T=78.44℃P=736.72kg/m3 P=972.74kg/m3TOC\o"1-5"\h\zD A BP= 1 =758.81kg/m3LDm0.88/736.72+(1-0.88)/972.74進(jìn)料處：T=91.62℃p=727.73kg/m3 p=964.18kg/m3F A BP= 1 =928kg/m3LFm0.12/727.73+(1-0.12)/964.18塔釜：T=99.91℃p=715.87kg/m3 P=958.46kg/m3W A BP= 1 =958.14kg/m3LWm0.001/715.87+(1-0.001)/958.46精餾段、提餾段汽相平均密度精儲(chǔ)段汽相平均密度:=——105.53*32.627——=1.1562kg/m38.314義(85.03+273.15)提儲(chǔ)段汽相平均密度:—104.48*22.274—=0.7587kg/m38.314義(95.77+273.15)精儲(chǔ)段液相平均密度:二758.81二758.81+928Lm精 2=843.41kg/m3提儲(chǔ)段液相平均密度:928+958.14=943.07kg/m3Lm提液體平均表面力的計(jì)算塔頂、進(jìn)料處、塔釜的液體平均表面力塔頂：T=78.44℃查得°=16mN/m0=62.865mN/mO=0.7414X16+(1-0.7414)X62.865=28.119mN/m進(jìn)料處：T=91.62℃查得0=16.7mN/m0=60.392mN/mO=0.0506X16.7+(1-0.0506)X60.392=58.181mN/mLFm塔釜：T=99.91℃查得O=17.8mN/mO=58.817mN/mo=0.00039X17.8+(1-0.00039)X58.817=58.801mN/m精餾段、提餾段的液體平均表面力精儲(chǔ)段液體平均表面力：。二28」19+58」81=43.15mN/mLm精 2提儲(chǔ)段液體平均表面力：58.181+58.801廠O= =58.491mN/mLm提K0.0032；843.41 ? K0.0032；843.41 ? 4.12521.1562標(biāo)式牌的工W靖楫電修及我體力學(xué)常.±7第四章精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算精餾段塔徑精儲(chǔ)段的汽、液相體積流量：V=526.26x32.627=4.1252m3/ss3600x1.1562L=347.34x28.276=0.0032m3/ss3600x843.41=0.021取板間距HT<5山板上清液層高度丁。?麗查史密斯關(guān)聯(lián)圖，得C20=0.0952m/sc二C20 Lm精I(xiàn)20)丫2=0.0952(43.15)I20J0.2=0.111m/s最大允許氣速:p-PLm精Vm精:p精 1：843.41-1」562=2.9959m/s1.1562Vm精取安全系數(shù)k則空塔氣速:為0.70u=kU=0.7X2.9959=2.0971m/s塔徑：D精’4"4,252=1.5826mx2.09714.1.2提餾段塔徑'=526.24*22.274=4.2915m3/s3600x0.75872988.44x18.726=0.0165m3/s3600x943.07Lm提=竺哽—=0.13564.29150.7587取板間距H=0.5m板上清液層高度h=0.05mc=C'20-Lm提120)10.2=0.0915=0.1134m/s：’：’943.07一口7587=3.9965m/s0.7587最大允許氣速::P-PU1 =C',一m提——Vm提=0.1134：maxpp \V Vm提取安全系數(shù)k0為0.7則空塔氣速：u'=kU'=0.7X3.9965=2.7976m/s0max塔徑：D=4V-^=：4義4.2915=1.3975m提'冗U'V冗x2.7976全塔塔徑圓整為D=1.9m塔截面積：A=-D2=Lx1.92=2.8353m24 4 V 41252精餾段實(shí)際空塔氣速：U=―=41252=1.4549m/s空 A 2.8353 V' 42915提餾段實(shí)際空塔氣速：U'=1=42915=1.5136m/s空 A 2.8353精謂塔的全塔高度板式塔的有效傳質(zhì)高度：Z=[NL—1]H=(-J2——1]x0.5=12.86m有效IEjT10.4491)在進(jìn)料板上方開(kāi)1個(gè)人孔，在精餾段、提餾段各開(kāi)2個(gè)人孔，人孔高度均為0.7m再沸器、冷凝器等其他輔助元件總高度為9.19m全塔總高度：Z=12.86+0.7X5+9.19=25.55m第五章塔板主要工藝尺寸計(jì)算精餾段溢流裝置計(jì)算根據(jù)塔徑D=1.9m,可選用單溢流弓形降液管，采用平型受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下:堰長(zhǎng)iW取l=0.7D=0.7X1.9=1.33m堰長(zhǎng)。精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段相同校核精餾段液體在降液管中的停留時(shí)間由lw=0.7,弓形降液管寬度W和面積A，用下圖查得:D d f0.4 Q+ U.frQ.lQ*3*LQg出&口形降融看的究崖與西聯(lián)A—0=0.09AW—d=0.14DA=0.09X2.8353=0.2552m2W=0.14X1.9=0.266md精餾段和提餾段的A,Wd相同液體在降液管中的停留時(shí)間：=39.875s>3sAfHT=0.2552x0.5=39.875s>3sLr0.0032出口堰高h(yuǎn)Wh=h—hWLOWhOW=0.668=0.012m=5.6471L=0.0032x3600=5.647172s 1.332.5查下圖可得M也i總的止半H則相111r就悻近過(guò)單午時(shí)!晚出碇因此在曲川L述各E|HWilT?.小中時(shí)?方收乘L-t■仲但因干口工通甯韓為.它應(yīng)映韓呼神他律同俄心.EF了為郎瑞晰UMIMW.U同用黑酒惺出的被激伐整幅過(guò)計(jì)W圖，也可液流收新嘉歐E的計(jì)3.E=1.01,因此校正后h =1.01X0.012=0.0121mOW則h=h-h=0.05-0.0121=0.0379m降液管底隙高度h0取液體通過(guò)降液管底隙時(shí)的流速U'為0.2m/s0精餾段與提餾段的u1相同0h=L/1U,=0.0032=0.012m0sw01.33x0.2提儲(chǔ)段溢流裝置計(jì)算校核提儲(chǔ)段液體在降液管中的停留時(shí)間AH0.2552x0.5=7.7333s>3sT= =7.7333s>3s0.0165出口堰高h(yuǎn)WhOW=0.668=0.688f0.0165)

i1.33j=0.0358m0.0165x3600=29.1177查圖得：E=1.045因此校正后h'=1.045X0.0358=0.0374mOWh=h—h1=0.05-0.0374=0.0126m降液管底隙高度h,0h=L'/1U'=0.0165=0.062m0sw01.33x0.2精餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列閥孔數(shù)以下取標(biāo)準(zhǔn)F1浮閥，重閥取閥孔動(dòng)能因子FO=9（精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段相同），即孑L速：u= 9 =8.37m/s0精<1.15624x4.12524x4.1252=413浮精sO。精兀x0.039x0.039x8.37塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC二。.。5m（精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段相同）

兩邊安定區(qū)寬度W”。6（精餾段與提餾段相同）塔板上的鼓泡區(qū)面積A。（精餾段與提餾段相同）x=--W+W）=19-（0.266+0,06）=0.624TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"2 -s2\o"CurrentDocument"r=—-W=19-0.05=0.9m2 C2精餾段與提餾段的x、r相同塔板上的鼓泡區(qū)面積:\o"CurrentDocument"(. k J=2x^r2-x2+180；r2arcsin7v. 兀 0.624=20.62440.92-0.6242+_rrx0.92arcsin \o"CurrentDocument"T80； 0.9=2.0505m2浮閥排列方式采用等腰三角形交叉。等腰三角形高取/=75mm=0.075m（精餾段與提餾段相同），則排間距t：精t=A/Nt'=2.0505=0.075m=75mm精p浮精413x0.075因?yàn)樗綖?.9m，所以需要分板，分成六塊板，得下圖：(1D(1D匚O二Q'■.JOO二O二二口Q口Q二口工0二j.二口口匚口1;0UjOOQO口DCD二O口a口O-1二O實(shí)際安排浮閥數(shù)為N浮精=316因此，實(shí)際閥孔中氣體速度為：413 ,U=8.37X=10.939m/s0精316由于閥孔數(shù)實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算的個(gè)數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：F=U精『"=10.939J1.1562=11.762kg1/2/1?m1/2)u14549塔板開(kāi)孔率：-^=-.--9X100%=13.3%U10.9390精提餾段塔板布置及浮閥數(shù)目與排列閥孔數(shù)孔速：u= 9 =10.333m/s0提V0.7587每層塔板上的浮閥數(shù)，二 4XI2915=348九x0.039x0.039x10.333N二 4XI2915=348九x0.039x0.039x10.333浮提 S0 0提塔板布置排間距才：提t(yī)=A/N t'=—5—=0.08m=80mm提p浮提 348x0.075因?yàn)樗綖?.9m,所以需要分板，分為成六塊板，得下圖:oO0「口口oO0oon-000口QO00Q□QOoO0「口口oO0oon-000口QO00Q□QOnrjolooD00000-0qoLIDODOGOoc口-oocccODD000wooI3I-}口0C口oO0oO0oO0ccCoU0ooO?？贠門(mén)口口ccCOOOuoOOC-C。1C實(shí)際浮閥數(shù)為N浮提：313因此，實(shí)際閥孔中氣體速度為：348 ,U =10.333X-=11.488m/s0提 313由于閥孔實(shí)際排列的個(gè)數(shù)不等于理論計(jì)算的個(gè)數(shù)，因此須重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)：F=U；,P =11.488v,0.7587=10.006kg1/2/1?m1/2)O 0提*Vm提u1 15136塔板開(kāi)孔率：L= X100%=13.18%U11.4880提第六章塔板流體力學(xué)驗(yàn)算精餾段阻力計(jì)算塔板壓強(qiáng)降：%=h+h干板阻力：一一..一 ‘731 '731臨界氣速：u= b一二18郎一一=9.7003m/soc精1.8節(jié)P11.1562' Vm精因u精〉u精，即：%pu2 1.1562*10.9392h=5.37vm精、0精=5.37義 =0.0084mC 2gP 2義843.41X9.81Lm精濕板阻力:h=0.4h+h=0.4X0.0379+0.0121二0.0273mlwow液體表面力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?hP=0.0084+0.0273=0.0357m因此，單板總壓降：AP=hp精g=0.0357X843.41X9.81=295.38Pa提餾段阻力計(jì)算干板阻力：731 ■731臨界氣速：u= 731=18斗上土=12.219m/soc提1.825p^0.7587IVm提因u提〉u提，即：卜Pu2_ 0,7587x11.4882h=5.37 ^=5.37x- =0.0054mc2gP 2x943.07x9.81Lm提濕板阻力：h'=0.4h'+h'=0.4X0.0126+0.0374=0.0424m液體表面力所造成的阻力很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篽'=0.0054+0.0424=0.0478m因此，單板總壓降：AP'=h'pg=0.0478X943.07X9.81=442.22Pa精餾段淹塔校核為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，Hv①H+h)d TW即：H=h+h+hdPLd液體通過(guò)降液管的壓頭損失：h=0.2L/1h)=0.2(0,0032f=0.008mdSW0 ^1.33x0.012)則降液管的清液高度：Hd=0.0357+0.05+0.008=0.0937m取系數(shù)①=0.5,則：①H+h)=0.5X(0.5+0.0379)=0.269m因此計(jì)算結(jié)果表明：Hs(H+h)，設(shè)計(jì)的塔板結(jié)構(gòu)在給定的操作條件下，d TW降液管不會(huì)發(fā)生液泛。

提餾段淹塔校核液體通過(guò)降液管的壓頭損失:h'=0.2h'=0.2L1/1h)=0.2d SW0(0.016511.33x0.062)\2=0.008m則降液管的清液高度:H'=0.0478+0.05+0.008=0.1058m取系數(shù)①=0.5,則:甲H+h1)0.5X(0.5+0.0126)=0.2563mTW因此計(jì)算結(jié)果表明:HTW因此計(jì)算結(jié)果表明:H〈帛+h)d TW設(shè)計(jì)的塔板結(jié)構(gòu)在給定的操作條件下，降液管不會(huì)液泛。精餾段霧沫夾帶校核計(jì)算泛點(diǎn)百分率校核霧沫夾帶：板上液體流徑長(zhǎng)度：Z=D-2W=1.9-2X0.266=1.368m（精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段相同）乙醇-水系統(tǒng)為無(wú)泡沫，正常系統(tǒng)，所以物性系數(shù)KO=1（精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段相同），查下圖可得：

1.36LZ/KCA1.36LZ/KCAX100%泛點(diǎn)率=|VJP /（P-p）+l_S\Vm精 Lm精Vm精4.1252x；——111562——+1.36x0.0032x1.368 Y843.41-11562 x100%1x0.117x2.0505=66.19%泛點(diǎn)率二VS'''PT*二/0-78KoCfAX100%TB624.1252, =-1562X100%0.78x1x0.117x2.8353=59.07%根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。以上計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故在給定操作條件下，霧沫夾帶量能夠滿足e<10%的要求。提餾段霧沫夾帶校核泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)C'=0.11F

泛點(diǎn)率=Fv泛點(diǎn)率=Fv' /P-PLs'Vm提Lm提 Vm提+1.36L'Z]/KC?AX100%SL_lOFP4.2915x+1.36x0.01654.2915x+1.36x0.0165x1.368943.07-0.75871x0.11x2.0505=67.6%泛點(diǎn)率=V'p―7P―-P-/0.78KCAX100%s、Vm提 Lm提 Vm提 OF42915xI口7587943.07-0.75870.78x1x0.11x2.8353=50.06%根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，對(duì)于大塔，為避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%。以上計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80%以下，故在給定操作條件下，霧沫夾帶量能夠滿足e<10%的要求。第七章塔板負(fù)荷性能圖精餾段塔板負(fù)荷性能圖極限霧沫夾帶線取極限霧沫夾帶e=10%泛點(diǎn)率二VJP/P-P+1.36LZ]/KCAX100%Ls'Vm精 Lm精 Vm精 sL- OFp按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算，將各已知數(shù)P 、P、A、K、C及Z代入上Vm精 Lm精 P O F L式，便得出VjLs的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。如下：

V: 1.1562S843.41V: 1.1562S843.41-1.1562+1.36Lx1.3681x0.117x2.0505*100%=0.8整理得V=5.1725-50.148L7.1.2液泛線降液管液泛時(shí)，取極限值，即：H=甲(H-h)=0.269m根據(jù)降液管與堰高、堰上清液層高度、干板壓降、濕板壓降和液體流過(guò)降液管的阻力的關(guān)系Mjh)H=(hw+hW)+hc+<o,4hW+hW)+hd將已知量和相關(guān)表達(dá)式代入上式MT+h)H=(hw+hW)+hc+<o,4hW+hW)+hd=1.4X0.0379+2*0.668E=1.4X0.0379+2*0.668E2uuu21.1562…+5.37—0< +0.22g843.41L

S

1.33x0.012￥

=0.269以上式為約束條件，表示流體的壓降大于板上液層高度、干板壓降、板上液層阻力和液體在降液管上阻力之和時(shí)，就會(huì)產(chǎn)生液泛;小于則表示不發(fā)生降液管液泛。將上式整理得, 2_ 1.1378EL：+3.7521X10-4u2+785.17L2=0.2159S 0精 S根據(jù)上式，下面列表計(jì)算與Ls相對(duì)應(yīng)的液泛氣量Vs序號(hào)1234假設(shè)L/(m3/s)S2X10-38X10-31.1X10-21.3X10-2L/12.53.529414.11819.41222.941E1.0051.031.0351.037u(m/s)0精22.77417.78712.9276.9263V(m0.006=0.6680.006=0.668ES11.2368.77556.37773.41727.1.3降液管液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于3-5s。液體在降液管停留時(shí)間應(yīng)滿足下列關(guān)系。=f23S液體在降液管停留時(shí)間T=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，求出的液體體積流量L值（常數(shù)）即為液相負(fù)荷上限線SAH02552V05 … .L=——== =0.0319m3/s（精餾段和提餾段相同）ST 47.1.4液相下限線求最小液量時(shí)，平直堰上的最小液層厚度為6mm23=0.668X1.01所以L=1.1224X10-3m3/sS7.1.5汽相負(fù)荷下限線

對(duì)于F1型重閥，取F。=u°精匕：=6作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，求出汽相負(fù)荷V$的下限值。U=o= 6 =5.58m/s。精；p <1.1562VVm精重閥的閥孔直徑為39mm,因此V=UA=5.58Xlx0.0392X316=2.1064m3/ss o精o 4該漏液線是與液體流量無(wú)關(guān)的水平線根據(jù)計(jì)算的數(shù)據(jù)，可作出精餾段塔板負(fù)荷性能圖如下:和定操作區(qū)上汽下限線和定操作區(qū)上汽下限線Q E101E202L30 3-L口1皿3（同綱）若徑流操作中，保持恒定的回流比，則VV=4.1252L0.0032=1289為恒定值，在操作性能圖上作出操作線，這樣可計(jì)算出操作彈性V 4.979=2.3637V7rmax- =2.3637V 2.1064min7.2提餾段塔板負(fù)荷性能圖極限霧沫夾帶線取極限霧沫夾帶e=10%泛點(diǎn)率二FV'戶/P-P +1.36L，Z]/KCAX100%Ls'Vm提 Lm提 Vm提 SL- OFP按泛點(diǎn)率=80%計(jì)算，將各已知數(shù)P 、P、A、K、C及Z代入上Vm提 Lm提 P O F L式，便得出V，—L的的關(guān)系式，據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中霧沫夾帶線。如下：SSV，: 0.7587s\V，: 0.7587s\■’943.07—0.7587+1.36L'x1.3681x0.11x2.0505X100%=0.8整理得V'=6.3521-65.511L17.2.2液泛線降液管液泛時(shí)，取極限值，即H=?H+0)。.2563md TW根據(jù)降液管與堰高、堰上清液層高度、干板壓降、濕板壓降和液體流過(guò)降液管的4+4+h)+h+th+h)+hWOWC WOWd%+h)=H=TW d將已知量和相關(guān)表達(dá)式代入上式

H+h)HJh'+hIh+(.4h'H+h)HJh'+hIh+(.4h'+h1)+hdWOWCWOWd=1.4X0.0126+2X0.668Ef土1.33〈23「uu20.7587“+5.37——0提 +0.22g943.07f LS ]1.33x0.062I 72=0.2563以上式為約束條件，表示流體的壓降大于板上液層高度、干板壓降、板上液層阻力和液體在降液管上阻力之和時(shí)，就會(huì)產(chǎn)生液泛;小于則表示不發(fā)生降液管液泛。將上式整理得TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"2 「1.1047EL13+2.2019X10-4u2+29.413L12=0.2387S 0提 S根據(jù)上式，下面列表計(jì)算與L相相對(duì)應(yīng)的液泛氣量V'S S序號(hào)1234假設(shè)L./(m3/s)s7X10-39X10-31.4X10-22.3X10-2L1/12.512.35315.88224.70640.588E1.0251.031.041.065u提(m/s)29.82829.1527.47424.101V'(m3/s)s12.412.11811.42110.0197.2.3液相下限線求最小液量時(shí)，平直堰上的最小液層厚度為6mm,求出液相負(fù)荷LS的下限值。fLfL〕

1.33I730.006=0.668E=0.668X1.0450.006=0.668E所以L'=1.0606X10-3m3/s

7.2.4汽相負(fù)荷下限線對(duì)于F1型重閥，取F°=u°提、,'P =6作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，求出汽相負(fù)荷V1的下限值。SU=o= 6 =6.8884m/s。提：P <0.7587,Vm提重閥的閥孔直徑為39mm,因此V'=UA=6.8884Xlx0.0392X313=2.5756m3/ss o提o 4該漏液線是與液體流量無(wú)關(guān)的水平線根據(jù)計(jì)算的數(shù)據(jù)，可作出提餾段塔板負(fù)荷性能圖如下:方右<Ek>方右<Ek>若徑流操作中，保持恒定的回流比，則V1V1=4.2915看0.0165=260為恒定值，在操作性能圖上作出操作線，這樣可計(jì)算出操作彈性V_5.0736=1.9699丫7rmax= =1.9699V2.5766min第八章熱量衡算再沸器的熱負(fù)荷和加熱蒸汽消耗量再沸器點(diǎn)熱負(fù)荷為Q=V'(/-1)B VWLW因塔釜?dú)堃簬缀鯙榧兯?，故其焓可按純水?jì)算，查得:r'=2258.4kJ/kg即I-1=2258.4X18.01=40674kJ/kmol由于飽和蒸汽進(jìn)料，且V'=526.24kmol/h即Q=526.24X40674=2.14X107kJ/hBQ加熱蒸汽消耗量為W=—hr查得P為0.5MPa時(shí)水的汽化熱為2418.3kJ/kgTT70 2.14x107貝uW=一=二 =8849.2kg/hhr2418.3冷凝器熱負(fù)荷和冷卻水消耗量冷凝器的熱負(fù)荷為Q=v(I-1)C VDLD因塔頂溜出液幾乎為純乙醇，故其焓可近似按純乙醇進(jìn)行計(jì)算，查得:rA=720kJ/kg 又V=526.26kmol/h則冷凝器的熱負(fù)荷為Q=720義526.26*46.07=1.75義107kJ/h冷卻水的消耗量可按下式計(jì)算，即：W=Q/C(t-1)CCPC2 1查得：CPC=4.183kJ/(kg?℃)又設(shè)冷卻水進(jìn)、出冷凝器的溫度為20℃和30℃則W=Q/C(t-1)=_1.75*107—=4.18X105kg/hCCPC2 1 4.183X(30-20)第九章塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)總體結(jié)構(gòu)基本結(jié)構(gòu)包括吊柱，氣體出口管，除沫裝置，回流管，進(jìn)料管，手孔，保溫圈，殼提體，塔板，氣體人口管，裙座，出料管等。塔設(shè)備往往以每一層塔板為一節(jié)，然后由法蘭連接。塔體的主要尺寸1、塔頂空間高度HD塔頂空間指塔最上層塔板與塔頂空間的距離。為有利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，通常取HD=(1.5-2.0)H。本設(shè)計(jì)?。篐=2.0H=1.0m2、塔底空間高度HB塔底空間高指塔最下層塔板到塔底間距。塔底空間高度具有中間貯槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10-15min的儲(chǔ)量，以保證塔底料液不致于排完。若塔的進(jìn)料設(shè)有緩沖時(shí)間的容量，則塔底容量可較小。對(duì)于塔底產(chǎn)量大的塔，塔底容量也可取小些，有時(shí)僅取3-5min的儲(chǔ)量。對(duì)于易結(jié)焦物料，塔底停留時(shí)間則應(yīng)按工藝要求而定，值可按儲(chǔ)量和塔徑計(jì)算。塔釜分離空間高的設(shè)定主要考慮以下幾點(diǎn)：塔釜橢圓空間封頭、液位計(jì)、釜底蒸汽進(jìn)口、人孔及其它測(cè)量?jī)x表等占據(jù)的高度來(lái)設(shè)定。一般來(lái)說(shuō)，塔底液面至最下層塔板間要留有1—2m間距。本設(shè)計(jì)中取H3、人孔數(shù)目人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料清洗程度而定。對(duì)于不需要經(jīng)常清洗的物料，一般每隔8?10塊塔板設(shè)置一個(gè)人孔；對(duì)于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系須經(jīng)常清洗，則每隔3~4塊塔板開(kāi)一個(gè)人孔設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~600mm，其伸出塔體的筒體長(zhǎng)為200~250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約為800?1200mm。本塔共有26塊塔板，設(shè)5個(gè)人孔，其中在進(jìn)料板上方開(kāi)1個(gè)人孔，塔頂設(shè)1個(gè)人孔，精餾段2個(gè)，塔底1個(gè)，在設(shè)置人孔處，板間距為1200mm，人孔直徑為700mm。4、塔板間距HT塔板間距的大小于液汽和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距大，可允許氣流速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來(lái)說(shuō)，取較大的板間距對(duì)提高操作彈性有利，安裝檢修方便，但會(huì)增加塔的造價(jià)，因此，應(yīng)適當(dāng)選擇。本設(shè)計(jì)取H=500mm。筒