1、在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離水乙醇混合物。已知原料的處理量為2000噸、組成為36%（乙醇的質(zhì)量分率，下同），要求塔頂餾出液的組成為82%，塔底釜液的組成為6%。設(shè)計(jì)條件如下： 操作壓力 5kPa(塔頂表壓)； 進(jìn)料熱狀況 自選 ； 回流比 自選； 單板壓降 0.7kPa； 根據(jù)上述工藝條件作出篩板塔的設(shè)計(jì)計(jì)算。【設(shè)計(jì)計(jì)算】（1） 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離水乙醇混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)料器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，

2、最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。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。（2） 精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量 =46.07kg/kmol水的摩爾質(zhì)量 =18.02kg/kmol =2. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量=0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol=0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol=0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol3. 物料衡

3、算以每年工作250天，每天工作12小時(shí)計(jì)算原料處理量 =kmol/h總物料衡算 28.90=水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024聯(lián)立解得 =7.32kmol/h =21.58kmol/h（三）塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù)的求取水乙醇屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由手冊(cè)查得水乙醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出xy圖，如圖。求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e(0.18 , 0.18)作垂線ef即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為=0.52 =0.18故最小回流比為=3取操作回流比為=1.5×0.353=0.53

4、求精餾塔的氣、液相負(fù)荷=kmol/h=（0.53+1）kmol/h=5.17+28.90=34.07 kmol/h=11.20kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為 =+=提餾段操作線方程為 =3.042-0.046圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1所示。求解結(jié)果為總理論板層數(shù) =16（包括再沸器）進(jìn)料板位置 =52. 實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù) =提餾段實(shí)際板層數(shù) =（4） 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算。1. 操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 =101.3+5=106.3kPa每層塔板壓降 =0.7kPa進(jìn)料板壓力 =106.3+0.7×

5、20=120.3kPa 精餾段平均壓力 =(106.3+120.3)/2=113.3kPa2. 操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中水、乙醇的飽和蒸氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度 =79.3°C進(jìn)料板溫度 =95.4°C精餾段平均溫度 =°C3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由=0.64，查平衡曲線（見圖1），得=0.714=0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol=0.714×46.07+(1-0.714)×18.02=38

6、.05kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板（見圖1），得 =0.52查平衡曲線（見圖1），得 =0.2 =0.52×46.07+(1-0.52)×18.02=32.61kg/kmol =0.2×46.07+(1-2)×18.02=23.63kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量 =(35.97+32.61)/2=34.29kg/kmol =(38.05+23.63)/2=30.84kg/kmol4. 平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即=kg/m3（2） 液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由=7

7、9.3°C，查手冊(cè)3得=741.6kg/m3 =971.8kg/m3 kg/m3 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由=95.4°C，查手冊(cè)得=731.5kg/m3 =961.9kg/m3 kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 =kg/m3 精餾段液相平均密度為 kg/m3 5.液體平均表面張力計(jì)算液體平均表面張力依下式計(jì)算，即塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由=79.3°C，查手冊(cè)得 18.3mN/m 62.5mN/m mN/m 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由=95.4.0°C，查手冊(cè)得 16.53mN/m 59.78mN/m mN/m 精餾段液相平均表面張力為 mN/m

8、 6. 液體平均粘度計(jì)算液體平均粘度依下式計(jì)算，即lg=塔頂液相平均粘度的計(jì)算由=79.3.0°C，查手冊(cè)得 0.436 0.355解出進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由=95.4°C，查手冊(cè)得 0.386 0.299解出0.315精餾段液相平均粘度為（五）精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1. 塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為0.082m3/s0.000055 m3/s由 式中C計(jì)算中的C20由化工原理課程設(shè)計(jì)P105圖5-1查取，圖的橫坐標(biāo)為0.0239取板間距m，板上液層高度m，則 m查圖5-1得C20=0.074 m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 m/sm按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為

9、 D=0.3m塔截面積為0.0707 m2實(shí)際空塔氣速為m/s2. 精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為m提餾段有效高度為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5.7+2.7+0.8=9.2m（6） 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1. 溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=0.3m，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） 堰長取 m（2） 溢流堰高度由 選用平直堰，堰上液層高度依下式計(jì)算，即近似取E=1，則0.0027m取板上清夜層高度 mm故 m（3） 弓形降液管寬度和截面積由 查化工原理課程設(shè)計(jì)P112圖5-7，得故 0.0051m20.0372 m依下式驗(yàn)算液體在降

10、液管中停留時(shí)間，即27.8s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。（4） 降液管底隙高度取 m/s0.00066m0.05664m> 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度mm。2. 塔板布置（1） 塔板的分塊因，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。（2） 邊緣區(qū)寬度確定查化工原理課程設(shè)計(jì)P114得，取 0.07m，0.05m。（3） 開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積依下式計(jì)算，即其中 m m 0.0162m2（4） 篩孔計(jì)算及其排列本題所處理的物系無腐蝕性，可選用mm碳鋼板，取篩孔直徑mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距為mm篩孔數(shù)目為 個(gè)開孔率為 %氣體通過閥孔的氣速為 m/s（7）

11、 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1. 塔板壓降（1） 干板阻力計(jì)算干板阻力依下式計(jì)算，即由，查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-10得，故 m液柱 （2） 氣體通過液層的阻力計(jì)算 氣體通過液層的阻力依下式計(jì)算，即 m/s 查化工原理課程設(shè)計(jì)圖5-11得，。故 m液柱（3） 液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力依下式計(jì)算，即 m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可依下式計(jì)算，即 m液柱氣體通過每層塔板的壓降為 pa < 0.7kpa（設(shè)計(jì)允許值） 2. 液面落差對(duì)于篩板塔液面落差很小，且本題的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶液沫夾帶依下式計(jì)算，即 m故 kg液/kg氣< 0.

12、1kg液/kg氣4. 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可依下式計(jì)算，即 m/s實(shí)際孔速m/s >穩(wěn)定系數(shù)為 >2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)液層高應(yīng)服從如下式的關(guān)系，即水乙醇物系屬不易起泡物系，取，則m而 板上不設(shè)進(jìn)11堰，可依下式計(jì)算，即 m液柱 m液柱 故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。（8） 塔板負(fù)荷性能圖1. 漏液線由 得 整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表5-4。表5-4，0.00060.00150.00300.0045，0.01550.01650.01740.0184由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2. 液沫夾帶線以kg液/

13、kg氣為限，求關(guān)系如下：由 整理得 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表5-5。表5-5，0.00060.00150.00300.0045，0.62070.46280.25940.0885由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線2。3. 液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由下式得取，則 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s作為液體在降液管中停留的下限，由下式得故 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。5. 液泛線令 由 ；聯(lián)立得忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入，得故

14、或 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于表5-6。表5-6，0.00060.00150.00300.0045，3.0672.8022.2511.515由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖5-20所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA即作出操作線4。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。由圖5-20查得 m3/s m3/s 故操作彈性為所設(shè)計(jì)的篩板的主要結(jié)果匯總于表5-7。表5-7 篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度 ，81.02平均壓力 ，kpa113.03氣相流量 ，（）0.6324液相流量 ，（）0.0

15、00605實(shí)際塔板數(shù)266有效段高度 Z，m10.47塔徑，m0.68板間距，m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，m0.39612堰高，m0.52413板上液層高度，m0.0614堰上液層高度，m0.007215降液管底隙高度，m0.01916定安區(qū)寬度，m0.0717邊緣區(qū)寬度，m0.0518開孔區(qū)面積，m0.35619篩孔直徑，m0.00520篩孔數(shù)目251121孔中心距，m0.01522開孔率，%10.123空塔氣速，m/s1.2624篩孔氣速，m/s12.8025穩(wěn)定系數(shù)1.5726每層塔板壓降，pa51927負(fù)荷上限液泛控制28負(fù)荷下限漏液控制29液沫夾帶 ，（kg液/kg氣）