1、乙醇水分離板式精餾塔設(shè)計(jì)方案一、課題名稱乙醇水分離板式精餾塔設(shè)計(jì)二、課題條件（原始數(shù)據(jù)） 原 料：乙醇、水溶液 處理量： 1550Kg/h 原料組成： 28%（乙醇的質(zhì)量分率） 料液初溫：20 C 操作壓力、回流比、單板壓降：自選 進(jìn)料狀態(tài)：冷液體進(jìn)料 塔頂產(chǎn)品濃度： 93%（質(zhì)量分率） 塔底釜液含乙醇含量不高于 0.1%（質(zhì)量分率） 塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱 塔板形式：篩板生產(chǎn)時(shí)間：300天/年，每天24h運(yùn)行 冷卻水溫度：20 C設(shè)備形式：篩板塔 廠 址：濱州市三、設(shè)計(jì)容（包括設(shè)計(jì)、計(jì)算、論述、實(shí)驗(yàn)、應(yīng)繪圖紙等根據(jù)目錄 列出大標(biāo)題即可）1 、設(shè)計(jì)方案的選定2、精餾塔的物料衡算

2、3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 （加熱物料進(jìn)出口溫度、 密 度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算6、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算7、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算8、塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計(jì)10、餾塔接管尺寸計(jì)算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點(diǎn)、機(jī)繪， A2 圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件） （手繪， A1 圖紙）13、撰寫課程設(shè)計(jì)說明書一份設(shè)計(jì)說明書的基本容課程設(shè)計(jì)任務(wù)書課程設(shè)計(jì)成績?cè)u(píng)定表中英文摘要目錄設(shè)計(jì)計(jì)算與說明設(shè)計(jì)結(jié)果匯總小結(jié)參考文獻(xiàn)14、有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊(cè)15、注意事項(xiàng)寫出詳細(xì)計(jì)算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源 每項(xiàng)設(shè)計(jì)結(jié)

3、束后列出計(jì)算結(jié)果明細(xì)表 設(shè)計(jì)最終需裝訂成冊(cè)上交四、進(jìn)度計(jì)劃（列出完成項(xiàng)目設(shè)計(jì)容、繪圖等具體起始日期）1. 設(shè)計(jì)動(dòng)員，下達(dá)設(shè)計(jì)任務(wù)書0.5 天2. 收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計(jì)進(jìn)度1-2 天5-6天3. 初步確定設(shè)計(jì)方案及設(shè)計(jì)計(jì)算容4. 繪制總裝置圖5. 整理設(shè)計(jì)資料，撰寫設(shè)計(jì)說明書2-3天2天1天6. 設(shè)計(jì)小結(jié)及答辯目錄摘要 1第一章 概述 1.1.1 精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求 1.1.2 板式塔類型 2.第二章 設(shè)計(jì)方案的確定 3.2.1 操作條件的確定 3.2.2 確定設(shè)計(jì)方案的原則 4.第三章塔的工藝尺寸得計(jì)算 6.3.1 精餾塔的物料衡算 摩爾分率 平均摩

4、爾質(zhì)量 物料衡算 回收率 7.3.2 塔板數(shù)的確定 7.321理論板層數(shù)N的求取 7.3.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 113.3.1 操作壓力計(jì)算 113.3.2 操作溫度計(jì)算 113.3.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 113.3.4 平均密度計(jì)算 液體平均表面力計(jì)算 液體平均黏度計(jì)算 1.43.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì) 塔徑的計(jì)算 .2 精餾塔有效高度的計(jì)算 1.43.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 溢流裝置計(jì)算 塔板布置 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 2.

5、43.6.1 塔板壓降 .2 液面落差 .3 液沫夾帶 .4 漏液 .5 液泛 塔板負(fù)荷性能圖 漏液線 .2 液沫夾帶線 .3 液相負(fù)荷下限線 液相負(fù)荷上限線 3.03.7.5 液泛線 3.1.第四章 塔附屬設(shè)計(jì) 塔附件設(shè)計(jì) 筒體與封頭 塔總體高度設(shè)計(jì) 塔的頂部空間高度 塔的底部空間高度 塔體高度 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) .1 冷凝器的選擇

6、 泵的選擇 4.0.設(shè)計(jì)小結(jié) 4.1.附錄 4.2.參考文獻(xiàn) 3.9.摘要化工生產(chǎn)過程中所處理的原料， 中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成 的混合物，而且其部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足存儲(chǔ)、運(yùn)輸。加工和使用 的要求，時(shí)常將這些混合物分離為較純凈的物質(zhì)。精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量驅(qū)動(dòng)下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利 用各組分揮發(fā)度的不同， 使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移， 實(shí)現(xiàn)原料混合物中各組 分分離，該過程是同時(shí)進(jìn)行傳熱傳質(zhì)過程。 本次設(shè)計(jì)任務(wù)為設(shè)計(jì)一定處理量的分 離乙醇 -水混合物的精餾塔。

7、板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔， 20 世紀(jì) 50 年代起對(duì)板式精餾塔進(jìn) 行了大量工業(yè)規(guī)模的研究， 逐步掌握了篩板塔的性能， 并形成了較完善的設(shè)計(jì)方 法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：生產(chǎn)能力( 20% 40%)塔板 效率( 10%50%)而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價(jià)減少 40%左右，安裝，維修都較 容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為 泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右，處理能力大等優(yōu)點(diǎn)，綜合考慮更符合本 設(shè)計(jì)的要求。化工原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)我們化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)， 通過課程設(shè)計(jì) 使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、 設(shè)計(jì)原則及方法； 學(xué)會(huì)各種手

8、冊(cè)的使用方 法及物理性質(zhì)、 化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧； 掌握各種結(jié)果的校核， 能畫出工藝 流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。 在設(shè)計(jì)過程中不僅要考慮理論上的可行性， 還要考慮生 產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性。本課程設(shè)計(jì)的主要容是過程的物料衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。關(guān)鍵詞： 板式精餾塔 篩板 計(jì)算 校核第一章 概述乙醇水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一，是無色、無 毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛 地應(yīng)用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價(jià)格的上漲，乙醇燃料越 來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢(shì)，且已在、等地的公交、出租車行業(yè)被采用。業(yè)已推出 了推廣

9、燃料乙醇的法規(guī)。長期以來，乙醇多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇 水體系有共沸現(xiàn)象，普通的 精餾對(duì)于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此， 研究和改進(jìn)乙醇 '水體系的精餾設(shè)備是非常重要的。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中 得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計(jì)以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計(jì)流程和應(yīng) 注意的事項(xiàng)是非常必要的。1.1精餾操作對(duì)塔設(shè)備的要求精餾所進(jìn)行的是氣 （汽）、液兩相之間的傳質(zhì)， 而作為氣 （汽）、液兩相傳質(zhì)所用的 塔設(shè)備，首先必須要能使氣 （汽）、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。 但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需

10、要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求：（1）氣（汽）、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時(shí)，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔 液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。（2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣 （汽）、液負(fù)荷有較大圍的變動(dòng)時(shí)，仍 能在較高的傳質(zhì)效率下進(jìn)行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。（3）流體流動(dòng)的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動(dòng)力 消耗，從而降低操作費(fèi)用。對(duì)于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個(gè)系統(tǒng)無法 維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。（ 4） 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。（6）塔的滯留量要小。實(shí)際上，任何塔

11、設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相 矛盾的。不同的塔型各有某些獨(dú)特的優(yōu)點(diǎn)，設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)根據(jù)物系性質(zhì)和具體要求，抓 住主要矛盾，進(jìn)行選型。1.2 板式塔類型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔， 也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計(jì)將在其他分冊(cè)中作詳細(xì)介紹，故本書將只介紹板式 塔。板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，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。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔 (1813 年)、篩板塔 (1832 年)，其后，特別 是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油

12、、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批 新型塔板，如 S 型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮 動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。 目前從國外實(shí)際使用情況看， 主要的塔板類型為浮閥塔、 篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設(shè)計(jì)。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：( 1) 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的 60，為浮閥塔的 80左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。( 3) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。( 4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：( 1 )塔板安裝的水平度要求較

13、高，否則氣液接觸不勻。( 2) 操作彈性較小 (約 2 3)。( 3)小孔篩板容易堵塞。第二章 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為乙醇 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。 設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(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。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比 的 2 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。 2.1操作條件的確定確定設(shè)計(jì)方案是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作 指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、

14、操作壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的 冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計(jì)的需要，對(duì)某些問題作些闡述。2.1.1 操作壓力蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時(shí)，必須根據(jù)所處 理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓 操作有利于分離相對(duì)揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增 加，同時(shí)還需要使用抽真空的設(shè)備。對(duì)于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在 加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時(shí)，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑 相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r(shí)應(yīng)用加壓蒸餾的 原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時(shí)的熱量

15、，或可用較低品位的冷 卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2 進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負(fù)荷都有密切的聯(lián)系。在實(shí)際的生 產(chǎn)中進(jìn)料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中，這主要 是由于此時(shí)塔的操作比較容易控制， 不致受季節(jié)氣溫的影響。 此外，在泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí)， 精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計(jì)和制造上提供了方便。加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸 汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水， 而且在濃度稀薄時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大 （如酒精與 水的混合液 ），便可采用直接蒸汽加熱。 直接蒸汽加熱的優(yōu)點(diǎn)是： 可以利用壓力較低 的

16、蒸汽加熱；在釜只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操 作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了 稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng) 較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對(duì)有些物系 （如酒精與水的二元混合液 ），當(dāng)殘液的 濃度稀薄時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時(shí) 采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以 便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對(duì)于乙醇水溶液，一般采用 0.40.7KPa （表壓）。2.1.4 冷卻劑與出口溫度 冷

17、卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或 深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟(jì)的。水的入口溫度由氣溫決 定，出口溫度由設(shè)計(jì)者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少， 但同時(shí)溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當(dāng)?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50C,否則溶于水中的無機(jī)鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表 面而影響傳熱。2.2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)：滿足工藝和操作的

18、要求 所設(shè)計(jì)出來的流程和設(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，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)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，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 的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表 （如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等 ）及其 裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測(cè)生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常 的原因，以便采取相應(yīng)措施。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

19、及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過程中如能 適當(dāng)?shù)乩盟敗?塔底的廢熱， 就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水， 也能減少電能消耗 又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另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)也有很大影響。保證安全生產(chǎn) 例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè) 備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔壓力過大或塔驟冷而產(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)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則

20、只要求作一 般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸得計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量水的摩爾質(zhì)量M A 46 kg/kmolMb 18kg / kmol原料液xF28/4628/46 72/180.1321塔頂xD93/4693/46 7/180.83870.1/ 460.1/ 46 99.9/18平均摩爾質(zhì)量原料液m F0.1321 46 (10.1321) 1821.70kg / kmol塔頂Md0.8387 46(10.8387) 1841.48kg / kmol塔底產(chǎn)品xW0.000392塔底產(chǎn)品Mw0 000392 461 0 0003921818 01kg/kmol物料衡算

21、進(jìn)料流量1550廠71.43kmol /h121.70全塔物料衡算F D W輕組分FXf DXd WXw式中 F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW 釜?dú)堃毫髁浚琸mol/hX f原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)Xd流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)Xw釜?dú)堃褐幸讚]發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)D 11.22kmol / h餾出液流量釜液流量W 60.21kmol/h回收率DXD100%Fxf11.22 0.838771 43 0.1321100%99.73%乙醇的回收率水的回收率W(1 Xw)F(1 Xf)100%6°22 (1 °.000392)100%71.43 (1 0.1

22、321)97.10%3.2塔板數(shù)的確定理論板層數(shù)N的求取最小回流比及操作回流比計(jì)算表3-1乙醇一水氣、液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度/C液相氣相溫度溫度/C液相氣相/C液相氣相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.986

23、5.99由上表數(shù)據(jù)（賈紹義，柴誠敬主編化工原理課程設(shè)計(jì)天津：天津大學(xué)，2002）作乙醇-水的t-x-y圖如下圖3-1所示：圖3-1乙醇的t-x(y)相圖當(dāng)Xf 0.1321時(shí)，由圖3-1乙醇的t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點(diǎn)溫度為泡=85.25 C查得泡點(diǎn)溫度下乙醇的汽化熱 846KJ/Kg，水的汽化熱2295.62 KJ/Kg所以 rm r-i x1 +r2 (1 x1) 41003.44 KJ / Kg平均溫度T=52.54C原料液的比熱容Cp=83.56 KJ/(Kmol. C)c t rq p m 1.133 所以 q 線方程為 rm根據(jù)進(jìn)料線方程確定最小回流比如下圖3-2所示:10

24、.950.90.850.80.750.70.650.60.550.50.450.40.350圖3-2最小回流比的確定由上圖可以看出精餾段操作線與平衡線的切點(diǎn)坐標(biāo)為(0.74/0.775)故 Rmin取 R 2Rm.2 1.813.62故精餾段操作線方程yRxDxR 1 R 1y 0.78x 0.18式中 R回流比X 出 °.8387 O'775 la yq xq0.775 0.74由上圖可以看出總理論板數(shù) N=14（包含再沸器），精餾段理論板數(shù)為11塊，其中 第12塊板為加料板。實(shí)際板層數(shù)的求取取全塔效率Et 0.52，則有Ni 11

25、 0 52 22 塊N2 3 0 52 6塊總板效率的求取一般兩種方法：1. 經(jīng)驗(yàn)數(shù)據(jù)2. 采用 O'connell 法，Et 0.49（ J 0.245適用圍：l 0-1 7.5，板上液流長度W 1m.-塔頂和塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；L 塔頂和塔底平均溫度下的粘度。X Li3.3精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對(duì)于工藝設(shè)計(jì)計(jì)算非常重要，精餾塔設(shè)計(jì)中主要的 物性數(shù)據(jù)包括啊：密度、粘度、比熱容、汽化潛熱和表面力。操作壓力計(jì)算（影響氣相密度，進(jìn)而影響 V-X塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)）取塔頂表壓為OKpa。塔頂操作壓力 PD 101.325KPa每層塔板壓降 P 0.7KPa，般0.

26、4-0.7kPa,浮閥塔板的壓降為0.2650.53kPa,篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進(jìn)料板壓力 PF 101.325 0.7 22116.725KPa塔底操作壓力 Pw 116.725 0.7 6 120.925KPa精餾段平均壓力 Pm (101.325 116.725)/2 110.025KPa提餾段平均壓力 Pm'(116.725 120.925)/2118.825KPa操作溫度計(jì)算利用表3-1中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得tF、tD、twtF =85.07C進(jìn)料口 tF :航3 84.1"如12.38 16.6113.21 16.61塔頂tD :78.15

27、 78.4189.43 74.72tD 78.1583.87 89.43tD =78.25C精餾段平均溫度t1提餾段平均溫度t2tFtp2tF tw83.07 78.25285.07 99.99281.66 °C92.53 C塔釜tw :100 955tw 100，tw=99.99C0 1.900.078 0平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度t1 =81.66C液相組成人:82.3 81.526.08 32.7382.3 81.6626.08 為x1=31.40%氣相組成、82.3 79.881.66 79.8,y1=58.57%155.80 65.64y165.6

28、4所以ML146 0.3140 18(10.3140)26.81kg/kmolMV146 0.585718(10.5857)34.44kg/kmol333.2提餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度t2 =92.53C液相組成X :95.589.092.5389.0x2 =4.33%1.97.21X27.21，氣相組成y2:95.589.092.53 89.0,y2=27.01%17.0038.91y238.91所以 ML246 0.0433 18(10.0433)19.21 kg/kmolMV246 0.270118(10.2701)25.58 kg/kmol平均密度計(jì)算85 8081.66 807

29、30 735735乙=735.58 kg/m求得在tl與t2下乙醇與水的密度。不同溫度下乙醇和水的密度（玉英化工原 理（上）P360-361頁附錄二十）見表 3-2。溫度溫度水/ C乙水/ C乙8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.3表3-2不同溫度下乙醇和水的密度精餾段平均溫度ti=81.66C水=970.70 kg/m385 8081.66 80968.6 971.89718乙=721.98 kg/m3同理 t2=92.53°C95 9092.53 90 ,720 72472495 9092.53 90 , 水=963.

30、55 kg/m3961.85 965.39653在精餾段，液相密度L1 :L10.3410 46 /0.341046 18 (1 0.3410)1 0.5396735.87970.703828.13kg/m3氣相密度V1 :V1=34.44 110.0258.314 (273.1580.66)3=1.28 kg/m在提餾段，液相密度L2 :L20.04326 46/0.04326 46 18 (1 0.04326)721.981 0.1038963.553L2 931.21kg/m氣相密度V2 :25.58 118.825V2= 8.314 (273.1592.53)=1.0 kg/m3液體平

31、均表面力計(jì)算不同溫度下乙醇和水的表面力（玉英化工原理（上）P362-365頁附錄二十一）見表3-3。溫度/C708090100乙醇表面力/10 3N /m31817.1516.215.2水表面力/10 3N / m364.362.660.758.8表3-3乙醇和水不同溫度下的表面力精餾段液體平均表面力精餾段平均溫度t1=81.66C乙醇表面力:90 8016.2 17.1590 81.6616.2,117.087 10 N/m水表面力:90 8090 81.6660.7 62.660.7232 62.475 10 N/m精餾段液體的平均表面力:3m x.(1 1 X12 48.06 10 N/

32、m 提餾段精餾段液體平均表面力提餾段平均溫度t2 =92.53C100 90乙醇表面力：100 92.5311'15.59 10 3N /m15.2 16.215.21水表面力：100 90100 92.531'3260.22 10 N/m58.8 60.758.82提餾段液體平均表面力：1 1mX211 x22 58.30 10 3N /m液體平均黏度計(jì)算P347精餾段平均溫度t1=81.66C 查液體黏度共線圖（玉英化工原理（上） 頁附錄十五）得：20.3493mPa s 10.4300mPa s提餾段平均溫度t2=91.54C 查液體黏度共線圖得：20.3011mPa s

33、 10.3400mPa s精餾段黏度：1乙X1水（1 x）0.3746mPa s提餾段黏度：2乙X2水（1 X2）3.4精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為VMv,3600 v1(R 1) 11.22 35.203600 1.280.3875m3/sLM L13600 L1RDM | 13-0.0003653m / s3600 L1式中 V精餾段氣相流量，kmol/hL精餾段液相流量，kmol/hMv1、Ml1 分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmolV1、L1 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為VS0.4359m3 / s

34、Ls 0.0006965m3/s式中 V、 L 分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式C 。20（）0.2計(jì)算20式中 C20 物系表面力為20mN/m的負(fù)荷系數(shù)亦一操作物系的液體平均表面力，mN/mC操作物系的負(fù)荷系數(shù)其中的C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖（玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關(guān) 聯(lián)圖），UVV查取圖的橫坐標(biāo)為0.2o o oo oo O9 76 5 41 o oo o O020.01 0.01v10.02 0.03 0.040.07 史密斯關(guān)聯(lián)圖L1)2v1Vh)20.0003653 3600/828.23()20.023980.3875

35、36001.28式中 Vh、Lh分別為塔氣、液兩相的體積流量，m3/hV1、 L1 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理提餾段的為埶亡）2訶876取板間距Ht 0.4m，板上液層高度h l 0.05m ，則Ht h L 0.4 0.050.35m同上，C200.070同理，提餾段的板間距取Ht 0.35m ,板上液層高度h l 0.05m。C?。0.062' ,M、0.248.06、0.2CC20()0.070 ()0.08320 20828.13 1.28Umax 0.08312.10m /sV 1.28同理，提餾段的為C 0.076Umax 2.32m/ s選取泛點(diǎn)率：一般

36、液體，u 0.6 0.8umax，易起泡液體，u 0.5 0.6umax。取安全系數(shù)0.7，則空塔氣速為D4 0.3875V 1.470u 0.7 umax 0.7 2.10 1.47 m / s0.5793m式中 D塔徑，mVs塔氣體流量，m3/su空塔氣速，即按空塔截面積計(jì)算的氣體線速度，m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.6m常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為：0.6m、0.7m、0.8m、1.0m、1.2m、1.4m、1.6m、1.8m、2.0m、 2.2m、4.2m。同理，提餾段為 u 1.62m/s D 0.5852m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D 0.6m塔截面積為 AtD20.62 0.2827m244實(shí)際空

37、塔氣速為u 需1.371m/s同理，提餾段的為 A0.2827m2u 1.542m/s342精餾塔有效高度的計(jì)算板間距選擇:表 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔徑/D , m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板間距/Ht, mm200300250350300450350600400 600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200, 250, 300, 350, 400, 450, 500, 600, 700,800mm。在決定板間距時(shí)還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有 足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于 600mm。精餾段有效高度為Zi (Ni 1)Ht (22 1)

38、 0.40 8.40m提餾段有效高度為Z2 (N2 1)Ht (6 1) 0.351.75m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Z Zi Z2 0.88.40 1.710.810.95m3.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表溢流形式選擇塔徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑D=0.6m，可選用單溢流弓形降液管。各項(xiàng)計(jì)算如下 堰長堰長由液相

39、負(fù)荷和溢流形式?jīng)Q定。對(duì)單溢流，一般取lw，對(duì)雙溢流,一般取 lw。取 |w 0.6D 0.6 0.6 0.36m同理，提餾段的為lw 0.6D0.6 0.6 0.36m溢流堰高度由 hw hL how式中hw 堰咼，mhL 板上液層咼度，mhow堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由how決定，how>0.6選平直堰；how <0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：h°w近似取E=1 （一般情況取1,可借用博爾斯對(duì)泡罩塔提出的液流收縮系 數(shù)計(jì)算圖求取。）式中l(wèi)w堰長，mLh塔液體流量，m3/hhow1.17（學(xué)）;l wE液流收縮系數(shù)，若how小于6mm,采用齒形堰，當(dāng)溢流層

40、不超過齒頂時(shí)當(dāng)溢流層超過齒頂時(shí)L 0.735hoT （how九嚴(yán)用試差法hn則how2.8410002（°.0003653 3600尸0.360.006736 m同理，提餾段的為how 0.01978m取板上清液層高度hL 50 mm故 hw 0.05 0.06736 0.04326 m同理，提餾段的為 九 0.03013m 弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由A/A = 0.06- 0.12確定；由 L 0.6D3-12弓形降液管的由弓形降液管的參數(shù)圖（玉英化工原理（下）P163頁圖 寬度與面積）查得亠 0.062，Wd 0.11ArD故 Af 0.062 0.2827 0.01

41、753m2Wd 0.11D 0.11 0.6 0.066m同理，提餾段的為Af0.01753m2Wd0.066m為避免嚴(yán)重的氣泡夾帶，停留時(shí)間3 5s，其中 fLS驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間為：3600Af HT 3600 0.01753 0.40 -19.20s 5sLh0.0003653 3600式中 Lh塔液體流量，m3/hHt板間距，mAf弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為8.81s 5s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度底隙h°：通常在30-40mm,若太低易于堵塞。hoLh一'，取 Uo3600lwU°0.08m/ s式中 Lh塔液體流量，m3/hl w

42、 堰長，mU0'液體通過降液管底隙時(shí)的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)，一般取u°'=0.07 m/s0.25 m/s則h00.01268m0.0003653 36003600 0.36 0.08hwh°0.043260.012680.03058m0.006m降液管底隙高度比溢流堰高度低 0.006m。同理，提餾段的為u。0.09m/sh00.02150m/ shw h00.008633m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。塔板布置塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點(diǎn)可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時(shí)米用整塊式塔板；當(dāng)塔徑在 900mm以上時(shí)，米用分塊

43、式塔板。因D 800mm，故塔板采用整塊式。 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)）W d一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū) 入口安定區(qū)和出口安定區(qū)Ws=50-100mm。邊緣區(qū)：小塔 Wc=30-50m，大塔 50-75mm有效傳質(zhì)區(qū)：單流型弓形墮醴域板：Aa =+ r2 sm )r戲流型弓形降液管塔板；4 -亦+/ in1-) - 3 &-r2 dii1)(5)篩孔的尺寸和排列有效傳質(zhì)區(qū)為常按疋三誹形排列°篩板開孔率=J I'To匸 ¥卩二土二 二 O.9Q7 空2'Ap篩孔數(shù)的計(jì)算:n nAp 1.158-pt2n'每平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)。

44、3.522邊緣區(qū)寬度確定取 Ws Ws0.04m , Wc 0.03m開孔區(qū)面積計(jì)算2開孔區(qū)面積:Aa2 (x . r2 2 sr sin 1803其中x -2(WdWs)0.62(0.0660.04)0.194mD0.6r Wc0.030.27m22式中 Wc 邊緣區(qū)寬度，mAa 開孔區(qū)面積，m2Wd 弓形降液管寬度，mWs 破沫區(qū)寬度，m同理，提餾段的為x 0.194m r 0.27m 2故 Aa 2 (0.1940.272 0.1942°sin10"194)1800.2720.1896m同理，提餾段的為 A 0.1896m23.524篩孔計(jì)算及其排列本利所處理的物系無

45、腐蝕性，可選用3mm碳鋼板,取篩孔直徑d0 8mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t 3d03 8 24mm同理，取提餾段的為t 3d03 8 24mm篩孔數(shù)目n為1.158Aat21.158 0.189623800.024式中 Aa 開孔區(qū)面積，m2t孔間距，m同理，提餾段的為 n 380個(gè) 實(shí)際開孔393個(gè)。2開孔率為393 竺10.42%4Aa同理，提餾段的為10.42%氣體通過篩孔的氣速為U0 VsA0Aa0.38750.1042 0.189619.61m/s同理，提餾段的為 u。22.06m/s3.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降干板阻力計(jì)算干板阻力：hc 0.051（也）2（亠）

46、c0L1式中uo 氣體通過篩孔的氣速，m/sCo干篩孔的流量系數(shù)V1、L1 分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由do /8/3 2.67，查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，Co 0.76干篩孔流量系數(shù)圖故 he 0.051(19)2( 1.28 )0.05242m 液柱0.76828.13同理，提餾段的為 he 0.04614m液柱氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力：h1 hLVsATAf0.38750.2827 0.017531.46m / s式中 Vs塔氣體流量，m3/sat塔截面積，m2Af弓形降液管截面積，m2F0 uaVF。1.46 亦 1.65同理，提餾段的為 Ua 1.38m

47、/sF01.38查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得 0.50，提餾段的故 m h(hw how)式中hL板上液層高度，0.500.50 (0.04326m0.006736)0.025m 液柱充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時(shí),B =0.5 為油時(shí)，B =0.20.35 為碳?xì)浠衔飼r(shí)，B =0.40.5361.3液體表面力的阻力計(jì)算液體表面力所產(chǎn)生的阻力:h4mL1 gd0828.13 9.81 0.008。恥958"液柱式中 do 孔直徑，mom操作物系的液體平均表面力，mN/m同理，提餾段的為 h 0.003191m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度可按下式計(jì)算，即hp hc hi hhp 0.0524

48、2 0.025 0.0029580.0804m 液柱同理，提餾段的為hp 0.07433m氣體通過每層塔板的壓降為P hp Lig 0.0804 828.13 9.81675Pa 0.7kPa (設(shè)計(jì)允許值)同理，提餾段的為P 679Pa 0.7kPa (設(shè)計(jì)允許值)液面落差2(b 4HJ2 L Z Ls液面落差一般較小，可不計(jì)。當(dāng)不可忽略時(shí)，0.0476 (bHf)3( LVT對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落 差的影響。液沫夾帶霧沫夾帶量：5.7 106( ua 層 mHthf7hf 2.5hL 2.5 0.050.125m式中hL 板上液層高度，mHt板

49、間距，mcm操作物系的液體平均表面力，mN/mua氣體通過篩孔時(shí)的速度，m/s0.1kg / kg故e 57 1 (146)3'2 0.0248kg/kg48.06 100.40 0.125同理，提餾段的為ev 0.0324kg/kg 0.1kg/kg故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量 巳在允許圍。漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速：u0,min 4.4C。(0.0056 °.13hL h ) L1 / V18.13m/ s4.4 0.76 (0.0056 0.13 0.05 0.002958)828.13/1.28式中hL 板上液層高度，mC。一干篩孔的流量系數(shù)V1、L1 分別為精餾段氣、液相平

50、均密度，kg/m3h 與液體表面力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺實(shí)際孔速 Ug 19.61m/ s Ug,min同理，提餾段的為 U0,min9.12m/sUq22.06m/s 比時(shí)穩(wěn)定系數(shù)為K空2.411.5u0,min8.13同理，提餾段的為 K 2.42 1.5故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高Hd(Ht hw)式中 Ht板間距，mhw堰咼，m©系數(shù)，是考慮到降液管充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系 0.3 0.4，不易起泡物系0.6 0.7 , 一般物系，取0.5乙醇一水物系屬于一般物系，取0.5，則(Ht hj 0.5(0.400.04326)0

51、.2216同理，提餾段的為(Ht hw) 0.1901而 Hd hp n hd板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由式5-30計(jì)算，即g 0.153(u0')0.0056 0.130.04326 2.84 1 (3600Ls f30.153(0.08)20.000979m 液柱Hd 0.08038 0.025 0.0009790.1064 m 液柱Hd (Ht hw)同理，提餾段的為 h 0.001239m液柱Hd 0.1006m 液柱Hd (Ht hw)故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.7塔板負(fù)荷性能圖漏液線由 Uo,min4.4C°J(0.0056 0.13hL h ) L1/ V1Uo,minVs,minA0hLhwhow22.84E(Lh)31000 lw得V is ,min4.