化工原理課程設(shè)計(jì)--乙醇水連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　乙醇與水連續(xù)精餾塔</b></p><p><b>　　課程設(shè)計(jì)</b></p><p>　　題目：乙醇水連續(xù)精餾塔優(yōu)化設(shè)計(jì)</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一章 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明3</p>

2、<p><b>　　1.1塔型選擇3</b></p><p><b>　　1.2操作流程3</b></p><p>　　第二章 塔的工藝計(jì)算4</p><p>　　2.1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格4</p><p>　　2.2全塔物料衡算5</p><p>

3、;　　2.3最小回流比與操作回流比6</p><p>　　2.4理論塔板數(shù)的確定7</p><p>　　2.5全塔效率的估算7</p><p>　　2.6實(shí)際塔板數(shù)的求取10</p><p>　　第三章 塔的工藝條件及物性計(jì)算11</p><p>　　3.1操作壓強(qiáng)Pm11</p><p

4、>　　3.2溫度tm12</p><p>　　3.3平均摩爾質(zhì)量錯(cuò)誤！未定義書簽。2</p><p>　　3.4平均密度13</p><p>　　3.5液體表面張力16</p><p>　　3.6平均粘度的計(jì)算17</p><p>　　3.7汽液相體積流率18</p><p>

5、　　3.8塔徑的計(jì)算19</p><p>　　3.9精餾塔高度的計(jì)算20</p><p>　　第四章 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算21</p><p>　　4.1 溢流裝置21</p><p>　　4.2 塔板布置24</p><p>　　第五章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算235</p><p>

6、　　5.1 氣體通過塔板的壓力降hp液柱27</p><p>　　5.2 液面落差267</p><p>　　5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）267</p><p>　　5.4 漏液268</p><p><b>　　5.5 液泛28</b></p><p>　　第六章 塔板負(fù)荷性能圖27

7、9</p><p>　　6.1漏液線279</p><p>　　6.2液沫夾帶線29</p><p>　　6.3液相負(fù)荷下限線30</p><p>　　6.4液相負(fù)荷上限線30</p><p><b>　　6.5液泛線30</b></p><p>　　第七章 各接

8、管尺寸的確定及選型33</p><p>　　7.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型33</p><p>　　7.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型33</p><p>　　7.3回流管尺寸的計(jì)算及選型33</p><p>　　7.4塔頂蒸汽出口徑及選型34</p><p>　　第八章 精餾塔的主要附屬設(shè)備34</p&

9、gt;<p><b>　　8.1冷凝器34</b></p><p><b>　　8.2預(yù)熱器35</b></p><p><b>　　8.3再沸器35</b></p><p>　　設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表36</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)36&l

10、t;/b></p><p>　　第一章、設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明</p><p><b>　　1.1 塔型選擇</b></p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日330天，每天開動(dòng)設(shè)備24小時(shí)計(jì)算，產(chǎn)品流量為140kmol/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價(jià)，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。&

11、lt;/p><p><b>　　1.2 操作流程</b></p><p>　　乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。</p><p>　　精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備

12、。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。</p><p>　　乙醇—水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。</p><p>　　流程示意圖如下圖（圖一）</p>&l

13、t;p>　　第二章、塔的工藝計(jì)算</p><p>　　2.1整理有關(guān)數(shù)據(jù)并繪制相關(guān)表格：</p><p>　　2.1.1乙醇和水的汽液平衡數(shù)據(jù)（101.3KPa即760mmHg）</p><p>　　不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成數(shù)據(jù)如下（見化工原理課本下冊(cè)P269）（表1）</p><p>　　根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫出以下乙醇</p&

14、gt;<p><b>　　圖3</b></p><p>　　與水的t-x（y）相平衡圖（圖2）及乙醇與水的x-y（圖3）：</p><p><b>　　2.2全塔物料衡算</b></p><p>　　原料液中： 設(shè)A組分——乙醇；B組分——水</p><p>　　乙醇的摩爾質(zhì)量：M乙=

15、46.07 kg/kmol；水的摩爾質(zhì)量： M水=18.02 kg/kmol</p><p>　　2.2.1查閱文獻(xiàn)，整理相關(guān)的物性數(shù)據(jù)</p><p>　　水和乙醇的物理性質(zhì)（表2）</p><p>　　2.2.2 進(jìn)料液的摩爾分?jǐn)?shù)</p><p>　　xF =0.24 </p><p><b>

16、;　　2.2.3物料衡算</b></p><p><b>　　由題意可知：</b></p><p><b>　　泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1</b></p><p>　　xD =0.82 qn,F =140kmol/h</p><p><b>　　由全塔物料衡算得：</

17、b></p><p>　　﹠=( qn,D＊ xD ／qn,F＊ xF )·100%=99% ①</p><p>　　qn,F =qn,D + qn,W ②</p><p>　　qn,F ·xF =qn,D ·xD +qn,W ·xW

18、 ③</p><p><b>　　聯(lián)立①②③得：</b></p><p>　　qn,D =40.57kmol/h qn,w=99.43kmol/h xD =0.82 xW =0.0033</p><p>　　2.3 最小回流比Rmin和操作回流比</p><p>　　因?yàn)橐掖?水物系的曲線是不

19、正常的平衡曲線,當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前,操作線已經(jīng)與衡線相切,最小回流比的求法是由點(diǎn)a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求，如圖三</p><p>　　由=0.6072得：Rmin=1.546 圖4</p><p>　　由工藝條件決定R=1.5Rmin=1.5461.5=2.319</p><p>　　精餾

20、塔的氣、液相負(fù)荷</p><p>　　qn,l =Rqn,D =2.319*40.57=94.08 kmol/h</p><p>　　qn,V =(R+1)qn,D =(2.319+1)*40.57=134.65 kmol/h</p><p>　　qn,l’ =qn,l + qqn,F =94.08+1*140=234.08 kmol/h</p>

21、<p>　　qn,v’ =qn,v =134.65 kmol/h</p><p>　　2.3.1操作線方程的確定</p><p>　　精餾段：yn+1 =(R/R+1)xn + xD/(R+1)</p><p>　　=0.699xn +0.247</p><p>　　精餾段：ym+1’ =1.738xm’ -0.738</

22、p><p>　　2.4理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　理論板：指離開此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。</p><p>　　由圖5可知：：理論塔板總數(shù)為：12塊 精餾段為10塊 提餾段為2塊</p><p>　　進(jìn)料板位置 NF=11</p><p>　　2.5全塔效率的估算</p><

23、;p>　　板效率與塔板結(jié)構(gòu)，操作條件，物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：</p><p><b>　　計(jì)算。</b></p><p>　　其中：—塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；</p><p>　　—塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度mPa.s。</p><p

24、>　　2.5.1塔頂、塔釜及進(jìn)料的溫度確定</p><p>　　由t-x-y（圖五）圖可知: 塔頂溫度tD=78.12℃，</p><p>　　塔底溫度t= 86.4℃，</p><p>　　進(jìn)料溫度tF =82.2℃</p><p>　　全塔的平均溫度： 精餾段：</p><p><b>　　提餾段

25、：</b></p><p>　　塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：△t = =82.26℃</p><p>　　2.5.2塔頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度</p><p><b>　　圖7</b></p><p><b>　　圖6</b></p><p>　　根據(jù)乙醇與

26、水溶液x-y相平衡圖（圖7）可以查得：</p><p>　　y1=xD=0.82 x1=0.817 </p><p>　　yF=0.54 xF=0.24 </p><p>　　yW=0. 28 xW=0.0033 </p><p><b>　　由相平衡方程式可得</b></p>&l

27、t;p>　　因此可以求得：αD=1.094；αF=3.273; αW=7.158</p><p>　　平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。?lt;/p><p>　　精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求?。?lt;/p><p>　　提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度的求取：</p><p><b>　　相平衡方程為：</b></p><p&

28、gt;　　2.5.3頂、進(jìn)料處及塔底處的相對(duì)揮發(fā)度</p><p>　　由t-x-y圖可知: 塔頂溫度tD=8.12℃，塔底溫度tw=86.4℃</p><p>　　進(jìn)料溫度tF =82.2℃</p><p>　　全塔的平均溫度： 精餾段：</p><p><b>　　提餾 段：</b></p><

29、p>　　塔頂和釜的算術(shù)平均溫度：△t = =82.26℃</p><p>　　在80.16時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XD=0.462，由《化工原理》課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。</p><p>　　在84.3時(shí)，根據(jù)上圖知對(duì)應(yīng)的XW=0.16，由《化工原理》課本附錄十一（水在不同溫度下的黏度表）查得

30、，由附錄十二（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。</p><p><b>　　因?yàn)?lt;/b></p><p><b>　　所以，平均黏度：</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</

31、b></p><p>　　用奧康奈爾法()計(jì)算全塔效率：</p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　2.6實(shí)際塔板數(shù)的求取</p><p>　　（1）精餾段：已知α=1.892 μL=0

32、.378mPa·s</p><p>　　=0.49=0.532 ==≈18.8≈19塊</p><p>　?。?）提餾段： 已知α=4.84 μL=0.346mPa·s</p><p>　　=0.49=0.432 ==2/0.432≈4.62≈5塊</p><p>　　全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：= + =24塊</

33、p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p>　　ET==12/24=50%</p><p>　　加料板位置在第20塊塔板</p><p>　　進(jìn)料板壓強(qiáng)PF =105.3+19*0.7=118.6 kpa </p><p>　　塔釜壓強(qiáng)PW=105.3+5*0.7=108.8 kpa&

34、lt;/p><p>　　精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm精 =(105.3+118.6)/2=111.95kpa</p><p>　　提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm提 =(108.8+118.6)/2=113.7kpa</p><p><b>　　3.2溫度tm</b></p><p>　　根據(jù)乙醇與水的t-x（y）相平衡圖可知：</p

35、><p>　　塔頂 =78.12 進(jìn)料板=82.2</p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　3.3平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　根據(jù)乙醇與水的t-x（y）相平衡圖可知：</p><p>　　塔頂==0.82 =0.

36、817</p><p>　　= 0.8246+ (1-0.82) 18=40.96kg/kmol</p><p>　　=0.81746+（1-0.817）18=40.88 kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料板：= 0.56 =0.24</p><p>　　= 0.5646+（1-0.56）18=33.68kg/kmol</p

37、><p>　　=0.2446+（1-0.24）18=24.36 kg/kmol</p><p>　　塔釜： yW=0.28 xW=0.003</p><p>　　= 0.2846+ (1-0.28) 18=25.84kg/kmol</p><p>　　=0.00346+（1-0.003）18=18.08 kg/kmol</p>

38、;<p>　　精餾段的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　=(40.88+33.68)/2= 37.28kg/kmol</p><p>　　= (40.88+24.36)/2=32.62 kg/kmol</p><p>　　提餾段的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　=(33.68+25.84)/2=29.76kg/kmol<

39、/p><p>　　=(25.84+18.08)/2=21.96kg/kmol</p><p>　　3.4平均密度 ρm</p><p><b>　　3.1.1乙醇密度</b></p><p><b>　　表4</b></p><p><b>　　圖9</b>

40、</p><p><b>　　3.1.2水的密度</b></p><p><b>　　表四</b></p><p><b>　　圖10</b></p><p><b>　　圖10</b></p><p>　　依下式 （為

41、質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　ωD=(0.82×46)/(0.82×46+0.18×18)= 0.924 </p><p>　　ωw=(0.0033×46)/(0.0033×46+0.9967×18)=0.0076</p><p><b>　　根據(jù)t-ρ圖可知：</b></p&

42、gt;<p><b>　　塔頂：</b></p><p><b>　　進(jìn)料板：</b></p><p><b>　　塔釜：</b></p><p>　　精餾段液相平均密度：</p><p>　　提餾段汽相平均密度：</p><p><

43、b>　　汽相密度根據(jù)，</b></p><p><b>　　精餾段汽相平均密度</b></p><p>　　提餾段汽相平均密度=113.7*32.04/[8.314*(273.15+84.3)]=1.226</p><p>　　液相平均密度的計(jì)算如下圖：</p><p><b>　　表6<

44、;/b></p><p>　　3.5液體表面張力σLm</p><p>　　液體平均表面張力按下式計(jì)算： </p><p>　　塔頂：tD=78.12℃ xD=0.82 </p><p>　　根據(jù)內(nèi)插法求tD=78.12℃時(shí)，σB 由化工原理原理上冊(cè)查σA</p><p>　　σA=17.91mN/m

45、 σB=62.9mN/m </p><p>　　σLDm=xD×σA+(1- xD)×σB=0.82×17.91+(1-0.82)× 62. 9=26.0082 mN/m</p><p>　　進(jìn)料板：tF=82.2℃ xF= 0.24</p><p>　　根據(jù)內(nèi)插法求tD=82.2℃時(shí)，σB 由化工原理原理上冊(cè)查σA

46、</p><p>　　σA=17.70mN/m σB=61.16mN/m </p><p>　　σLFm=xF×σA+(1- xF)×σB=0.24×17.70+(1-0.24)×61.16=50.73 mN/m</p><p>　　塔釜：tw= 86.4℃ xw= 0.0033</p><p>

47、　　根據(jù)內(nèi)插法求tD=86.4℃時(shí)，σB 由化工原理原理上冊(cè)查σA</p><p>　　σA=17.45mN/m σB=60.87mN/m </p><p>　　σLwm=xw×σA+(1- xw)×σB=0.0033×17.18+(1-0.0033)×60.87 =60.73mN/m</p><p>　　精餾段液體

48、表面平均張力：σLm精=(σLDm+σLFm)/2=(26.0082+50.73)/2=38.37 mN/m</p><p>　　提段液體表面平均張力：σLm提=(σLfm+σLwm)/2=(50.73+60.73)/2=55.73mN/m</p><p>　　3.6平均黏度的計(jì)算μLm</p><p>　　液體平均黏度的計(jì)算按下式計(jì)算：</p>&l

49、t;p>　　塔頂：tD=78.12℃ xD=0.82 由化工原理原理上冊(cè)查μA、μB</p><p>　　μA=0.45mPa·s μB=0.4mPa·s</p><p>　　μLDm=10∑xi lgμi=10（0.82×lg0.45+(1-0.82)×lg0.4）=0.441mPa·s</p><p&g

50、t;　　進(jìn)料板：tF=82.2℃ xF=0.24由化工原理原理上冊(cè)查μA、μB</p><p>　　μA=0.42mPa·s μB=0.35mPa·s</p><p>　　μLFm=10∑xi lgμi=10（0.24×lg0.42+(1-0.24)×lg0.35）=0.366mPa·s</p><p>　　

51、塔釜：tW=86.4℃ xW=0.0033由化工原理原理上冊(cè)查μA、μB</p><p>　　μA=0.39mPa·s μB=0.31mPa·s</p><p>　　μLwm=10∑xi lgμi=10（0.0033×lg0.39+(1-0.0033)×lg0.31）=0.310mPa·s</p><p>　

52、　精餾段液體平均黏度：μLm精=(μLDm+μLFm)/2=0.404 mPa·s</p><p>　　提餾段液體平均黏度：μLm提=(μLwm+μLFm)/2=0.338mPa·s</p><p><b>　　表8</b></p><p>　　3.7汽液相體積流率</p><p><b>

53、　　3.7.1精餾段</b></p><p><b>　　氣相體積流率：</b></p><p>　　qn,V =(R+1)qn,D =(2.319+1)*40.57=134.65 kmol/h</p><p>　　vs=qn,VMv,m /3600=134.65*37.55/(3600*1.431)=0.98m3/s</p&

54、gt;<p><b>　　液相體積流率：</b></p><p>　　qn,L=Rqn,D=2.319*40.57=94.08kmol/h</p><p>　　LS=(94.08*33.654)/(3600*819.915)=0.00107m3/s</p><p>　　Lh= 3600Ls=3600×0.00107= 3

55、.86m3/h</p><p>　　提餾段：qn,l’ =qn,l + qqn,F =94.08+1*140=234.08 kmol/h</p><p>　?。?234.08*23.32)/(3600*892.855)=0.0017 m3/s</p><p>　　3.7.2提餾段：= 3600=3600×0.0017= 6.11m3/s</p>

56、;<p>　　氣相體積流率：qn,v’ =qn,v =134.65 kmol/h</p><p>　　=（134.65*37.55)/(3600*1.215)=1.156m3/s</p><p>　　液相體積流率：=234.08*23.32/（3600*892.855）= 0.0017 m3/s</p><p>　　表9 汽液相體積流率計(jì)算<

57、;/p><p><b>　　3.8.塔徑的計(jì)算</b></p><p><b>　　板間距與塔徑的關(guān)系</b></p><p><b>　　表10</b></p><p>　　塔徑的確定，需求，C由下式計(jì)算：,由smith圖查取，取板間距HT=0.35m，板上液層高度，則</

58、p><p><b>　　史密斯關(guān)聯(lián)圖</b></p><p><b>　　圖11</b></p><p>　　圖中 HT——塔板間距，m； hL——板上液層高度，m；V ,L——分別為塔內(nèi)氣、液兩相體積流量，m3/s； ρV，ρL ——分別為塔內(nèi)氣、液相的密度，kg/m3 。</p><p>　　3

59、.8.1精餾段塔徑的確定：</p><p>　　圖的橫坐標(biāo)為：==0.028</p><p>　　查smith圖得：=0.058 </p><p>　　C=C20（）0.2 =0.058×（）0.2 =0.066</p><p>　　umax=C=0.066×=1.578m/s</p><p>　

60、　取安全系數(shù)為0.7，</p><p>　　則空塔氣速為：u=0.70umax=0.70×1.578=1.105m/s</p><p>　　則精餾段塔徑D===1.338m</p><p>　　3.8.2提餾段塔徑的確定：</p><p>　　圖的橫的坐標(biāo)為：==0.041</p><p>　　查smith

61、圖得：= 0.061</p><p>　　=0.061×（）0.2 =0.074</p><p>　　max=0.074×=2.005m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為=0.70max=0.70×2.005=1.404m/s</p><p>　　則提餾段塔徑==1.161m</p&

62、gt;<p>　?。?）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，D=1.4m</p><p>　　塔截面積： =1.539m2</p><p>　　精餾段實(shí)際空塔氣速為：=1.008m/s</p><p>　　提餾段實(shí)際空塔氣速為：=1.188 m/s</p><p>　　3.9精餾塔高度的計(jì)算</p><p>　　塔的高度可

63、以由下式計(jì)算：</p><p>　　--塔頂空間（不包括頭蓋部分）</p><p><b>　　--板間距</b></p><p><b>　　N---實(shí)際板數(shù)</b></p><p><b>　　S---人孔數(shù)</b></p><p><b>

64、;　　--進(jìn)料板出板間距</b></p><p>　　--塔底空間（不包括底蓋部分）</p><p>　　已知實(shí)際塔板數(shù)為N=21塊，板間距HT=0.35由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗，可取每隔7塊板設(shè)一個(gè)人孔，則人孔的數(shù)目為： </p><p><b>　　個(gè) </b></p><p>

65、　　取人孔兩板之間的間距，則塔頂空間，塔底空間，進(jìn)料板空間高度，那么，全塔高度：</p><p>　　第四章、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算</p><p><b>　　4.1溢流裝置</b></p><p>　　采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。</p><p><b>　　塔徑：D=1.4

66、m</b></p><p>　　4.1.1溢流堰長(zhǎng)lw</p><p>　　單溢流：，取堰長(zhǎng)lw=0.6D，即</p><p>　　lW=0.6×1.4=0.84 m</p><p>　　4.1.2溢流堰出口堰高h(yuǎn)W</p><p>　　hW=hL-hOW </p><p>

67、;　　選用平直堰，堰上液層高度可用Francis計(jì)算，即</p><p>　　精餾段： Lh= 6.43m3/h,所以 Lh/lW2.5==9.94, =0.6</p><p><b>　　液流收縮系數(shù)計(jì)算圖</b></p><p><b>　　圖12</b></p><p>　　查上圖得:E=1.

68、038，則 依式hOW=，得hOW==0.0114m</p><p>　　取板上清夜層高度，故hW=0.05-0.0114=0.0386m</p><p>　　提餾段： m2/h</p><p>　　Lh/lW2.5==9.94</p><p>　　查得:E=1.145，則hOW==0.017m</p><p>　　

69、取板上清夜層高度，故=0.05-0.017=0.033m</p><p>　　4.1.3降液管寬度Wd和截面積Af</p><p>　　因?yàn)?，查上圖得：Wd/D=0.115,Af/AT =0.055，所以 Wd=0.115D=0.115×2.2=0.253m</p><p>　　Af=0.055×3.799=0.209m2</p>

70、<p>　　由式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即</p><p>　　精餾段：==15.93s≥5s</p><p>　　提餾段： ==10.39s≥5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計(jì)合理。</b></p><p>　　4.1.4降液管底隙高度</p><p>

71、　　取液體通過降液管底隙的流速為0.06m/s</p><p><b>　　依式得：</b></p><p>　　精餾段：==0.023m,即≥20mm</p><p>　　提餾段： ==0.035 m，即≥20mm</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。</p><p><b>

72、;　　4.2.塔板布置</b></p><p>　　4.2.1 塔板的分塊 </p><p>　　本設(shè)計(jì)塔徑D=1.4m，故塔板采用分塊式，以便通過入孔裝拆塔板。</p><p>　　查表得，塔板分為4塊。</p><p>　　表十一 塔板分塊數(shù)</p><p>　　4.2.2 邊緣區(qū)寬度的確定</

73、p><p>　　取邊緣區(qū)寬度：Wc=0.03m，溢流堰前的安定區(qū)寬度：Ws=0.07m</p><p>　　4.2.3開孔區(qū)面積計(jì)算</p><p>　　開孔區(qū)面積按下式計(jì)算：</p><p>　　其中= =0.377m</p><p><b>　　==0.67m</b></p><

74、;p><b>　　==0.954m2</b></p><p>　　4.2.4 篩板的篩孔和開孔率</p><p>　　因乙醇-水組分無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm</p><p>　　篩空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm </p><p><b>　　篩孔數(shù)目 </

75、b></p><p>　　開孔率 （在5--15%范圍內(nèi)）</p><p>　　氣體通過篩孔的氣速為 </p><p><b>　　則 精餾段 </b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　第五章、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p>

76、<p>　　5.1 氣體通過塔板的壓力降液柱</p><p>　　氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)</p><p>　　——?dú)怏w通過每層塔板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱</p><p>　　——?dú)怏w通過篩板的干板壓降，m液柱</p><p>　　——?dú)怏w通過板上液層的阻力，m液柱</p><p>　　——克

77、服液體表面張力的阻力，m液柱</p><p>　　5.1.1 干板阻力</p><p><b>　　干板壓降 =</b></p><p>　　——篩孔氣速，m/s</p><p><b>　　——孔流系數(shù)</b></p><p>　　——分別為氣液相密度，Kg/m3&l

78、t;/p><p>　　根據(jù)d2/=5/3=1.67 </p><p>　　查干篩孔的流量系數(shù)圖C0 =0.78</p><p><b>　　精餾段 液柱</b></p><p><b>　　提餾段 液柱</b></p><p>　　5.1.2 板上充氣液層阻力</p&

79、gt;<p>　　板上液層阻力用下面的公式計(jì)算：</p><p>　　——板上清液層高度，m</p><p>　　——反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)</p><p>　　降液管橫截面積=0.209m2, 塔橫截面積=1.539m2</p><p>　　充氣系數(shù)β與動(dòng)能因子Fa的關(guān)系 圖15</p>

80、<p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　動(dòng)能因子 </b></p><p>　　查充氣系數(shù)β與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得 =0.57</p><p>　　則 hl=hL=0.57×0.05=0.0285m</p><p><b>　　提餾段 <

81、/b></p><p><b>　　動(dòng)能因子 Fa=</b></p><p>　　查充氣系數(shù)與Fa的關(guān)聯(lián)圖可得 =0.59</p><p>　　則 hl=0.59×0.05=0.0295m</p><p>　　5.1.3 由表面張力引起的阻力</p><p>　　液體表面張力

82、的阻力 </p><p><b>　　精餾段 m</b></p><p><b>　　提餾段 </b></p><p>　　故 精餾段 hp=0.038+0.0285+0.00371=0.07321m液柱</p><p>　　壓降 =819.915×9.8×0.08121=0

83、.65KPa</p><p>　　提餾段hp=0.041+0.0295+0.00482=0.07532m</p><p>　　壓降 =892.855×9.8×0.07532=0.66KPa</p><p><b>　　5.2 液面落差</b></p><p>　　對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的

84、塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響</p><p>　　5.3 液沫夾帶（霧沫夾帶）</p><p>　　板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果，Kg液/Kg氣</p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　?。?）提餾段</b>

85、</p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會(huì)發(fā)生過量液沫夾帶。</p><p><b>　　5.4 漏液</b></p><p><b>　　漏液驗(yàn)算</b></p><p>　　K=>1.5--2.0</p><p>　　u0 ——篩孔氣速

86、 uow——漏液點(diǎn)氣速</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　　實(shí)際孔速</b></p><p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為 </b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><

87、;p><b>　　穩(wěn)定系數(shù)為</b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。</p><p><b>　　5.5 液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系</p><p>　　乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系 故取 </p><p

88、><b>　　（1）精餾段 </b></p><p><b>　　又</b></p><p><b>　　板上不設(shè)進(jìn)口堰</b></p><p>　　u0’===0.092</p><p>　　hd=0.153（u0')2=0.153×0.0922=0.

89、00129m液柱 </p><p>　　Hd=0.07821+0.0285+0.00129=0.108m液柱</p><p>　　=0.233 </p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p>　　hd=0.153（u0')2=0.153×（0.220）2=0.0074<

90、/p><p>　　Hd=0.07532+0.0295+0.0074=0.112m液柱</p><p><b>　　=0.262。</b></p><p>　　故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象</p><p>　　第六章、塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　6.1漏液線</b>

91、</p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p>　　=0.785×0.0052×4910×6.14=0.592m3/s</p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　=0.785×0.0052×4910

92、×5.71=0.55m3/s</p><p>　　據(jù)此可以做出與流體流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。</p><p><b>　　6.2液沫夾帶線</b></p><p>　　以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p>

93、;<p>　　hf=2.5hL=2.5（hw+how）</p><p>　　hw=0.0386m how=2.84/1000×1.038×(3600LS/0.84)2/3=0.78LS2/3 </p><p>　　則hf=0.097+1.95 LS2/3 HT-hf=0.35-0.097-1.95 LS2/3=0.253-1.95 LS2/3<

94、;/p><p>　　解得VS=2.522-19.67LS2/3 </p><p><b>　　表12</b></p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　hf=2.5hL=2.5（h’w+h’ow）</p><p>　　h’w=0.033m how=

95、2.84/1000×1.145×(3600LS/0.84)2/3=1.14LS2/3 </p><p>　　則hf=0.083+2.85 LS2/3 HT-hf=0.35-0.083-2.85 LS2/3=0.267-2.85 LS2/3</p><p>　　解得VS=3.001-32.038LS2/3 </p><p><b&g

96、t;　　表13</b></p><p><b>　　可作出液沫夾帶線。</b></p><p>　　6.3液相負(fù)荷下限線</p><p>　　對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由</p><p><b>　　=</b></p><p&g

97、t;<b>　?。?）精餾段：</b></p><p>　　E=1.038,則 </p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　E=1.145,則 </p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限。</p><p>　　6.4液相

98、負(fù)荷上限線</p><p>　　以5s 作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限</p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。</p><p><b>　　6.5液泛線</b></p><p><b>　　令 ，，</b></p><p><b>　

99、　， 聯(lián)立得</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　（1）精餾段： </p><p>　　0.0158=0.173-409.89-1.221</p><p>　　列表計(jì)算如下 表14</p><p><b

100、>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　0.0123=0.177-177.01-1.364 </p><p><b>　　表15</b></p><p>　　由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的精餾段負(fù)荷性能圖如下：</p><

101、p><b>　　圖16</b></p><p>　　由圖可知：故操作彈性為Vs，max/Vs，min=3.4469/0.592=5.822＞2</p><p><b>　　提餾段負(fù)荷性能圖：</b></p><p><b>　　圖17</b></p><p>　　由圖可知

102、：故操作彈性為Vs，max/Vs，min=3.7712/0.55=6.875</p><p>　　第七章、各接管尺寸的確定及選型</p><p>　　7.1進(jìn)料管尺寸的計(jì)算及選型</p><p><b>　　料液質(zhì)量流體：</b></p><p>　　進(jìn)料溫度tf=82.2℃，在此溫度下A=734.3Kg/m3 B

103、=970.5Kg/m3</p><p>　　則 Kg/m3</p><p><b>　　則其體積流量：</b></p><p><b>　　取館內(nèi)流速：</b></p><p><b>　　則進(jìn)料管管徑：</b></p><p>　　則可選擇進(jìn)料

104、管冷拔無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.937m/s</p><p>　　7.2釜液出口管尺寸的計(jì)算及選型</p><p><b>　　釜液質(zhì)量流率：</b></p><p>　　出料溫度tw=86.4℃，在此溫度下A=732.4Kg/m3 B=968.2Kg/m3</p><p>　　則 Kg/m3</

105、p><p><b>　　體積流率： </b></p><p>　　取釜液出塔的速度ul=1.5m/s</p><p><b>　　則釜液出口管管徑：</b></p><p>　　則可選擇釜液出口管熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.42m/s</p><p>　　7.3回流管尺寸

106、的計(jì)算及選型</p><p><b>　　回流液質(zhì)量流率：</b></p><p>　　回流溫度td=78.12℃，在此溫度下乙醇=737.4Kg/m3 水=973.4Kg/m3</p><p>　　則 Kg/m3</p><p><b>　　體積流率： </b></p>

107、<p>　　取釜液出塔的速度uw=1.5m/s</p><p><b>　　則釜液出口管管徑：</b></p><p>　　則可選擇回流管熱軋無(wú)縫鋼管，此時(shí)管內(nèi)液體流速1.509m/s</p><p>　　7.4塔頂蒸汽出口徑及選型</p><p><b>　　Kg/m3</b><

108、;/p><p>　　塔頂上升蒸汽的體積流量：</p><p>　　取適當(dāng)流速 u=16m/s</p><p><b>　　d=</b></p><p>　　所選規(guī)格為：承插式鑄鐵管，此時(shí)管內(nèi)流速17.61m/s</p><p>　　第八章、精餾塔的主要附屬設(shè)備</p><p>

109、<b>　　8.1冷凝器</b></p><p>　　（1）冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器</p><p>　　冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。</p><p>　?。?）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量</p><p>　　塔

110、頂全凝器的熱負(fù)荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)</p><p>　　qm1=(R+1)DMD </p><p>　　Q—單位時(shí)間內(nèi)的傳熱量，J/s或W；</p><p>　　qm1, qm2—熱、冷流體的質(zhì)量流量，kg/s;</p><p>　　r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg</

111、p><p><b>　　t=78.12℃時(shí)</b></p><p>　　查表得r=2493KJ/Kg</p><p>　　則 Q=qm1r1 =（2.783+1）× 56.3×41.42×2493/3600=6109KJ/s</p><p>　　取水為冷凝器介質(zhì)其進(jìn)出冷凝器的溫度為2

112、0℃和30℃ </p><p>　　平均溫度25℃ 下水的比熱 Cpc =4.203KJ/Kg.K</p><p><b>　　于是冷凝水用量：</b></p><p><b>　　qm2 </b></p><p><b>　　又 Q=KA</b></p>&l

113、t;p>　　K取700W·m-2/℃</p><p>　　所以，傳熱面積： A=</p><p><b>　　===52.96℃</b></p><p><b>　　A==164.79</b></p><p><b>　　8.2預(yù)熱器</b></p>

114、<p>　　以釜?dú)堃簩?duì)預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點(diǎn)所需的熱量可記為：</p><p>　　Qf =W f cpf(tf2-tf1) </p><p>　　其中tfm =(82.2+35)/2=58.6℃（設(shè)原料液的溫度為35度）</p><p>　　在進(jìn)出預(yù)熱器的平均溫度以及tfm =58.6℃的情況下可以查得比熱cpf=3.545KJ/kg.

115、℃，所以，</p><p>　　Qf =5.9×1000×3.545×(82.2-35)=987215KJ/h</p><p><b>　　釜?dú)堃悍懦龅臒崃?lt;/b></p><p>　　若將釜?dú)堃簻囟冉抵羣w2=45℃</p><p>　　那么平均溫度twn=(86.4+45)/2=65.7

116、℃</p><p>　　其比熱為cpw=2.670KJ/kg.℃，因此，</p><p>　　Qw=5.9×172.03×2.670×(86.4-45)=112193KJ/h</p><p>　　可知，Qw＜Qf，于是理論上可以用釜?dú)堃杭訜嵩弦褐僚蔹c(diǎn)</p><p><b>　　8.3再沸器</

117、b></p><p>　　選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K取700W·m-2/℃</p><p>　　料液溫度：91.7053℃100℃，水蒸汽溫度：120℃120℃</p><p>　　逆流操作：則,℃，℃</p><p><b>　　==26.194℃</b></p><p

118、>　　查的塔釜溫度86.4下，</p><p>　　∵ rA=1210 kJ/㎏ rB=2500kJ/㎏ </p><p>　　r=0.042×1210+(1-0.042) ×2500=2445.82 kJ/㎏ </p><p><b>　　=</b></p><p>　　=2807.17

119、kJ/s</p><p>　　因?yàn)樵O(shè)備蒸汽熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%，所以所需蒸汽的質(zhì)量流量為：</p><p><b>　　1.205kg/s</b></p><p>　　_加熱蒸汽的冷凝潛熱，</p><p><b>　　A===153.1</b></p><p>&l

120、t;b>　　設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表</b></p><p><b>　　參考文獻(xiàn):</b></p><p>　　王志魁. 化工原理 [M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004 </p><p>　　陳敏恒 化工原理（下）[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，1989 </p><p>　　賈紹義 化工原理課程設(shè)計(jì)[M]