乙醇与水连续精馏塔课程实施方案

个人收集整理 仅供参考 1 39 3434 去去 二房二房乙醇与水连续精馏塔乙醇与水连续精馏塔 题目题目 醇醇 水溶液连续精馏塔优化设计水溶液连续精馏塔优化设计 班级班级 制药制药 082082 专业专业 植保学院制药工程植保学院制药工程 姓名姓名 雷世伟雷世伟 学号学号 0220804102208041 指导教师指导教师 蔡崇林蔡崇林 亢阳亢阳 设计时间设计时间 2011 8 292011 8 29 2011 9 92011 9 9 个人收集整理 仅供参考 2 39 目录 第一章 设计方案地确定及流程说明 3b5E2R 1 1 塔型选择 3 1 2 操作流程 3 第二章 塔地工艺计算 4p1Ean 2 1 整理有关数据并绘制相关表格 4DXDiT 2 2 全塔物料衡算 5RTCrp 2 3 最小回流比与操作回流比 6 2 4 理论塔板数地确定 7 2 5 全塔效率地估算 7 2 6 实际塔板数地求取 10 第三章 塔地工艺条件及物性计算 115PCzV 3 1 操作压强 Pm 11jLBHr 3 2 温度 tm 12xHAQX 3 3 平均摩尔质量 12LDAYt 3 4 平均密度 13 3 5 液体表面张力 16 3 6 平均粘度地计算 17 3 7 汽液相体积流率 18 3 8 塔径地计算 19 3 9 精馏塔高度地计算 20 第四章 塔板主要工艺尺寸地计算 21Zzz6Z 4 1 溢流装置 21dvzfv 4 2 塔板布置 24rqyn1 第五章 塔板地流体力学验算 25Emxvx 5 1 气体通过塔板地压力降 hp 液柱 27SixE2 5 2 液面落差 276ewMy 5 3 液沫夹带 雾沫夹带 27kavU4 5 4 漏液 28y6v3A 5 5 液泛 28 第六章 塔板负荷性能图 29M2ub6 6 1 漏液线 290YujC 6 2 液沫夹带线 29eUts8 6 3 液相负荷下限线 30sQsAE 6 4 液相负荷上限线 30GMsIa 6 5 液泛线 30TIrRG 第七章 各接管尺寸地确定及选型 337EqZc 7 1 进料管尺寸地计算及选型 33lzq7I 7 2 釜液出口管尺寸地计算及选型 33zvpge 个人收集整理 仅供参考 3 39 7 3 回流管尺寸地计算及选型 33NrpoJ 7 4 塔顶蒸汽出口径及选型 341nowf 第八章 精馏塔地主要附属设备 34fjnFL 8 1 冷凝器 34tfnNh 8 2 预热器 35HbmVN 8 3 再沸器 35 设计结果一览表 36V7l4j 参考文献 36 个人收集整理 仅供参考 4 39 第一章 设计方案地确定及流程说明第一章 设计方案地确定及流程说明 1 1 塔型选择塔型选择 根据生产任务 若按年工作日 300 天 每天开动设备 24 小时计算 产品流 量为 10 8t h 由于产品粘度较小 流量较大 为减少造价 降低生产过程中 压降和塔板液面落差地影响 提高生产效率 选用筛板塔 83lcP 1 2 操作流程操作流程 乙醇 水溶液经预热至泡点后 用泵送入精馏塔 塔顶上升蒸气采用全冷 凝后 部分回流 其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽 塔釜采用间接蒸 汽再沸器供热 塔底产品经冷却后送入贮槽 mZkkl 精馏装置有精馏塔 原料预热器 再沸器 冷凝器 釜液冷却器和产品冷却 器等设备 热量自塔釜输入 物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分 离 由冷凝器和冷却器中地冷却介质将余热带走 AVktR 乙醇 水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板 在进料 板上与自塔上部下降地地回流液体汇合后 逐板溢流 最后流入塔底 在每层板 上 回流液体与上升蒸汽互相接触 进行热和质地传递过程 ORjBn 流程示意图如下图 图一 个人收集整理 仅供参考 5 39 第二章 塔地工艺计算第二章 塔地工艺计算 2 1 整理有关数据并绘制相关表格 整理有关数据并绘制相关表格 2 1 1 乙醇和水地汽液平衡数据 101 3KPa 即 760mmHg 不同温度下乙醇和水地汽液平衡组成数据如下 见化工原理课本下册 P269 表 1 液相摩尔 分数 x 气相摩尔分 数 y 温度 液相摩尔 分数 x 气相摩尔分 数 y 温度 0 000 001000 32730 582681 5 0 01900 170095 50 39650 612280 7 0 07210 389189 00 50790 656479 8 0 09660 437586 70 51980 659979 7 0 12380 470485 30 57320 684179 3 0 16610 508984 10 67630 738578 74 0 23370 544582 70 74720 781578 41 0 26080 558082 30 89430 894378 15 根据以上数据画出以下乙醇与水地 t x y 相平衡图 图 2 及乙醇与水地 x y 图 3 70 75 80 85 90 95 100 00 20 40 60 81 x y 温度 图 3 个人收集整理 仅供参考 6 39 乙醇 水气液平衡图 XDxwXF 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 20 40 60 81 液相摩尔分数 气相摩尔分数 2 2 全塔物料衡算全塔物料衡算 原料液中 设 A 组分 乙醇 B 组分 水 乙醇地摩尔质量 M 乙 46 07 kg kmol 水地摩尔质量 M 水 18 02 kg kmol 2 2 1 查阅文献 整理相关地物性数据 水和乙醇地物理性质 表 2 名称分子式 相对分子 质量 密度 20 3 kg m 沸点 101 33kPa 比热容 20 Kg kg 黏度 20 mPa s 导热系 数 20 m 表面 张力 20 N m 水2 H O 18 029981004 1831 0050 59972 8 乙醇 25 C H OH 46 0778978 32 391 150 17222 8 2 2 2进料液地摩尔分数 28 0 02 18 505 01 07 46 505 0 07 46 505 0 F x 2 2 3平均摩尔质量 M 0 28 46 1 0 28 18 25 84 kg kmol F M 0 83 46 1 0 83 18 41 42kg kmol D 个人收集整理 仅供参考 7 39 M 0 1 46 1 0 1 18 19 40kg kmol W 2 2 4物料衡算 已知 F 228 33 84 25 10009 5 kmol h 总物料衡算 F D W 228 33 易挥发组分物料衡算 DxD WxW FxF 即 0 83D 0 1W 228 33 0 28 联立以上二式得 D 56 3kg kmol W 172 03kg kmol 2 3 最小回流比最小回流比 Rmin 和操作回流比和操作回流比R 因为乙醇 水物系地曲线是不正常地平衡曲线 当操作线与 q 线地交点尚未落 到平衡线上之前 操作线已经与衡线相切 最小回流比地求法是由点 a D x D x 向平衡线作切线 再由切线地斜率或截距求 如图三2MiJT min R 图 4 乙醇 水气液平衡图 XD y 0 6072x 0 326 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 20 40 60 81 液相摩尔分数 气相摩尔分数 由 0 6072 得 Rmin 1 546 1min min R R 由工艺条件决定 R 1 8Rmin 故取操作回流比 R 2 783 2 3 1操作方程地确定 精馏段 hkmolDRL 683 156 3 56783 2 hkmolDRV 983 212 3 56 1783 2 1 提馏段 hkmolqFLL 013 38533 2281683 156 hkmolVFqVV 983 212 1 个人收集整理 仅供参考 8 39 2 3 2精镏段操作方程 26 0 74 0 800 0 983 212 3 56 983 212 683 156 1 nDnn xXnx V D x V L y 提镏段操作线方程 081 0 68 1 1 0 983 212 03 172 983 212 013 385 1 nwnn xXnx V W x V L y q 线方程 x xq xF 0 28 2 4 理论塔板数地确定理论塔板数地确定 理论板 指离开此板地气液两相平衡 而且塔板上液相组成均匀 图 5 由图 5 可知 理论塔板总数为 12 块 精馏段为 10 块 提馏段为 2 块 2 5 全塔效率地估算全塔效率地估算 板效率与塔板结构 操作条件 物质地物理性质及流体力学性质有关 它反 映实际塔板上传质过程进行地程度 板效率可用奥康奈尔公式 gIiSp 计算 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均温度下地相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下地液相粘度 mPa s L 2 5 1 塔顶 塔釜及进料地温度确定 图 6 个人收集整理 仅供参考 9 39 XD 78 12 XW 86 4 XF 82 2 70 75 80 85 90 95 100 00 20 40 60 81 x y 温度 由 t x y 图五 图可知 塔顶温度 t 78 12 塔底温度 t 86 4 D w 进料温度 tF 82 2 全塔地平均温度 精馏段 c tt t FD m 0 16 0 8 2 提馏段 c tt t Fw m 0 3 84 2 塔顶和塔釜地算术平均温度 t 82 26 2 Dw tt 2 5 2 塔顶 进料处及塔底处地相对挥发度 图 7 乙醇 水气液平衡图 xw 0 443 0 56 XF 0 817 y1 0 0 1 0 2 0 3 0 4 0 5 0 6 0 7 0 8 0 9 1 00 20 40 60 81 液相摩尔分数 气相摩尔分数 个人收集整理 仅供参考 10 39 根据乙醇与水溶液 x y 相平衡图 图 7 可以查得 y1 xD 0 83 x1 0 817 yF 0 56 xF 0 28 yW 0 443 xW 0 1 由相平衡方程式可得 1 1 x y x 1 1 y x x y 因此可以求得 D 1 094 F 3 273 W 7 158 平均相对挥发度地求取 948 2 158 7 273 3 094 1 3 3 WFD aaaa 精馏段地平均相对挥发度地求取 892 1273 3 094 1 1 FDa aa 提馏段地平均相对挥发度地求取 840 4 158 7 273 3 1 FWa aa 相平衡方程为 n n n n n n n y y y y Xn x x y 948 1 948 2 1 1 1 2 5 3 顶 进料处及塔底处地相对挥发度 由 t x y 图可知 塔顶温度 tD 8 12 塔底温度 tw 86 4 进料温度 tF 82 2 全塔地平均温度 精馏段 c tt t FD m 0 16 08 2 提馏段 c tt t Fw m 0 3 84 2 图8 0 462 80 16 0 16 84 3 70 75 80 85 90 95 100 00 20 40 60 81 x y 温度 个人收集整理 仅供参考 11 39 塔顶和釜地算术平均温度 t 82 26 2 Dw tt 在 80 16时 根据上图知对应地 XD 0 462 由 化工原理 课本附录十 c 0 一 水在不同温度下地黏度表 查得 由附录十二 液体黏 sPa m354 0 水 度共线图 查得 图中 乙醇地 X 10 5 Y 13 8 uEh0U sPa m405 0 乙醇 在 84 3时 根据上图知对应地 XW 0 16 由 化工原理 课本附录十一 c 0 水在不同温度下地黏度表 查得 由附录十二 液体黏度 sPa m337 0 水 共线图 查得 图中 乙醇地 X 10 5 Y 13 8 IAg9q sPa m391 0 乙醇 因为 LiLi x 所以 平均黏度 1 精馏段 smPa L 378 0 354 0 462 0 1 405 0 462 0 2 提馏段 smPa L 346 0 337 0 16 0 1 391 0 16 0 用奥康奈尔法 计算全塔效率 O conenell 1 1 49 0 245 0 LT E 1 精馏段 5 581 1 378 0 892 1 49 0 245 0 T E 2 提馏段 5 471 1 346 0 84 4 49 0 245 0 T E 2 6 实际塔板数地求取实际塔板数地求取 1 精馏段 已知 1 892 L 0 378mPa s 0 49 0 532 18 8 19 ET 378 0 892 1 245 0 P精 E N T T 532 0 10 块 2 提馏段 已知 4 84 L 0 346mPa s 0 49 0 432 1 89 2 块 T E 346 0 84 4 245 0 提 E N T T 432 0 1 全塔所需实际塔板数 21 块 NP P精 提 全塔效率 ET 42 9 21 1 47 T T P N E N 42 55 X NP NT 21 110 X 加料板位置在第 20 块塔板 第三章 工艺条件及物性数据计算第三章 工艺条件及物性数据计算 3 1 操作压强操作压强 Pm 个人收集整理 仅供参考 12 39 塔顶压强 PD 4 101 3 105 3 kpa 取每层塔板压强 P 0 7 kpa 则 进料板压强 PF 105 3 19 0 7 118 6 kpa 塔釜压强 PW 105 3 2 0 7 106 7 kpa 精馏段平均操作压强 Pm 精 105 3 118 6 2 111 95kpa 提馏段平均操作压强 Pm 提 106 7 118 6 2 112 65kpa 3 2 温度温度 tm 根据乙醇与水地 t x y 相平衡图可知 塔顶 78 12进料板 82 2 D tC F tC m t 精 16 08 2 FD tt 3 3 平均摩尔质量平均摩尔质量M 根据乙醇与水地 t x y 相平衡图可知 塔顶 0 83 0 817 D x 1 y D y 0 83 46 1 0 83 18 41 42kg kmol VD M 0 817 46 1 0 817 18 40 88 kg kmol LD M 进料板 0 56 0 28 F y F x 0 56 46 1 0 56 18 33 68kg kmol VF M 0 28 46 1 0 28 18 25 84 kg kmol LF M 塔釜 yW 0 443 xW 0 1 0 443 46 1 0 443 18 30 4kg kmol Vw M 0 1 46 1 0 1 18 20 8 kg kmol Lw M 精馏段地平均摩尔质量 37 55kg kmol V M 精 2 68 3342 41 33 36 kg kmol L M 精 2 84 2588 40 提馏段地平均摩尔质量 32 04kg kmol V M 提2 4 3068 33 23 32kg kmol L M 提 2 8 2084 25 个人收集整理 仅供参考 13 39 表 3 3 4 平均密度平均密度 m 3 1 1 乙醇密度 表4 温度 5060708090100110 765755746735730716703 图 9 VD Mkmolkg 42 41 V M 精 37 55kmolkg 塔顶 LD M 40 88kmolkg 精馏 段平 均摩 尔质 量 L M 精 33 36kmolkg VF M 33 68kmolkg V M 提 32 04kmolkg 进料板 LF M 25 84kmolkg Vw M30 4kmolkg 塔釜 Lw M 20 8kmolkg 提馏 段平 均摩 尔质 量 L M 提 23 32kmolkg 个人收集整理 仅供参考 14 39 不同温度下的乙醇浓度 78 12 737 4 82 2 734 3 86 4 732 4 700 710 720 730 740 750 760 770 455565758595105115 t Kg m3 3 1 2 水地密度 表四 405060708090100 992 2988 1983 2977 8971 8965 3958 4 图 10 不同温度下水的密度 78 12 973 4 82 2 970 5 86 4 968 2 950 960 970 980 990 1000 35455565758595 t Kg m3 图 10 依下式 为质量分数 i i L w 1 D 0 83 46 0 83 46 0 17 18 0 657 w 0 1 46 0 1 46 0 9 18 0 042 根据 t 图可知 塔顶 个人收集整理 仅供参考 15 39 3 LD D 45 806 4 973 343 0 4 737 657 0 11 657 0 4 973 4 737 mkg ww w kmolkgkmolkg B B A A m A BA 得 进料板 3 33 33 833 5 970 495 0 3 734 505 0 1 505 0 5 970 3 734 mkg w mkgmkg LFm A BA 得 塔釜 3 33 38 952 6 963 958 0 728 042 0 1 042 0 2 968 4 732 mkg w mkgmkg LFm A BA 得 精馏段液相平均密度 3 精 915 819 2 33 83345 806 mkg Lm 提馏段汽相平均密度 3 855 892 2 33 83338 952 mkg Vm 提 汽相密度根据 Vm RT M Vm 精馏段汽相平均密度 3 精 431 1 16 8015 273 314 8 37 55111 95 mkg RT MVm m Vm 提馏段汽相平均密度 3 215 1 3 8415 273 314 8 04 3265 112 mkg Vm 提 液相平均密度地计算如下图 表6 A 737 4 3 mkg A 732 4 3 mkg B 973 4 3 mkg B 968 2 塔 顶 A w0 657 塔釜 A w0 042 个人收集整理 仅供参考 16 39 LDm 806 45 3 mkg LWm 952 38 A 734 3 3 mkg 精馏段汽相 平均密度 Vm 3 431 1 mkg 精馏段液相 平均密度 Lm 915 819 3 mkg B 970 5 3 mkg 提馏段汽相 平均密度 Vm 3 215 1 mkg A w0 505 进 料 板 LFm 833 33 3 mkg 提馏段液相 平均密度 Lm 3 855 892mkg 3 5 液体表面张力液体表面张力 Lm 液体平均表面张力按下式计算 Lmii x 塔顶 tD 78 12 xD 0 83 根据内插法求tD 78 12 时 B 由化工原理原理上册查 A A 17 91mN m B 62 9mN m LDm xD A 1 xD B 0 83 17 91 1 0 83 62 9 25 558 mN mWwghW 进料板 tF 82 2 xF 0 28 根据内插法求tD 82 2 时 B由化工原理原理上册查 A A 17 70mN m B 61 16mN m LFm xF A 1 xF B 0 28 17 70 1 0 28 61 16 48 99 mN masfps 塔釜 tw 86 4 xw 0 1 根据内插法求tD 86 4 时 B由化工原理原理上册查 A A 17 45mN m B 60 87mN m Lwm xw A 1 xF B 0 1 17 18 1 0 1 60 87 56 5mN mooeyY 精馏段液体表面平均张力 Lm 精 LDm LFm 2 25 558 48 99 2 37 274 mN mBkeGu 提段液体表面平均张力 Lm 提 LDm Lwm 2 48 99 56 5 2 52 745mN mPgdO0 表 7 个人收集整理 仅供参考 17 39 1 t 78 12 w t 86 4 A 17 91 mN m A 17 45 mN m B 62 9 mN m B 60 87 mN m 塔顶 LDm 25 558 mN m 塔釜 LWm 56 5 mN m F t 82 2 A 17 7 mN m 精馏段液体表 面平均张力 Lm 37 274 mN m B 61 16 mN m 进料板 LFm 48 99 mN m 提馏段液体表 面平均张力 Lm 52 745 mN m 3 6 平均黏度地计算平均黏度地计算 Lm 液体平均黏度地计算按下式计算 液体平均黏度地计算按下式计算 lglg Lmii x 塔顶 tD 78 12 xD 0 83 由化工原理原理上册查 A B A 0 45mPa s B 0 4mPa s LDm 10 xi lg i 10 0 83 lg0 45 1 0 83 lg0 4 0 437mPa s3cdXw 进料板 tF 82 2 xF 0 28 由化工原理原理上册查 A B A 0 42mPa s B 0 35mPa s LFm 10 xi lg i 10 0 28 lg0 42 1 0 28 lg0 35 0 369mPa sh8c52 塔釜 tW 86 4 xW 0 1 由化工原理原理上册查 A B A 0 39mPa s B 0 31mPa s Lwm 10 xi lg i 10 0 1 lg0 39 1 0 1 lg0 31 0 317mPa sv4bdy 个人收集整理 仅供参考 18 39 精馏段液体平均黏度 Lm精 LDm LFm 2 0 403 mPa s 提馏段液体平均黏度 Lm提 Lwm LFm 2 0 341 mPa s 表 8 3 7 汽液相体积流率汽液相体积流率 3 7 1 精馏段 气相体积流率 V R 1 D 2 783 1 56 3 212 98kmol h m3 s552 1 431 13600 37 5598 212 3600 m m VM V v s 液相体积流率 L RD 2 783 56 3 156 68kmol h 1 786 10 3 m3 s 819 9153600 33 65468 561 3600Lm m LML sL Lh 3600Ls 3600 1 786 10 3 6 43m3 h 提馏段 L RD qF 2 783 56 3 1 228 33 385 01 kmol h 2 793 10 3 m3 ss L Lm m 3600 LML 855 8923600 32 2301 385 1 t 78 312 W t 86 4 A 0 45 a mp s A 0 39 a mp s B 0 4 a mp s B 0 31 a mp s 塔顶 LDm 0 437 a mp s 塔釜 LWm 0 317 a mp s F t 82 2 A 0 42 a mp s 精馏段 液体平 均黏度 Lm 0 403 a mp s B 0 35 a mp s 进料板 LFm 0 369 a mp s 提馏段 液体平 均黏度 Lm 0 341 a mp s 个人收集整理 仅供参考 19 39 3 7 2 提馏段 3600 3600 2 793 10 3 10 05m3 hh L s L 气相体积流率 385 01 172 03 212 98 kmol hWLV m3 s828 1 215 1 3600 55 7 398 212 3600 m m MV V v s 液相体积流率 2 79 10 3m3 s 855 8923600 32 3201 385 3600Lm m ML L L s 表 9 汽液相体积流率计算 s V 1 552 3 ms s V 1 828 m3 s S L 1 786 10 3 3 ms s L 2 79 10 3 m3 s 3 8 塔径地计算塔径地计算 板间距与塔径地关系 塔径 D m0 3 0 50 5 0 80 8 1 61 6 2 42 4 4 0 板间距 HT mm200 300250 300300 450350 600400 600 表 10 塔径地确定 需求 C 由下式计算 由 max Lmvm vm uC 0 2 1 20 20 CC 20 C smith 图查取 取板间距HT 0 35m 板上液层高度 则 1 0 05hm 1 0 350 050 30 T Hhm 史密斯关联图 图 11 图中 HT 塔板间距 m hL 板上液层高度 m V L 分别为塔内气 液两相体积流量 m3 s V L 分别为塔内气 液相地密度 kg m3 J0bm4 3 8 1 精馏段塔径地确定 个人收集整理 仅供参考 20 39 图地横坐标为 0 028 5 0 V L s s V L 5 0 3 1 431 819 915 1 552 10786 1 查 smith 图得 0 058 20 C C C20 0 2 0 058 0 2 0 066 20 20 37 274 umax C 0 066 1 578m s V VL 1 431 1 431819 915 取安全系数为 0 7 则空塔气数为 u 0 70umax 0 70 1 578 1 105m s 则精馏段塔径 D 1 338m u Vs 4 105 114 3 552 14 3 8 2 提馏段塔径地确定 图地横地坐标为 0 041 5 0 V L s s V L 5 0 3 1 215 892 855 1 828 1079 2 查 smith 图得 0 061 20 C 0 061 0 2 0 074 C 20 52 745 max 0 074 2 005m s u 1 215 1 215 892 855 取安全系数为 0 7 则空塔气速为 0 70 max 0 70 2 005 1 404m s u u 则提馏段塔径 1 161m D 005 2 14 3 828 1 4 3 按标准塔径圆整后 D 1 4m 塔截面积 1 539m2 TA4 D2 精馏段实际空塔气速为 1 008m s 1 539 1 552 A Vs u T 提馏段实际空塔气速为 1 188 m s 1 539 1 828 A sV u T 3 9 精馏塔高度地计算精馏塔高度地计算 塔地高度可以由下式计算 2 PTTFW ZHNS HSHHH 个人收集整理 仅供参考 21 39 塔顶空间 不包括头盖部分 P H 板间距 T H N 实际板数 S 人孔数 进料板出板间距 F H 塔底空间 不包括底盖部分 w H 已知实际塔板数为 N 21 块 板间距 HT 0 35 由于料液较清洁 无需经常清 洗 可取每隔 7 块板设一个人孔 则人孔地数目为 XVauA S 个21 7 24 S 取人孔两板之间地间距 则塔顶空间 塔底空间 0 6 T Hm m1 2HP 进料板空间高度 那么 全塔高度 2 5 W Hm m8 0HF m65 115 28 06 0235 0 2221 21Z 第四章 塔板主要工艺尺寸地计算第四章 塔板主要工艺尺寸地计算 4 1 溢流装置溢流装置 采用单溢流 弓形降液管 平行受液盘及平行溢流堰 不设进口堰 塔径 D 1 4m 4 1 1 溢流堰长 lw 单溢流 取堰长lw 0 6D 即 0 6 0 8 w lD lW 0 6 1 4 0 84 m 4 1 2 溢流堰出口堰高 hW hW hL hOW 选用平直堰 堰上液层高度可用 Francis 计算 即 ow h 23 2 84 1000 h ow w L hE l 精馏段 Lh 6 43m3 h 所以 Lh lW2 5 9 94 0 6 2 5 84 0 43 6 4 1 84 0 D lw 个人收集整理 仅供参考 22 39 液流收缩系数计算图 图 12 查上图得 E 1 038 则依式hOW 得 3 2 1000 84 2 W h l L E hOW 0 0114m 3 2 84 0 6 43 038 1 1000 84 2 取板上清夜层高度 故hW 0 05 0 0114 0 0386m0 05 l hm 提馏段 m2 h25 3443600107 04 3 hL Lh lW2 5 9 94 2 5 84 0 43 6 查得 E 1 145 则hOW 0 017m 3 2 84 0 05 10 145 1 1000 84 2 取板上清夜层高度 故 0 05 0 017 0 033m0 05 l hm w h 4 1 3降液管宽度 Wd 和截面积 Af 个人收集整理 仅供参考 23 39 弓形降液管参数图图弓形降液管参数图图 13 因为 查上图得 Wd D 0 115 Af AT 0 055 所以 0 6 w l D Wd 0 115D 0 115 2 2 0 253mbR9C6 Af 0 055 3 799 0 209m2 由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 即 s Tf L HA 精馏段 15 93s 5s s Tf L HA 3 104 592 35 0 209 0 提馏段 10 39s 5s s Tf L HA 3 107 04 35 0 209 0 故降液管设计合理 4 1 4 降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙地流速为 0 06m s o u 依式得 ow s o ul L h 精馏段 0 023m 即 20mm ow s o ul L h 06 0 32 1 101 786 3 o h 个人收集整理 仅供参考 24 39 提馏段 0 035 m 即 20mm o h 06 0 32 1 102 79 3 o h 故降液管底隙高度设计合理 4 2 塔板布置塔板布置 4 2 1 塔板地分块 本设计塔径 D 1 4m 故塔板采用分块式 以便通过入孔装拆塔板 查表得 塔板分为 4 块 表十一塔板分块数 塔径 mm800 12001400 16001800 20002200 2400 塔板分块数3456 4 2 2 边缘区宽度地确定 取边缘区宽度 Wc 0 03m 溢流堰前地安定区宽度 Ws 0 07m 4 2 3 开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 2 221 2sin 180 a rx Ax rx r 其中 0 377m 2 sd WW D x 07 0253 0 2 4 1 0 67m c W D R 2 03 0 2 4 1 R x RxRxAa 1222 sin 180 2 0 954m2 67 0 377 0 sin67 0 180 377 0 67 0 377 0 2 1222 4 2 4 筛板地筛孔和开孔率 因乙醇 水组分无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛空直径 d0 5mm mm3 筛空按正三角排列 孔中心距 t 3d0 3 5 15mm 筛孔数目 491092 4909954 0 15 1158000 1158000 n 22 t Aa 开孔率 在 5 15 范围内 07 10 3 907 0 07 90 22 dt 气体通过筛孔地气速为 a s A V u 0 则 精馏段s m155 6 1 0 9540 1007 1 552 u J0 提馏段 smuoT 028 19 954 0 1007 0 828 1 个人收集整理 仅供参考 25 39 第五章 塔板地流体力学验算第五章 塔板地流体力学验算 5 1 气体通过塔板地压力降气体通过塔板地压力降液柱液柱 p h 气体通过塔板地压力降 单板压降 1pc hhhh 气体通过每层塔板压降相当地液柱高度 m 液柱 p h 气体通过筛板地干板压降 m 液柱 c h 气体通过板上液层地阻力 m 液柱 l h 克服液体表面张力地阻力 m 液柱 h 5 1 1 干板阻力 c h 干板压降 c h c h L v C u 2 0 0 51 00 筛孔气速 m s 0 u 孔流系数 0 C 分别为气液相密度 Kg m3 Lv 塔板孔流系数 图 14 根据 d2 5 3 1 67 查干筛孔地流量系数图 C0 0 78 个人收集整理 仅供参考 26 39 精馏段液柱mhc038 0 915 819 431 1 78 0 155 16 051 0 2 提馏段液柱m c 041 0 855 892 215 1 78 0 028 19 051 0 h 2 5 1 2 板上充气液层阻力 1 h 板上液层阻力用下面地公式计算 l h 00owwLl hhhh L h 板上清液层高度 m 反映板上液层充气程度地因数 可称为充气因数 0 降液管横截面积 0 209m2 塔横截面积 1 539m2 f A T A 充气系数 与动能因子 Fa 地关系 图 15 精馏段485 1 209 0 539 1 552 1 fT s a AA V u 动能因子776 1 431 1 485 1 Fa va u 查充气系数 与 Fa 地关联图可得 0 57 0 则 hl hL 0 57 0 05 0 0285m 0 提馏段374 1 209 0 539 1 828 1 fT S a AA V u 个人收集整理 仅供参考 27 39 动能因子 Fa 515 1 215 1 374 1 va u 查充气系数与 Fa 地关联图可得 0 59 0 0 则hl 0 59 0 05 0 0295m hl 0 5 1 3 由表面张力引起地阻力 h 液体表面张力地阻力 0 4 gd h L 精馏段m00371 0 005 0 8 9915 819 10274 374 h 3 提馏段 mh00482 0 005 0 8 9855 892 10745 524 3 故精馏段 hp 0 038 0 0285 0 00371 0 07321m 液柱 压降 819 915 9 8 0 08121 0 65KPap 提馏段 hp 0 041 0 0295 0 00482 0 07532m 压降 892 855 9 8 0 07532 0 66KPa p 5 2 液面落差液面落差 对于筛板塔 液面落差很小 且本设计地塔径和流量均不大 故可忽略液面 落差地影响 5 3 液沫夹带液沫夹带 雾沫夹带 雾沫夹带 板上液体被上升气体带入上一层塔板地现象 为保证板式塔能维持正常地操 作效果 Kg 液 Kg 气 1 0e v 2 3 6 107 5 fT a L v hH u e 1 精馏段 气液气液g 1 0g 0879 0 6 00 5240 0 485 1 10274 37 107 5 2 3 3 6 KKgKKgev 2 提馏段 g 1 0g 0641 0 6 00 524 0 882 1 100 856 107 5 2 3 3 6 KKgKKgev 故在本设计中液沫夹带常量 ev 在允许范围内 不会发生过量液沫夹带 个人收集整理 仅供参考 28 39 5 4 漏液漏液 漏液验算 VLLow hhCu 13 0 0056 0 4 4 0 K 1 5 2 0 ow u u0 u0 筛孔气速 uow 漏液点气速 1 精馏段 sm hhC VLLo 14 6431 1 915 81900371 0 0285 0 13 0 0056 078 0 4 4 13 0 0056 0 4 4u 0min 实际孔速 w00 155 16usmu J 稳定系数为5 163 2 6 14 16 155 K 2 提馏段 sm hhC VLLo 71 5 215 1 855 89200482 0 0295 0 13 0 0056 0 78 0 4 4 13 0 0056 0 4 4u 0min 稳定系数为 5 133 3 71 5 028 19 K 故在本设计中无明显漏液 5 5 液泛液泛 为防止塔内发生液泛 降液管内液层高 Hd 应服从地关系 乙醇 水组分为不易发泡体系故取 wTd hHH 1 精馏段 mhH wT 233 0 0386 0 35 0 6 0 又 dLpd hhhH 板上不设进口堰 u0 0 092 0 hL L w s 023 0 84 0 10786 1 3 hd 0 153 u0 2 0 153 0 0922 0 00129m 液柱 Hd 0 07821 0 0285 0 00129 0 108m 液柱 个人收集整理 仅供参考 29 39 0 233 wTd hHH 2 提馏段 hd 0 153 u0 2 0 153 0 220 2 0 0074 Hd 0 07532 0 0295 0 0074 0 112m 液柱 0 262 wTd hHH 故在本设计中不会发生液泛现象 第六章 塔板负荷性能图第六章 塔板负荷性能图 6 1 漏液线漏液线 1 精馏段 14 6 u0 min 0 785 0 0052 4910 6 14 0 592m3 s min0 2 0min d 4 nuVs 2 提馏段 14 6 u0 min 0 785 0 0052 4910 5 71 0 55m3 s min0 2 0min d 4 nuVs 据此可以做出与流体流量无关地水平漏液线 6 2 液沫夹带线液沫夹带线 以ev 0 1kg 液 kg 气为限 求 Vs Ls 关系如下 2 3 6 107 5 fT a L v hH u e 33 1 209 0539 1 SS fT S VV AA V u 1 精馏段 hf 2 5hL 2 5 hw how hw 0 0386mhow 2 84 1000 1 038 3600LS 0 84 2 3 0 78LS2 3 pN9LB 则 hf 0 097 1 95 LS2 3 HT hf 0 35 0 097 1 95 LS2 3 0 253 1 95 LS2 3DJ8T7 1 0 L 1 95 0 253 33 1 10274 37 107 5 2 3 2 3 S 3 6 S V V e 解得 VS 2 522 19 67LS2 3 mhH wT 220 0 017 035 0 6 0 个人收集整理 仅供参考 30 39 Ls m3 s 0 0020 0040 0060 0080 010 0120 0140 016 Vs m3 s 2 212 0261 8721 7351 6091 4911 3791 273 表 12 2 提馏段 hf 2 5hL 2 5 h w h ow h w 0 033mhow 2 84 1000 1 145 3600LS 0 84 2 3 1 14LS2 3 QF81D 则 hf 0 083 2 85 LS2 3 HT hf 0 35 0 083 2 85 LS2 3 0 267 2 85 LS2 34B7a9 1 0 2 85L 0 267 33 110745 52 107 5 2 3 2 3 S 3 6 S V V e 解得 VS 3 001 32 038LS2 3 Ls m3 s 0 0020 0040 0060 0080 010 0120 0140 016 Vs m3 s 2 4922 1941 9431 7191 5141 3221 240 967 表 13 可作出液沫夹带线 6 3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰 取堰上液层高度 how 0 006m 作最小液体负荷标准 由 ow h 3 2 3600L E 0284 00 w s L 1 精馏段 E 1 038 则sm s 00068 0 3600 84 0 038 1 00284 0 006 0 L 3 2 3 min 2 提馏段 E 1 145 则sm s 00058 0 3600 84 0 145 1 00284 0 006 0 L 3 2 3 min 据此可作出与气体流量无关地垂直液相负荷下限 6 4 液相负荷上限线液相负荷上限线 以5s 作为液体在降液管中停留时间地下限 据此可作出与气体流 量无关地垂直液相负 荷上线 4 6 5 液泛线液泛线 令 wTd hHH dLpd hhhH hhhh Lcp 联立得 L hh 01 owwL hhh sm HA L L HA Tf S S Tf 015 0 5 35 0 209 0 5 5 3 min 个人收集整理 仅供参考 31 39 整理得 hhhhhH dcowwT 1 1 00 3 2 2 2 SsS LdLcbVa 1 精馏段 0158 0 915 819 431 1 78 0 4910005 04 51 00 051 0 222 00 L v cA a 173 0 0386 0 157 0 6 0 3506 0 1 0 wT hHb 89 409 023 0 84 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 221 1 84 0 3600 57 0 1 038 1 1084 2 3600 1 1084 2 3 2 33 23 w l Ed 0 0158 0 173 409 89 1 221 2 Vs 2 s L 3 2 s L 列表计算如下表 14 Ls m3 s 0 0040 0060 0080 010 Vs m3 s 2 9232 7322 4902 179 2 提馏段 0123 0 855 892 215 1 78 0 4910005 04 51 00 051 0 222 00 L v cA a 177 0 033 0 159 0 6 0 3506 0 1 0 wT hHb 01 177 035 0 84 0 53 10 153 0 22 0 hl c w 364 1 84 0 3600 59 0 1 145 1 1084 2 3600 1 1084 2 3 2 33 23 w l Ed 0 0123 0 177 177 01 1 364 2 Vs 2 s L 3 2 s L 表 15 Ls m3 s 0 0040 0060 0080 010 Vs m3 s 3 3743 2013 0042 794 由此表数据即可做出液泛线 5 根据以上各线方程 可做出筛板塔地精馏段负荷性能图如下 个人收集整理 仅供参考 32 39 精馏段负荷下 限 精馏段负荷上 限 精馏段液泛线 操作线 0 592 漏液线 y 123 7x 3 4469 R2 0 9883 0 0 5 1 1 5 2 2 5 3 00 0050 010 0150 02 Ls m3 s Vs m3 s 图 16 由图可知 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 4469 0 592 5 822 2 提馏段负荷性能图 精馏段负荷 下限 精馏段负荷 上限 精馏段液泛 线 操作线 0 55 漏液线 y 96 85x 3 7712 R2 0 9981 0 0 5 1 1 5 2 2 5 3 3 5 4 00 0050 010 0150 02 Ls m3 s Vs m3 s 图 17 由图可知 故操作弹性为 Vs max Vs min 3 7712 0 55 6 875 个人收集整理 仅供参考 33 39 第七章 各接管尺寸地确定及选型第七章 各接管尺寸地确定及选型 7 1 进料管尺寸地计算及选型进料管尺寸地计算及选型 料液质量流体 hkgFMG 109 584 2533 228 3