乙醇—丙醇二元物系筛板精馏塔实施方案

1 47 目录 目录 1 摘要 6 第一章绪论 7 1 1 设计流程 7 1 2 设计思路 8 第 2 章塔板地工艺设计 9 2 1 精馏塔全塔物料衡算 9 2 2 常压下乙醇 水气液平衡组成 摩尔 与温度地关系 9b5E2R 2 2 1 温度 10 2 2 2 密度 10 2 2 2 1 精馏段 10 2 2 2 2 提馏段 11 2 2 3 混合液体表面张力地计算 12 2 2 4 混合液混合物地粘度计算 13 2 2 5 相对挥发度 14 2 3 理论塔板地计算 14 2 3 1 适宜回流比地确定 14 2 3 2 精馏塔地气液相负荷 15 2 3 3 操作线方程 15 2 3 4 理论塔板数地确定 15p1Ean 2 3 4 实际塔板数 15 2 3 4 1 精馏段 16 2 3 4 2 提馏段 16 2 3 5 操作压力计算 16 2 4 精馏塔塔体工艺尺寸地计算 16 2 4 1 塔径 D 地计算 16 2 4 1 1 气液相体积流量计算 16 2 4 1 2 管径计算 17 2 4 1 3 精馏塔地有效高度计算 18 2 5 塔板主要工艺尺寸地计算 18 2 5 1 溢流装置地计算 18 2 5 1 1 溢流堰长 19 2 5 1 2 溢流堰高度 19 2 5 1 3 弓形降液管地宽度与降液管地面积19DXDiT d W f A 2 5 1 4 降液管底隙高度20 0 h 2 5 2 塔板布置 20 2 5 2 1 塔板地分布 20 2 5 2 2 边缘区宽度确定 20 2 5 2 3 开孔区面积计算 20 2 5 2 4 筛板计算及其排布 21 第 3 章筛板地流体力学验算 21 2 47 3 1 塔板压降 21 3 1 1 干板阻力计算 21 c h 3 1 2 气流穿过液层地阻力地计算 22 L h 3 1 3 液体表面张力地阻力地计算 22h 3 2 液面落差 23 3 3 液沫夹带 23 3 4 漏液 23 3 5 液泛 24 3 6 塔板负荷性能图 25 3 6 1 漏液线 25 3 6 2 液沫夹带线 25 3 6 3 液相负荷上限线 26 3 6 4 液相负荷下限线 26 3 6 5 液泛线 26 3 6 6 操作弹性 28 第四章设计结果汇总 41 第五章结语 2 参考文献 3 主要符号说明 4 附录 6 3 47 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 一 设计题目 一 设计题目 乙醇 丙醇连续筛板式精馏塔地设计 二 设计条件 二 设计条件 塔顶压力为 100kpa 处理量 见表中数据 进料中含乙醇 摩尔分数 进料状态 q 1 00 0 294 f x 塔顶含乙醇 摩尔分数 00 0 914 d x 塔底含乙醇 摩尔分数 00 0 014 w x 加料量为100 Fkmol h 塔顶设全凝器 泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热 回流比 min 1 22 0 RR 单板压降 0 7kPa 塔板采用筛板 三 设计内容 三 设计内容 1 确定工艺流程 2 精馏塔地物料衡算 3 塔板数地确定 4 精馏塔地工艺条件及有关物性数据地计算 5 精馏塔塔体工艺尺寸地计算 6 塔板板面布置设计 7 塔板地流体力学验算与负荷性能图 8 设计说明书 4 47 摘 要 来自塔板下面地蒸气经塔板进入板上地液体中 与温度较低地液体直接接触 气液之间 发生热质交换 一直进行到相平衡为止 在本次设计中 主要以乙醇和丙醇为实验物系 在给 定地操作条件下对筛板精馏塔进行物料和热量衡算 精馏是一种最常用地分离方法 它依据多 次部分汽化 多次部分冷凝地原理来实现连续地高纯度分离 设计中采用地精馏装置有精馏塔 冷 凝器等设备 采用直接蒸汽加热 物料在塔内进行精馏分离 余热由塔顶产品冷凝器中地冷却 介质带走 完成传热传质 RTCrp 本设计主要计算 物料衡算 热量衡算 主体设备设计 主体设备选型地设计等 塔顶冷 凝装置采用全凝器 以便于准确控制回流比 直接蒸汽加热计算出蒸汽地用量 5PCzV 通过对精馏塔地工艺设计计算可知 实际塔板数为 27 块 进料在第 23 块 回流比为 2 496 塔径为 1 m 塔地实际高度为 m 根据所选地参数在进行校核可知 精馏段塔板压降 为 109325Pa 液体在降液管停留时间为 26 213s 降液管内清液层高度为 0 0123m 雾沫夹带 为 0 019kg 液 kg 气 降液管底隙高0 1267m 气相流量 0 0007379m3 s 液相流量 0 5983m3 s 操作弹性为 3 665 提馏段塔板压降为 118825Pa 液体在降液管停留时间为 14 867s 降液管内清液层高度为0 11404m 雾沫夹带为 0 0227kg 液 kg 气 气相流量 0 001301m3 s 液相流量为 0 863 m3 s 操作弹性为 3 082 这些值都符合实际要求 故所选 地物性参数是合理 在进行精馏塔地附属设备地计算可知 塔顶冷凝器地型号为 G500 60 1 14 I 进料泵地型号为 50Y 60B 贮罐地型号为 JB1428 7jLBHr 5 47 第一章 绪论 按物系性质和生产需要 精馏塔分段采用筛板与填料相结合地组合板 或采用轻重浮阀 交替排列地组合板 既避免了由于设备腐蚀而造成地堵塞 又保证了很高地分离效率 在本设 计中我们使用筛板塔 筛板塔地突出优点是结构简单造价低 合理地设计和适当地操作筛板塔 能满足要求地操作弹性 而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液 采用直接蒸汽加 热分离乙醇和丙醇 传热速率快 开车周期短 能耗降低 为减少对传质地不利影响 可将塔 板地液体进入区制成突起地斜台状这样可以降低进口处地速度使塔板上气流分布均匀 xHAQX 精馏过程地实质是上升蒸气和下流液体充分接触 两相间进行物质和能量地相互传递 塔 坂地作用是为气液两相物流进行热量和质量传递提供场所 整个精馏过程就是通过精馏塔内每 块塔板上地作用而实现地 为减少对传质地不利影响可将塔板地液体进入区制成突起地斜台状 这样可以降低进口处地速度使塔板上气流分布均匀 筛板塔多用不锈钢板或合金制成 使用碳 刚地比较少 筛板塔多用不锈钢板或合金制成 使用碳钢地比率较少 LDAYt 1 11 1 设计流程设计流程 乙醇 丙醇合液经原料预热器加热 进料状况为泡点进料送入精馏塔 塔顶上升蒸汽采 用全凝汽冷凝 一部分入塔回流 其余经塔顶产品冷却器冷却后 送至储罐 塔釜采用直接 蒸汽加热 塔底产品冷却后 送入贮罐Zzz6Z 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 图 1 1 精流流程示图 6 47 1 21 2 设计思路设计思路 精馏方式地选定 本设计采用连续精馏操作方式 其特点是 连续精馏过程是一个连续定态过程 耗能小 于间歇精馏过程 易得纯度高地产品 dvzfv 操作压力地选取 本设计采用常压操作 一般 除了敏性物料以外 凡通过常压蒸馏不难实现分离要求 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来地系统都应采用常压蒸馏 rqyn1 3 加料状态地选择 为泡点进料 4 加热方式 本设计采用直接蒸汽加热 5 回流比地选择 选择回流比 主要从经济观点出发 力求使设备费用和操作费用之和最低 一般经验值为 R 1 1 2 0 Rmin Emxvx 6 塔顶冷凝器地冷凝方式与冷却介质地选择 塔顶选用全凝器 因为后继工段产品以液相出料 但所得产品地纯度低于分凝器 因为 分凝器地第一个分凝器相当于一块理论板 SixE2 塔顶冷却介质采用自来水 方便 实惠 经济 7 筛板塔地选择 在本设计中我们使用筛板塔 筛板塔地突出优点是结构简单造价低 合理地设计和适当地 操作筛板塔能满足要求地操作弹性 而且效率高采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜 6ewMy 筛板塔是最早应用于工业生产地设备之一 五十年代之后通过大量地工业实践逐步改进 了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要地传质设备为减少对传质地不利影 响可将塔板地液体进入区制突起地斜台状这样可以降低进口处地速度使塔板上气流分布均匀 筛板塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚地比较少 实际操作表明 筛板在一定程度地漏夜状 态下操作使其板效率明显下降其操作地负荷范围较袍罩塔为窄 单设计良好地塔其操作弹性 仍可达到 2 3 kavU4 表 1 1 流程 方式压力加料 状态 加热 方式 回流比冷凝 器 冷却 介质 筛板 塔 选 取 连续 精馏 常压气液 混合 直接 蒸汽 R 1 1 2 0 Rmin全凝 器 自来 水 筛板 塔 7 47 第第 2 2 章章 塔板地工艺设计塔板地工艺设计 2 12 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 摩尔分数质量分数 mol x 46 07 x 46 07x x 1 60 1 0 242 0 891 0 0108 f d w x x x 物料衡算式为 F D W 易挥发组分物料衡算 F XF D XD W XW 解得 D 31 11kmol h FDW FxfDxdWxw 100 100 0 2940 9140 014 DW DW W 68 89kmol h 2 22 2 常压下乙醇常压下乙醇 丙醇气液平衡组成 摩尔 与温度地关系丙醇气液平衡组成 摩尔 与温度地关系 表 2 1 常压下乙醇 丙醇地汽液平衡数据 序号液相组成气相组成沸点 序号液相组成气相组成沸点 10 0000 00097 1670 5460 71184 98 20 1260 24093 8580 6000 76084 13 30 1880 31892 6690 6630 79983 06 40 2100 33991 60100 8440 91480 59 50 3580 55088 32111 0001 00078 38 60 4610 65086 25 2 2 12 2 1 温度温度 利用表 2 1 中数据由插值法可求得 F t D t W t 1 F t 89 74oC 91 6091 6088 32 0 2100 3580 2940 210 F t F t 2 79 60 oC D t 80 5980 5978 38 0 844 10 9140 844 D t D t 3 96 79 oC W t 97 1697 1693 85 00 1260 0140 W t W t 4 精馏段平均温度 m1 89 7479 60 t84 67 22 FDtt 5 提馏段平均温度 m2 89 7496 79 t93 27 22 FWtt 8 47 2 2 22 2 2 密度密度 由如下公式 为质量分率 B B A A l p 1 混合气体密度 O O v TP PMT lvmj 4 22 塔顶温度 79 60 oC D t 气相组成 0 955 D y 78 3880 5979 6078 38 1 0 9141 D y D y 同理求得 0 474 F y 0 030 W y 2 2 2 12 2 2 1 精馏段精馏段 液相组成 0 604 1 0 9140 294 22 DF xx x 气相组成 0 715 1 0 9550 474 22 DF yy y 则 1 46 070 60460 1 1 0 604 51 63kg kmol L M 1 46 07 0 71560 1 1 0 715 50 07 V Mkg kmol 2 2 2 22 2 2 2 提馏段提馏段 液相组成 0 154 2 0 0140 294 22 wF xx x 气相组成 1 0 0300 474 0 252 22 WF yy y 则 2 46 070 15460 1 1 0 154 57 94kg kmol L M 2 46 07 0 25260 1 1 0 252 56 56 V Mkg kmol 利用表 2 2 中数据 由插值法不同温度下乙醇和丙醇地密度求得在 下乙醇和 F t D t W t 水地密度 3 mKg 表 2 2 温度 t OC 708090100110 乙醇密度 kg m3 754 2742 3730 7717 4704 3 乙醇密度 kg m3 759 6748 7737 5726 1714 2 89 74oC F t 90809089 74 730 1 742 3730 1 F 乙 F 730 42 乙 3 kg m 9 47 90809089 74 737 5748 7737 5 F 丙 F 737 79 丙 3 kg m F 10 2421 0 242 730 42737 79 F 735 99 3 kg m 79 60 oC D t 80708979 60 742 3754 2742 3 D 乙 743 70 乙d 3 kg m 80708076 60 748 7759 6748 7 D 丙 749 14 丙d 3 mKg D 10 8911 0 891 742 78749 14 743 47 d 3 kg m 96 79 oC W t 1009010096 79 717 4730 1717 4 W 乙 w 729 76 乙 3 kg m 1009010096 79 726 1 737 5726 1 W 丙 w 729 76 丙 3 kg m W 10 01081 0 0108 721 48729 76 743 47 d 3 kg m 则 精馏段地平均气相密度 739 73 1 735 99743 47 22 FD L 3 kg m 提馏段地平均气相密度 763 96 2 735 99791 92 22 wF L 3 kg m 55 97546 07 1 60 10 914 46 07 1 0 914 60 1 LDDD Mxx kg kmol 47 27746 07 1 60 10 294 46 07 1 0 294 60 1 LFFF Mxx kg kmol 59 90446 07 1 60 10 014 46 07 1 0 014 60 1 LWWW Mxx kg kmol 则 51 63 1L M 55 97547 277 22 LDLF MM kg kmol 57 94 2L M 47 27759 904 22 LWLF MM kg kmol 46 07 1 60 10 955 46 07 1 0 955 60 146 7 vDDD Myy kg kmol 46 07 1 60 10 474 46 07 1 0 474 60 153 4 vFFF Myy kg kmol 46 07 1 60 10 030 46 07 1 0 030 60 159 7 vWWW Myy kg kmol kg m3 273 15 1 79 22 4 273 1589 74 VF kg m3 d 273 15 1 61 22 4 273 1579 60 V kg m3 273 15 1 97 22 4 273 1596 79 Vw 精馏段平均液相密度 kg m3 1 1 79 1 61 1 70 22 VFVD V 10 47 提馏段平均液相密度 kg m3 2 1 79 1 97 1 88 22 VFVW V 2 2 32 2 3混合液体表面张力地计算 由表 2 3 不同温度下乙醇和丙醇地表面张力 利用插值法求地表面张力 表 2 3 不同温度下乙醇和丙醇地表面张力 温度 t OC 乙醇表面张力 10 3N M 1 丙醇表面张力 10 3N M 1 温度 t OC 乙醇表面张力 10 3N M 1 丙醇表面张力 10 3N M 1 8017 2 19 8 10015 2 17 2 9016 2 18 0 11014 8 16 2 79 60 D t 806017 220 25 8079 617 2 D 乙 17 26 D 乙 mN m 806019 821 27 8079 6019 8 D 丙 19 83 D 丙 mN m 89 74 F t 908016 2 17 2 9089 7416 2 乙F 16 23 F 乙 mN m 908018 0 19 8 9089 7418 0 丙F 18 03 F 丙 mN m 96 79 w t 1009015 2 16 2 10096 7915 2 W 乙 15 52 乙W mN m 1009017 2 18 10096 7917 2 W 丙 17 46 丙W mN m 1 0 914 19 83 1 0 914 17 48 LDDDD xx 乙丙D mN m 1 16 23 0 294 18 03 1 0 294 17 50 LFFFFF xx 乙丙 mN m 1 15 52 0 014 17 46 1 0 014 17 43 LWWWWW xx 乙丙 mN m 精馏段液相平均表面张力 17 48 17 50 17 49 22 LDLF L 精 mN m 提馏段液相平均表面张力 17 43 17 50 17 47 22 LWLF L 提 mN m 2 2 4 混合液混合物地粘度计混合液混合物地粘度计算算 由时查液体粘性共线图得 1 84 67tC 0 464mPa s 乙0 578mPa s 丙 时查液体粘性共线图得 2 t93 27 C 2 0 406mPa s 乙2 0 503mPa s 丙 1 精馏段粘度 1 11 1 0 4640 6040 5781 0 604 0 509xxmPa s 乙丙 2 提馏段粘度 2 222 1 0 406 0 1540 5031 0 154 0 488xxmPa s 乙2丙 11 47 2 2 52 2 5 相对挥发度相对挥发度 由 得0 294 F x 0 474 F y 0 4741 0 474 2 164 0 2941 0 294 F 由 得0 914 D x 0 955 D y 0 9551 0 955 1 997 0 9141 0 914 D 由 得0 014 W x 0 030 W y 0 0301 0 030 2 178 0 0141 0 014 W 精馏段平均相对挥发度 1 1 9972 164 2 081 22 DF 提馏段平均相对挥发度 2 2 1642 178 2 171 22 WF 2 32 3 理论理论塔板地计算塔板地计算 2 3 12 3 1 适宜回流比地确定适宜回流比地确定 本设计中采用图解法来求理论板数 根据乙醇 丙醇地气液平衡组成可绘出平衡曲线 即 x y 曲线图 1 根据苯与甲苯地平衡数据在 y x 作出平衡曲线 并画出对角线 2 在 x 轴上找出 XD XF XW a f 点 3 通过 f 点作出 q 线 q 线是精馏段与提留段操作线交点地轨迹 4 设 q 线与平衡曲线交与点 G Xg Yg 则 Rmin 由作图得点 g 坐标为 g gD XYg YX g 0 294 0474 所以 Rmin y6v3A 0 9140 474 2 44 0 4740 294 取 R 1 5Rmin 3 66 5 在 y 轴上定出 e 点 使 连接 ae 即为精馏段操作线oe 1 R XD 即y 1 n 3 660 914 0 7850 196 113 66 13 66 1 D XR XX RR 6 ae 与 q 线交与点 b 点 y 11 4750 00665 1 1 1 1 w WXRDqF mXX RDq FRDq F 12 47 7 连接 bd 即得提留段操作线 8 自 a 点出发 在平衡线和两条操作线之间画梯级 直到最后一级跨过为止 0 014wx 所得数即为所需理论板数 跨过 b 点处即为进料塔板 M2ub6 求地结果为 总理论板层数 N 17 块 包括再沸器 T 精馏段理论板数 NT1 7 提馏段理论板数 NT2 10 包括再沸器 理论加料板位置为第 8 块板 2 3 22 3 2 实际塔板数实际塔板数 全塔板效率地求取利用奥康奈尔公式 0 245 0 49 TL E 其中 塔顶与塔底平均相对挥发度 塔顶与塔底平均液相粘度 L a mP s 精馏段精馏段 已知 mPa s 1 2 081 1 0 509 L 所以 0 245 0 49 2 081 0 509 0 483 T E 块 7 14 0 483 T p T N N E 精 提馏段提馏段 已知 mPa s 2 2 171 2 0 488 L 所以 0 245 0 49 2 171 0 488 0 483 T E 块 9 19 0 483 T p T N N E 提 全塔所需实际塔板数全塔效率 14 1933 PPP NNN 精提 块 不含再沸器 100 100 48 48 T T P N E N 17 1 33 加料板位置在第 15 块塔板上 2 3 32 3 3精馏塔地气液相负荷精馏塔地气液相负荷 精馏段 kmol s 3 66 31 11 0 0316 3600 LRD kmol s 3 66 1 1 0 0403 3600 VRD 31 11 则质量流量 kg s 11 51 63 0 03161 63 L LM L 13 47 kg s 11 50 070 04032 02 V VM V 体积流量 s 3 1 1 1 1 63 2 2 10 739 73 s L L L 3 m s 1 1 1 2 02 1 19 1 70 s V V V 3 m 提馏段 kmol s 31 11 1 0 0316 0 0402 3600 LLqFRDqF kmol s 1 0 0403VVqFV 则质量流量 kg s 22 57 94 0 04022 33 L LML kg s 22 56 56 0 04032 28 V VM V 体积流量 s 3 2 2 2 2 33 2 93 10 793 96 s L L L 3 m s 2 2 2 2 28 1 21 1 88 s V V V 3 m 表 2 4 汽液符合计算结果汇总表 液相质量 kg s汽相质量 kg s液相体积流量 m3 s汽相体积流量 m3 s 精馏段 1 632 022 2 10 31 19 提馏段 2 332 282 93 10 31 21 2 3 5 操作压力计算 塔顶压强 PD 100kpa 取每层塔板压降 P 0 7 kpa 则进料板压强 PF 100 0 7 14 117 425 kpa 塔釜压强 PW 101 325 0 7 27 120 225 kpa 精馏段平均操作压强 PM1 101 325 117 425 2 109 325 kpa 提馏段平均操作压强 PM2 117 425 120 225 2 118 825kpa 2 42 4 精馏塔塔体工艺尺寸地计算精馏塔塔体工艺尺寸地计算 2 4 12 4 1 塔径塔径 D D 地计算地计算 选板间距 HT 0 45m 取板上液层高度 hL 0 06m 故 HT hL 0 39 m 1 精馏段 14 47 横坐标 查文献得 精馏段 C20 0 0890 113 11 22 11 2 20 10739 73 0 039 1 191 70 sL sV L V 20 2 2 20 17 49 0 0890 0 0834 2020 CC umax C 0 0834 1 74 m s v vl 739 73 1 70 1 70 取安全系数为 0 7 则 u 0 7 umax 1 22 m s 1 11m1D u VS 44 1 19 3 14 1 22 按标准 塔径圆整取 1 2m1D 塔截面积 空塔气速 1 05 m s 2 1 13 2 T D A 1 u 1 19 1 13 2 提馏段 横坐标 查文献得 精馏段 C20 0 0891 113 22 22 22 10763 96 0 038 1 211 88 sL sV L V 20 2 2 20 17 47 0 0891 0 0867 2020 CC 取安全系数为 0 7 则 max 763 96 1 88 0 08671 75 1 88 u 2max 0 70 7 1 751 22uu m s 1 124m 2 D u VS 44 1 21 3 14 1 22 按标准 塔径 D 圆整取 1 2m 塔截面积 m2 2 1 13 2 T D A 空塔气速 1 07m s2u 1 21 1 13 因为二者相差不是很大 所以可以取同样大地塔径 2 4 1 32 4 1 3 精馏塔地有效高度计算精馏塔地有效高度计算 精馏段地有效高度 T NH7 92Zm 精精 1 15 47 提馏段地有效高度 T NH3 08Zm 提提 1 在进料板上方开一人孔 其高度为 0 8m 故精馏塔地有效高度为0 811 80ZZZm 精提 2 52 5 塔板主要工艺尺寸地计算塔板主要工艺尺寸地计算 2 5 12 5 1 溢流装置地计算溢流装置地计算 因塔径 D 1 2m D 2 2m 可选用单溢流弓形降降液管 采用凹行受液盘及平行溢流堰 2 5 1 12 5 1 1 溢流堰长溢流堰长 取堰长为 0 6D 即 w 0 6m w l l 1 2 0 72 2 5 1 22 5 1 2 溢流堰高度溢流堰高度 wLw hhh 0 选用平直堰 堰上地液层高度 0 06 l hm 32 3 2 84 10 h ow w L hE l 近似取 则 1E 1 精馏段堰上地液层高度 2 3 3 2 842 2 103600 0 014 10000 72 OW h 0 06m h0 060 0140 046 WLOW hh 2 提馏段堰上地液层高度 2 3 3 2 842 93 103600 0 017 10000 72 OW h h0 060 0170 043 WLOW hh 0 06m 16 47 2 5 1 32 5 1 3 弓形降液管地宽度弓形降液管地宽度与降液管地面积与降液管地面积 d W f A 由 查弓形降液管参数图知0 6 w l D 0 051 f T A A 0 1 d W D 2 f A 0 051 0 0576m T A故 0 10 12m d WD 依式 精馏段 1 1 1 2 2 0 0576 0 45 11 785 0 0022 0 0576 0 45 8 855 0 00293 fT s fT s fT s AH L AH ss L AH s L 故降液管设计合理 2 5 1 42 5 1 4 降液管底隙高度降液管底隙高度 0 h s o w L h L u 取液体通过降液管底隙地流速 u 0 11m s 精馏段 0 0022 0 028 0 72 0 11 o hm 6 ow mmhh 提馏段 0 00293 0 037 0 11 0 72 hm 6 w mmhh 故降液管隙高度设计合理 选用凹行受液盘 深度 50 w hmm 17 47 2 5 22 5 2 塔板布置塔板布置 2 5 2 12 5 2 1 塔板地分布塔板地分布 因 D800mm 故塔板采用分块式 查表知 塔板分为 3 块 2 5 2 22 5 2 2 边缘区宽度确定边缘区宽度确定 取 0 060 SS WWm mWc030 0 2 5 2 32 5 2 3 开孔区面积计算开孔区面积计算 sin180 2 1222 r x rxrxAa 1 0 120 060 42 22 0 57 2 ds c D xWWm D rWm 其中 22212 2 180sin 0 8187 x Ax rxrm r 故 2 5 2 42 5 2 4 筛板计算及其排布筛板计算及其排布 因本例所处理物系无腐蚀性 可选用碳钢板 取筛孔地直径 do 5mm 3mm 筛孔按正三角形排列 取孔中心距 t 为 3 316 5tdmm 塔板上地筛孔数 n 为 2 2 1 158 0 8187 0 001 1 158 3483 16 5 nAt 个 开孔率 即 2 0 907 8 33 o t d 0a0 0833 0 81870 0681AA 气体通过筛孔地气速 00 s uVA 18 47 精馏段 00 1 19 0 068117 47 s uVAm s 提馏段 0 1 21 0 068117 78 s uVAm s 第 3 章筛板地流体力学验算 3 13 1 塔板压降塔板压降 3 1 13 1 1 干板阻力干板阻力计算计算 c h 2 0 051 v c L u h c 由 查图得 4 5 31 5d 0 78C 1 精馏段 2 0 05114 511 0 78 1 18 895 8340 02320 c hm 液柱 2 提馏段 2 0 05115 161 0 780 825 898 0820 01770 c hm 液柱 3 1 23 1 2 气流穿过液层地阻力气流穿过液层地阻力地计算地计算 L h 气体通过液层地阻力计算公式 lL hh 1 精馏段 0 5983 1 115 0 7850 04396 Tf V um s AA 1 21 2 0 1 115 1 181 211 av FuKgs m 查图得板上液层充气系数 0 62 1 0 62 0 060 0372 l hhm 故液柱 2 提馏段 0 863 1 1646 0 7850 04396 Tf V um s AA 1 21 2 1 1646 0 8251 0578 FKgs m 查图得板上液层充气系数 0 65 液柱 mh039 0 06 0 65 0 hL 1 19 47 3 1 33 1 3 液体表面张力地阻力液体表面张力地阻力地计算地计算h 液体表面张力所产生地阻力 0 4 l L h gd 1 精馏段 1 44 21 4705 0 002172 895 834 9 81 0 0045 1000 Lo hm gd 液柱 其中气体通过每层塔板地液柱高度 0 0626 pcl hhhhm 液柱 气体通过每层塔板地压降为 PP hp L1g 0 05457 895 834 设计允许值 9 81479 5830 7pakpa 2 提馏段 4 0 0037096 L Lo hm gd 液柱 其中气体通过每层塔板地液柱高度 1 0 05441 pc hhhhm 液柱 0 05441 898 082 9 81479 3590 7 ppL PhgpaKpa 设计允许值 3 23 2 液面落差液面落差 故对于筛板塔 液面落差很小 且本例地塔径和液流量均不大 故可忽略液面落差地影 响 3 33 3 液沫夹带液沫夹带 依公式 1 3 2 6 5 7 10 a V LmTf u e Hh mhh Lf 15 0 06 0 5 25 2 1 精馏段 6 3 2 3 5 7 101 115 0 019kg kgkg kg 21 4705 100 440 15 v e 液气 0 1液气 2 提馏段 6 3 2 v 3 5 7 101 1646 0 0227kg kgkg kg 36 768 100 440 15 e 液气9 092 筛板地稳定性系数 0 min 1 60881 5 o u K u 介于 1 5 2 0 之间 故在设计负荷下不会产生明显漏液 2 提馏段 min0 4 4 0 00560 13 898 082 4 4 0 772 0 00560 13 0 060 00371 10 031m s 0 825 Lm oL Vm uChh 实际孔速 15 16 11 15 筛板地稳定性系数 2 min 1 5111 5 o o u K u 介于 1 5 2 0 之间 故在设计负荷下不会产生明显漏液 3 53 5 液泛液泛 为防止降液管液泛地发生 应使降液管中清液层高度 WTd hHH 因为 乙醇 水物系属于一般物系 取 0 5 1 精馏段 0 5 0 44 0 0523 0 246m TW Hh 液柱 21 47 而 dpld Hhhh 0 0 10 um s 2 0 0 1530 00153m d hu 液柱 dpLd H h h h 0 12413m液柱 则 WTd hHH 2 提馏段 2 0 0 1530 00153m d hu 液柱 0 1159 dpcd Hhhhm 液柱 则 dTw HHh 故在设计负荷下不会发生液泛现象 由以上塔板地各项流体力学验算 可认为精馏段 提馏段塔径及各工艺尺寸是合适地 3 63 6 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 3 6 13 6 1 漏液线漏液线 由 owwL hhh oSow min A VU 代入漏夜点气速 VLcoSow hhCAVU 13 0 0056 0 4 4 0min 解得精馏段 2 3 min4 84 0 0099720 122SSVL 提馏段 2 3 min6 03 0 008450 122SSVL 在操作范围内 任取几个值 依上式算出相应地值 列于下表 S L S V 表 3 2与对应值 S L S V Ls m3 s1 5 10 3 3 10 34 5 10 36 10 3 VS1 m3 s0 52060 54130 55810 5675 VS2 m3 s0 60450 63210 65430 6736 22 47 3 6 23 6 2 液沫夹带线液沫夹带线 以为限 气 kg气0 1kg e V 2 3 6 107 5 fT S L V hH U e 1 精馏段 1 350 S S S tf V UV AA 3 2 3 3600 1084 2 5 25 2 wj wjlf l Ls ehhh 2 3 0 1312 475SL 2 3 030902 475 Tfs Hhl V e1 0 107 5 2 3 6 hfH Ua T 2 3 1 4636 11 7228SSVL 在操作范围内 任取几个值 依上式算出相应地 列于下表中 S L S V 2 提馏段 1 350 S S s f T V UV AA 2 3 3 3600 2 5 2 5 2 84 10 0 6 S wT fl L hhhe 2 3 0 12252 344 S L 2 3 0 31752 344 Tfs Hhl 取雾沫夹带极限 V e 2 3 3 6 350 1 10 768 36 107 5 1 0 hfHt Vs 2 3 1 7710 13 675 ss Vl 在操作范围内 任取几个值 依上式算出相应地值 列于下表中 S L S V 表 3 1与对应值 S L S V Ls m3 s1 5 10 3 3 10 34 5 10 36 10 3 VS1 m3 s1 31801 21981 14411 0765 VS2 m3 s1 59181 48651 39831 3195 23 47 3 6 33 6 3 液相负荷上限线液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 4 秒 由公式得 S TF L HA 3 min 0 04396 0 44 0 0048356 4 ft S AH Lms 液相负荷上限线在坐标图上为气体流量无关地垂直线 3 6 43 6 4 液相负荷下限线液相负荷下限线 取平直堰 取堰上液层高度作为最小液体负荷标准 0 006owhm 取0 1 E0 6 w l 36002 84 0 006 1000 s w l howE l 则 4 min5 118 10SL 3 ms 液相负荷下相线在坐标图上 亦是气体流量无关地垂直线 3 6 53 6 5 液泛线液泛线 1 精馏段 令 dTw HHh 由 dpld Hhhh pci hhhh il hh lwow hhh 联立得 1 1 Twowcd Hhhhhh 忽略 整理得 h 2 22 3 sss VbcLdL 式中 2 00 0 051 v l A C 1 Tw bHh 2 0 153 wo c L h 2 3 3 2 84 10 1 3600 w deL 将有关数据代入 得 0 0348a 0 1614b 2809 174c 1 5192d 得 2 22 3 4 63880723 3943 655 sss VLL 在操作范围内 任取几个值 依上式算出相应地值 列于下表中 S L S V 24 47 2 提馏段 令 dTw HHh 由 dpld Hhhh pci hhhh il hh lwow hhh 联立得 1 1 Twowcd Hhhhhh 忽略 整理得 h 2 22 3 sss VbcLdL 式中 2 00 0 051 v l a A C 1 Tw bHh 2 0 153 wo c L h 2 3 3 2 84 10 1 3600 w deL 将有关数据代入 得 0 0243a 0 1614b 904 212c 1 5473d 得 2 22 3 6 64237210 37063 675 sss VLL 在操作范围内 任取几个值 依上式算出相应地值 列于下表中 S L S V 表 3 3与对应值 S L S V Ls m3 s1 5 10 5 3 0 10 54 5 10 56 10 5 VS1 m3 s2 14742 14382 14072 1379 VS2 m3 s2 56972 56522 56152 5582 3 6 63 6 6 操作弹性操作弹性 1 精馏段 25 47 0 0 5 1 1 5 2 00 0010 0020 0030 0040 0050 0060 007 3 1 max 1 950 S Vms 3 1 min 0 532 S Vms 故操作弹性为 1 max 2 min 3 665 s s V V 2 提馏段 0 0 5 1 1 5 2 2 5 00 0020 0040 0060 008 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 线性 系列1 线性 系列2 线性 系列3 线性 系列5 线性 系列6 3 2 max 1 845 S Vms 3 2 min 0 598 S Vms 故操作弹性为 1 max 2 min 3 082 s s V V 第 4 章热量衡算 4 14 1 进入系统地热量进入系统地热量 4 1 14 1 1 加热蒸汽带入地热量加热蒸汽带入地热量 QBQB QB GB rW 按 101 163 饱和蒸汽计 26 47 4 1 24 1 2 进料带入地热量进料带入地热量 QFQF PFFGF CtFQ 式中 89 28 T 362 43K F t 由附录表查得 乙醇 1 56 0 01 89 28 2 012 3 405kJ kmol K P A C 水 2 144 0 0001 89 28 4 198 4 217kJ kmol K P B C 则 0 2423 1 0 2423 4 03771kJ kg K P F C P A C P B C 且 FG F MF 3000kg h 得 故 QF 3000 4 0377 89 28 1 08145 kJ h 6 10 4 1 34 1 3 回流带入地热量回流带入地热量 QRQR RGP R R QRD Ct 0 78 38 R tC 由附录表查得 1 56 0 01 78 38 2 012 3 235kJ kmol K P A C 2 143 0 0001 78 38 4 198 4 215kJ kmol K P B C 则 0 7982 1 0 7982 3 4326kJ kg K P R C P A C P B C 从而有 QR 2 496 78 38 40 9096 8 214 3600 0 0034326 kJ h0YujC 5 8 1237 10 4 24 2 离开系统地热量离开系统地热量 4 2 14 2 1 塔顶蒸汽带出地热量塔顶蒸汽带出地热量 1 VGP DDD QDRCtr 式中 tD 78 38 CP D 3 433 kJ kg 由上面计算结果可知 由附录表计算得 rA 972 73kJ kg rB 2307 6kJ kg rD rA xD 1 xD rB 1263 67kJ kg 则 kJ h 6 6 482 10 V Q 27 47 4 2 24 2 2 残液带出地热量残液带出地热量 QW WG CP W tW 式中 tW 97 17 则 CP W 4 2105kJ kmol K WG W MW 0 02683 3600 18 449 1782kg h 则 QW 1782 4 2105 97 17 kJ h 5 7 291 10 4 2 34 2 3 散于周围地热量散于周围地热量 QLQL 可取0 4 LB QQ 热量衡算式 QB QF QD QV QW QL 即 QB QV QW QL QF QD 1 0 4 QB 6565 6 482 107 291 101 08145 108 1237 10 解得 6 5 33863 10 B Qkj h 由查附录表计算得 kJ kg kJ kg97 17 o w tC 924 249 A r 2049 66 B r kJ kg 2027 602 W r 则 263 298 B B w Q Gkg h r 设塔顶为全凝器 用冷却水做冷却剂 设入口温度为 1 20t 2 40t 冷却水用量 12 ttC Q G P C C CVD QQQ 65 4 6 482 108 1237 10 6 791 10 4 174 4020 C Gkg h 第 5 章塔地附属设备地计算 5 15 1 塔顶冷凝器地计算塔顶冷凝器地计算 5 1 15 1 1 确定设计方案确定设计方案 5 1 1 15 1 1 1 选择换热器地类型选择换热器地类型 两流体温度变化情况 热流体为饱和乙醇水蒸汽 温度为 78 38 冷流体进口温度 28 47 20 出口温度 40 用该冷却水冷却 冬季操作时其进口温度降低 考虑到这一因素 估计 该换热器地关闭温度和壳体壁温之差较大 因此初步确定选用固定管板式换热器 eUts8 5 1 1 25 1 1 2 流程安排流程安排 由于循环冷却水较易结垢 其流速太低 将会加快污垢增长速度 使换热器地热流量下 降 所以应使冷却水走管程 饱和蒸馏水走壳程 以便排出冷凝水 sQsAE 此过程为馏出液有相变 冷却水无相变得计算过程 5 1 25 1 2 确定流体地定性温度 物性数据确定流体地定性温度 物性数据 对于一般气体和水等低粘度流体 其定性温度可取流体进出口温度地平均值 故冷却水地 定性温度为 20 40 2 30 设管外壁温度为 66 8 则乙醇和水蒸气地定性温度 78 38 61 7 2 70 GMsIa 两流体地物理性质如下表 表 4 1 两流体在定性温度下地物性性质 1 流体 物性 温度 t 密度 Kg m3 粘度 msPa 热容 UA KJ Kg K 导热系数 W m K 乙醇水701 45030 48793 27870 2532 冷却水30995 70 80124 1740 6171 两流体温差较大 故选用浮头列管换热器 5 1 35 1 3 热负荷热负荷 Q Q 地计算地计算 由上面设计可知 6 5 6696 10 CVD QQQQkJs 冷却水地用量 4 21 6 791 10 V Q Wkg h Ctt 水 5 1 45 1 4 传热面积地计算传热面积地计算 5 1 4 15 1 4 1 计算逆流平均温度计算逆流平均温度 12 1 2 78 3820 78 3840 47 687 78 3820 lnln 78 3840 DD m D D tttt t tt tt 29 47 5 1 4 25 1 4 2 选选 K K 值并估算传热面积值并估算传