564501087化工原理课程设计乙醇水 筛板式精馏塔的设计

1、化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1 1、设计题目：、设计题目：乙醇水 筛板式精馏塔的设计 2 2、工艺操作条、工艺操作条件：件： 工艺条件：进料乙烯含量（表内）% (摩尔百分数，下同)；年开工 8000 小时。 塔顶乙醇含量不低于（表内） ，釜液乙醇不高于含量（表内）% 设计条件：常压 （绝压） 塔顶全凝器 泡点回流 atmp1 单板压降 0.7kpa 塔顶浓度为含乙醇 93%（摩尔分率） ，产量为 2 万吨/年； 塔釜为饱和蒸汽间接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于 0.3%（摩尔分率） ； （，摩尔分率）： =20 fxfx 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：r=1.

2、3rmin 。 3 3、设计任务：、设计任务： 完成工艺设计与计算，画出塔板负荷性能图，有关附属设备的设计与选型，绘制工艺 流程图和塔的工艺条件图，编写设计说明书。 目录 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 .i 摘摘 要要.i 前前 言言.1 查查 新新.1 绪绪 论论.1 1.1 设计背景 .1 1.2 设计方案 .1 1.3 设计思路.1 1.4 选塔依据 .1 第一章第一章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计.1 1.11.1 全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算 .10 1.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定 .10 1.1.2 平均相对挥发度的计算 .10 1.1.3 最小回

3、流比的确定 .11 1.1.4 物料衡算 .11 1.1.5 精馏段和提馏段操作线 .11 1.1.6 逐板法确定理论板数及理论加料板位置 .11 1.1.7 全塔效率、实际塔板数及加料位置 .13 第二章第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算.14 2.12.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算.14 2.1.1 操作压强 p .14 2.1.2 操作温度 t .14 2.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量 .15 2.1.4 精馏段和提馏段各组分的密度 .15 2.1.5 液体表面张力的计算 .18 2.1.6 液体粘度 m.21 2.

4、1.7 相对挥发度 .22 2.1.8 混合物的粘度 .22 2.1.9 气液负荷计算 .22 2.22.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 .2323 2.2.1 塔径 d .23 2.2.2 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定 .24 2.2.3 塔板布置 .25 2.2.4 筛孔数 n 及 开孔率 .26 2.2.5 塔有效高度 z.26 2.2.6 塔高的计算 .27 2.32.3 筛板塔的流体力学校核筛板塔的流体力学校核 .2727 2.3.1 板压降的校核 .27 2.3.2 液沫夹带量 ev 的校核 .28 2.3.3 漏液点的校核 .28 2.3.

5、4 溢流液泛条件的校核 .28 2.42.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .2929 2.4.1 漏液线 .29 2.4.2 液沫夹带线 .29 2.4.3 液相负荷下限线.30 2.4.4 液相负荷上限线.31 2.4.5 溢流液泛线 .31 2.4.6 塔气液负荷性能图.32 2.4.7 热量衡算：.33 第三章第三章 塔的附属设备的计算塔的附属设备的计算.36 3.13.1 塔顶冷凝器设计计算塔顶冷凝器设计计算 .36 6 3.1.1 确定设计方案.36 3.1.2 确定物性数据.36 3.1.3 热负荷 q 的计算 .36 3.1.4 传热面积的计算 .36 3.1.5 换热器工艺结

6、构尺寸 .37 3.1.6 核算总传热系数 k0 .38 1.管程表面传热系数计算.39 2. 计算壳程对流传热系数.39 3. 确定污垢热阻 rs .39 4. 核算总传热系数 k0 .39 5. 传热面积裕度.40 3.1.7 壁温核算.40 3.1.8 换热器内流体的流动阻力（压降）.40 3.23.2 接管设计接管设计.41 3.2.1 进料管 .41 3.2.2 回流管.41 3.2.3 釜液出口管 .42 3.2.4 塔顶蒸汽管 .42 3.2.5 加热蒸汽管 .42 3.2.6 管线设计结果表 .42 3.3 泵的选型.43 第四章第四章 设计结果汇总设计结果汇总.45 结束语结

7、束语.47 参考文献参考文献.48 主要符号说明主要符号说明.49 附附 录录.51 摘摘 要要 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用 液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的 方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气 液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是 非常重要的。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问 题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程 技术人员广泛的采

8、用。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工 艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图， 主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我调试出塔的工艺流程、生产操作 条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利 进行并使效率尽可能的提高。具体结果如下： 主要参数：； 理论板数 nt=15 块，1q 3.5326 minmin 1.71171.32.225rrr； 第 5 块为加料板。实际板数 np=34 块，进料位置为第 10 块板。 其中精馏塔为等径塔， （d1=0.8m） 、 （d2=

9、0.8m） ，板间距为上宽（nt1=0.35m）下窄 （nt2=0.32m）总体塔高为 10.48m。 关键词：关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔。 前前 言言 化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是 均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物 （含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得 到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触 和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥 发组分由气相向液相转移，实现原料混合

10、液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传 热的过程。 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适 当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏 液。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改 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的传质设备。为减少对传质 的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板 上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要优点3是： 1) 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60%左右，为浮阀

11、塔的 80%左右； 2) 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%40%； 3) 塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮阀塔； 4) 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低 30%左右； 缺点是： 1) 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液； 2) 操作弹性较小（约 23） ； 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程 的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养 综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后 从事设计工作打下坚实的基础。 查查 新新 筛板塔

12、是扎板塔的一种，内装若干层水平 塔板，板上有许多小孔，形状如 筛；并装有 溢流管或没有溢流管。操作时， 液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经 筛孔）逐板下 降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而 出，因而两相可以充分接触，并相互作用。 泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性 能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低 负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造 出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝 的林德筛板。 筛板塔普遍用作 h2s-h2o 双温交换过程

13、的冷、热塔。应用于 蒸馏、吸收 和除尘等。 新垂直筛板塔： 产品和技术简介 新垂直筛板塔是在塔板上开有直径较大的升气孔，孔上设置圆筒形罩体，其侧壁上部 开有筛孔，下端与塔板保持一定距离。操作时，液体从底隙进入罩体，气体经升气孔进入 罩体，其动能将液体拉成液膜并破碎成液滴，两相在罩体内进行传热传质，然后从筛孔喷 出，气体上升，液体落回板面，液相在塔板上前进过程中，重复上述过程，最后由降液管 流至下一层塔板。与一般鼓泡型板式塔相比，newvst 的关键是连续相和分散相发生了相 转变，即气相转为连续相，液相转为分散相，使相际面积明显增加，从而强化传质。为了 减少塔板阻力提高处理能力，我们将升气孔由平

14、孔改成喷咀孔，使塔板阻力降低 40%以上， 可用于真空系统。 应用范围可用于蒸镏、吸收、水洗、除尘等过程，可用于常压，也可以用于加压和真 空系统。将其用于丙烷脱沥青装置，处理能力提高 50%以上，提高了产品质量。 近年来开发出喷射型塔板，大致有以下几种类型： （1）舌型塔板 舌型塔板的结构下图所示，在塔板上冲出许多舌孔，方向朝塔板液体 流出口一侧张开。舌片与板面成一定的角度，有 18、20、25三种（一般为 20） ， 舌片尺寸有 5050mm 和 2525mm 两种。舌孔按正三角形排列，塔板的液体流出口一侧 不设溢流堰，只保留降液管，降液管截面积要比一般塔板设计得大些。 操作时，上升的气流沿

15、舌片喷出，其喷出速度可达 2030m/s。当液体流过每排舌孔时， 即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫，被斜向喷射到液层上方，喷射的液流冲至降液管上 方的塔壁后流入降液管中，流到下一层塔板舌型塔板的优点是：生产能力大，塔板压降低， 传质效率较高；缺点是：操作弹性较小，气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到 下层塔板，从而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 如上图所示，与舌型塔板相比，浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下 浮动。因此，浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点，具有处理能力大、压降低、 操作弹性大等优点，特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的结构如图片 3-7

16、所示。在板上开有斜孔，孔口向上与板面 成一定角度。斜孔的开口方向与液流方向垂直，同一排孔的孔口方向一致，相邻两排开孔 方向相反，使相邻两排孔的气体向相反的方向喷出。这样，气流不会对喷，既可得到水平 方向较大的气速，又阻止了液沫夹带，使板面上液层低而均匀，气体和液体不断分散和聚 集，其表面不断更新，气液接触良好，传质效率提高。 其中，筛孔板的造价是板式塔中最低的一种.并且负荷大.效率高.设计方法也较为成熟.近 年来逐渐有采用大孔径(1025mm)的筛孔.因为大孔径筛板具有:加工制造简单.造价低.不 易堵塞等优点.只要设计合理.同样可以得到满意的塔板效率.因此，我这次的设计中我选则 筛孔. 绪绪

17、论论 1.1 设计背景 乙醇是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原 料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方面都占有重要地位。 工业上生产乙醇的方法有很多，其中真正有工业意义的，概括起来可分为两大类，即 发酵法和乙烯水合法。发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫酸盐废碱液法；水合 法有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一 种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制取乙醇的方法。 1.2 设计方案 乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用 全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点

18、回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。 塔釜采用直接蒸汽（108.5291的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续 精馏流程参见下图： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 饱和水蒸汽 塔釜出料 1.3 设计思路 全塔物料衡算 求理论塔板数 1.4 选塔依据 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： 1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉. 2) 气体压降小、板上液面落差也较小. 3) 塔板效率较高. 4)改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔. 气液相负荷计算 筛板塔设计 流体力学性能校 核 画出负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 第一章第一章

19、 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 1.1 全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算 .1 产品浓度的计算和进料组成确定产品浓度的计算和进料组成确定 1. 原料液及塔顶，塔底产品质量分数 乙醇的摩尔质量 m =46.07kg/kmol a 水的摩尔质量 m =18.02 kg/kmol b x = x =97% d 100 /()0.93 46.0746.0718.02 xxx d x= x=0.8% w 100 /()0.003 46.0746.0718.02 xxx w =0.20 =39% f x f x 2. 原料液及塔顶，塔底产品平均摩尔质量 m = f 0.20 46.07

20、(1 0.20) 18.0223.63/kg mol m = d 0.93 46.07(1 0.93) 18.0244.1065/kg kmol m= w 0.003 46.07(1 0.003) 18.0218.10415/kg kmol 由条件可知，因为要求设计的生产能力是 2 万 t/年，年开工 8000 小时，所以 d= 105.918kmol 2 1000 (0.39/46.07(1 0.39)/18.02) 8000 1 h .2 平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 由式得到相对挥发度，有： / / ab i ab yy xx i 1 0.82 (1 0.8)

21、 1.13888 (1 0.82) 0.8 2 0.7551 0.70 1.320699 (1 0.755) 0.7 （） 同理，有： 1.6401766 1.915452 =2.386010 3.156863 3 4 5 6 4.333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 7 8 9 10 11 8.536 12 所以，有： 12 12 12 3.5362 .3 最小回流比的最小回流比的确定确定 由 q=1 时，则有：efxx 3.5362 0.2 0.4692 1 (1)12.5362 0.2 f e f x y x min 0.930.46

22、92 1.7117 0.46920.2 de ee xy r yx 确定回流比，r=1.3=1.3 1.7117=2.225 min r 1.1.4 物料衡算物料衡算 和 0.93 f d x x = 0. 20 fdw fdw f xd xw x 易计算得： w=83.4kmol/h d=22.518kmol/h .5 精馏段和提馏段操作线精馏段和提馏段操作线 精馏段操作线方程： 11 1 r x x r r y d n n 即 1 0.93 0.68990.68990.2884 3.225 nnn yxx 提馏段操作线方程： (因 q=1) 即 1 2.1480.00344

23、5 nn yx .6 精馏塔理论板数的确定及理论加料板位置精馏塔理论板数的确定及理论加料板位置 由 q=1，=0.2qfxx 第一块塔板上升的气相组成：=0.931dyx 从第一块板下降的液体组成由 (1) n n n y x y 得： 1 (1)(1) nnw rdffd yxx rdrd 1 0.93 0.7898 3.53622.5362 0.93 x 由第二块板上升的气相组成用得： 1 0.68990.2884 nn yx 210.68990.28840.8333yx 第二块板下降的液体组成： 2 0.8333 0.5857 3.53622.5362 0.8333 x

24、第三块板上升的气相组成： 30.6899 0.58570.28840.6925y 第三块板下降液相组成： 3 0.6925 0.3891 3.53622.5362 0.6925 x 40.4968y 40.2183x 50.4390y 50.18120.20 x 由于，第六块板上升的气相组成由提馏段操作线方程5qxx 计算 1 2.1480.003445 nn yx 62.148 0.18120.0034450.3858y 6 0.3858 0.1508 3.53622.5362 0.3858 x 72.148 0.15080.0034450.3205y 7 0.3205 0.1177 3.5

25、3622.5362 0.3205 x 8 9 10 11 12 13 14 15 0.2494 0.1811 0.1229 0.0784 0.04701 0.0261 0.0127 0.00435 y y y y y y y y 8 9 10 11 12 13 14 15 0.0859 0.05886 0.0381 0.0235 0.01376 0.00752 0.00363 0.00123w x x x x x x x xx 所需总理论板数为 15 块，精馏段 4 块，提馏段 11 块，第 5 块加料. .7 全塔效率、实际塔板数及实际加料位置全塔效率、实际塔板数及实际加料位

26、置 利用板效率奥康奈尔公式： ppp +=9+25=34 精提 =块计算 （1）精馏段 已知：=2.519 l1=0.4049 所以： 0.245 0.492.519 0.4049 t e =0. 488 （2）提馏段 已知： =6.8073 l2=0.3197 所以： 0.245 0.496.8073 0.319705 t e =0. 4 t p t 4 =8.199 0.488 精= 块 t p t 10 =24.725 0.405 提= 块 全塔所需实际塔板数： ppp +=9+25=34 精提 =块 全塔效率： t p 15-1 100%100%=41.2% 34 t e = 则实际进

27、料位置为第 10 块板，实际塔板数 n=34 块 第二章第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 2.12.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 .1 操作压强操作压强 p p 塔顶操作压强 101.3 d pkpa 每层塔板压降p=0.7kpa 进料板压力101.30.7 10108.3 f pkpa 塔釜压力101.334 0.7125.1 w pkpa 精馏段平均操作压强 1 101.3 108.3 104.8 22 df m pp pkpa 提馏段平均操作压强: kpa 2 108.3 125.1 116.7 22 fw m

28、pp p .2 操作温度操作温度 t t 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系 温度 液相组成 气相组成 /% /%xy 100 0 0 95.5 1.90 17.00 89.0 7.21 38.91 86.7 9.66 43.75 85.3 12.38 47.04 84.1 16.61 50.89 温度 液相组成 气相组成 /% /%xy 82.7 23.37 54.45 82.3 26.08 55.80 81.5 32.73 59.26 80.0 39.65 61.22 79.8 50.97 65.64 79.7 51.98 65.99 温度 液相组成 气相组成 /% /%

29、xy 79.3 57.32 68.41 78.74 67.63 73.85 78.41 74.72 78.15 78.15 89.43 89.43 利用表中数据由内插法可求得、.ftdtwt =83.39: 84.1 82.784.1 16.61 23.3720 16.61 f f t t ft =78.25; 78.1578.378.15 0.8940.950.930.894 d d t t dt =99.29: 10095.5100 0 1.90.30 w w t t wt 精馏段的平均温度：=1t 83.3978.25 80.82 22 fdtt 提馏段的平均温度：=2t 83.3999

30、.29 91.34 22 fwtt .3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量塔内各段气、液两相组分的平均分子量 乙醇分子量为 ma=46.07,水分子量 mb=18.02 由公式：m=x imi 1.对于塔顶： xd=y1=0.93,x1=0.7879 则气相平均分子量为：mvd = yd1m1+yd2m = 0.9346.07+(1-0.93)18.02=44.1065kg/kmol 液相平均分子量为： mld = xd1m1+xd2m2 =0.787946.07+(1- 0.7879)18.02=40.1206kg/kmol 2.对于进料板： xf=0.4390,yf=0.

31、1812 则气相平均分子量为：mvf=yf1m1+yf2m2 =0.439046.07+(1-0.4390)18.02=30.334kg/kmol 液相平均分子量为： mlf=xf1m1+ xf2m2 =0.181246.07 +(1-0.1812)18.02=23.103kg/kmol 3.对于塔底： yw=0.00435,xw=0.00123 则气相平均分子量为：mvw = ywm1+(1-yw)m2 =0.0043546.07 +(1-0.00435)18.02=18.1420 kg/kmol 液相平均分子量为： mlw = xw m1+(1-xw)m2 =0.0012346.07+(1

32、- 0.00123)18.02=18.1111kg/kmol 则精馏段的平均分子量 气相： mvm1=37.220kg/kmol 2 vfvd mm44.106530.334 2 液相： mlm1=31.6118kg/kmol 2 lfld mm44.120623.103 2 则提馏段的平均分子量 气相: mvm2=24.238kg/kmol 2 vwvf mm30.334 18.1420 2 液相： mlm2=20.607kg/kmol 2 lwlf mm23.103 18.1111 2 .4 精馏段精馏段和提馏段各组分的密度和提馏段各组分的密度 依式 =（a 为质量分数，为

33、平均相对分子质量） l 1 b b a aaa m 混合汽密度 依式 0 0 22.4 v t pm t 塔顶温度：=78.25 d t 气相组成： =88.56 78.41 78.1578.2578.15 78.1589.4310089.43 d y d y 进料温度：=83.39 f t 气相组成： =52.695 84.1 82.784.1 83.39 50.8954.4550.89 100 f y f y 塔府温度：=99.29 w t 气相组成： =2.682 10095.510099.29 017.000100 w y w y 精馏段： 液相组成： 1 x 1 /2 df xxx

34、1 56.5x 气相组成： 1 y 1 / 2 df yyy 1 70.682y 所以 1 1 46 0.565 181 0.56533.82/ 46 0.70628 181 0.7062837.776/ l v mkg kmol mkg kmol 提馏段 液相组成： 2 x 2 /2 wf xxx 2 10.15x 气相组成： 2 y 2 /2 wf yyy 2 27.689y 所以 2 2 46 0.1015 181 0.101520.842/ 46 0.27689 181 0.2768927.753/ l v mkg kmol mkg kmol 表 3-2 不同温度下乙醇和水的密度 ：

35、温度 / 3 / c kg m 3 / w kg m 温度 / 3 / c kg m 3 / w kg m 80735971.895720961.85 85730968.6100716958.4 90724965.3 求得在与下的乙醇和水的密度（单位：） 3 /kg m 3 85808583.39 83.39731.61/ 730735730 f cf cf tckg m 3 85808583.39 969.63/ 968.6971.8968.6 wf wf kg m 3 10.391 0.39 860.455/ 731.61969.63 f f kg m 3 85808578.25 78.2

36、5736.75/ 730735730 d cd cd tckg m 3 85808578.25 972.92/ 968.6971.8968.6 wd wd kg m 3 10.971 0.97 742.155/ 736.75972.92 d d kg m 3 w 85808599.29 99.29715.71/ 730735730 wc cw tckg m 3 85808599.29 959.45/ 968.6971.8968.6 ww ww kg m 3 10.0081 0.008 956.843/ 715.71959.45 w w kg m 所以 3 1 3 2 860.455742.15

37、5 801.305/ 22 860.455959.45 909.953/ 22 fd l fw l kg m kg m 46.07118.0223.63/ lfff mxxkg kmol 46.07118.0218.104/ lwww mxxkg kmol 1 44.10723.63 33.868/ 22 ldlf l mm mkg kmol 2 18.10423.63 20.867/ 22 lwlf l mm mkg kmol 460.7118.0242.861/ vddd myykg kmol 46.07118.0232.800/ vfff myykg kmol 46.07118.0218

38、.772/ vwww myykg kmol 1 42.861 32.800 37.831/ 22 vdvf v mm mkg kmol 2 18.77232.800 25.786/ 22 vwvf v mm mkg kmol 32.800 273.15 1.122 22.4273.1583.39 vf 42.861 273.15 1.487 22.4273.1578.25 vd 18.772 273.15 0.615 22.4273.1599.29 vw 3 1 1.122 1.487 1.3045/ 2 v kg m 3 2 1.1220.615 0.8685/ 2 v kg m 2.1.5

39、2.1.5 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 二元有机物水溶液表面张力可用下列公式计算： 1/41/41/4 mswwsoo 注： ； 00 ww w ww x v x vx v 00 0 00w x v xx v / swswws x vv 00 0 s s s x v v a=b+q， 0 lg() q w b 0 2/3 0 2/3 0.441 () ww v q qv tq 0 1 sws 对于乙醇 q=1； 46.07 62.53 736.75 c cd cd m vml 46.07 64.37 715.71 c cw cw m vml 46.07 62.97 731.61 c

40、cf cf m vml 18.02 18.58 969.63 w wf wf m vml 18.02 18.52 972.92 w wd wd m vml 18.02 18.78 959.45 w ww ww m vml 不同温度下乙醇和水的表面张力 温度/乙醇表面张力/（10-3n/m）水表面张力/（10-3n/m） 701864.3 8017.1562.6 9016.260.7 10015.258.8 乙醇表面张力： 908016.2 17.15 16.828 9083.3916.2 cf cf , 807017.15 18 17.299 8078.2517.15 cd cd , 1009

41、015.2 16.2 15.271 10099.2915.2 cw cw , 水表面张力： 908060.762.6 61.960 9083.3960.7 wf wf , 807062.664.3 62.898 8078.2562.6 wd wd , 1009058.860.7 58.935 10099.2958.8 ww ww , 塔顶表面张力： 2 2 1 1 dwd wd cddwddwddwd xv x vxvx v 2 1 0.9318.52 0.93 62.53 1 0.9318.520.93 62.53 0.000486 2 lglg0.0004863.312 wd cd b 2

42、/3 2/3 0.4410.5327 cdcd wdwd vq qv tq 3.3120.53273.8459abq 联立方程组： 2 lg1 swd swdscd scd a , 代入求得： 0.983 swdscd =0. 017 , 1/41/4 1/4 0.01662.8980.98417.29917.75 dd , 原料表面张力： 2 2 1 1 fwf wf wffwffwffwf xv x vxvx v 2 1 0.218.58 0.20 62.971 0.218.580.2 62.97 0.6389 2 lglg0.63890.19456 wf cf b 2/3 2/3 0.4

43、410.2087 oo ww vq qv tq 0.194560.20870.4027abq 联立方程组： 2 lg1 swf swfscf scf a , 代入求得： 0.496 swfscf =0. 504 , 1/41/4 1/4 0.50461.96000.49616.82834.22 ff , 塔底表面张力： 2 2 1 1 www ww wwwwwwwwfww xv x vxvx v 2 1 0.00318.78 0.003 64.371 0.00318.780.003 64.37 96.048 2 lglg96.0481.985 ww cw b 2/3 2/3 0.4410.20

44、26 cwcw wwww qv qv tq 1.9850.20261.7799abq 联立方程组： 2 lg1 sww swwscw scw a , 代入求得： 0.06 swwscw =0. 940, 1/41/4 1/4 0.9458.9350.0615.2754.98 ww , （1）精馏段液相表面张力：=25.985 1 2/)( df （2）提馏段液相表面张力：44.6 2 2/ )( wf .6 液体粘度液体粘度 mm 液体平均粘度可由下试计算： m= n i 1 ixi （1）.对于塔顶：时， =0.4999mpa，=0.365mpa d=78.25 t albl

45、 smpa dlm 0.4900.3650.93-10.49990.93 , ）（ （2）.对于进料板: 时， =0.39mpa，=0.0.3429mpa f=83.39 t albl , 0.20 0.391-0.200.34290.3523 lm f mpa s（） （3）.对于塔底: 时， =0.364mpa，=0.2861mpa w=99.29 t albl =0.0030.364+(1-0.003)0.2861=0.2863mpa.s wlm , 则精馏段平均液相粘度: = 1 ,lm 0.4900.3523 0.4215 2 mpa s 则提馏段平均液相粘度: = 2,lm 0.2

46、8630.3523 0.3193 2 mpa s .7 相对挥发度相对挥发度 由 =0.52695 =0.20 yfxf 得： f 0.526951 0.52695 0.201 0.20 4.4558 由 =0.8856 =0.93 ydxd d 0.88561 0.8856 0.931 0.93 0.5827 由 =0.02682 =0.003 ywxw w 0.026821 0.02682 0.0031 0.003 9.1588 （1）精馏段相对挥发度 1 4.45880.5827 2.519 2 （2）提馏段相对挥发度 2 4.45889.1588 6.8073 2 2.

47、 混合物的粘度混合物的粘度 =80.82查表得： =0.371mpa.s =0.431 mpa.s t1 水醇 =991.34查表得： =0.315mpa.s =0.361 mpa.s t2 水 醇 精馏段粘度： 111 1 0.431 0.5650.3711 0.5650.4049 xx mpa s 醇水 提馏段粘度： 222 1 0.361 0.10150.3151 0.10150.3197 xx mpa s 醇水 .9 气液负荷计算气液负荷计算 精馏段气液负荷计算精馏段气液负荷计算 由公式：v=（r+1）d=（2.225+1）22.518=72.621km

48、olh-1 得： =0.5756 1 1 72.621 37.220 36003600 1.3045 vm s vm v m v 13 sm 由 l=rd=2.22522.518=50.10255kmolh-1 =0.0005492 1 1 50.10255 31.6118 36003600 80.1305 lm s lm l m l 13 sm lh=0.00054923600=1.977m3h-1 提馏段气液负荷提馏段气液负荷 v =v+(q-1)f=72.621kmolh-1 3 2 2 72.621 24.338 0.5515/ 36003600 0.8865 vm s vm vm v

49、ms (q=1 为饱和液体进料) l=l+qf=156.021kmol h =0.0009815 2 2 156.021 20.607 36003600 909.953 lm s lm l m l /kmol s =0.00098153600=3.533m3h-1 h l 2.22.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 .1 塔径塔径 d d 由不同塔径的板间距3参考表 3-1： 表 3-1：不同塔径的板间距 塔径 dt/m 1.62.4 2.44.0 板间距 ht/mm 200300250350 300450 35

50、0600 400600 初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，因精馏段气相流量较大，故采用分 段设计，以适应两相体积流量的变化。精馏段板间距 h1t=0.35m,提馏段板间距 h2t=0.32m。 液气流动参数 精馏段：=0.02365 1lv f 1/2 11 11 () () slm svm l v 0.5 0.0005942801.305 0.57561.3045 提馏段：= =0.05701 2lv f 2/1 2 2 2 2 )()( vm lm s s v l 0.5 0.0009815909.953 0.55150.8865 查图可得，表面张力为 20mn/m 时的负荷因子

51、：精馏段 c20,1=0.083,提馏段 c20,2=0.084. 精馏段校正物系表面张力为 25.985mn/m,提馏段校正物系表面张力为 44.6mn/m。 由如下公式（20mn/m）计算气体负荷因子 c:c=c20（ 2 . 0 ) 20 将 c20,1,c20,2及 分别代入解得 精馏段的气体负荷因子：c1=0.083=0.08746 0.2 25.985 20 提馏段的气体负荷因子：c2=0.084=0.09861 0.2 44.6 20 根据如下公式计算液泛速度值: = max u max u v vl c 则精馏段有：=0.08746 =2.16m/s max u 1 11 1

52、v vl c 801.305 1.3045 1.3045 则提馏段有: =0.09861=3.15m/s max u 2 22 2 v vl c 909.9530.8865 0.8865 取安全系数为 0.6，则设计气速为:=0.6umax n u 则精馏段： m/s 1 0.6 2.161.29u 则提馏段： m/s 2 0.6 3.151.8u 则精馏段塔径： =0.75m 1 1 1 44 0.5756 3.143.14 1.29 s v d u 则提馏段塔径：=0.625m 2 2 2 44 0.5515 3.143.14 1.8 s v d u 按标准塔径圆整精馏段塔径为 d1=0.

53、8m,提馏段塔径 d2=0.8m。此塔径与表 5-1 塔板间 距 ht相符。由此初选塔径可以计算出： 精馏段实际塔板总面积： 2 22 1 1 3.14 0.785 0.80.5024 4 t d am 提馏段实际塔板总面积： 22 2 2 2 5024 . 0 8 . 0785 . 0 4 14 . 3 m d at 精馏段实际气速：u1=vs1at1=0.57560.5024=1.15m/s 提馏段实际气速：u2=vs2at2=0.55150.5024=1.10m/s .2 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定 因塔径和流量适中，选取

54、单溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盘及平顶溢流堰、 不设进口堰。各项取值计算如下： 1. 溢流堰长 lw的值： 由以上设计结果可得溢流堰长 lw=0.6d 为： 精馏段堰长：lw1=0.6d=0.6 0.8=0.48m 提馏段堰长：lw2=0.6d=0.6 0.8=0.48m 2. 溢流堰长 hw：由 hw=hl-how选用平直堰，堰上液层高度 精馏段因为 查图 5-5 可得 e1=1.042 1 1 0.6 w l d 2.5 1 1 ()34.43 h w l l 取板上清液层高度 hl1=60mm 2/3 1 11 1 2.84 ()0.01 1000 h ow w l he l 故精

55、馏段 hw1=0.06-0.010=0.050m 提留段因为 查图 5-5 可得 e2=1.235 2 2 0.6 w l d 2.5 2 2 ()146.9 h w l l 取板上清液层高度 hl2=60mm 2/3 2 21 2 2.84 ()0.0133 1000 h ow w l he l 故提留段 hw2=0.06-0.0133=0.0467m 3.降液管的宽度 wd和降液管的面积 af 精馏段由 lw1/d1=0.6，查图 5-7 得：wd1/d1=0.11 af1/ at1=0.057 故 af1=0.057 at1=0.057 0.5024=0.02864m2 wd1=0.11

56、 0.8=0.088m 依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s 11 1 1 3600 3600 0.02864 0.35 18.25 1.977 ft h ah s l 提留段由 lw2/d2=0.2, 查图 5-7 得: wd2/d2=0.11 af2/ at2=0.057 故 af2=0.057 at2=0.057 0.5024=0.02684m2 wd2=0.11 0.8=0.088m 依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s 22 2 2 3600 3600 0.02864 0.32 9.34 3.533 ft h ah s l 故精馏段提留段降液管设计合理 4.降液管底隙高度

57、 ho 精馏段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m0.013m 1 01 10 0.01 0.026 0.48 0.08 s w l hm l u 提馏段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m0.013m 2 02 20 0.01 0.026 0.48 0.08 s w l hm l u 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度为 hw1=50mm hw2=50mm 2.2.3 塔板布置塔板布置 1 塔板的分块 因 d800mm 故塔板采用分块式。查表 5-3 得塔板分为 3 块 2 边缘区宽度确定 取 wc1=wc2=0.035m ， ws1=w

58、s2=0.060m 3 根据以下公式计算开孔区面积。 aa=)sin(2 1222 r x rxrx (其中 x=d/2-(wd+ws) r=d/2-wc ) 则精馏段：x1=0.257m; r1=0.365m )( 2 11 1 sd ww d 1 1 2 c w d 则提馏段：x2=0.252m; r2=0.365m )( 2 22 2 sd ww d 2 2 2 c w d 代入上式得： 精馏段开孔区有效面积：aa1=0.3433m2 2 22 0.370.257 20.2570.370.257arcsin 1800.37 提馏段开孔区有效面积：aa2=0.3433m2 2 22 0.3

59、70.257 20.2570.370.257arcsin 1800.37 .4 筛孔数筛孔数 n n 及及 开孔率开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径 do=4mm; 精馏段：孔径 do与孔间距 t 之比：t1/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。 提馏段：孔径 do与孔间距 t 之比：t2/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。 则精馏段孔间距：t1=3do=44=12mm 则提馏段孔间距：t2=3do=34=12mm 依据下式计算开孔率 ： 精馏段：=0.90732=0.1008 提馏段：=0.90732=0.1008 2 1 1 )(907 . 0 t

60、do 2 2 2 )(907 . 0 t do 塔板上的筛孔数 n：n= 2 785 . 0 o o d a 则精馏段：n1=2754 个则提馏段：n2=2754 个 1 22 1 1.1551.155 0.3433 0.012 a a t 2 22 1 1.1551.155 0.3433 0.012 a a t 气体通过筛孔的气速： 精馏段 uo1=vs1ao1=0.5756/0.1008 0.3433=16.63m/s 提馏段 uo2=vs2ao2=0.5515/0.10080.3433=16.01m/s .5 塔有效高度塔有效高度 z z 精馏段：z1=(n1-1)0.4