乙醇与水连续精馏塔课程设计

目录\o"CurrentDocument"第一章设计方案的确定及流程说明 31。1塔型选择 31。2操作流程 3\o"CurrentDocument"第二章塔的工艺计算 42。1整理有关数据并绘制相关表格 4全塔物料衡算 52。3最小回流比与操作回流比 62。4理论塔板数的确定 7全塔效率的估算 72。6实际塔板数的求取 10\o"CurrentDocument"第三章塔的工艺条件及物性计算 11操作压强Pm 11温度tm 123。3平均摩尔质量 错误!未定义书签。2平均密度 133。5液体表面张力 16平均粘度的计算 173。7汽液相体积流率 18塔径的计算 193。9精馏塔高度的计算 20\o"CurrentDocument"第四章塔板主要工艺尺寸的计算 214.1溢流装置 214.2塔板布置 24\o"CurrentDocument"第五章塔板的流体力学验算 2455。1气体通过塔板的压力降hp液柱 275。2液面落差 2675。3液沫夹带（雾沫夹带） 2675。4漏液 2785。5液泛 28\o"CurrentDocument"第六章塔板负荷性能图 289漏液线 2896。2液沫夹带线 296。3液相负荷下限线 30液相负荷上限线 30液泛线 30\o"CurrentDocument"第七章各接管尺寸的确定及选型 337。1进料管尺寸的计算及选型 337.2釜液出口管尺寸的计算及选型 337。3回流管尺寸的计算及选型 337。4塔顶蒸汽出口径及选型 34\o"CurrentDocument"第八章精馏塔的主要附属设备 34冷凝器 34预热器 358。3再沸器 35\o"CurrentDocument"设计结果一览表 36参考文献 36第一章、设计方案的确定及流程说明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的影响，提高生产效率，选用筛板塔.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。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的冷却介质将余热带走。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的的回流液体汇合后，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，进行热和质的传递过程.流程示意图如下图（图一）第二章、塔的工艺计算2。1整理有关数据并绘制相关表格：1乙醇和水的汽液平衡数据（101。3KPa即760mmHg）不同温度下乙醇和水的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。00 0.00 100 0。32730。582681。5 0.01900。170095.5 0。39650。612280。7 0。07210。389189。0 0.50790。656479.8 0.09660。437586。7 0。51980.659979。7 0.12380。470485。30.57320。684179。30。16610。508984。1 0.67630。738578.74 0.23370。544582.7 0。74720。781578.41 0。26080.558082.3 0.89430。894378。15根据以上数据画出以下乙醇与水的t—x（y）相平衡图（图2）及乙醇与水的x-y（图3)图3塔物料衡算原料液中：设A组分一一乙醇；B组分一一水乙醇的摩尔质量：M乙=46。07kg/kmol;水的摩尔质量：M水=18。02kg/kmol2。2.1查阅文献，整理相关的物性数据水和乙醇的物理性质（表2）名称分子式相对分子质量密度20℃kg/m3沸点101.33kP℃比热容a(20C)Kg/(kg.℃)黏度(20℃)mPa。S导热系数(20℃)ω/(m。C)表面张力σxlθ3(20℃)N/m水HO218.029981004.1831.0050。59972.8乙醇CHOH2 546.0778978。32.391。150。17222。82.2。2进料液的摩尔分数0.505/46.07xF0.505/46.07+(1-0.505)/18.02=0.283平均摩尔质量MF=0.28×46+(1-0。28)×18=25.84kg/kmolMD=0.83×46+(1-0.83)×18=41.42kg/kmolMW=0。1×46+(1—0。1)×18=19。40kg/kmol2。2.4物料衡算已知:F=5.9X1000=228.33kmol/h25.84总物料衡算 F=D+W=228。33 ①易挥发组分物料衡算 DxD+WxW=FxF即0。83D+0。1W=228。33×0.28②联立以上二式得：D=56。3kg∕kmolW=172.03kg∕kmol2。3最小回流比Rmin和操作回流比R。因为乙醇-水物系的曲线是不正常的平衡曲线,当操作线与q线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经与衡线相切，最小回流比的求法是由点a(xD,xD)向平衡线作切线,再由切线的斜率或截距求Rmin，如图三图4气R由_mi^=0o6072得：R.=1。546R.+1 minmin由工艺条件决定R=1o8Rmin故取操作回流比R=2o7831操作方程的确定精馏段：L=RXD=2.783X56.3=156.683kmol/hV=(R+1)D=(2.783+1)X56.3=212.983kmol/h提馏段：L'=L+qF=156.683+1X228.33=385.013kmol/hV'=V—(1—q)F=V=212.983kmol/h232精锚段操作方程:LD156.683W56.3y =一X+—X= Xn+ 义0.800=0.74x+0.26n+1VnVD212.983 212.983 n提镏段操作线方程yn+1W- XV'攻385.013W Xn-212.983172.03212.983X0.1=1.68Xn-0.081LL= XV'nq线方程:X=Xq=XF=0.28论塔板数的确定理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀.图5乙醇——水气液平衡图10.80.60.40.Ξ00 0.2 0.4 0.6 0.8' !'液相摩尔分数由图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全塔效率的估算板效率与塔板结构，操作条件，物质的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的程度。板效率可用奥康奈尔公式：E=0.49(αμ)-0.245计算T L其中：ɑ—塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；NL塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPa.s。2。5。1塔顶、塔釜及进料的温度确定图61009586.478.12757000.61x(y)X0.8DXXW0.2f0.4度80由t-x—y（图五）图可知：塔顶温度土D=78。12℃,塔底温度土攻=86.4℃,

进料温度tF=82。2℃t—tD+tF—80.16θc全塔的平均温度： 精馏段：加2t+tC,-t/=—W F—84.3。c提馏段：m2t+t—W D-塔顶和塔釜的算术平均温度：改=2=82。26℃2。5。2塔顶、进料处及塔底处的相对挥发度图70.7乙醇一一水气液平衡图1气040.30.20.1I00.60.81液相摩尔分数XrF0.4X0w0.20.90.y10.60.50.4430.817根据乙醇与水溶液x-丫相平衡图(图7)可以查得:y1=xD=0.83 x1=0.817yF=0.56 XF=0。28yW=0.443 xW=0.1由相平衡方程式y=—9一可得α=

1+(a—1)Xy(χji)x(yT)因此可以求得：aD=1.094；aF=3。273； αW=7o158平均相对挥发度的求取:a=3：aaa=3.1094X3.273X7.158=2.948"FWW精馏段的平均相对挥发度的求取：a1=VaDeIF=V1.094X3,273=1,892提馏段的平均相对挥发度的求取：a1=VaWaF=%'3∙273x7∙158=4∙840相平衡方程为：ax= n 1+(a—1)xnnXn= n a—(a—1)yny

n

2.948—1.948y

nyn2.5.3顶、进料处及塔底处的相对挥发度由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℃全塔的平均温度：精馏段"=^lF=80.16。Cm2提馏段：广二=84∙30ct+1-^ D塔顶和釜的算术平均温度：4t= 2=82.26℃在80.160C时,根据上图知对应的XD=0.462,由《化工原理》课本附录十一(水在不同温度下的黏度表)查得N水=0.354mPa∙S,由附录十二(液体黏度共线图)查得μ乙醇=0.405mPa,S(图中，乙醇的X=10.5,Y=13.8).在84.30C时，根据上图知对应的XW=0.16,由《化工原理》课本附录十一(水在不同温度下的黏度表)查得μ水=0.337mPa∙S,由附录十二(液体黏度共线图)查得μ乙醇=0.391mPa,s(图中，乙醇的X=10。5,Y=13。8)。因为μL=工XiμLi所以，平均黏度：精馏段：μ=0.462X0.405+(1-0.462)X0.354=0.378mPa∙sL提馏段：μ/=0.16X0.391+(1-0.16)X0.337=0.346mPa∙SL用奥康奈尔法(°ConenelI)计算全塔效率：E=0.49X(αμ)-0.245x1.1TL(1)精馏段：ET=0.49X(1∙892X0∙378)-0.245X1.1=58.5%(2)提馏段：ET=0.49X(4.84X0.346)-0.245X1.1=47.5%2。6实际塔板数的求取(1)精馏段:已知α=1.892μL=0o378mPa∙sE=0.49X""-532N10度=E=0.532≈18P精一t- IOo8≈19块(2)提馏段：已知α=4.84μL=0.346mPa∙sNIE (4.84x0.346)-0.245 NE3t=0o49X =0.432P提=ET=0.432≈1o89≈2块全塔所需实际塔板数：N；NP精+NP提=21块全塔效率：N21-1E=N^X%= 1X%=42.55%E_TN 47 T二PNT10-1—X%= X%=42o9%NP21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3。1操作压强Pm塔顶压强PD=4+101。3=105。3kpa,取每层塔板压强ΔP=007kpa,则进料板压强PF=105.3+19*0。7=118。6kpa塔釜压强PW=105.3+2*0.7=106。7kpa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。65kpa3.2温度tm根据乙醇与水的t—x")相平衡图可知：塔顶t=78。12。C 进料板t=82.2。CDFt =tD+1F-80.16℃m精 23。3平均摩尔质量M根据乙醇与水的t-x”）相平衡图可知：塔顶x=y=0.83 y=0。817D1 DMT=0.83×46+（1-0.83）×18=41。42kg/kmolVDMT=0。817X46+（1—0。817）X18=40.88kg/kmolLD进料板:y=0.56x=0.28FFM~=0。56×46+（1—0.56）×18=33.68kg/kmolVFM~=0.28×46+（1-0。28）×18=25。84kg/kmolLF塔釜：yW=0。443 XW=0。1MT=0.443×46+（1-0.443）×18=30o4kg/kmolVwMT=0o1×46+（1—0。1）×18=20。8kg/kmolLw精馏段的平均摩尔质量——41.42+33.68M= =37.55kg/kmolV,精 240.88+25.84,M= =33.36kg/kmolL,精 2提馏段的平均摩尔质量33.68+30.4M- ɔ V,提= 2 =32.04kg/kmolML,提=25.84+20.8=23。32kg/kmol表3塔顶M~VD41.42kg/kmol精馏段平均摩尔质量MV,精37。55kg/kmolM~LD40。88kg/kmolM-L,精33.36kg/kmol进料板MVF33。68kg/kmol提馏段平均摩尔质量M-V,提32。04kg/kmolMTLF25。84kg/kmolM-L,提23.32kg/kmol塔釜M~Vw30.4kg/kmolMTLw20.8kg/kmol3.4平均密度Pm3。1.1乙醇密度表4温度℃5060708090100110^765^755^746^735^730^716^7Q3不同温度下的乙醇浓度t(℃)3。1.2水的密度表四405060708090100992.2988。1983.2977。8971。8965.3958。4图10不同温度下水的密度1000990980970960950t(℃)图10依下式 -1=EX(α为质量分数)PPLi%=(0.83X46)/(0。83X46+0。17×18)=0。657ωw=(0o1×46)/(0。1×46+0.9×18)=0.042根据t-ρ图可知：塔顶：P=737.4kg/kmol,PABw=ω=0.657AD得：P= =LDm ww—A+—BPPAB=973.4kg/kmol10.6570.343+ 737.4973.4=806.45kg/m3进料板：P=734.3kg/m3,P=970.5kg/m3

ABw=0.505A1得：P= =833.33kg/m3LFm0.5050.495 + 734.3970.5塔釜:P=732.4kg/m3,P=968.2kg/m3ABw=0.042

A得：P=LFm10.0420.958 + 728 963.6=952.38kg/m3精馏段液相平均密度：806.45+833.33PLm精 2=819.915kg/m3提馏段汽相平均密度：PVm提952.38+833.332=892.855kg/m3PMP=—汽相密度PVm根据VmRT，PXM111.95X37.55P=-m Vm= =1.431kg/m3精馏段汽相平均密度VmHrt8.314X(273.15+80.16)112.65X32.04P= 提馏段汽相平均密度Vm提8.314X(273.15+84.3)=1.215kg/m3液相平均密度的计算如下图:表6塔顶PA737.4kg/m3塔釜PA732.4kg/m3PB973。4kg/m3PB968。2攻0。657攻0。042PLDm8O6o45kg/m3PLWm J52.38 进料板PA734.3kg/m3精馏段汽相平均密度PVm1.431kg/m3PB97O.5kg/m3精馏段液相平均密度PLm819.915kg/m3提馏段汽相平均密度PVm1.215kg/m3WAO.5O5提馏段液相平均密度PLm892.855kg/m3PLFm833.33kg/m33.5液体表面张力。LmL一S.液体平均表面张力按下式计算：σLm Xri塔顶:tD=78.12℃XD=0.83根据内插法求tD=78.12℃时,σB 由化工原理原理上册查。AσA=17.91mN∕m σB=62。9mN∕mσLDm=XD×σA+d-XD)×°B=0°83×17°91+(1-0∙83)×62,9=25.558mN/m进料板：tF=82.2℃XF=0.28根据内插法求tD=82o2℃时，oB 由化工原理原理上册查。AσA=17.70mN∕m σB=61.16mN∕m。LFm=xF×σA+(1-xf)×ob=0o28×17o70+(1-0。28)×61.16=48o99mN/m塔釜：tw=86o4℃ XW=Oo1根据内插法求tD=86o4℃时，ob 由化工原理原理上册查。AσA=17.45mN∕m σB=60o87mN∕mσLwm=XW×σA+(1—XF)×σB=O∙1×17.18+(1-O.1)×6Oo87=56.5mN∕m精馏段液体表面平均张力：ol=(old+σLF)/2=(25,558+48,99)/2=37,274mN/m提段液体表面平均张力：σLm提=((σLDm+σLWm)m/2=(48o99+56o5)/2=52.745mN/m塔顶t178.12C塔釜tw86.4CσA17。91mN/mσA17。45mN/mσB62。9mN/mσB60。87mN/mσLDm25.558mN/mσLWm56.5mN/m进料板tF82。2℃精馏段液体表面平均张力σLm37。274mN/mσA17。7mN/mσB61.16mN/m提馏段液体表面平均张力σLm52.745mN/mσLFm48.99mN/m3。6平均黏度的计算μLm液体平均黏度的计算按下式计算：液体平均黏度的计算按下式计算:lgμ=ZXlgμLm ii塔顶：tD=78.12。CXD=0.83由化工原理原理上册查μA,μB==0。45mPa∙s"=0。4mPa∙SABμLD=10∑xilgμi=10（0.83×lg0.45+（1-0。83）×lg0°4）=0.437mPa∙S进料板:[=82.2。CXF=0。28由化工原理原理上册查μA∖□B=1=0.42mPa∙S==0.35mPa∙SABμLFm=10∑xilgμi=i0（0∙28×lg0∙42+（1—0。28）×lg0035）=0。369mPa∙S塔釜:tW=86。4。CXW=0。1由化工原理原理上册查μA,μB=1=0.39mPa∙s"=0。31mPa∙SABμLwm=10∑xilgμi=10exlg0。39+（1-0。1）×lg0.31）=0.317mPa∙S精馏段液体平均黏度：μL=(μLD+μLF)/2=0。403mPa∙s提馏段液体平均黏度：口；精=(口加+uLFm「/2=0。341mPa∙S表8塔顶t78。312℃塔釜ʌ 86.4℃μA0。45mP』μA0.39mP』μBmpas0.4μB0.31*μLDm0。437mpa'sμLWm0.317mpa's进料板t82.2℃精馏段液体平均黏度μLm0.403mpa'sμA0.42mpa'sμB0。35mP』提馏段液体平均黏度μ`Lm0。341mpa∙sμLFm0.369mPaS3。7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)X56。3=212.98kmol∕hVMV— vm「3600ρ212.98*37.55 1US 二1.552m3/s3600义1.431液相体积流率：L=RD=2.783X56.3=156。68kmol∕hLLMLm3600ρLms156.68*33,654 =1。786*10—3m3/s3600义819.915Lh=3600Ls=3600X1。786X10-3=6.43m3∕h提馏段：L'=RD+qF=2.783X56.3+1X228。33=385.01kmol/hLM'Lm3600ρ'LmL's385.01*23.32 =2。793*10-3m3/s3600义892.8553o7.2提储段：Lfz=3600Lf=3600×20793×10-3=10o05∏l3∕hn s气相体积流率：V'=//—+=385.01—172.03=212o98kmol/heVM' 212.98X37.551onoV= vm—= =1.828m3/ss3600Pρ 3600X1.215比工口//工口区田r， LM: 385.01X23.32液相体积流率：L,= Lmm=——-~~CCCCLL=2。79*10-3m3/sS 3600p'Lm3600x892.855表9汽液相体积流率计算VS1.552m3/SV，S1.828m3/SLS1.786*10-3m3/SLS2。79*10—3m3/S3。8.塔径的计算板间距与塔径的关系塔径D/m0。3~0。50.5~0。80.8〜1。61。6〜2。42.4〜4.0板间距Hτ∕mm-200〜300250~300300〜450350〜600400~600表10塔径的确定，需求Umax=q—，C由下式计算：C二C20（由SmithTvm图查取，取板间距H=0。35叫板上液层高度h=0.05m，则T 1H—h=0.35—0.05=0.30mT1rffl^.2-0)■=SS三0.OG0・0才ElU'3hSiI!WlVRH:Iiii（岳）（智）"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；ΡV,ΡL——分别为塔内气、液相的密度,kg/m3。3。8.1精馏段塔径的确定：Lp—1.786×10-3.,819.915,-∩∩OQ图的横坐标为：(-XL)0.5=( )( )0.5=00028Vp 1.552 1..431查smith图得：Cs=0.05820C=C(2)0。2=0.058×(37.274)0。2=0.0662020 20U=C:PL—Py=0。066×：8及915T431=1.578m/smaxp 1.431LV取安全系数为0。7，则空塔气数为：u=0.70umax=0.70×1。578=1。105m∕s4V~ :4X1.552S. 则精馏段塔径D=∖'nU=∖'3.14X1.105=1。338m3.8.2提馏段塔径的确定：L' P' 2.79X10-3892.855图的横的坐标为：(一)(L)0.5=( )( )0.5=0。041V'P' 1.828 1.215sV查smith图得：C=0。06120C=0.061×(52.745)0.2=0.07420u∖x=0.074×PIl=2。005m/s取安全系数为0。7,则空塔气速为u'=0。70u'max=0070X20005=1。404m/s则提馏段塔径二：。4×1幕＜=1.161mD'∖,3.14X2.005(3)按标准塔径圆整后,D=1。4m塔截面积：占二苧=10539m2精馏段实际空塔气速为:U=也=1552=1,008m∕sAT 1.539提馏段实际空塔气速为：U'=V^^=竺28=1.188m/sAT 1.5393。9精馏塔高度的计算塔的高度可以由下式计算：Z=H+(N—2—S)H+SH+H+HP T TFWHP--塔顶空间（不包括头盖部分）HT——板间距N——实际板数S——人孔数HF--进料板出板间距H——塔底空间（不包括底盖部分）W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，则人孔的数目S为:SWT二2个取人孔两板之间的间距HT=0.6m,则塔顶空间HP=1.2m,塔底空间HW=2.5m，进料板空间高度HF=0.8m，那么，全塔高度:Z=1.2+(21—2—2)X0.35+2X0.6+0.8+2.5=11.65m第四章、塔板主要工艺尺寸的计算4.1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=1.4m4。1.1溢流堰长Iw单溢流：l=（0.6~0.8）D，取堰长lw=0。6口，即WlW=0.6×1.4=0。84m4.1.2溢流堰出口堰高hWhW=hL—hOW选用平直堰，堰上液层高度how可用Francis计算，即hoW284E1000rLl\23IWJ精馏段：Ll=6。43m3/h，所以L∕lW2∙5=-643-=9。94,

h hW0.842.5lW丝=0。6D1.4液流收缩系数计算图查上图得：E=1.038,则依式how=2.84-Lz,J,h=2.84…C 6.43J二八 E(—h)3,得hCW X1.038X( )30。

1000l OW1000 0.84W0114m取板上清夜层高度h=0.05m,

l故卜W=0。05-0。0114=0。0386m提馏段： L二=7.04*10-3义3600=25.344m2/hhL/12。5=6.43=994

hW0.842.5 .h=2.84一610.05χ2-查得：E=1。145,则how= X1.145X( )3=0.017mOW1000 0.84取板上清夜层高度h=0.05m，故，=0.05—0.017=0.033mι h'w4。1.3降液管宽度Wd和截面积AfC∣.G3o.nι04⅛JCA⅛7O»SfIn2f>弓形降液管参数图 图13因为wD=0.6,查上图得：Wd∕D=0oΠ5,Af∕AT=0.055,所以Wd=0.115D=0o115X2。2=0.253mA=0.055×3.799=0.209m2fAH 由式τ=fτ计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即Ls精馏段：τ=AfHT=0.209义0.35=15.93s≥5sL4.592X10-3s提馏段：τ=AfHT=0.209X0.35=10.39s≥5sL 7.04X10-3S故降液管设计合理。4。1o4降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速U为0。06m∕so依式h=JLT得：oIuwo精馏段：h=TLr=1T£3=0∙023m,即h≥20mmoluu 1.32X0.06 owo提馏段：h'=2∙79X10-3=0.035m,即h'≥20mmo1.32X0.06 o故降液管底隙高度设计合理。4。2.塔板布置4.2.1塔板的分块本设计塔径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 一3 4 5 64.2。2边缘区宽度的确定取边缘区宽度：Wc=0.03m，溢流堰前的安定区宽度：Ws=0。07m4.2.3开孔区面积计算 r. 开孔区面积按下式计算:A=2XJr2—x2+a

∖πr2180x

Sin—ι—r√其中X二D—(W+W)=F-。253+0.07)=0。377m2dS1.4D-—0.03R=——W—2 =0。67m2CA=2x∖R2—X2+ R2Sin—ι一aL 180R=20.377X%,0.672—0.3772+口x0.672Sin-1X0377=0∙954m2L 180 0.67」4.2.4筛板的筛孔和开孔率因乙醇一水组分无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=3X5=15mm\o"CurrentDocument"筛孔数目n=1158000Aa=(1158000)X0.954=4909.92≈4910t2 152开孔率φ=0.907 0.907(t/d)2 32=10.07%(在5—-15％范围内)气体通过筛孔的气速为uV0 φAa则精馏段u0J1.5520.1007X0.954=16.155m/s1.828提储段uoT ： :19.028m∕50.1007×0.954第五章、塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降。液柱气体通过塔板的压力降（单板压降）h=h+h+hPc1σhP——气体通过每层塔板压降相当的液柱高度m液柱hc-—气体通过筛板的干板压降，m液柱h/-—气体通过板上液层的阻力，m液柱hσ——克服液体表面张力的阻力，m液柱5。1.1干板阻力hc干板压降h h=0.051(C-)2EV0PLU0—-筛孔气速，m/sC0——孔流系数PVPL——分别为气液相密度，Kg/m3∣1.7eʃ-.∣⅛_____⅛塔板孔流系数图14⅛⅛d2∕δ=5∕3=lo67查干筛孔的流量系数图CO=0。78精储段h=0.051X(16.155)2(1.431)=0.038巾液柱C 0.78 819.9]提馏段h,=0.051X(19.028)2(1,215)=0.041m液柱C 0.78 892.8555。1。2板上充气液层阻力h1板上液层阻力h/用下面的公式计算：h=ɛh=ɛ(h+h)l0L0wowh「一板上清液层高度，mɛ0——反映板上液层充气程度的因数,可称为充气因数充气系数β与动能因子Fa的关系图15精馏段U'aV

S

A—ATf而毁荻=1.485动能因子F=u.'P-=1.485X.JL431=1.776aav查充气系数β与Fa的关联图可得β=0.570贝Uhl=β0hL=0.57×0.05=0.0285m提馏段u'aV' ^ A—ATf1.539828209)1∙374动能因子F=U,-P-=1.374XK1.215=1.515aaV查充气系数ε0与Fa的关联图可得β'=0.590贝Uh'=β'h1=0o59x0。05=0。0295ml0l5.1。3由表面张力引起的阻力h液体表面张力的阻力hσ4δPLgd0精馏段hσ4X37.274X10-3 =0.00371m819.915X9.8X0.005h'=提馏段hσ=4X52.745X10一3 =0.00482m892.855X9.8X0.005故精馏段hp=0.038+000285+0。00371=0。07321m液柱

压降NP=819。915x9.8x0.08121=0。65KPa提馏段hp=0.041+0.0295+0000482=0。07532m压降Np'=892.855×9.8×0o07532=0.66KPa5。2液面落差对于筛板塔，液面落差很小,且本设计的塔径和流量均不大,故可忽略液面落差的影响5。3液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，eV<0∙1Kg液/Kg气5.7X10-6e= VσL(U、3.2 a H—hτTf7（1）精馏段eV5.7X10-637.274X10-3(0⅛6Γ=0.0879Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气（2）提馏段5.7x10-6( 1.882 节2eV56.80X10-310.4—2.5X0.06)=0.0641Kg/Kg<0.1Kg/Kg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。5。4漏液漏液验算U=4.4。J(0.0056+0.13h—h)P/ρow 0、 LσLVK=二〉1。5——2.0owUo-—筛孔气速 U——漏液点气速(1)精馏段owU=4.4CJ>0056+0.13h-h)ρ/ρomin 0■ LσLV:4.4X0.78X%：(0.0056+0.13X0.0285—0.00371)x819.915/1.431=6.14m/S实际孔速u =16.155m/S>U0J 0w稳定系数为K=16.155=2.63〉1.56.14(2)提馏段u:4.4C«0056+0.13h-h)ρ/Po,min 0' LσLV=4.4X0.78.、(0.0056+0.13x0.0295-0.00482)x892.855/1.215=5.71m/S⅛K=19.028稳定系数为"1"=3.33〉1.5故在本设计中无明显漏液.5。5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系H*3+hw)乙醇-水组分为不易发泡体系故取■、=QW(1)精馏段φ(H+h)=0.6x(0.35+0.0386)=0.233mTw又H=h+h+hdpLd板上不设进口堰,—L_1.786X10-3U= S = 0LXh0.84X0.023

w0二0。092hd=0o153(u0')2=0。153X0。0922=0.00129m液柱Hd=0.07821+0.0285+0o00129=0.108m液柱H≤φ(H+h)

d Tw=0.233(2)提馏段φH+h)=0.6×(0.35+0.017)=0.220mTwhd=0o153(u0')2=0。153×(0。220)2=0。0074Hd=0.07532+0o0295+0.0074=0.112m液柱H≤φ(H+h)d Tw二0。262。故在本设计中不会发生液泛现象第六章、塔板负荷性能图6。1漏液线(1)精馏段：U=6.140.minV =三d2nu =0。785x0。0052x4910x6.14=0。592m3∕ss.min400min(2)提馏段：u=6.140.min兀V --d2nu =0。785x0.0052x4910x5.71=0。55m3∕ss.min400min据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线。6。2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：5.7×10-6、3.2× a—H-hTTfevσLUαV VV S - S ——S—

A-A1.539-0.2091.33Tf(1)精馏段hf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0。0386mh；=214/1000x1。038×(3600LS/0.84)2/3=0。78LS2/3则hf=0o097+1.95LS2/3 HT—hf=0。35—0。097-1.95LS2/3=0.253—1.95LS2/35.7义10-6eVV—S37.274义10-31.33X(0.253-1.95L左)L S3.2=0.1解得VS=2。522-19.67LS2/3Ls/(mS3/s) 0.0020。004Vs/(m3/s)2。212。0260.0060。0080.011。8721.7351。609表120。0120.0140。0161。4911。3791.273(2)提馏段：hf=2。5hL=2.5(h'w+h'ow)h,w=0o033mhow=2∕84∕1000×1o145×(3600LS/0。84)2/3=1。14LS2/3贝(hf=0o083+2θ85LS2/3 HT—hf=0。35-0。083—2。85LS2/3=0。267—2。85LS2/35.7x10-6

e- V 52.745x10-3V ^∣32 s -0.11.33X(0.267-2.85L如)S」解得VS=3。001-32.038Ls2∕3Ls/ S0。002 0。004 0。006 0。008 0.01(m3/s)Vs/2。492 2.194 1.943 1。719 1。514(m3/s)0.0121。3220。0140。0161.24 0.967表13可作出液沫夹带线.6。3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0o006m作最小液体负荷标准，由h=0.00284E(ow3600L2 S)3Lw(1)精馏段：E=1。038,则T/ 0.006 、30.84L-( )2 S,min 0.00284X1.038 3600-0.00068m3/s(2)提馏段：E=1。145,则T/ 0.006 、30.84L-( )2 S,min 0.00284X1.145 3600-0.00058m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限。6.4液相负荷上限线以θ-5s作为液体在降液管中停留时间的下限AH AHθ-fT=5,L-fTL S,min50.209X0.355-0.015m3/SS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6。5液泛线令H=φ(H+h)H=h+h+hh=h+h+hσd Tw,dpLd,PcLh=β×hh=h+h联立得1 0L，LwowφH+(φ-β-I)h=(β+1)h+h+h+h 整理得：T 0w0owcdσa,V2=b,一c,L一d,L2/3S S S(1)精馏段：a,0.051∕pʌ (一)=(Ac)2P00L0.0511.431(兀/4×0.0052X4910×0.78)2(819.915)=0.0158b,=φH+(φ-β-1)h=0.6X0.35+(0.6-0.57-1)X0.0386=0.173T 0 wC,0.153(lh)2

w00.153(0.84×0.023)2=409.89d,=2.84×10-3E(1+β)(3600)2/3=2.84X10-3X1.038X(1+0.57)X(3600)3=1.221l 0.84w0。0158V2=00173—409.89L2—1。221L2；列表计算如下 表14Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs∕(m3∕s)2.923 —2.732 —2.490 —2.179 —(2)提馏段:a,^05L(L)= 005 (jɪ)=0.0123(AC)2P (兀/4×0.0052×4910X0.78)2892.85500Lb,=φH+(φ-β'-1)h=0.6X0.35+(0.6-0.59-1)X0.033=0.177T 0wC,0.153(lh)2

w00.153(0.84X0.035)2=177.01d,=2.84X10-3E(1+β)(3600)2/3=2.84X10-3×1.145X(1+0.59)×(3600)3=1.364l 0.84w0.0123V2=0o177—177。01D-1.364L23sss表15Ls/(m3/s)0。0040。0060。0080.010Vs/(m3/s)3.374 —3。201 —3.004 —2。794 —由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的精馏段负荷性能图如下：35251

ZL

)s∕3rn(xsv0.5920.50.005 0.01 0.015Ls(m3/s)精馏段负荷下

限—操作线—精馏段液泛线精馏段负荷上

限漏液线0.02图16由图可知：故操作弹性为Vs,maχ/VS,mm=3.4469/0。592=5.822>2提馏段负荷性能图：O54535251巧O••••3210

)ozɔm(v^v精馏段液泛

线操作线漏液线精馏段负荷

下限精馏段负荷

上限0.0050.010.0150.02Ls(m3/S)图17由图可知:故操作弹性为Vs,max/Vs，min=3。7712/0。55=6.8750第七章、各接管尺寸的确定及选型7。1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：G=FM=228.33X25.84=5.9X103kg/hF L下进料温度.=82。2℃,在此温度下PA=734.3Kg∕m3PB=970.5Kg∕m3则1X1-X0.28 1—0.28—=——+ = + PPP734.3 970.5F12nρ=890.6Kg∕m3F则其体积流量：V=-F-='∙9XI"=6.625m3/h=0.00184m3/Sl,fP 890.6L,F取馆内流速：U=2.0m/SF则进料管管径：D=:——LF="X84=0.0109m=10.9mml,f\兀U 3.14X2LF则可选择进料管①12mmX0.5mm冷拔无缝钢管，此时管内液体流速1.937m/s7。2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：G=WM=172.03X19.40=3337.4kg/hW L.W出料温度tw=86。4℃,在此温度下PA=732.4Kg/m3 PB=968。2Kg/m31X1-X0.011-0.01贝U——=一+ = + =P=956.8Kg/m3PPP719 960 Ww1 2G33374体积流率： V=-W= =3.5m3/h=0.001m3/sWP956.8Lw取釜液出塔的速度Ul=1。5m∕s则釜液出口管管径:D=.4X°.°°1=0.0291m=29.1mmw∖∙3.14X1.5则可选择釜液出口管①40mmX5.5mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1042m7s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：G=LM=156.683X41.42=6489.81kg/hW L.W回流温度td=78。12℃,在此温度下P乙享=737.4Kg∕m3P水=973。4Kg∕m3X1-X0.83 1-0.83则——=——+ = + =P=766.5Kg∕m3PPP737.4 973.4 dd1 2,一I—— G6489一81体积流率： V=—W-= =8.467m3/h=0.0024m3/sSlP766.5

d取釜液出塔的速度uw=1.5m∕s则釜液出口管管径：D=，4X°.°以4=0.0451m=45.1mmif 3.14X1.5则可选择回流管①50mmX2.5mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.509m∕s7。4塔顶蒸汽出口径及选型PDvPMR105.3X41.428.314X(78.4+273)=1.495Kg∕m3塔顶上升蒸汽的体积流量：VDvVM DPDv212.983X4L42=5900.8m3/h=1.639m/S1.495取适当流速u=16m∕s1：4X1.639d=J 16兀=0.361m=361mm所选规格为：①400mmX12