乙醇-水连续精馏筛板塔的设计说明

#/46u=8.7591m3/s0.minV =1d2nu =0.785x0.0082x3680x8.7591=1.6194m3/ss.min4 00min据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线6.2.2过量液沫夹带线注:以下计算常用h=2.84x10-3E(Lh)2/3得h(~L),E~~M经验计算,ow l ows l2.5ww取E=1.04则h=2.84x10-3x1.04X(-h-)2/3=2.84x10-3x1.04xf360cLs卜=0.659LS2/3- 1.08 I1.08)依下式计算： e=5.7x10-6fU132voH-hTf式中：u=———= =0.4161VTOC\o"1-5"\h\zaA-A2.5434-0.1399 sTfh=2.5<h+h>=2.5(0.0358+0.6591l2/3)=0.0895+1.6478L2/3

f wow s s令e=0.1kg液/kg气油o=52.9847x10-3N/m,H=0-45mvT代入式<2-1>得：0.1=-x10-6 < 0.4161Vs >3252.9847x10-3 0.45-0.0895-1.6478L2/3s整理得：V=7.3332-33.5191L2/3

ss在操作范围中，任取几个L值，根据上式算出V值列于表6-3中：ss表6－3L,m3/ss0.0020.0040.0060.008V,m3/ss6.80116.48866.22645.9924依表中数据在作出过量液沫夹带线6.2.3液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度h=0.006m作为液相负荷下限条件，低于此下限厕不ow

能保证板上液流分布均匀。则h=2.84x10.3E〔Lh2/3

ow lwE=1.04厕0.006=2.84x10一3x104〔9>?/31.08整理得：L =(——0006——)3108_=0.0008686m3/ss，min0.00284x1.04 3600在图上L =8.686x10-4m3/s处作垂线即为液相负荷下限线。s，min液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为t=5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则l=HTAf=0.45x0.1399=0.0126〔m3/ssmant 5在l=0.0126m3/s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上sman它为与气体流量V$无关的垂直线。溢流液泛线由式Hd--h<H0 ^T和H-h+h+A+由式Hd--h<H0 ^T<1>h-h+h+hpcLouU PuU Ph=0.051〔-o2〔c cPo=0.051〔匕2pCApooL=0.051〔 ^ 2〔1.1818=0.003885V20.72x0.1849 875.7577 ，h=P〔h+h=0.5(0.0358+0.6591L2/3)=0.0179+0.3296L2/3TOC\o"1-5"\h\zl wow s s故h=0.003885V2+0.0179+0.3296L2/3+0.003084ps s=0.003885V2+0.3296L2/3+0.0210

ss<2>h=0.153〔L2=0.153〔——L——2=145,7476L2则：d lh 1.08X0.03 sw00.6(0.45+0.0423)=0.003885V2+0.3296L2/3+0.0210+0.0358+0.6591L2/3+145.7476L2ss s s整理得： V2=60.41831-254.489L2/3-37516.9L2s ss取若干L值依式计算V值，见表6-4，作出液泛线ss表6-4L,m3/s0.0020.0040.0060.008V,m3/ss7.49867.30797.11806.9165根据以上各线方程,可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图由图可以看出:P点为操作点,其坐标为：Vs=2.6732m3/s,Ls=0.0068513m3/sOP为操作线,OP与液量上限线的交点对应气相负荷为V =5m3/s，与漏夜线的s,max交点对应气相负荷为V =1.6194m3/s.可知：s,min提馏段的操作弹性：Vs,max/Vs,min=3.088>2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=0.154x27.058=4.1669kg/sF L.F进料温度tf=81.5457℃,在此温度下p乙醇=733.4543Kg/m3=970.8108Kg/m3npf=824.1262Kg/m31x1npf=824.1262Kg/m3—=—+ = + ppp733.4543970.8108f12则其体积流量：V=鼠=4」669=0.005029m3/sl，f p824.1262L,F取管内流速：u=2.5m/sF则进料管管径：D=4^Fell.=：4x0.005029=0.0506m=50.6mmL，F 兀u 3.14x2.5FF查化工原理P292热轧无缝钢管〔GB8163-87则可选择进料管①57mmx3mm热轧无缝钢管,此时管内液体流速u=4Vfl=2.463m/s3.14D27.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：G=WM =0.0986x19.4=1.9128kg/sW L.W出料温度tw=91.7053℃,在此温度下p乙醇=722.6358Kg/m3=964.1233Kg/m3np=927.3815Kg/m3w1x1np=927.3815Kg/m3w—=—+ = + ppp722.6358 964.1233w12体积流率：v=屋=1.9128=0.002063m3/sswp927.3815L,W取釜液出塔的速度ul=1.5m/s

则釜液出口管管径:D=:'4*0.002063=0.0419m=41.9mmw33.14x1.5

则可选择釜夜出口管中50mmx3mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.357m/s所选规格为：①600mmx15.4mm承插式铸铁管，此时管内流速17.166m/s7.3流管尺寸的计算及选型7.3流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：G=RDM回流液质量流率：G=RDM=0.1043x39.5964=4.1299kg/sD L.D回流温度td=78.3167℃,在此温度下p乙醇=733.4543Kg/m3=970.8108Kg/m31 x 1-x0.911 1-0.911—=——+ = + p p p 733.4543970.8108d1 2npd=749.7692Kg/m3体积流率：v=GD=i12"=0.0055082m31ssip749.7692

d取釜液出塔的速度uw=1.5m/s则釜液出口管管径：D=4x00055082=0.0684m=68.4mmif 3.14x1.5则可选择回流管①76mmx3mm热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.432m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型psvPMRTrpsvPMRTr101.3x40.48.314x(78.3167+273)=1.40114Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：塔顶上升蒸汽的体积流量：v=二=°.15972x40.4=4.6053m/ssvp 1.40114s,W取适当流速u=18m/sd=：4x4&53=0.5709m=570.9mm1 18兀7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量V二Msop=0.70593Kg/m3=0.70593Kg/m3P二二 RT8.314义(91.7053+273)取适当流速u=18m/sd二,4义4.0726_0.5369m-536.9mm1 18兀则可选择水蒸气进口管①600mmx15.4mm承插式铸铁管此时管内流速15.18m/s第八章精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器〔1冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置,用泵向塔顶送回流冷凝水,在冷凝器和泵之间需设回流罐,这样可以减少台架,且便于维修、安装,造价不高。〔2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷：按泡点回流设计,即饱和蒸汽冷凝且回流，采用250C的水作为冷却剂,逆流操作,则Q二叮1-VMvDr1查液体的气化潜热图，可知塔顶温度7&31670C下，乙醇的气化潜热：r=970kJ/kg水的气化潜热：r=2450kJ/kg

Q=qmlr1=cpcqm2<t2-t1>q'm1=<R+1>DMDQ一单位时间内的传热量,J/s或W;qm1，qm2—热、冷流体的质量流量思/s;[,r2—热。令流体的汽化潜热,KJ/kgt=78.3167℃时查表得1101.72kJkgr=rx0.911+rxG-0.911)=970x0.911+2450xG-1101.72kJkgr=1101.72KJ/KgQ=qm1r1=0.15972,40.4x1101.72=7109.0554KJ/s*-取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20℃和30℃平均温度25℃下水的比热Cpc=4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量：qm2c(t—t)4.203x(30—20)pc2 17109.0554=169.1424Kg/s又Q=kaatmK取700W・m-2/°C所以，传热面积：A=Q

KxAt

m

(T—11)—(T—12)10ln'78.3167—20'、78.3167—30)=53.1618℃.A二71090554=191.0355m2700x53.16188.2再沸器选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K取700W・m-2/℃料液温度：91.7053℃—100℃,水蒸汽温度：120℃—1200c逆流操作：则Q=WrAt'=20℃,At'=28.2947℃r22 1 2At，-At1~At2=20-2&2947=23.908℃m^At' 2 20lni ln At 28.29472查的塔釜温度91.70530C下，r水=2439.4kJ/kg r乙醇=952.2kJ/kgr'=0.118557*952.2+<1-0.118557>*2439.4=2263.0邈kJ/=(1.8830x0.0554+0.154—0.0986)x19.4x2263.082二7012.2344kJ/s因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%,所以所需蒸汽的质量流量为：q0mhQ_7012.2344x(1+0.05)2263.082-3.2535kg/sr_加热蒸汽的冷凝潜热,kJ/kgA=QKxAtmA=7012.2344x1000=419,0011m2700x23.9088.3预热器以釜残液对预热原料液,则将原料加热至泡点所需的热量Q可记为：fQ-Wc(t-1)ffPff2f1其中tfm=<81.5457+35>/2=58.2728℃〔设原料液的温度为35度在进出预热器的平均温度以及tfm=58.2728℃的情况下可以查得比热cpf=3.472KJ/kg.℃,所以，Qf=15*1000x3.472x<81.5457-35>=2424100.056KJ/h釜残液放出的热量Q=卬。(/T)wwpww1w2若将釜残液温度降至tw2=45℃那么平均温度twn=<91.7053+45>/2=68.3526℃其比热为Cpw=4.170KJ/kg.℃,Mw=0.05x46+(1-0.05)x18=19.4因此,Qw=19.4x0.0986x3600x4.170x<91.705-45>=1341168.568KJ/h可知,Qw<Qf,于是理论上不可以用釜残液加热原料液至泡点设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度tm℃79.931286.6255平均流量气相VSm3/s4.08032.6732液相LSm3/s0.00440810.0068513实际塔板数N块186板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm8.12.7塔径Dm1.81.8空塔气速um/s1.60431.0510

塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.081.08堰高hwm0.04230.0358溢流堰宽度Wdm0.2070.207管底与受液盘距离hom0.030.03板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm8.08.0孔中心距tmm24.024.0孔数n孔36803680开孔面积A0m20.18490.1849筛孔气速uom/s22.067614.4575塔板压降hPkPa0.89580.5223液体在降液管中停留时间Ts14,28179.1888降液管内清液层高度Hdm0.17860.1276雾沫夹带eVkg液/kg气0.03920.0071负荷上限液沫夹带控制液量上限控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷VS・maxm3/s5.28375.0气相最小负荷VS・minm3/s1.47211.6194^操作弹性3.5893.088设计方案讨论本次课程设计不同于往常的作业,它具有多方案性,由同一思路可地多种结果。其目的是希望我们能够综合运用以前学过的各课程知识,通过认真的设计计算和每项项目的精心校核,提高分析问题、解决问题,理论联系实际,独立思考问题等能力。我通过仔细计算和校核,在老师和同学成员的帮助下,得出了以上设计步骤和结果。从设计结果看,本设计基本上是可行的,但仍存在一些不足之处,在此我将经验和不足总结如下：1.经验：〔1本次设计的是乙醇-水精馏塔,由于该物系非理想物系,所以不能用逐板法求取理论板数因此本设计选用画图法。设计中很多数据都是由x-y图或t-x-y图读出。〔2本设计计算中涉及到很多繁冗的公式,并且在不同书籍中对同一公式的表达有出入,这给计算带来了一定误差。〔3在计算中,有一些计算值和实际值是有一段差距的。如：计算得出的塔效率ET=48%,而实际中可达到60-70%由此可知，设计计算只能帮助我们设计出大概规格,在实际操作中还有待修正。〔4在物性计算中,一定注意要取平均值,而不能直接应用某个温度下的物性。〔5回流比与经济校核密切相关,回流比太大,使能耗增加；太小,则塔板数增多,塔的制造费用增加。所以，应该根据N-R关联图来选择最适合的回流比。〔6对塔板流体力学的验算是一项繁冗而耗时的工作,因此要认真对待,仔细计算,尽力将错误减小到最低值。〔7塔的辅助设备设计主要是设计各换热器。在这里主要应抓住热量衡算这一点，求出Q值后即可求出换热面积，就能选型了。〔8从设计总体看,各设计过程和结果是相互关联,相互影响的。对某一设计值若取的不好,就很有可能影响到后边乃