化工原理課程設(shè)計--乙醇產(chǎn)品的浮閥式精餾塔的設(shè)計

1、<p>　　X X X X 學(xué) 院</p><p><b>　　化工原理課程設(shè)計</b></p><p>　　20XX －20XX 學(xué)年度</p><p>　　XX 學(xué)院　制藥工程 專業(yè)</p><p>　　班級 XXXXXX 學(xué)號 XXXXXXXX </p><

2、p>　　題目名稱 年產(chǎn)5000t乙醇產(chǎn)品的浮閥 </p><p>　　式精餾塔的設(shè)計 </p><p>　　學(xué)生姓名　　 XX </p><p>　　指導(dǎo)教師　 　 XXX 　 </p><p>　　設(shè)計時間：XXXX年XX月XX日～XXXX年XX月XX日</p&g

3、t;<p><b>　　X X X X學(xué)院</b></p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　XX 學(xué)院 XXXX 專業(yè)　班級 XXXX 姓名 XX 學(xué)號 XXXXXXXX </p><p>　　指導(dǎo)教師　XXX 　　　</p><p>　　20XX年 XX 月 XX 日<

4、;/p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　摘要 ……………………………………………………………………………………………5</p><p>　　第一章 緒論……………………………………………………………………………………5</p><p>　　1.1 設(shè)計背景…………………………………………………………

5、…………………5</p><p>　　1.2 工業(yè)制法……………………………………………………………………………6</p><p>　　1.2.1 發(fā)酵法 …………………………………………………………………………6</p><p>　　1.2.2乙烯水化法……………………………………………………………………6</p><p>　　1.3

6、 設(shè)計方案……………………………………………………………………………6</p><p>　　1.4 塔的選擇……………………………………………………………………………6</p><p>　　第二章 工藝計算………………………………………………………………………………7</p><p>　　2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率及餾出液流量……………………………

7、7</p><p>　　2.2 最小回流比和適宜回流比的選取…………………………………………………7</p><p>　　2.3 物料衡算……………………………………………………………………………8</p><p>　　2.4 回收率………………………………………………………………………………9</p><p>　　2.5 操作線方程

8、…………………………………………………………………………9</p><p>　　2.6 塔板數(shù)的確定………………………………………………………………………9</p><p>　　2.6.1 理論板數(shù)的確定………………………………………………………………9</p><p>　　2.6.2 進(jìn)料板位置的確定 …………………………………………………………10<

9、/p><p>　　2.6.3 實(shí)際板層數(shù)的初步求取 ……………………………………………………10</p><p>　　2.6.4 塔板總效率估算 ……………………………………………………………10</p><p>　　2.6.5 實(shí)際板層數(shù)的確定 …………………………………………………………12</p><p>　　第三章 精餾塔的工藝條件

10、及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 ………………………………………12</p><p>　　3.1 操作壓力 …………………………………………………………………………12</p><p>　　3.2 操作溫度 …………………………………………………………………………12</p><p>　　3.3 平均摩爾質(zhì)量 ……………………………………………………………………12<

11、;/p><p>　　3.4 平均密度 …………………………………………………………………………13</p><p>　　3.4.1 氣相平均密度 ………………………………………………………………13</p><p>　　3.4.2 液相平均密度 ………………………………………………………………13</p><p>　　3.5 液體平均表面

12、張力………………………………………………………………14</p><p>　　第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計………………………………………………………15</p><p>　　4.1 塔徑的計算………………………………………………………………………15</p><p>　　4.2 精餾塔有效高度的計算…………………………………………………………16</p

13、><p>　　第五章 塔板主要工藝尺寸的計算…………………………………………………………17</p><p>　　5.1 溢流裝置計算……………………………………………………………………17</p><p>　　5.1.1 堰長………………………………………………………………………17</p><p>　　5.1.2 溢流堰高度………………

14、………………………………………………17</p><p>　　5.1.3 弓形降液管寬度和截面積…………………………………………17</p><p>　　5.1.4 降液管底隙高度…………………………………………………………18</p><p>　　5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列……………………………………………………18</p><p&

15、gt;　　第六章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算………………………………………………………………19</p><p>　　6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降………………………………………………………19</p><p>　　6.1.1 干板阻力……………………………………………………………………19</p><p>　　6.1.2 板上充氣液層阻力……………………………………

16、…………………19</p><p>　　6.1.3 克服表面張力所造成的阻力……………………………………………19</p><p>　　6.2 淹塔………………………………………………………………………………20</p><p>　　6.2.1 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨取?0</p><p>　　6.2

17、.2 液體通過降液管的壓頭損失……………………………………………20</p><p>　　6.2.3 板上液層高度………………………………………………………………20</p><p>　　6.3 霧沫夾帶…………………………………………………………………………20</p><p>　　第七章 塔板負(fù)荷性能圖……………………………………………………………………2

18、1</p><p>　　7.1 霧沫夾帶線………………………………………………………………………21</p><p>　　7.2 液泛線……………………………………………………………………………22</p><p>　　7.3 液相負(fù)荷上限線…………………………………………………………………22</p><p>　　7.4 漏液線……

19、………………………………………………………………………23</p><p>　　7.5 液相負(fù)荷下限線…………………………………………………………………23</p><p>　　7.6 塔板負(fù)荷性能圖…………………………………………………………………23</p><p>　　第八章 塔附件設(shè)計…………………………………………………………………………26</

20、p><p>　　8.1 接管……………………………………………………………………26</p><p>　　8.1.1 進(jìn)料管…………………………………………………………………26</p><p>　　8.1.2 回流管…………………………………………………………………26</p><p>　　8.1.3 塔釜出料管………………………………

21、……………………………26</p><p>　　8.1.4 塔頂蒸汽管……………………………………………………………26</p><p>　　8.1.5 塔釜進(jìn)氣管……………………………………………………………26</p><p>　　8.2 人孔………………………………………………………………………………27</p><p>　　8.3

22、 塔的空間高度………………………………………………………………27</p><p>　　參考文獻(xiàn) ……………………………………………………………………………………28</p><p>　　結(jié)束語 ………………………………………………………………………………………28</p><p>　　附錄 …………………………………………………………………………………………29&

23、lt;/p><p>　　附圖 …………………………………………………………………………………………31</p><p><b>　　摘 要</b></p><p>　　利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同來分離其各液體組分的操作稱為蒸餾，反復(fù)多次蒸餾的過程稱為精餾，實(shí)現(xiàn)精餾操作的塔設(shè)備稱為精餾塔。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的

24、地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。</p><p>　　塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。目前用于氣液分離的傳質(zhì)設(shè)備主要采用板式塔。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾過程。本課程設(shè)計是設(shè)計水-乙醇混合液浮閥精餾塔。浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價等方面都比較優(yōu)越。本次設(shè)計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)

25、設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。</p><p>　　精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備裝置圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的

26、，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。</p><p>　　關(guān)鍵詞：精餾、乙醇-水、浮閥塔、傳質(zhì)分離</p><p><b>　　第一章 緒 論</b></p><p><b>　　1.1 設(shè)計背景</b></p><p>　　乙醇的用途很廣。它是一種很好的溶劑，既能溶解許多無機(jī)物，又能

27、溶解許多有機(jī)物，所以常用乙醇來溶解植物色素或其中的藥用成分。不同濃度的乙醇可以用來作為消毒劑。乙醇也可以作為酒精的飲料和汽車的燃料。</p><p>　　要想把低純度的乙醇水溶液提純到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是液體混合物的分離過程，即同時進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定

28、高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個操作。</p><p><b>　　1.2 工業(yè)制法</b></p><p><b>　　1.2.1 發(fā)酵法</b></p>

29、;<p>　　發(fā)酵法制乙醇是在釀酒的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，在相當(dāng)長的歷史時期內(nèi)，曾是生產(chǎn)乙醇的唯一工業(yè)方法。發(fā)酵法的原料可以是含淀粉的農(nóng)產(chǎn)品，如谷類、薯類或野生植物果實(shí)等；也可用制糖廠的廢糖蜜；或者用含纖維素的木屑、植物莖稈等。這些物質(zhì)經(jīng)一定的預(yù)處理后，經(jīng)水解（用廢蜜糖作原料部經(jīng)這一步）、發(fā)酵，即可制得乙醇。 </p><p>　　發(fā)酵液中的質(zhì)量分?jǐn)?shù)約為6%~10%，并含有其他一些有機(jī)雜質(zhì)，經(jīng)精餾可得9

30、5%的工業(yè)乙醇。 </p><p>　　1.2.2 乙烯水化法 </p><p>　?、僖蚁╅g接水合法 也稱硫酸酯法，反應(yīng)分兩步進(jìn)行。首先，將乙烯在一定溫度、壓力條件下通入濃硫酸中，生成硫酸酯，再將硫酸酯在水解塔中加熱水解而得乙醇，同時有副產(chǎn)物乙醚生成。間接水合法可用低純度的乙醇作原料、反應(yīng)條件較溫和，乙烯轉(zhuǎn)化率高，但設(shè)備腐蝕嚴(yán)重，生產(chǎn)流程長，已為直接水合法取代。</p>&

31、lt;p>　?、谝蚁┲苯铀?，就是在加熱、加壓和有催化劑存在的條件下，是乙烯與水直接反應(yīng)，生產(chǎn)乙醇： </p><p>　　CH2═CH2 + H─OH→C2H5OH（該反應(yīng)分兩步進(jìn)行，第一步是與醋酸汞等汞鹽在水-四氫呋喃溶液中生成有機(jī)汞化合物，而后用硼氫化鈉還原）此法中的原料—乙烯可大量取自石油裂解氣，成本低，產(chǎn)量大，這樣能節(jié)約大量糧食，因此發(fā)展很快。</p><p><b

32、>　　1.3 設(shè)計方案</b></p><p>　　本設(shè)計任務(wù)為乙醇—水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程（精餾是利用物質(zhì)沸點(diǎn)的不同，多次進(jìn)行混合蒸汽的部分冷凝和混合液的部分蒸發(fā)的過程，以達(dá)到分離目的）。設(shè)計中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，

33、最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p><b>　　1.4 塔的選擇</b></p><p>　　塔設(shè)備是煉油和化工生產(chǎn)的重要設(shè)備，其目的在于提供氣液兩相充分接觸的場所，有效地實(shí)現(xiàn)兩相間的傳熱、傳質(zhì)，以達(dá)到理想的分離效果，因此他在石油化工生產(chǎn)中得到廣泛的應(yīng)用。</p><

34、p>　　浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)果簡單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔

35、具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。</p><p>　　化工生產(chǎn)對塔設(shè)備的基本要求：（1）生產(chǎn)能力大。在較大的氣、液負(fù)荷或波動時，仍能維持較高的傳質(zhì)速率。（2）流體阻力小，運(yùn)轉(zhuǎn)費(fèi)用低。（3）能提供足夠大的相間接觸面積，使氣、液兩相在充分接觸的情況下

36、進(jìn)行傳質(zhì)，達(dá)到高的分離效率。（4）結(jié)構(gòu)合理，安全可靠，金屬消耗量少，制造費(fèi)用低。（5）不易堵塞，容易操作，便于安裝、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p><b>　　第二章 工藝計算</b></p><p>　　2.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率及餾出液流量</p><p>　　乙醇的摩爾質(zhì)量 MA = 46kg/kmol </p&g

37、t;<p>　　水的摩爾質(zhì)量 MB = 18kg/kmol</p><p>　　XF = (0.36/46)/((0.36/46)+(0.7/18)) = 0.1436</p><p>　　XD = (0.9241/46)/((0.9241/46)+(0.0759/18)) = 0.8265</p><p>　　XW = (0.0003/46)/(

38、(0.0003/46)+(0.9997/18)) = 0.0001</p><p>　　餾出液流量：D = (5000 × 1000 )/(330×24×(0.8265×46+0.1735×18)) = 15.3447 kmol/h</p><p>　　2.2 最小回流比和適宜回流比的選取</p><p><b

39、>　?。?）最小回流比 </b></p><p>　　乙醇-水體系為非理想體系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落在平衡線上之前，操作線已與平衡性相切，如圖一中g(shù)點(diǎn)所示，為此衡濃區(qū)出現(xiàn)g點(diǎn)附近。此時Rmin可由點(diǎn)（xD,xD） 向平衡線做切線的截距求得。</p><p>　　圖一 最小回流比的確定</p><p>　　由圖一可知，該

40、切線的截距為</p><p>　　xD/(Rmin+1) = 0.3526</p><p>　　可得 Rmin = 1.3440</p><p>　?。?）確定合適的回流比</p><p>　　取 R = 1.6Rmin 則 </p><p>　　R = 1.6×1.3340 = 2.1540<

41、/p><p>　　由于物料采用泡點(diǎn)進(jìn)料，q = 1,則有</p><p>　　L = RD = 2.1540×15.3447 = 32.9972kmol/h</p><p>　　V = (R + 1)D = (2.1540+1) ×15.3447 = 48.3419kmol/h</p><p><b>　　2.3 物

42、料衡算</b></p><p>　　物料衡算式為： F = D + W ①</p><p>　　FxF = DxD + Wxw ②</p><p>　　聯(lián)立①②帶入已知數(shù)據(jù)求解得</p><p>　　F = 88.8808 kmol/h W = 75.5361 kmol/h</p>&l

43、t;p><b>　　2.4 回收率</b></p><p>　　乙醇的回收率：H = DxD/FxF =(15.3447×0.8265)/(88.8808×0.1436) = 99.37%</p><p>　　水的回收率：H = W(1-xw) / F(1-xF) = (73.5361×(1-0.0001))/(88.8808

44、15;(1-0.1436))</p><p><b>　　= 96.60%</b></p><p><b>　　2.5 操作線方程</b></p><p>　　精餾段操作線方程為：</p><p>　　y =（ R/(R+1)）x + xD/（R+1）</p><p>　　

45、= 2.1504x/(2.1504+1) + 0.8265/(2.1504+1)</p><p>　　= 0.6826x + 0.2623</p><p>　　L′= L + qF = 32.9972 + 1×88.8808 = 127.8780kmol/h 則</p><p>　　提留段操作線方程為：</p><p>　　y

46、= (L′/(L′- W))x - xw(W/(L′- W))</p><p>　　= (121.8780x)/(121.8780-73.5361)-(73.5361×0.0001)/(121.8780-73.5361)</p><p>　　= 2.5212x - 0.000158</p><p>　　2.6 塔板數(shù)的確定</p><p

47、>　　2.6.1 理論板數(shù)的確定</p><p>　　采用直角階梯法求理論板層數(shù)，如下圖（圖二）所示，在塔底或恒沸點(diǎn)附近作圖時需要將圖局部放大。</p><p>　　圖二 求理論塔板層數(shù)的圖解法</p><p><b>　　求解結(jié)果為：</b></p><p>　　總理論板層為 NT =

48、 19 (不包括再沸器)</p><p>　　精餾段的理論板層數(shù) N精 = 14</p><p>　　提留段的理論板層數(shù) N提 = 5（包括進(jìn)料板）</p><p>　　2.6.2 進(jìn)料板位置的確定</p><p><b>　　由圖二可知：</b></p><p>　　進(jìn)料

49、板位置 NF = 15</p><p>　　2.6.3 實(shí)際板層數(shù)的初步求取</p><p>　　設(shè) ET = 54% 則</p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) N精 = 14/0.54 = 26</p><p>　　提留段實(shí)際板層數(shù) N提 = 5/0.54 = 9</p><p>　　

50、總實(shí)際板層數(shù) Np = N精 + N提 = 35</p><p>　　2.6.4 塔板總效率估算</p><p><b>　?。?）操作壓力計算</b></p><p>　　塔頂操作壓力 pD = p當(dāng)?shù)?+ p表 = 101.33 + 4 = 105.33 kpa</p><p>　　

51、每層的塔板壓降 △p = 0.7 kpa</p><p>　　塔底的操作壓力 PW = PD + 0.7×35 = 129.83 kpa </p><p>　?。?）操作溫度計算 </p><p><b>　?、?塔頂溫度 </b></p><p>　　設(shè)塔頂溫度為 tD= 81.5℃

52、</p><p>　　由乙醇的Antoine方程 lgPA* = 7.33827 – 1650.05/(t+218.480) (a)</p><p>　　由水的Antoine方程 lgPB* = 7.07406 – 1657.46/(t+227.02) (b)</p><p>　　以及P = PA* xA + PB* (1-xA) (c

53、)</p><p>　　由（a）、(b) pA* = 116.4877 KPa </p><p>　　pB* = 50.3229 KPa </p><p>　　代入(c)中 </p><p>　　= 116.4877×xD + 50.3229×(1- xD )</p><p>

54、;　　= 105.0081 KPa </p><p>　　p(塔頂操作壓力)- p = 105.33 -105.0081 = 0.3219KPa </p><p>　　0.3219/105.33 = 0.0031 ( < 1%) 所以假設(shè)成立。</p><p><b>　?、?塔底溫度 </b></p><p&g

55、t;　　設(shè)塔頂溫度為 tW= 107.04℃</p><p>　　由乙醇的Antoine方程 lgPA* = 7.33827 – 1650.05/(t+218.480) (a)</p><p>　　由水的Antoine方程 lgPB* = 7.07406 – 1657.46/(t+227.02) (b)</p><p>　　以及P = PA*

56、xA + PB* (1-xA) (c)</p><p>　　由（a）、(b) pA* = 293.0893 KPa </p><p>　　pB* = 129.5687 KPa </p><p>　　代入(c)中 </p><p>　　= 293.0893×xW + 129.5687×(1- xW )

57、</p><p>　　= 129.5687 KPa </p><p>　　p(塔底操作壓力)-p = 129.83 -129.5687 = 0.2613KPa</p><p>　　0.2613/129.83 = 0.0020 ( < 1%) 所以假設(shè)成立。</p><p><b>　　③ 平均溫度 </b><

58、;/p><p>　　tm = (81.5 +107.04)/2 = 94.27℃</p><p><b>　　（3）黏度的計算</b></p><p>　　在 tm = 94.27℃時，查得 µH2O = 0.3004 mpa.s, µB = 0.34 mpa.s 則</p><p>　　µL

59、= ∑xiµi = 0.1436 × 0.34 +(1 - 0.1436) ×0.3004 = 0.3061 mpa.s</p><p>　　（4）平均相對揮發(fā)度的計算</p><p>　　塔頂相對揮發(fā)度 αD = PB,D/PH20 = 116.4877/50.3229 = 2.3148</p><p>　　塔底相對揮發(fā)度 αW =

60、 PB,W/PH20 = 293.0893/129.5687 = 2.2620 </p><p>　　平均相對揮發(fā)度 α = = 2.2882</p><p>　　（5）塔板總效率的估算</p><p>　　根據(jù)E′T = 0.49（αµL）-0.245 , 求得 E′= 0.5382 且｜E′T- ET｜= 0.18%(<1%),所以假設(shè)成立。&l

61、t;/p><p>　　2.6.5 實(shí)際板層數(shù)的確定</p><p>　　取塔板實(shí)際總效率 ET = 0.5382 則</p><p>　　精餾段實(shí)際板層數(shù) N精 = 14/0.5382≈26.0 = 26</p><p>　　提留段實(shí)際板層數(shù) N提 = 5/0.5382 ≈9.3 = 9</p>

62、<p>　　實(shí)際總板數(shù) Np = 35</p><p>　　第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算</p><p><b>　　3.1 操作壓力</b></p><p>　　塔頂操作壓力 pD = p當(dāng)?shù)?+ p表 = 101.33 + 4 = 105.33 kpa</p&g

63、t;<p>　　每層的塔板壓降 △p = 0.7 kpa</p><p>　　進(jìn)料板壓力 PF = 105.33 + 26 × 0.7 = 123.53 kpa</p><p>　　精餾段平均壓力 Pm = (105.33 + 123.53) / 2 = 114.43 kpa</p><p><b&

64、gt;　　3.2 操作溫度</b></p><p>　　依據(jù)操作壓力，由于泡點(diǎn)方程通過試差法計算出泡點(diǎn)溫度，其中乙醇和水的飽和蒸汽壓由安托尼方程式計算，計算過程如下（塔頂溫度計算過程見2.6.4 ②，這里不再重復(fù)計算）</p><p>　　設(shè)進(jìn)料板溫度為 tW = 101.5℃</p><p>　　由乙醇的Antoine方程 lgPA* = 7.338

65、27 – 1650.05/(t+218.480) (a) </p><p>　　由水的Antoine方程 lgPB* = 7.07406 – 1657.46/(t+227.02) (b)</p>

66、<p>　　以及P = PA* xA + PB* (1-xA) (c)</p><p>　　由（a）、(b) pA* = 241.4905KPa </p><p>　　pB* = 106.8563KPa </p><p>　　代入(c)中 </p><p>　　= 293.0893×xF + 129.

67、5687×(1- xF )</p><p>　　= 123.25 KPa </p><p>　　p(塔頂操作壓力)-p = 123.53 -123.25 = 0.28KPa</p><p>　　0.28/129.83 = 0.0022 ( < 1%) 所以假設(shè)成立。</p><p>　　精餾段的平均溫度 tm = (81.5

68、+101.5)/2 = 91.5℃</p><p>　　3.3 平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　塔頂混合物平均摩爾質(zhì)量 </p><p>　　由xD = y1 = 0.8265 ,查平衡曲線（見圖二）得 x1 = 0.8086</p><p>　　MLDm = 0.8086 × 46 + 0.1914 × 18 = 40

69、.6408 kg/mol</p><p>　　MVDm = 0.8265 × 46 + 0.1735 × 18 = 41.1420 kg/mol</p><p>　　（2）進(jìn)料板混合物平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　由圖解理論板（見圖二）得 xF = 0.1218 , yF = 0.4596</p><p>　　ML

70、Fm = 0.1218 × 46 + 0.8782 × 18 = 21.4104 kg/mol</p><p>　　MVFm = 0.4596 × 46 + 0.5404 × 18 = 30.8688 kg/mol</p><p>　　塔底混合物平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　xW = 0.0001 由試差法可求得 yW

71、 = 0.000895</p><p>　　ML′Wm = 0.0001 × 46 + 0.9999 × 18 = 18.0028 kg/mol</p><p>　　MV′Wm = 0.000895 × 46 + 0.999105 × 18 = 18.0251 kg/mol</p><p>　?。?）精餾段的平均摩爾質(zhì)量<

72、;/p><p>　　MLm = (40.6408 + 21.4104) / 2 = 31.0256 kg/mol</p><p>　　MVm = (41.1420 + 30.8688 )/2 = 36.0054 kg/mol</p><p>　?。?）提留段的平均摩爾質(zhì)量</p><p>　　ML′m = (21.4104 + 18.0028)

73、/ 2 = 19.7066 kg/mol</p><p>　　MV′m = (30.8688 + 18.0251 )/2 = 24.4470 kg/mol</p><p><b>　　3.4 平均密度</b></p><p>　　3.4.1 氣相平均密度</p><p>　?。?）精餾段氣相平均密度</p>

74、<p>　　ρvm = (pmMvm)/(RTm) = (114.43×36.0054)/(8.314×(91.5+273.15)) </p><p>　　= 1.36 kg/m3</p><p>　?。?）提留段氣相平均密度</p><p>　　ρv′m = (pmMvm)/(RTm) = (126.68×22.4470)

75、/(8.314×(104.5+273.15)) </p><p>　　= 0.91 kg/m3</p><p>　　3.4.2 液相平均密度</p><p>　?。?）塔頂液相平均密度</p><p>　　液相平均密度由下式計算，即</p><p>　　1/ρm =∑ωi/ρi</p><

76、p>　　塔頂平均密度，由tD = 81.5℃,查手冊得ρ水 = 957.955 kg/m3,ρ乙醇 = 719.9 kg/m3</p><p>　　ρLDm = 1/（0.9241 /732.7 + 0.0759 /970.955） = 750.921 kg/m3</p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均密度</p><p>　　進(jìn)料板平均密度。 由 tF =

77、 101.5℃ , 查手冊得ρ水 = 957.142 kg/m3,ρ乙醇 = 719.9 kg/m3</p><p>　　進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù) ωA =（0.1218 ×46）/(0.1218 ×46 + 0.8782 ×18) = 0.2617 則</p><p>　　ρLFm = 1/(0.2617/719.9 + 0.7383/959.142) = 8

78、82.340 kg/m3</p><p>　　（3）塔底液相平均密度</p><p>　　塔底平均密度。 由 tF = 107.04℃ , 查手冊得ρ水 = 949.6 kg/m3,ρ乙醇 = 715.4 kg/m3</p><p>　　ρLWm = 1 / (0.0003/ 732.7 + 0.9997 / 970.955) = 970.860 kg/m3<

79、/p><p>　?。?）精餾段液相平均密度</p><p>　　ρLm = (750.921 + 882.340) / 2 = 816.631 kg/m3</p><p>　?。?）提留段液相平均密度</p><p>　　ρL′m = (882.340 + 970.860) / 2 = 926.600 kg/m3</p><

80、p>　　3.5 液體平均表面張力</p><p>　?。?）塔頂液相平均表面張力的計算</p><p>　　當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 92.41% 時，查圖得σ25℃ = 22.5 × 10-3 N/m ,且乙醇的臨</p><p>　　溫度為243℃，水的臨界溫度為374.2℃，則混合液的臨界溫度為：</p><p>　　TmCD

81、 = ∑xiTiC = 0.8265 × 243 + 0.1735 × 374.2 = 265.763℃</p><p>　　σtD / σ25℃ = ((TmCD –TD)/(TmCD – T25℃))1.2</p><p>　　= ((265.763 -81.5)/( 265.763 -25 ))1.2</p><p>　　解得σtD =

82、16.324 × 10 -3 N/m</p><p>　?。?）進(jìn)料板液相平均表面張力的計算</p><p>　　當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 30%時，查圖得σ25℃ = 31.3 × 10-3 N/m ,且乙醇的臨界溫度為243℃，水的臨界溫度為374.2℃，則混合液的臨界溫度為：</p><p>　　TmCD = ∑xiTiC = 0.1436 &

83、#215; 243 + 0.8564 × 374.2 = 355.360℃</p><p>　　σtD / σ25℃ = ((TmCD –TD)/(TmCD – T25℃))1.2</p><p>　　= ((355.360 -101.5)/( 355.360-25 ))1.2</p><p>　　解得σtD = 22.818 × 10 -3 N

84、/m</p><p>　　（3）塔底液相平均表面張力計算</p><p>　　當(dāng)乙醇的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為 0.03%時，查圖得σ25℃ = 20.0 × 10-3 N/m ,且乙醇的臨界 溫度為243℃，水的臨界溫度為374.2℃，則混合液的臨界溫度為：</p><p>　　TmCD = ∑xiTiC = 0.0001 × 243 + 0.999

85、7 × 374.2 = 374.112℃</p><p>　　σtD / σ25℃ = ((TmCD –TD)/(TmCD – T25℃))1.2</p><p>　　= ((374.112 -107.04)/( 374.112-25 ))1.2</p><p>　　解得σtD = 14.502 × 10 -3 N/m</p>&l

86、t;p>　?。?）精餾段液相平均表面張力計算</p><p>　　σLm = ((16.324 + 22.818 ) ×10-3)/2 = 19.571 × 10-3 N/m</p><p>　?。?）提留段液相平均表面張力</p><p>　　σL′m = ((14.502 + 22.818 ) ×10-3)/2 = 18.66

87、0 × 10-3 N/m</p><p>　　第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計</p><p><b>　　4.1 塔徑的計算</b></p><p>　　精餾段的氣、液相體積流率為</p><p>　　L = RD = 0.00917 kmol/s</p><p>　　V = (R

88、+ 1)D = 0.01342 kmol/s</p><p>　　已知 MLm = 31.0256 kg/mol MVm = 36.0054 kg/mol</p><p>　　ρLm = 816.631 kg/mol ρvm = 1.36 kg/m3</p><p>　　則質(zhì)量流量： L1 = MLmL = 31.0256 × 0.009

89、17 = 0.2845 kg/s</p><p>　　V1 = MVmV = 36.0054 × 0.01342 = 0.4832 kg/s</p><p>　　體積流量： Ls1 = L1 /ρLm = 0.2845 / 816.631 = 3.50 × 10-4 m3/s</p><p>　　Vs1 = V1/ρVm = 0.4832

90、 / 1.36 = 0.36 m3/s</p><p>　　由 µmax = C 計算。其中的C20 由圖查取，圖的橫坐標(biāo)為</p><p>　?。?Ls1 / Vs1）×(ρLm /ρvm)0.5</p><p>　　= ((3.50 × 10-4 × 3600 )/ (0.36 × 3600)) × (

91、 816.631 / 1.36)0.5</p><p><b>　　= 0.024</b></p><p>　　取板間距 HT = 0.45m ，板上液層高度 hL = 0.05m ,則</p><p>　　HT – hL = 0.45 – 0.05 = 0.4m</p><p>　　查圖得 C20 = 0.0823,則

92、</p><p>　　C = C20(σL/ 20)0.2 = 0.0823 ×(19.571/20)0.2</p><p><b>　　= 0.08</b></p><p>　　umax = 0.08 = 1.96 m/s</p><p>　　取安全系數(shù)為 0.7.則空塔氣速為</p><

93、p>　　U = 0.7 umax= 0.7 × 1.96 = 1.37 m/s</p><p>　　D = = = 0.58m</p><p>　　按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后 D = 0.6m</p><p>　　塔截面積為 AT = 0.75D2 = 0.75 ×0.62 = 0.2826 m3</p><p>

94、　　實(shí)際空塔氣速 u = V/AT = 0.36/0.2826 = 1.27 m/s</p><p>　　4.2 精餾塔有效高度的計算</p><p>　　在精料版上方開一個人孔，在精餾段設(shè)倆個人孔，其高度約為 0.8 m 則</p><p>　　Z = Z精 + Z提 + 0.8 ×3</p><p>　　= (26-3)&#

95、215;0.45 + (9-2)×0.45 +2.4</p><p><b>　　= 15.9m </b></p><p>　　第五章 塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　5.1 溢流裝置計算 </p><p><b>　　5.1.1 堰長</b></p>

96、<p>　　塔徑 D = 0.6m ,選用單溢流弓降液管，采用凹形受液盤.</p><p>　　取 = 0.65D = 0.65 × 0.6 = 0.39m</p><p>　　5.1.2 溢流堰高度</p><p>　　h = hL – how ,選用平直堰，堰上液層高度how依下式就算，即</p><p>　　how

97、=（2.284/1000）E( L/)2/3</p><p>　　近似取 E = 1，則</p><p>　　how =（2.284/1000）×( （0.00035/0.39)2/3</p><p>　　= 6.207 × 10-3m</p><p>　　取板上液層厚度 hL = 0.05m,故</p>

98、<p>　　hW = hL–how = 0.05 - 0.006207 = 0.0438m</p><p>　　5.1.3 弓形降液管寬度 和截面積 </p><p>　　由 (/D ) = 0.65, 查圖得。</p><p>　　Af/AT =0.0718 Wd/D = 0.124</p><p>　　故

99、 Af = 0.0718AT = 0.0718×0.2826 = 0.0203 m3</p><p>　　Wd = 0.124D = 0.124 × 0.6 = 0.0744 m</p><p>　　驗(yàn)算液體在降液管中停留的時間，即</p><p>　　θ=（3600ATHT）/ L = (3600×0.0203×0

100、.45)/(3600×3.5×10-4)</p><p>　　= 26.1s(>5s)</p><p><b>　　故將液管得設(shè)計合理</b></p><p>　　5.1.4 降液管底隙高度</p><p>　　h0 = L/( 3600u0′)</p><p>　　取u

101、0′= 0.08m/s,則</p><p>　　h0 =（3600 ×0.00035）/（3600 × 0.39 ×0.08）</p><p><b>　　= 0.0112m</b></p><p>　　hW - h0 = 0.0438 - 0.0112 = 0.0326m (>0.006m)</p&

102、gt;<p>　　故降液管底隙設(shè)計合理。</p><p>　　5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列</p><p>　　取閥孔動能因數(shù) F0=11，用下式求孔速u0,即</p><p>　　u0 = F0/ = 11/ = 9.43m/s</p><p>　　依據(jù)下式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p><p>

103、　　N = V/(d02u0) = 0.36/(0.75×0.0392×9.43) = 32 個</p><p>　　取邊緣寬度W0 = 0.06m,泡沫區(qū)WS = 0.07m</p><p>　　依據(jù)下式計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p>　　Aa = 2(x + (3.14/180。)R2sin-1(x/R))</p>

104、<p>　　R = D/2 –W0 = 0.6/2 - 0.06 = 0.24 m</p><p>　　X = D/2 –(Wd + Ws) = 0.3-（0.077 +0.07）= 0.1556</p><p>　　Aa = 2(0.1556 + (3.14/180。)0.242sin-1(0.1556/0.24))</p><p><b>　

105、　= 0.138m3</b></p><p>　　浮閥塔排列方式采用等腰三角形插排，取同一橫排的孔心距t = 0.075m,則可按下式估算排間距t′即 </p><p>　　t′= Aa/Nt = 0.138/(32×0.075) = 0.058m</p><p>　　由于塔徑小于800mm,所以采用整式塔板。 </p>

106、<p>　　按 t = 75mm , t′= 58mm 以等腰三角形叉交方式作圖（略），閥數(shù) 32個。</p><p>　　塔板開孔率 = u/u0 = (1.27/9.43 )×100% = 13.47%</p><p>　　第六章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降</p><p>

107、;　　6.1.1 干板阻力</p><p>　　Uoc = (73.1/ρv)1/1.825=(73.1/1.36)1/1.825 = 8.87m/s</p><p>　　因，uo > uoc, 則hc 按下式計算</p><p>　　hc = 5.34(u02/2g)( ρv/ρL)= 5.34(9.432/(2×9.81))( 1.36/816.

108、035)</p><p><b>　　= 0.0403m</b></p><p>　　6.1.2 板上充氣液層阻力</p><p>　　= ?0hL = 0.5×0.05 = 0.0025m</p><p>　　6.1.3 克服表面張力所造成的阻力</p><p>　　可根據(jù)式。計算塔板

109、壓降</p><p>　　因本設(shè)計采用浮閥塔，其hσ很小，可忽略不計，因此，氣體流經(jīng)每一層浮閥塔的壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p>　　hp = hc + h1 = 0.0403 + 0.025 = 0.0653m</p><p>　　△p = hpρLg = 0.0653 × 816305 × 9.81 = 523pa</p>

110、<p><b>　　6.2 淹塔</b></p><p>　　6.2.1 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?lt;/p><p>　　由上節(jié)計算可知， 與氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp = 0.0653m</p><p>　　6.2.2 液體通過降液管的壓頭損失</p><p>　　液體通過壓降管的壓頭

111、損失hd，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計算，即</p><p>　　hd = 0.153（L/(h0)）2 = 0.153（0.00035/0.39×0.0112）2</p><p><b>　　= 0.0126m</b></p><p>　　6.2.3板上液層高度 </p><p>　　取 Hd = hp + HL

112、 +hd = 0.0653 + 0.05 + 0.0126m</p><p><b>　　= 0.1276m</b></p><p>　　取 ø = 0.5 ，HT = 0.45m, hw = 0.0438 則</p><p>　　ø(HT +hw) = 0.5（0.45 +0.0438）= 0.247m</p>

113、;<p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層的高度 Hd ≤ ø(HT +hw)</p><p>　　由計算可知 Hd = hp + HL +hd = 0.1276 < ø(HT +hw) = 0.247m 符合防止淹塔的要求</p><p><b>　　6.3 霧沫夾帶</b></p><p

114、>　　按下式計算泛點(diǎn)率 F1，即</p><p>　　F1 = ( (V) + 1.36LZL)/KCFAT (1)</p><p><b>　　或</b></p><p>　　F1 = ( V)/0.78KCFAT (2)</p><p>　　ZL = D – 2Wd = 0.6 – 2

115、×0.0744 = 0.4512m</p><p>　　Ab = AT - 2Af = 0.2826 - 2×0.0203 = 0.242m</p><p>　　乙醇和水可按正常系數(shù)安裝表取物性系數(shù) K =1.0，又由圖查得泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF = 0.117，可將以上數(shù)值帶入上式(1)，即</p><p>　　F1 =( (V) +1.36LZL)

116、/ KCFAT</p><p>　　=( (0.36) + 1.36 ×0.00035)/(1.0×0.117×0.242)</p><p><b>　　= 0.528</b></p><p>　　又按式（2）計算泛點(diǎn)率，得</p><p>　　F1 =( (V))/0.78KCFAT &

117、lt;/p><p>　　F1 =( (0.36))/(0.78×1.0×0.117×0.2826）</p><p><b>　　= 0.571 </b></p><p>　　計算的泛點(diǎn)率都在80%以下，故可知霧沫夾帶線能夠滿足 ev < 0.1kg液/kg氣的要求</p><p>　　第七

118、章 塔板負(fù)荷性能圖</p><p><b>　　7.1 霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　F1 = </b></p><p>　　按上式計算，取泛點(diǎn)率=80%，帶入整據(jù)整理得：</p><p>　　Vs = 0.555-30Ls</p><p>　　附表1

119、 霧沫夾帶線數(shù)據(jù)</p><p><b>　　7.2 液泛線</b></p><p>　　液泛線表示降液管內(nèi)泡沫層高度達(dá)到最大允許值時的關(guān)系，塔板的適宜操作區(qū)也應(yīng)在此線之下，否則將可能發(fā)生液泛現(xiàn)象，破壞塔的正常操作。</p><p>　　ø(HT +hw)=hp +hL +hd = hc +h1 +hσ +hL + hd</p&

120、gt;<p><b>　　由上式確定泛液線</b></p><p>　　ø(HT +hw)= 5.34 +0.153（）2 + （1 +?0）（hw + E()2/3）</p><p>　　將已知數(shù)據(jù)帶入上式化簡得</p><p>　　V2 = 0.532 – 23529.5L2 - 5.501L2/3</p>

121、;<p><b>　　液泛線數(shù)據(jù)</b></p><p>　　7.3 液相負(fù)荷上限線</p><p>　　此線反映對于液體在降液管內(nèi)停留時間的起碼要求。對于尺寸已經(jīng)確定的降液管，若液體流量超過某一限度，使液體在降液管中的停留時間過短，則其中氣泡來不及放出就進(jìn)入下層塔板，造成氣相返混，降底塔板效率。</p><p>　　液體的最大流

122、量應(yīng)保證在降液管中停留時間不低于3～5s</p><p>　　液體在降液管內(nèi)停留時間 θ= = 3～5s</p><p>　　求出上線液體流量Ls值（常數(shù)），在Vs-Ls圖上，液體負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎直線。</p><p>　　以θ= 5s 作為液體在降液管中停留時間的下限值，則</p><p>　　Lmax = AfHT/5