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附錄五
目錄
1.1物料衡算及塔板計(jì)算 2
1.1.1全塔物料衡算 2
1.1.2實(shí)際回流比 3
1.1.3理論塔板數(shù)確定 5
1.1.4實(shí)際塔板數(shù)確定 5
1.1.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算 7
1.1.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 13
1.2精餾塔工藝計(jì)算 15
1.2.1精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算 15
1.2.2提餾段塔板工藝尺寸設(shè)計(jì) 18
1.2.4塔板的負(fù)荷性能圖 23
1.3塔體計(jì)算 26
1.3.1塔體結(jié)構(gòu)塔的頂部空間高度 26
1.3.2塔的底部空間高度 27
1.3.3 進(jìn)料板空間高度 27
1.3.4人孔 27
1.3.5 塔總體高度 27
1.3.6 筒體 28
1.3.7 封頭 28
1.3.8 裙座的相關(guān)尺寸計(jì)算 28
1.4配體計(jì)算 28
1.4.1回流冷凝器 28
1.4.2原料預(yù)熱器 29
1.4.3原料泵 29
1.4.4 再沸器 30
1.5管件計(jì)算 31
1.5.1蒸汽接管 31
1.5.2液流管 32
以第一個(gè)產(chǎn)品中分離乙醇-水為例，塔底乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)≤5%，塔頂乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)≥95%，原料中乙醇質(zhì)量分?jǐn)?shù)67%，處理能力136214.6kg,開工時(shí)間100h.（甲醇-氯甲酸甲酯-乙酸乙酯的總質(zhì)量為50623.1kg,所以只要設(shè)計(jì)的精餾塔滿足乙醇-水的分離，就滿足甲醇-氯甲酸甲酯-乙酸乙酯的分離。）
1.1物料衡算及塔板計(jì)算
1.1.1全塔物料衡算
1.1.1.1原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)
表1-1 乙醇-水相關(guān)物性參數(shù)表
項(xiàng)目
分子式
摩爾質(zhì)量M
沸點(diǎn) /℃
臨界溫度\* MERGEFORMAT
臨界壓強(qiáng)Pc/Kpa
乙醇A
46.07
78.3
97
4.3
水B
H2O
18.02
100
318.57
4107.7
0.881
1.1.1.2原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量
42.668
10.352
18.56
1.1.1.3物料衡算進(jìn)料處理量
131.6
1.1.1.4物料衡算
總物料衡算(間接蒸汽加熱）：
輕組分(乙醇）衡算：
求解得到：
F=131.6kmol/h D=66.95kmol/h W=64.65kmol/h
1.1.2實(shí)際回流比
由數(shù)據(jù)手冊查的乙醇-水的物系氣液平衡數(shù)據(jù)：
表1-2 常壓下的乙醇-水的氣液平衡數(shù)據(jù)
t/℃
x
y
t/℃
x
y
100
0
0
81.5
0.3273
0.5826
95.5
0.019
0.17
80.7
0.3965
0.6122
89
0.0721
0.3891
79.8
0.5079
0.6564
86.7
0.0966
0.4375
79.7
0.5198
0.6599
85.3
0.1238
0.4704
79.3
0.5734
0.6841
84.1
0.1661
0.5089
78.74
0.6763
0.7385
82.7
0.2337
0.5445
78.41
0.7472
0.7815
82.3
0.2608
0.558
78.15
0.8943
0.8942
1.1.2.1最小回流比及實(shí)際回流比確定
根據(jù)101.325KPa下，乙醇-水的汽液平衡組成關(guān)系繪出乙醇-水t-x-y和x-y圖，因?yàn)橐掖?水相平衡線具有下凹部分，在操作線與平衡線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上以前，操作線已于平衡線相切，所以采用從(XD..XD）做相平衡線下凹部分做切線，切線的斜率即為Rmin/Rmin+1,由此可求出Rmin由程序得到(見圖3.2）：
由下圖可得：
Rmin/Rmin+1=(0.881-0.299)/0.881=0.6606
Rmin=1.9464
確定回流比：
R=(1.1-2.0）Rmin
通過嘗試比較板數(shù)初步取實(shí)際操作回流比為理論回流比的1.3倍：
R=1.3 Rmin=2.5303
圖1-1 最小回流比的確定
1.1.2.2操作線方程
（1） 精餾段操作線方程：
（2） 提餾段操作線方程：
1.1.2.3氣、液相熱負(fù)荷計(jì)算
(1）精餾段: V=(R+1)D=241.05kmol/h
L=RD=172.57kmol/h
(2）提餾段：V’=(R+1)D-(1-q)F=241.05kmol/h
L’=RD+qF=424.68kmol/h
1.1.3理論塔板數(shù)確定
通過Excel程序，根據(jù)相平衡線和精餾段和提餾段段操作線方程做Excel程序，直到與板塊的液體組成小于0.02為止，由此，得到理論板18塊，加料板為第12塊理論板。 (由程序可以得到每一塊理論板上乙醇汽液組成）如下：
表1-3 每塊板的氣液組成
塔板數(shù)
x
y
[0,0.1868]
[0.1868,0.5955]
[0.5955,0.8941]
1
0.8252
0.8387
0.0902
2.4011
0.8252
2
0.8124
0.8290
0.0892
2.2487
0.8124
3
0.7999
0.8198
0.0882
2.1108
0.7999
4
0.7875
0.8109
0.0872
1.9834
0.7875
5
0.7749
0.8020
0.0863
1.8632
0.7749
6
0.7619
0.7930
0.0853
1.7472
0.7619
7
0.7480
0.7836
0.0843
1.6329
0.7480
8
0.7327
0.7737
0.0832
1.5179
0.7327
9
0.7154
0.7627
0.0821
1.3994
0.7154
10
0.6951
0.7503
0.0807
1.2745
0.6951
11
0.6701
0.7358
0.0792
1.1396
0.6701
12
0.6377
0.7179
0.0772
0.9904
0.6377
13
0.5924
0.6946
0.0747
0.8214
0.5924
14
0.5222
0.6621
0.0712
0.6271
0.5222
15
0.3956
0.6119
0.0658
0.4067
0.3956
16
0.1850
0.5211
0.0561
0.1850
0.0991
17
0.0547
0.3409
0.0367
0.0547
-0.8370
18
0.0120
0.1116
0.0120
0.0348
-2.9580
1.1.4實(shí)際塔板數(shù)確定
式中：——塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度
——塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度
表1-4 各板相對揮發(fā)度表
α
α
0.9168
0.965
2.502
0.3663
0.7094
4.223
0.852
0.9372
2.592
0.2437
0.6213
5.091
0.7668
0.9
2.737
0.0968
0.4124
6.549
0.6571
0.8511
2.983
0.0229
0.1524
7.672
0.5199
0.7881
3.434
0.011
0.077
7.5
(1） 精餾段：
精餾段平均溫度：
在圖1-1中查的，該溫度下乙醇在液相組成為=0.4380；0.6287
數(shù)據(jù)手冊中內(nèi)插得該溫度下乙醇的黏度，水的粘度；
液相粘度：
塔板效率：
0.4489
實(shí)際塔板數(shù)：
11/0.4489=25
故精餾段實(shí)際塔板數(shù)為25塊。
(2） 提餾段：
提餾段平均溫度：
在圖1-1中查的，該溫度下乙醇在液相組成為=0.0718；y2=0.3881
數(shù)據(jù)手冊中內(nèi)插得該溫度下乙醇的黏度，水的粘度；
塔板效率：
實(shí)際塔板數(shù)：
(7-1)/0.3859=16
故提餾段實(shí)際塔板數(shù)為16塊。
全塔所需要的實(shí)際塔板數(shù)：
25+16=41塊，加料板位于第26塊。
全塔效率：=43.9%
1.1.5精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算
1.1.5.1操作壓力計(jì)算
塔頂操作壓力：；
每層塔板壓降：；
進(jìn)料板的壓力：
塔底的壓力：
(1）精餾段平均壓力：
(2）提餾段平均壓力：
1.1.5.2操作溫度計(jì)算
塔頂溫度：； 進(jìn)料板的溫度：；
塔底的溫度：
(1）精餾段平均溫度：
(2）提餾段平均溫度：
1.1.5.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算
塔頂平均摩爾質(zhì)量：
進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量：
塔底平均摩爾質(zhì)量：
（1） 精餾段平均摩爾質(zhì)量：
(2）提餾段平均摩爾質(zhì)量：
1.1.5.4平均密度計(jì)算
氣相平均密度計(jì)算：由理想氣體狀態(tài)方程，即
液相平均密度計(jì)算：
注：——為該物質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)
塔頂平均密度計(jì)算：由塔頂溫度，查手冊得，精餾段
質(zhì)量分?jǐn)?shù)：
進(jìn)料板平均密度計(jì)算：由進(jìn)料溫度，查手冊得，
質(zhì)量分?jǐn)?shù)：
塔底平均密度計(jì)算：由，查手冊得，
(1） 精餾段平均密度
=（753.8+762.54）/2=758.17kg/m3
(2） 提餾段平均密度：
=（762.54+952.02）/2=857.28kg/m3
1.1.5.5液體平均表面張力計(jì)算
對于二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下試計(jì)算：
并用下列關(guān)聯(lián)式求出,
式中：下標(biāo)W表示水，O表示有機(jī)物；
——表示水的摩爾體積；——有機(jī)物的摩爾體積。
(1）精餾段平均表面張力：由， tm1=80.365℃，時(shí)
得：
(2）提餾段平均表面張力：由，查表得：
得：
1.1.5.6液體平均黏度計(jì)算
液體平均黏度計(jì)算公式：
塔頂平均黏度計(jì)算：由，查手冊得，得到：
進(jìn)料板平均黏度計(jì)算：由，查手冊得，得到：
塔底平均黏度計(jì)算：由，查手冊得，得到：
(1） 精餾段液體平均粘度:
(2）提餾段液體平均黏度：
1.1.6精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算
1.1.6.1塔徑計(jì)算
(1） 精餾段
精餾段的氣、液相體積流率為：
，取，板上清液高度,則
查史密斯關(guān)聯(lián)圖得:
取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：
按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： D=1.8m
截塔面積為：
實(shí)際空塔氣速：
(2）提餾段
提餾段的氣、液相體積流率為：
，取，板上清液高度,則
查史密斯關(guān)聯(lián)圖得:
取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：
按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為： D=1.8m
截塔面積為：
實(shí)際空塔氣速：
圖1-2史密斯關(guān)聯(lián)圖
1.1.6.2精餾塔高度計(jì)算
(1）精餾段有效高度
(2)提餾段有效高度
在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為0.5m，故精餾塔有效高度:
1.2精餾塔工藝計(jì)算
1.2.1精餾段塔板工藝尺寸的計(jì)算
1.2.1.1溢流裝置計(jì)算
因塔徑D=1.8m，可選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：
1.2.1.1.1堰長
取
1.2.1.1.2溢流堰高度
由，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取E=1，堰上液層高度：
所以選用平直堰,取板上清液層高度，故
1.2.1.1.3弓形降液管寬度和截面積
由查弓形降液管參數(shù)圖得：；
驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：
故降液管設(shè)計(jì)合理。
1.2.1.1.4降液管底隙高度
取，則
故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤，深度。
1.2.1.2塔板設(shè)計(jì)
1.2.1.2.1塔板分塊
因?yàn)镈=1800mm，而且塔徑在1700-1800之間整塊和分塊均可采用，故塔板采用分塊式。
1.2.1.2.2邊緣區(qū)寬度確定
取，
1.2.1.2.3鼓泡區(qū)面積的計(jì)算
鼓泡區(qū)面積計(jì)算：
1.2.1.2.4篩孔計(jì)算及其排列
浮閥的形式有很多種，采用F1型重閥，直徑為
取孔心距
取整t=0.1m
開孔率為：
1.2.2提餾段塔板工藝尺寸設(shè)計(jì)
1.2.2.1溢流裝置計(jì)算
1.2.2.1.1堰長
取
1.2.2.1.2溢流堰高度
由，堰上液層高度：
取板上清液層高度，故
1.2.2.1.3弓形降液管寬度和截面積
由查弓形降液管參數(shù)圖得：；
故
驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間,即：
故降液管設(shè)計(jì)合理。
1.2.2.1.4降液管底隙高度
取，則(0.02-0.025)m
故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理，選用凹形受液盤，深度。
1.2.2.2塔板設(shè)計(jì)
1.2.2.2.1邊緣區(qū)寬度確定
取，
1.2.2.2.2鼓泡區(qū)面積的計(jì)算
鼓泡區(qū)面積的計(jì)算
1.2.2.2.3篩孔計(jì)算及其排列
浮閥的形式有很多種，采用F1型重閥，直徑均d0=0.039m
取孔心距
取整t=0.1m
開孔率為：
1.2.3.1精餾段
1.2.3.1.1塔板壓降核算
(1） 干板阻力計(jì)算閥片
液柱
(2） 氣體通過液層的阻力(）
液柱
(3） 液體表面張力阻力計(jì)算
氣體克服表面張力照成的阻力很小可以忽略不計(jì)
氣體通過每層塔板的液柱高度：
氣體通過每層的壓力降為：(設(shè)計(jì)允許）
1.2.3.1.2降液管泡沫層高度核算(）
故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。
1.2.3.1.3液體降液管里停留時(shí)間核算
故本設(shè)計(jì)合理。
1.2.3.1.4過量霧沫夾帶核算
查泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù) k=1
=0.030<0.8
1.2.3.1.5嚴(yán)重漏液核算
不會發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象
1.2.3.2提餾段
1.2.3.2.1塔板壓降核算
(2） 干板阻力計(jì)算閥片
液柱
(4） 氣體通過液層的阻力(）
液柱
(5） 液體表面張力阻力計(jì)算
氣體克服表面張力照成的阻力很小可以忽略不計(jì)
氣體通過每層塔板的液柱高度：
氣體通過每層的壓力降為：(設(shè)計(jì)允許）
1.2.3.2.2降液管泡沫層高度核算(）
=0.5（0.4+0.328）=0.216m
故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。
1.2.3.2.3液體降液管里停留時(shí)間核算
故本設(shè)計(jì)合理。
1.2.3.2.4過量霧沫夾帶核算
查泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù) k=1
=0.0338<0.8
1.2.3.2.5嚴(yán)重漏液核算
不會發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象
1.2.4塔板的負(fù)荷性能圖
1.2.4.1精餾段
1.2.4.1.1漏液線：
1.2.4.1.2液沫夾帶線：(F=0.8m)
1.2.4.1.3液相負(fù)荷下限：(作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn))
取E=1
1.2.4.1.4液相負(fù)荷上限：(θ=5s作液體在降液管中停留時(shí)間下限)
1.2.4.1.5液泛線
圖1-3 精餾段負(fù)荷性能圖
1
由圖得到，
操作彈性為：
1.2.4.2提餾段
1.2.4.2.1漏液線：
1.2.4.2.2液沫夾帶線：(F=0.8m)
1.2.4.2.3液相負(fù)荷下限：(作最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn))
取E=1
1.2.4.2.4液相負(fù)荷上限：(θ=4s作液體在降液管中停留時(shí)間下限)
1.2.4.2.5液泛線
圖1-4 提餾段負(fù)荷性能圖
由圖得到，
操作彈性為：
1.3塔體計(jì)算
1.3.1塔體結(jié)構(gòu)塔的頂部空間高度
塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為HD1200mm。
1.3.2塔的底部空間高度
塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。
1.3.3 進(jìn)料板空間高度
進(jìn)料段空間高度HF取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般HF要比HT大一些。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.2m
1.3.4人孔
每隔6個(gè)板設(shè)一人孔，可設(shè)6個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔處板間距=0.6m
1.3.5 塔總體高度
由下式計(jì)算：
=1.2+（41-2-5）*0.4+5*0.6+1.2+0.98=19.98m
式中： --塔頂空間高度，m
--開有人孔的塔板間距，m
--進(jìn)料段空間高度，m
--塔底空間高度，m
N—實(shí)際塔板數(shù)；
S—人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間人孔）
1.3.6 筒體
壁厚選6mm,選用材質(zhì)為A3。
1.3.7 封頭
本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由于直徑1800mm，查的曲面高度,直邊高度,選用封頭 。
1.3.8 裙座的相關(guān)尺寸計(jì)算
本設(shè)計(jì)采用圓筒型裙座,需開4個(gè)φ50mm的排氣孔。
考慮到再沸器，裙座高度取4m。
1.4配體計(jì)算
1.4.1回流冷凝器
出料液溫度：78.17℃(飽和蒸汽）——78.17℃(飽和液體）
塔頂氣體：冷凝水20℃---36℃
汽化熱：
傳熱量：
溫度推動力：
由于是低黏度有機(jī)物和水的混合液，取總傳熱系數(shù)°C，則傳熱面積：
1.4.2原料預(yù)熱器
原料預(yù)熱溫度：20°C——80.1°C(泡點(diǎn)溫度）
采用120°C過熱飽和蒸汽加熱
平均溫度：
平均溫度下查表得：
則：
取總傳熱系數(shù)：c
解得換熱面積
1.4.3原料泵
列出液體進(jìn)口和出口兩截面的機(jī)械能衡算方程，以求所需壓頭H。由于存在誤差，
取H=(1.05~1.2）He計(jì)
據(jù)操作條件，
初步設(shè)計(jì)輸送管路上安裝有90ο標(biāo)準(zhǔn)彎頭3個(gè)，閘閥2個(gè)，則
（湍流）
取管壁絕對粗糙度查表：摩擦系數(shù)λ與雷諾數(shù)Re及相對粗糙度ξ/ d的關(guān)系圖知 ： λ=0.032查表得有關(guān)管件的局部阻力系數(shù)分別是：90ο標(biāo)準(zhǔn)彎頭ξ=0.75，閘閥(全開）ξ=0.17，進(jìn)口突然收縮ξ=0.5，
則：
=1.56+0.444+0+2.29
=4.294m
取 則：
液體流量：
依此查文獻(xiàn)[7]，可選型號為IS50-32-125的離心泵
1.4.4 再沸器
t=95.5℃時(shí)
汽化熱：
選用0.2MPa飽和水蒸氣加熱，℃
因兩側(cè)均為恒溫相變 ℃
取傳熱系數(shù)K=1000W/（m2.K）
估算傳熱面積
取安全系數(shù)0.8，實(shí)際傳熱面積A=419.6/0.8=524.516m2
1.5管件計(jì)算
1.5.1蒸汽接管
1.5.1.1塔頂蒸汽出料管
采用直管，取出口氣速，則，查表取，管內(nèi)實(shí)際氣體流速。
1.5.1.2 塔底進(jìn)氣管
采用直管，取出口氣速u=20m/s,則，查表取，φ356×19mm, 管內(nèi)實(shí)際氣體流速
1.5.2液流管
1.5.2.1進(jìn)料管
取u=1.5m/s，，經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管φ54×3.5mm,管內(nèi)實(shí)際流速
1.5.2.2回流管
,取回流速度u=0.5m/s,,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管φ=89×3.5mm,管內(nèi)實(shí)際流速
1.5.2.3塔釜出料管
，取出料速度u=1.0m/s,,經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管φ=42×3mm,管內(nèi)實(shí)際流速
表1-5精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果表
項(xiàng)目
符號
單位
精餾段
提餾段
平均溫度
°C
80.42
89.03
平均壓力
KPa
115.1
127.7
汽相流量
Vs
m3/s
1.709
1.5761
液相流量
Ls
m3/s
0.012177
0.00323
實(shí)際塔板數(shù)
28
8
有效段高度
Z
m
10.8 2.8
塔徑
D
m
1.8
1.8
板間距
m
0.4
0.4
溢流形式
單溢流
降液管形式
弓形
堰長
lw
m
1.08
1.08
堰高
hw
m
0.0394
0.0362
板上液層高度
hL
m
0.05
0.05
堰上液層高度
how
m
0.0106
0.0138
降液管底隙高度
ho
m
0.029
0.043
安定區(qū)寬度
Ws
m
0.06
0.06
邊緣區(qū)寬度
Wc
m
0.04
0.04
開孔區(qū)面積
Aa
m2
1.94
1.94
浮閥直徑
d
m
0.039
0.039
孔數(shù)目
n
個(gè)
147
122
孔中心距
t
m
0.1
0.1
開孔率
%
6.9%
5.7%
閥孔氣速
uo
m/s
9.783
10.892
泛點(diǎn)率
F
%
3.0%
3.38%
每層塔板壓降
P
KPa
0.7
0.7
降液管內(nèi)停留時(shí)間
s
25.7
17.3
液相負(fù)荷上限
Ls,max
m3/s
0.0112
0.0112
液相負(fù)荷下限
Ls,min
m3/s
0.00092
0.00092
操作彈性
4.775
4.08
33