处理量为76000吨年的水-乙醇分离工艺设计(编辑修改稿)

处理量为76000吨年的水-乙醇分离工艺设计(编辑修改稿)内容摘要：

S 3222   第 塔板数的确定 16 最小回流比及操作回流比 图 乙醇 水溶液的最小回流比 由图可知 q线与相平衡线交点为 )4 7 9 ,2 4 2 (), qq yx（ 最小回流比确定 51 24 47 i n  qq qD xy yxR 取操作回流比 0 3 9 1 9 m in  RR 求精馏塔的气、液相负荷 hk m o lRDL /7 1 6 3 67 6 9 1 00 3 9  hk m o lDLV /4 8 5 4 77 6 9 1 07 1 6 3 6  hk m o lqFLL /8 0 6 2 30 8 9 8 77 1 6 3 639。  17 hk m o lFqVV /4 8 5 )1(39。  操作线方程 精馏段操作线方程：DxRxRRy 111  即：  xy 提馏段操作线方程： wxVWxVLy 39。 39。 39。  即： 0 0 1  xy 图解法求理论板层数 图 理论板层数 18 图 理论板层数局部放大 采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图局部放大，求解结果为： 理论板层数 14TN （不包括再沸器） 进料板位置 12FN 精馏段的板层数 精N =11 提馏段的板层数 提N =3（包括进料板） 实际板层数的求取 根据奥康奈尔关联式： )(  LmT aE  （ 1） 精馏段 19   块精 22111TTPTENNEsm P a （ 2） 提馏段   块提提 831TPTENNEsm P a 全塔所需实际塔板数 块提精 30822  PPT NNE 全塔效率 %  PTT NNE 加料版位置在第 23块塔板 第 塔板的主要工艺计算及塔板的流体力学验算 塔径的计算 （ 1）最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： VVLCu   m ax 20 由VVLCu   m ax 计算，其中 20C 由史密斯关联图查取，图中横坐标为： 2/12/11121 VLSSLL  若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但是当板间距增大时，会增加塔身总高度 、 金属消耗量 、 塔基、支座的负荷，从而导致全塔造价增加。 反之，采用较小的板间距，虽然可降低塔高，但因其只 能允许较小的空塔气速，因此塔径就要增大，且容易产生液泛现象，降低板效率。 所以在选取板间距时，要根据不同情况予以考虑。 化工生产中常用的板间距有： 300， 350, 400， 450, 500, 600， 700, 800（ mm）， 取板间距 TH =，板上液层高度 Lh =，则 mhH LT  图 史密斯关联图 查图 得 20C =，则 21 0 81 86  LCC  smCuVVL /0 8 2 2 5 2 2 5 3 9 0 00 8 1 5 a x    同理，提馏段最大空塔气速为 m a x  由《化工原理课程设计》可知： m ax)~( uu  取安全系数为 ，则空塔气速为 smuu /4 5 7 6 m a x1  同理，提馏段空塔气速为  （ 2）塔径 mVD S 7 7 4 5 7 6 6 0 4 111   按标准塔径圆整后得： D 塔截面积 2221 5 4 3 mDA T   实际空塔气速为 smVu ATS /41 60  同理，提馏段 mD  ， mAT  ，空塔气速  由《化工原理课程设计》板间距与塔径的关系 可知： D D2都在 ~ 的范围内，且板间距也在 300~450 的范围内，因此取板间距为 450mm是合理的。 溢流装置计算 因塔径 mD  ，可选用单溢流弓形降液管， 选择单流型这种液流方式时，液体的流径较长，塔板效率较高，并且塔板的结构简单，加工方便。 采用凹形受液盘，各 22 项计算如下： （ 1） 堰长 Wl 单溢流： Dlw )~( 取 1 .1 8 8 m1 .80 .6 60 .6 6 D 1 Wl 同理，提馏段堰长 mlW  （ 2） 溢流堰高度 wh 溢流堰高度计算公式 w0Lw hhh  其中： Lh ：板上清液层高度； owh :堰上液层高度 由《化工原理课程设计》可知选用平直堰，堰上液层高度 owh 可用弗兰西斯公式计算： 3/20  wSw lLEh 其中 L：塔内液体流量； E：液体收缩系数，且根据设计经验，取 E=1 时所引起的误差能满足工程设计的要求 精馏段： mlLEh wSw 0 1 3 7 8 105 1 6 6 0 011 0 0 0 0 3/233/20 1    对于常压塔板上清液层高 Lh 一般在 ~ 之间选取，取板上清液层高度Lh = mhhh wLw 0 5 6 2 1 3 7  同理，提馏段 mhw  （ 3） 弓形降液管宽度 dW 及截面积 fA 降液管有圆形和弓形两类。 通常情况下，由于圆形降液管的流通截面小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带较严重，从而降低了塔板的效 率。 因此本设计选择弓形降液管。 23 由 DlW 查弓形降液管宽度参数得 TfAA ， DWd ，故 mAA Tf  提馏段 mAf  mDW d 1  提馏段 mWd  依下式验算液体在降液管中停留时间，即：  ssL HASTf 54 9 0 3 5 1 6 8 3 1 提馏段  ss  故降液管设计合理。 (4)降液管低隙高度 0h 计算公式39。 00 1ulLhwS 式中 39。 0u —— 液体通过降液管底隙时的流速 取 smu /  ，则 mulLh W S 1  同理提馏段 mho   mmhh w 0 0 3 3 4 2 2 7 5 6 2  同理提馏段  mmhh w  故降液管低隙高度设计合理。 24 塔板布置 （ 1）塔板的分块 当塔径较大时  mmD 800 则由于刚度的要求，势必会增加塔板的厚度，在制造、安装和检修方面都存在困难；且塔径此时已经可以使人进入塔内安装检修塔板，为了便于安装，一般采用分块式塔板结构。 为了减少液位落差，可采用单流塔板。 （ 2）安定区宽度的确定 由《化工原理课程设计》可知： 入口安定区 的宽度可按下述范围选取，即： 塔径小于 的塔 sW =60~75mm 塔径大于 的塔 sW =80~110mm 因为 D=，取 sW =85mm。 （ 3）边缘区宽度 cW 的确定 由《化工原理课程设计》可知： 一般取边缘区宽度 cW =30~70mm，取 cW =35mm. （ 4）有效传质区面积的计算    RxRxRxA oa 1222 s in1802  mWDR C 1      mWWDx Sd 6 1 1 8 2 3 1  21222 9 2 3 )]8 6 6 1 1 (s i n8 6 8 06 1 1 6 1 1 [2 mAoa   同理，提馏段 mAa  25 ])(1[)(0 5 20200 aLVc AACuh   第 3 章 塔板流体力学验算 第 气相通过泡罩塔板的压降 可根据式 p c lh h h h   来计算塔板压强降 式中 ph ：气体通过每层塔板的压降 lh ：气体通过板上液层的压降 ch ：气体通过筛板的干板压降 h ：气体克服液体表面张力的压降 干板阻力 气体通过筛板的干板阻力可由以下经验公式估算，即： 通常， 泡罩孔 的开孔率 %15 ，故上式简化为： 1120 5 LVooC cuh  查流量系数图得 oC 0 46 1 8 39 00 2 25 2 Ch 同理 mhc  气体通过液层的阻力： Lhh  精馏段： 对单流型塔板 smAA V fT sa  26 同理，提馏段 ma  smkgF o  同理，提馏段 smkgFo  板上充气液层阻力 Lh 本设计分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数  ，依式计算，即 mhh L   mhh L 0 3 9。