连续筛板塔乙醇-水精馏工艺流程和主体设备(编辑修改稿)

连续筛板塔乙醇-水精馏工艺流程和主体设备(编辑修改稿)内容摘要：

其中精馏段 12 层，提 15TN 馏段 3 层，进料板为从塔顶往下的第 13 层理论板 即 =13FN 全塔效率的估算用奥康奈尔法( )对全塔效率进行估算：39。 Oconel根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：由平衡曲线查得： (塔顶第一块板)由平衡曲线查得： (加料板)4934913f4由平衡曲线查得： (塔底)..由相平衡方程式 可得1()()1y因此可以求得： 64.。 全塔的相对平均挥发度：化 工 原 理 课 程 设 计 16精馏段： 提馏段： 18/W全塔的平均温度：精馏段： 提馏段： cttfwm0/  在 时，根据上图知对应的 X=，由《化工原理》课本 c0附录二（水的物理性质）查得 ，由《化工物性手册》 sPa表 醇类液体的粘度查得 486乙 醇 在 时，根据上图知对应的 X =，由《化工原理》课 c0 /本附录二（水的物理性质）查得 ，由《化工物性手sPa册》表 醇类液体的粘度 429乙 醇因为 LiLx所以，平均黏度：（1） 精馏段： smPaL .)(（2） 提馏段： 21495/ 用奥康奈尔法( )计算全塔效率： 39。 Oconel )(LTE（1） 精馏段： %)38.(. T 提馏段： 781./ 实际塔板数实际塔板数 TPEN精馏段： ，取整 24 块，考虑安全系数加一块，为 25 块。 化 工 原 理 课 程 设 计 17提馏段： ，取整 8 块，考虑安全系数加 1 块，为 9 块。 PN故进料板为第 26 块（从上往下） ，实际总板数为 34 块（不包括塔釜）。 第四章塔的工艺条件及物性数据计算 操作压强的计算 Pm塔顶压强 PD=4+= 取每层塔板压降△P= 则：进料板压强：P F=+26 =塔釜压强：P w=+34 =精馏段平均操作压强：P m= = .提馏段平均操作压强： = =8 操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算泡点温度，其中乙醇、 水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。 计算结果如下：塔顶： 进料塔板： f4塔釜： 精馏段平均温度 JT提馏段平均温度 9684全塔平均温度 Tm= ℃ ...2化 工 原 理 课 程 设 计 18 平均摩尔质量计算塔顶摩尔质量的计算：由 = 查平衡曲线,得 DY气相 46＋（1－）18＝VDM molg/液相 46＋（1－）18＝进料板摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： 气相 46＋（1－）18＝VFM molg/液相 46＋（1－）18＝ ；L塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： 气相 46＋（1－）18＝VWM molg/液相 46＋（1－）18＝精馏段平均摩尔质量：(+)/2= ；VMJ molg/(+)/2=提馏段平均分子量（+）/2＝VMT olg/(+)/2= m 平均密度计算 液相塔顶 查得 (液)＝ (液)＝水3/cmg乙 醇3/cmg水乙 醇1DBDALDMX化 工 原 理 课 程 设 计 19 ＝LDM3/cmg3/kg 进料 查得 (液)＝ (液)＝3cm乙 醇3/cmg水乙 醇1FBFALFMX ＝ 23/cmg3/kg 塔釜 查得 (液)＝ (液)＝3/cm乙 醇3/cmg水乙 醇WBWALWMX ＝33/cmg3/kg 精馏段液相平均密度： （+）/2=JLM 3/mkg 提馏段液相平均密度： （+）/2=．气相 塔顶 Ct 3/mkg 进料 t.42 3/kg 塔釜  WVMVRTP3/mkg 精馏段气相平均密度： （+）/2= 3/ 提馏段气相平均密度： （+）/2=VMTkg化 工 原 理 课 程 设 计 20 塔顶 查得 mN/m mN/mCt ＝水＝乙 醇＋（1－）＝ 进料 查得 mN/m mN/mt.42＝水 ＝乙 醇＝ ＋（1－ ）＝ mN/m2 塔釜 查得 mN/m mN/mCt.953＝水＝乙 醇＋（1－）＝ mN/m3 精馏段平均表面张力：=(+)/2= mN/mMJ 提馏段平均表面张力：=(+)/2= mN/mT 平均流量计算 精馏段平均流量计算 hkmolDRV/.)1( ）（ sMJVJ / hkolL/ smJLMJ  Lh=3600 = 3/h化 工 原 理 课 程 设 计 21 提馏段平均流量计算 39。  smMTV /； L=+F1574=.kol/hT sTLM /； ；33601m/h h第五章板式塔的主要工艺尺寸计算 塔经的计算塔径 D 参考下表 初选板间距 HT=,取板上液层高度 hL= 精馏段塔经的计算：根据费尔（Fair)两相流动参数 HThL== JJLF查图表（《化工原理（下） 》图 1042 筛板塔的泛点关联图 =；20C依公式《化工原理（下） 》 式 1028；()6()691MJC依公式《化工原理（下） 》 式 1026max . .67/1LMJVu ms化 工 原 理 课 程 设 计 22取安全系数为 ，则： u= = =1m/s 故： ；按塔径系列标准，塔径圆整为 则空塔气速为 核算：泛点率 u/ uf=，高于 ，因此合理的塔径可取。 塔的横截面积  提馏段塔经的计算： 查图 =；依公 ；20C() 61MTC max  取安全系数为 ，；39。  ；39。 39。  按塔径系列标准，塔径圆整为 ,， 塔的横截面积: 39。 39。  空塔气速为 22439。 /.MVums 核算：泛点率 u/ uf=，大于 因此合理的塔径可取。 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。 各计算如下：化 工 原 理 课 程 设 计 23 提馏段溢流装置的计算：堰长 =(~)D《 化工原理（下） 》P130wl取溢流堰长 为 ，即： ；出口堰高 hw hw=hLhow 由 lw/D=, 39。 查图表（《化工原理（下） 》图 1048 液流收缩系数 E 为 依公式《化工原理（下） 》 式 10342 23 故： 取 降液管宽度 与降液管面积dWfA有 = 查图表（《 化工原理（下） 》图 1040/,/故： == =  Dm依公式《化工原理（下） 》 式 1039..78~5fTMAHssL故降液管适用。 ④降液管底隙高度 0h为了保证良好的液封，又不至于使液体阻力太大，一般取 )012.~6.(woh在此取 计算降液管底隙高度 ， 即： （满足不应小于 20~25mm)化 工 原 理 课 程 设 计 24 精馏段：溢流堰长 为 ，即： ；39。 wl39。 D39。 出口堰高 ；39。 h39。 39。 Lo=h 由 ，39。 /39。 查图表（《化工原理（下） 》图 1048 液流收缩系数E 为 依下式得堰上液高度2 23 339。 39。 .。 取 降液管宽度 与降液管面积dW‘ fA‘有 = 查图表（《 化工原理（下） 》图 1040/wlD39。 39。 ,/故： == = 39。 Dm依公式《化工原理（下） 》 式 1039 39。 ~fTMJAHssL ④ 计算降液管底隙高度 ：即39。 0h 取 （满足不应小于 20~25mm)..5hm 塔板布置当 D 时， =60～75mmSW 取边缘区宽度 = ,安定区宽度 = sW化 工 原 理 课 程 设 计 25依下式计算开孔区面积 221sin80xAxRR其中 .故:      n 与开孔率 取筛板的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳钢的板厚为0dm5 m3取 ，.3/0t依下式计算塔板上筛孔数 n ,即故孔中心距 依下式计算塔板上开孔区的开孔率 ，即（在 5~15%范围内）.%(/)td则每层板上的开孔面积 提馏段气孔通过筛孔的气速 05./.MToVus精馏段气孔通过筛孔的气速 化 工 原 理 课 程 设 计 26 第六章筛板的流体力学验算 ph 根据 pclh 干板压降相当的液柱高度 ch根据 ，查干筛孔的流量系数图0/精馏段由下式得 =ch2 . . mC提馏段由下式得 2 .. 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 lh精馏段 化 工 原 理 课 程 设 计 27=提馏段 = 克服液体表面张力压降相当的液柱高度精馏段由 =h mgd②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度 h由 =h故精馏段 +.4=m单板压降 化 工 原 理 课 程 设 计。