精馏段文档格式.docx

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99.8

0.04

0.51

81.3

33.24

58.78

99.7

0.05

0.77

80.6

42.09

62.22

99.5

0.12

1.57

30.1

48.92

64.70

99.2

0.23

2.90

79.85

52.68

66.28

99

0.31

3.725

79.5

61.02

70.29

98.75

0.39

45

79.2

65.64

72.71

97.65

0.79

8.76

78.95

68.92

74.69

95.8

1.61

16.34

78.75

72.36

76.93

91.3

4.16

29.92

78.6

75.99

79.26

87.9

7.41

39.16

78.4

79.82

81.83

85.2

12.64

47.49

78.27

83.87

84.91

83.75

17.41

51.67

78.2

85.97

86.40

82.3

25.75

55.74

78.15

89.41

（注）乙醇在101.3kpa下的沸点为78.4°

理论板数图：

（2）泡点进料（q=1）在对角线上自点（0.8265,0.8265）做直线与相平衡线相切于点e，切点坐标为ye=0.734,Xe=0.667，最小回流比的计算式：

Rmin=（XD-ye）/（ye-Xe）=（0.8265-0.734）/（0.734-0.667）=1.38

取操作回流比R=2Rmin=2x1.38=2.76

所以：

精流段：

L=RD=2.76x36.4048=100.4772kmol/h

V=（R+1）D=（1+2.76）x36.4048=136.882kmol/h

提馏段：

L΄=L+qF=100.4772+279.5852x1=380.0624kmol/h

V΄=V-（1-q）F=V=136.882kmol/h

（3）求理论板树数NT

精馏操作方程：

y=R/（R+1）X+XD/（R+1）

即

y=0.734X+0.220

提馏操作方程：

y=（RD+qF）/[（R+1）D-（1-q）F]X-（F-D）XW/[（R+1）D-（1-q）F]

y=1.892X-0.0001

（4）由图解法知全塔共17块板，精馏段有11块，提馏段有6块（包括进料板），第12块板进料，

（5）计算全塔效率ET

根据《化工工程手册》13篇，P234，由o’connell得

ET=0.49（αμL）–0.245，其中，μL=∑xiμLixi-进料中各组分摩尔分率

μLi-i组分液态黏度cp

由图t-x-y，查得，t顶=78.5°

C，t底=99.8°

t¯

=（78.5+99.8）/2=89.15°

由图t-x-y，查得，t¯

=89.15°

C，yA=0.359xA=0.0615

α=（yA/yB）/（xA/xB）=0.359/（1-0.359）/0.0615/（1-0.0615）=8.55

t¯

C,得μA=0.3852，μB=0.3199

所以，μL=xAμA+xBμB=0.0615x0.3852+（1-0.0615）x0.3199=0.324cp

ET=0.49x（8.55x0.324）–0.245=0.382

（6）实际板数N

全塔：

Na=（N-1）/ET=（17-1）/0.382=41.8块≈42块

精馏段：

N精=11/0.382=28.8块≈29块

提馏段；

N提=6/0.382=15.7块≈16块第33块板进料

第二部分塔的工艺条件及物性数据计算

一，

（1）操作压强Pm

设塔顶的压强为101.3kpa，取每层的压降为∆p=0.67kpa

塔顶的压强pD=101.3kpa

pF=101.3+29x0.67=120.73kpa

精馏段的平均操作压强为pm=（101.3+120.73）/2=111.02kpa

（2）温度tm

根据操作压强，依下式试差计算操作温度：

p=pSAxA+pSBxB

lgpS=A-B/（T+C）

试差计算结果，塔顶tD=78.5°

C,tF=83.9°

C,t底=99.8°

C，则精馏段平均温度为；

tm,精馏=（78.5+83.9）/2=81.2°

tm,提馏=（83.9+99.8）=91.85°

（3）平均分子量Mm

塔顶xD=y1=0.8265,x1=0.8216

MVDm=0.8265x46.02+（1-0.8265）x18.0=41.16kg/kmol

MLDm=0.8216x46.072+（1-0.8216）x18.0=41.02kg/kmol

进料yF=0.486,xF=0.137

MVFm=0.486x46.02+（1-0.486）x18.0=31.62kg/kmol

MLFm=0.137x46.02+（1-0.137）x18.0=22.20kg/kmol

精馏段平均分子量为：

MVm精=（41.16+31.62）/2=36.39kg/kmol

MLm精=（41.02+22.20）/2=31.61kg/kmol

（4）平均密度ρm

1.液相密度ρLm

塔顶；

1/ρLm=αA/ρLA+αB/ρLB（α为质量分数）

tD=78.5°

C,用内差法得，ρLA=736.7kg/m3，ρLB=972.7kg/m3

1/ρLm=0.92/736.7+（1-0.92）/972.7=0.00133

ρLm=751.3kg/m3

进料；

由加料板液相组成xA=0.137

αA=（0.137x46.07）/[0.137x46.07+（1-0.137）x18.02]=0.289

同理，tF=83.9°

C,ρLA=733.1kg/m3，ρLB=969.3kg/m3

1/ρLmF=0.289/733.1+（1-0.289）/969.3=0.0011

ρLmF=886.7kg/m3

故精馏段的平均液相密度为：

ρLm精=（753.3+886.7）/2=819.0kg/m3

2.气相密度ρmV

ρmV精=PMVm精/RT=（111.0x36.39）/8.314x（81.2+273.1）=1.37kg/m3

（5）液体的表面张力σm

.σm=∑xiσi

塔顶tD=78.5°

C,σA=0.01728N/m，σB=0.061253N/m

σm=∑xiσi

σm顶=0.8265x0.01728+（1-0.8265）x0.06238=0.02518N/m

进料tF=83.9°

C,σA=0.1678N/m，σB=0.06184

σm进=0.137x0.01678+（1-0.137）x0.06184=0.05567N/m

则精馏段的平均表面张力为：

σm（顶）=（0.02518+0.05567）/2=0.0404N/m

（6）液体黏度μLm

μLm=∑xiμi

C,μA=0.4500mpa·

s,μB=0.3639mpa·

s

μL顶=0.8265x0.4500+（1-0.8265）x0.3639=0.4351mpa·

C,μA=0.4166mpa·

s,μB=0.3409mpa·

μL进=0.137x0.4166+（1-0.137）x0.3409=0.3513mpa·

则精馏段的平均液相黏度为：

μLm精=（0.4351+0.3513）/2=0.3932mpa·

二，列表：

乙醇-水的密度：

密度kg/m3

温度°

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

乙醇密度kg/m3

795

785

777

765

755

746

735

730

716

703

水密度kg/m3

998.2

995.7

992.2

988.1

983.2

977.8

971.8

965.3

958.4

951.0

水、乙醇的表面张力：

乙醇表面张力x1000N/m

22.3

21.2

20.4

19.8

18.8

18

17.15

16.2

15.2

14.4

水表面张力N/m

0.07267

0.07120

0.06963

0.06767

0.06620

0.06433

0.06257

0.06071

0.05884

0.05688

液体黏度；

水的黏度

1.0050

0.8007

0.6560

0.5494

0.4688

0.4061

0.3565

0.3165

0.2838

乙醇黏度

1.18

0.97

0.82

0.69

0.58

0.505

0.44

0.38

0.34

0.30

三，精馏段气液负荷计算

V=（R+1）D=（2.76+1）x36.44=137.01kmol/h

VS=VMVm精/3600ρmV精=（137.01x36.39）/（3600x1.37）=1.011m3/h

L=RD=2.76x36.44=100.57kmol/h

LS=LMLm精/3600ρLm精=（100.57x31.61）/（3600x819）=0.0011m3/h

Lh=3600LS=3600x0.0011=3.96m3/h

四，塔和塔板主要工艺尺寸计算

（1）塔径D

塔径初选；

HT=0.40m,取板上液层高度为hL=0.06m,

则HT-hL=0.40-0.06=0.34m

（LS/VS）（ρL/ρV）½

=（0.0011/1.011）x（819.0/1.37）½

=0.0266

查图10-42得，C20=0.075

C=C20（σ/20）0.2=0.075x（40.4/20）0.2=0.086

umax=C[（ρL-ρV）/ρV]0.5=0.086x[（819.0-1.37）/1.37]0.5=2.10m/s

取安全系数为0.8，有

uf=0.8umax=0.8x2.32=1.68m/s

故D=（4VS/πu）0.5=（4x1.09927/3.14x1.68）0.5=0.87m/s

按标准，塔径圆整为0.9m，

AT=（π/4）D2=（3.14/4）x1.02=0.785m2

则空塔气速为u=0.75uf=0.75x1.68=1.59m/s

（2）采用单溢流，弓形降液管，平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰，各项计算如下：

1．溢流堰长lw

取堰长为0.6D，即

lw=0.6x0.9=0.54m

2.出口堰高hw

hw=hL-how

初选lw/D=0.54/0.9=0.6，Lh/（lw2..5）=3.96/0.542..5=18.48m

查《化工原理》下，P184，图10-48，得E=1.02323

所以有how=2.84x10-3E（Lh/lw）⅔

即how=2.84x10-3x1.023x（3.96/0.54）⅔=0.0110m

hw=0.06-0.0110=0.049m

3.降液管的宽度Wd与降液管面积Af

由lw/D=0.6，查图得Wd/D=0.11，Af/AT=0.052,

Wd=0.11D=0.11x0.9=0.099,Af=0.052x（π/4）D2=0.052x0.785x（0.9）2=0.0337m2

计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即

τ=AfHT/LS=0.0337x0.4/0.0011=12.25>

5s（符合条件）

降液管底隙高度ho，约取ho=0.04

4．塔颁布置

（1）取边缘宽度为WC=0.045，WS=0.06，

（2）计算开孔区面积，

x=D/2-（Wd+WS）=0.9/2–（0.099+0.06）=0.291

R=D/2-WC=0.9/2-0.045=0.405

鼓泡区面积Aa=2[x（R2-X2）½

+（πR2/180）sin-1（x/R）]=2x[0.33x（0.4052-0.2912）½

+（3.14x0.4052/180）sin-1（0.291/0.405）]=0.426m2

5.筛板数n与开孔率Ф

初取t/d0=2.5,d0=5mm,呈正角形排列，

所以，t=2.5x5=12.5mm

塔板上的筛孔数n为

n=（1158x103/t2）Aa=（1158x103/12.52）x0.426=3157孔

计算塔板上开孔区的开孔率Ф，即

Ф=（A0/Aa）%=0.907/（t/d0）2%=0.907/2.52%=14.5%（在5%-15%范围内）

每层塔板上的开孔面积A0为

A0=ФAa=14.5%x0.426=0.0618m2

气体通过筛孔的气数uo=VS/A0=1.011/0.0618=16.36m/s

五，塔有效高度Z（精馏段）

Z=（29-1）x0.4=11.2m

六，筛板的流体力学验算

（一），气体通过筛板压降相当的的液柱高度hp

hp=hc+hL+ha

1．干板压降相当的液柱高度hc

孔径和板厚之比σ/d0=3/5=0.6，查《化工原理》下册，P182，图10-45，得，C0=0.78

所以，式hc=0.051（u0/C0）2（ρV/ρL）=0.051x（16.18/0.78）2（1.37/819.0）=0.0367m

2．气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl

ua=VS/（AT-Af）=1.011/（0.636-0.0337）=1.66m/s

Fa=uaρV½

=1.66x1.37½

=1.94

查图10-45得，板上的液层充气系数为：

ß

=0.58

所以，hl=ß

hL=ß

（hw+how）=0.58x（0.05+0.01）=0.0342m

3.克服液体表面张力压将相当的液柱高度hp

ha=46/（9.81ρLd0）=4x0.0393/（9.81x819.0x0.005）=0.00402

hp=0.056+0.0348+0.0039=0.0947m

单板压降ΔP=hpρLg=0.075x819.0x9.81=602pa<

0.7kpa（设计允许值）

4．液面落差Δ要求Δ〈hc/2

液体平均宽度b=（D+lW）/2=（0.9+0.6）/2=0.75

鼓泡层高度hf=2.5hL=2.5x0.06=0.15

内外板间距x1=D-2Wd=0.9-2x0.099=0.702m

Δ=[0.215（250b+1000hf）2µ

（3600LS）x1]/（1000bhf）3ρL,即=[0.215x（250x0.75+1000x0.15）2x0.3936x（3600x0.0011）x0.702]/（1000x0.1）3x819.0=

3.27x10-5

hc/2=0.01/2=0.005=>

满足Δ〈hc/2

5．液沫夹带量eV的验算

由式eV=（0.0057/σ）[ua/（HT-hf）]3.2

=（0.0057/0.0393）[1.66/（0.4-2.5x0.06）]3.2=0.0603kg液/kg气<

0.1kg液/kg气

故在设计负荷下不会发生液沫夹带。

6．漏夜的验算

因式4-42uOW=4.4C0[（0.0056+0.13hL-ha）ρL/ρV]½

=4.4x0.78x[（0.0056+0.13x0.06-0.00402）819.0/1.37]½

=8.1m/s

稳定系数k=uO/uOW=16.18/8.1=2.00满足k〉1.5

故在设计负荷下不会产生过量漏夜

7．液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应是降液管中清液层高度Hd≤ф（HT+hW）

因为Hd=hp+hL+hd

hd=0.153（LS/lWhO）2=0.153x（0.0011/0.54x0.04）2=0.0004m

Hd=0.075+0.06+0.0004=0.135m

取ф=0.5，则ф（HT+hW）=0.5x（0.4+0.049）=0.225m

Hd<

ф（HT+hW）,在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段塔径几个工艺尺寸是合适的。

七，塔板负荷性能图

1，液沫夹带线

（1），

因为式4-41，eV=（0.0057/σ）[ua/（HT-hf）]3.2

ua=VS/（AT-Af）=VS/（0.636-0.0337）=1.66VS（a）

hf=2.5（hw+how）=2.5[hw+2.84x10-3E（3600LS/lW）⅔]

取E≈1.0，hw=0.0492lW=0.54

故hf=2.5[0.0492+2.84x10-3x（3600LS/0.6）⅔]=0.123+2.510LS⅔（b）

取液沫夹带极限值eV=0.1kg液/kg气,已知σ=0.0404N/m,HT=0.4m,

（a）（b）带如式4-41得，

0.1=（0.0057/40.4）[1.66VS/（0.4-0.123-2.510LS⅔）]3.2，整理得，

VS=1.31-19.56LS⅔

（1）

在操作范围内，任取几个LS值，依

（1）式算出相应的VS值列于副表中，

LSx10-3m3/s

1.0

2.0

3.0

4.0

VSm3/s

1.104

0.99

0.893

0.807

将以上各点连线，得线3

2．液泛线，

由式4-44及4-46得，ф（HT+hW）=hp+hW+how+hd

取E≈1.0，lW=0.54

how=2.84x10-3E（3600LS/lW）⅔

how=1.006LS⅔

hp=hC+hl+ha

hc=0.051（u0/C0）2（ρV/ρL）=0.051x（VS/C0A0）2（ρV/ρL）

=0.051x（VS/0.78x0.0618）2（1.37/819.0）=0.0367VS2

hl=ß

（hw+how）=0.57x（0.0492+1.006LS⅔）=0.0279+0.5734LS⅔

hd=0.0003m（已算出）

hp=0.0367VS2+0.0279+0.5734LS⅔+0.000402=0.0319+0.0367VS2+0.5734LS⅔（d）

hd=0.153（LS/lWhO）2=0.153x（LS/0.54x0.04）2=328LS2（e）

HT=0.4,hw=0.049,ф=0.5,及（c）（d）（e）式4-44及4-46联立得，

0.5（0.4+0.0492）=0.0319+0.067VS2+0.5734LS⅔+0.0492+1.006LS⅔+328LS2

整理得，VS2=3.91-43.04LS⅔+8937.3LS2

（2）

在操作范围内，任取几个LS值，依

（2）式算出相应的VS值列于副表中，

3.407

3.19

2.93

2.68

将以上各点连线，得线2

3．液相负荷线上限（3）

取液体在降液管中停留时间为3秒，

LS=HTAf/3=0.4x0.0337/3=0.00337m3/s

在L