分离乙醇水精馏塔设计(含经典工艺流程图和塔设备图)(2)

5） 塔板主要工艺尺寸的计算； 溢流装置计算 因塔径 D=1. 4m , 可选用单溢弓形降液管, 采用凹形受液盘. 各项计算如下: 堰长Wl 的计算 堰长一般根据经验公式确定， 对于常用的弓形降液管： 单溢流 Dlw) 8 . 0~6 . 0 ( 堰长 lw取 mDlw924. 04 . 166. 066. 0 溢流堰高度Wh 的计算 溢流堰高度wh 可由下式计算：owLwhhh 式中：L h ——板上清液层高度， m； 一般取 50~100.mm owh ——堰上液层高度，. m ； 一般设计时不宜超过 60~70 mm. 对于平直堰， 堰上液层高度owh 可用弗兰西斯（Francis） 公式计算， 即 3 /2100084. 2whowlLEh 式中：h L ——塔内液体流量，hm /3 E——液体收缩系数。蒸馏塔结构图 近似取 E=1 精馏段： smLS/002702. 031， 故取smLh/002702. 03则 mhow0136. 0)924. 03600002702. 0(1100084. 2321 取板上清液层高度 mhL05. 0 故 mhw0364. 00136. 005. 01 提馏段： smLS/003081. 032， 故取 smLh/003081. 03则 mhow01489. 0)924. 03600003081. 0(1100084. 23 /22 取板上清液层高度 mhL05. 0 故 mhw0351. 001489. 005. 02 弓形降液管宽度 Wd及截面积 AF 精馏段：由 58. 07 . 0406. 0Dlw查弓形降液管的参数表得： 得：2m111. 05386. 10722. 00722. 0TFAA mDWd1736. 04 . 1124. 0124. 0 液体在降液管中停留时间, 按式sLHAHTF533600， 即 ssLHAhTF543.163600002702. 040. 0111. 036003600 故降液管设计合理， 可以实现分离。

提馏段： 由66. 0Dlw 查弓型降液管参数图得： 得：2m111. 05386. 10722. 00722. 0TFAA mDWd1736. 04 . 1124. 0124. 0 液体在降液管中停留时间, 按式sLHAHTF533600， 即 ssLHAhTF543.163600002702. 040. 0111. 036003600 故降液管设计合理， 可以实现分离。 3. 5. 1. 4 降液管底隙高度 h0 124. 0DWd0722. 0AATF124. 0DWd0722. 0AATF 式中：ou' ——液体通过底隙时的流速，sm/ 根据经验， 取ou' =0. 06~0. 25sm/ 精馏段： 取smu. 0/12. 00 则 mh0244. 012. 0924. 0360000270236000 . 0mmhhw006012. 00244. 00364. 001 故降液管底隙高度设计合理. 选用凹形受液盘深度： mm400864. 00346. 0136. 01 . 00136. 005. 01 . 005. 0 :1111111取故 w hhhhhhhwwowwoww 提馏段： 取smu. 0/12. 0'0 则 mh0278. 012. 0924. 036000030813600'0 mmhhw006. 00077. 00278. 00355. 0'02 故降液管底隙高度设计合理. 选用凹形受液盘深度： mm40149. 01 . 00149. 005. 01 . 005. 0 :111111取故 w hhhhhhwowwoww 塔板的布置 板式塔类型有多种， 经过比较工艺条件的考虑， 本设计采用筛板，以下为筛板的计算。

这主要是由于每层板上均经历三个阶段的传质过程，而且我们的专利结构中升气孔为文丘里型，阻力较小，这样就使气体流动动能更多地用于液体的提升和破碎，使参加气液接触的液体量较平孔大、且被破碎的更为充分。它属于微分接触逆流式，塔 体内的填料是气液两相接触的基本构件，塔体外部的气体进入塔体后，气体进入填料层，填料层上有来自于顶部喷淋液体及前面的喷淋液体，并在填料上形成一层液膜，气体流经填料空隙时 ，与填料液膜接触并进行吸收或综合反应，填料层能提供足够大的表面积，对气体流动又不致于造成过大的阻力，经吸收或综合后的气体经除雾器收集后，经出风口排出塔外。用加液软管一头先接好制冷剂钢瓶阀，一头接加液伐（带压力表）,表伐打开，加液伐另一头用加液软管接空调室外机上的粗管阀加液咀（内带有顶针气门芯,也叫自封头,专用转换接头上紧后自动顶开封阀,注意对应公、英变接头），此时管内已有制冷剂气体，松开钢瓶阀接头放出些气体（排空气）后再旋紧。

5．负荷性能图 1 雾沫夹带线 2 液泛线 3 液相负荷上限线 4 漏液线 （f1型阀）， 5 液相负荷下限线 3-1-4 塔板效率 一、 塔板效率的表示法 1．总板效率et—反应平均传质效果 式中：nt—塔内所需理论板的层数。将该干线上各用电设备组的计算负荷相加后乘以最大负荷的同期系数（或最大负荷的混合系数、或参差系数），kp（有功负荷的同期系数），kq（无功负荷的同期系数），即得该配电干线的计算负荷pj3、qj3、sj3。保持架轴承的最小负荷系数p/c=0.02,而满装轴承的最小负荷系数p/c=0.04(p为当量动负荷，c为额定动负荷)。

液泛线 令()dTw hHH 由dpLdhhhH; hhhhcp1; L hh1; Lwowhhh 联立得 (1)(1)Twowcdhhh hhH 忽略 h将 owh 与S L,d h与S L, c h与SV 的关系式代入上式, 并整理得 2223sssabcdVLL 式中20.051()00()VLaCA (1)TwbhH  20.1530(w l h)c 2332.84(1)3600(w l)10dE  将有关的数据代入, 得 精馏段： 0127. 0)7 .78246. 1()772. 0101. 011. 1 (051. 02'a 1609. 00364. 0) 1575. 05 . 0 (4 . 05 . 0'b 310)0244. 0924. 0 (153. 02'c 108. 1)924. 03600)(575. 01 (11084. 23 /23'd 故 3 /22224.8708.2370067.12sssLLV 在操作范围内, 任取几个S L值, 依上式计算出 SV 值, 计算结果列于下表 11 S L,3sm 0. 0006 0. 0015 0. 0030 0. 0045 SV,3sm 3. 470 3. 387 3. 262 3. 132 由以上数据即可作出精馏段液泛线 提馏段： 008819. 0)7 .782006. 1()772. 0101. 011. 1 (051. 02'a 1606. 00355. 0) 1609. 05 . 0 (4 . 05 . 0'b 9 .231)0278. 0924. 0 (153. 02'c 131. 1)924. 03600)(609. 01 (11084. 23 /23'd 故 3 /2222 .1284 .2629521.18sssLLV 在操作范围内, 任取几个S L值, 依上式计算出 SV 值, 计算结果列于下表 12 S L,3sm 0. 0006 0. 0015 0. 0030 0. 0045 SV,3sm 4. 158 4. 058 3. 912 3. 766 由以上数据即可作出提馏段液泛线 根据以上各线方程, 可作出精馏段筛板塔的负荷性能图, 如图所示. 在负荷性能图上， 作出精馏段操作线， 由图可看出， 该筛板的操作上限为液泛控制， 下限为漏夜控制。

由图查得 ν s max=0. 78m3/s ， ν s min=3. 24m3/s 故操作弹性为ν s max/ν s min=3. 24/0. 78=4. 15根据以上各线方程, 可作出提馏段筛板塔的负荷性能图, 如图所示. 在负荷性能图上， 作出提留段操作线； 由图可看出， 该筛板的操作上限为液泛控制， 下限为漏夜控制。 由图查得 ν s max=0. 85 m3/s ， ν s min=3. 6m3/s 故操作弹性为ν s max/ν s min=0. 85/3. 6=4. 23 根据以上各线方程, 可作出提馏段筛板塔的负荷性能图, 如图所示.筛板塔设计计算结果 序号 项目 数值 1 平均温度 tm， ℃（精馏段） 78. 65 平均温度 tm， ℃(提馏88. 445 段) 2 平均压力 Pm, ， kPa （精馏段） 108. 45 平均压力 Pm, ， kPa(提馏段) 113. 35 3 气相流量 VS （m3/s） （精馏段） 2. 015 气相流量 VS （m3/s） （提馏段） 1. 981 4 液相流量 LS(m3/s) （精馏段） 0. 002702 液相流量 LS(m3/s) （提馏段） 0. 003081 5 实际塔板数 22 6 有效段高度 Z， m 8． 8 7 塔径, m 1. 4 8 板间距, m 0. 4 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长, m 0. 924 12 堰高, m（精馏段） 0. 0364 堰高, m（提馏段） 0. 0351 13 板上液层高度, m 0. 050 14 堰上液层高度, m（精馏段） 0. 0136 堰上液层高度, m（提馏段 0. 01489 15 降液管底隙高度 m(精馏段) 0. 0244 降液管底隙高度 m(提馏段) 0. 0278 16 安定区宽度, m 0. 07 17 边缘区宽度, m 0. 035 18 开孔区面积, m2 1. 11 19 筛孔直径, m 0. 005 20 筛孔数目 5698 21 孔中心距, m 0. 015 22 开孔率, % 10. 1 23 空塔气速, m/s 1. 288 24 筛孔气速, m/s(精馏段) 17． 97 筛孔气速, m/s(提馏段) 17. 67 25 稳定系数(精馏段) 2. 355 稳定系数(提馏段) 2. 043 26 负荷上限 液泛控制 27 负荷下限 漏液控制 28 液沫夹带 eV, (kg 液/kg 气) 0. 1 29 液相负荷上限, m3/s 0. 007882 30 液相负荷下限 m3/s 0. 0111 31 操作弹性（精馏段）4. 15 操作弹性（提馏段）4. 23 8) 精馏塔接管尺寸计算； 进料管 前已算出， 塔径 D=0. 7m， 故可采用简单的直管进料结构， 不加套管， 手可入塔检修， 由下式计算进料管直径uVDS4 料液由泵输送时Fu 可取 1. 5～2. 5m/s 取smVmkgsmusLFMF/00136. 031.81736002 .2999.136,/31.817,/8 . 133 则 D=0. 031m=31mm， 选内管为φ 323. 5， a=10mm b=25mm c=10mm H2=150mm mm5 回流管 通常重力回流管内液速度取 0. 2-0. 5m/s， 由泵输送uR=1. 2-2. 5m/s， 取 uR=2m/s， 回流管直径LRhRLd36004 液相D x ：78.4174.72 89.4378.1578.378.1589.43D x80.94%D x 46 0.8094 18 (1 0.8094)40.66/LDMkg kmol L=209. 12540. 66=8503. 02kg/h 380 70742.3 754.278.3 70754.2乙744.32/kg m乙 380 7078.3 70977.82/971.8 977.8977.8kg m水水 3146 0.8094 / 40.66744.32146 0.8094 /40.66977.82759.76/DDkg m D=mm5 .4476.759214. 33600385034 取管规格 45mm 塔顶蒸汽出料管塔顶的温度为 78. 3℃， 此时 气相组成D y ：78.41 78.1578.15 89.4378.3 78.1589.43Dy82.92%Dy 46 0.8292 18 (1 0.8292)41.22/VDMkg kmol 塔顶蒸气密度341.22 273.1522.4 (273.151.43/78.3)Dkg m 蒸气体积流量541.584 41.221.4315611.25/Vkg h 常压下蒸汽的速度为 15m/s 蒸汽量为 V=15. 2) 3 .7815.273(4 .2215.27322.41m3/s mmmd405405. 015415. 2 取回流管规格为500 9。

塔釜温度控制是采用加热蒸汽流量与塔釜温度进行串级控制来实现的，影响塔釜温度的主要因素是物料进入再沸器后带走的热量，而再沸器的热量是由进入塔釜的蒸汽所提供的，因此，塔釜的温度可以通过调节进入再沸器的蒸汽流量来控制的，同时引入进料流量进行前馈控制，以此来实现对塔釜的温度控制，由于蒸汽的加入量对塔的其他参数如塔压影响很大，为了保证塔的安全，这里增加一个条件判断，当塔压在安全范围内用蒸汽流量和温度串级控制，当塔压过高时采用塔压控制的方法，使塔压降下来，以保证塔设备的安全。 或 者利用 加大塔底冷却水 的流速 ，使 不凝性 气体 分散于冷却水及 冷凝水中 ，并被压 人排水管排 出 ，现行 草甘膦 母液浓缩系统采 用的 自排不凝 性气体大气冷凝 器为逆 流接触式 ， 其结构示意 5．冷凝 器6．水 封槽 百 珊 维普资讯 p e s t ic id e s v o 1 ． 3 5 n o ． 3( 1 9 9 6 ) 于图 3 主要结构参数如下： 4 直 径 ：500毫 米 高 度 ：3700 毫 米 淋 水板 数 。3、共沸脱水、精馏 在共沸脱水塔的塔釜内先加混合二甲苯3000kg加热至温高于136℃,釜内二甲苯沸腾，此时将30%的顺丁烯二酸溶液自塔中部送入，每小时流量约为350kg，酸溶液中的水与二甲苯形成共沸物自顶部蒸出，顺丁烯二酸失水成酐后溶于二甲苯中，下流至塔釜内。

在每层板上， 回流液体与上升蒸汽互相接触， 进行热和质的传递过程。 1) 乙醇水工艺流程图 2) 精馏塔设计条件图： a, b 图 a 图 b p 2H1T5H2aa3a1bde五 设计基础数据： 1 常压下乙醇---水体系的 t-x-y 数据； 液相中乙醇摩尔分数 气相中乙醇摩尔分数 x y 0. 000 0. 000 0. 010 0. 110 0. 020 0. 175 0. 040 0. 273 0. 060 0. 340 0. 080 0. 392 0. 100 0. 430 0. 140 0. 482 0. 180 0. 513 0. 200 0. 525 0. 250 0. 551 0. 300 0. 575 0. 350 0. 595 0. 400 0. 614 0. 450 0. 635 0. 500 0. 657 0. 550 0. 678 0. 600 0. 698 0. 650 0. 725 0. 700 0. 755 0. 750 0. 785 0. 800 0. 820 0. 850 0. 855 0. 894 0. 894 0. 900 0. 8980. 950 0. 9421. 000 1. 0003. 2 乙醇的密度、 粘度、 表面张力等物性参数。

足突基底部分子在维持细胞形状上起重要作用，它能维持足突与基膜的相互作用和足突的正确定位，其中最主要的分子是&alpha。足突裂孔隔膜部的分子，即主要分布在足细胞足突的裂孔隔膜上的分子。 ③分子中处于镜面对称位置(相当于平面镜成像时)上的h原子是等效的 (4)定1移2法 分析2元取代物的方法，如分析c3h6cl2的同分异构体，先固定其中一个cl的位置，移动另外一个cl (5)组合法 饱和一元酯，r1—有m种，r2—有n种，共有m×n种酯 a．4种b．5种 c．6种d．7种 [当堂应用] 答案c 【应用2】 有机物m的分子式为c4h8o3，相同条件下，等量的m分别与足量的碳酸氢钠溶液、钠完全反应，产生等体积的co2和h2。