乙醇—丙醇二元物系筛板精馏塔设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 1 目录 目录 1 摘 要 .6 第一章 绪论 7 1.1 设计流程 7 1.2 设计思路 8 第 2 章 塔板的工艺设计 9 2.1 精馏塔全塔物料衡算 9 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 9 2.2.1 温度 10 2.2.2 密度 10 精馏段 10 提馏段 .11 2.2.3 混合液体表面张力的计算 12 2.2.4 混合液混合物的粘度计算 13 2.2.5 相对挥发度 14 2.3 理论塔板的计算 14 2.3.1 适宜回流比的确定 14 2.3.2 精馏塔的气液相负荷 15 2.3.3 操作线方程 15 2.3.4 理论塔板数的确定 15 2.3.4 实际塔板数 15 精馏段 16 提馏段 16 2.3.5 操作压力计算 16 2.4 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 16 2.4.1 塔径 D 的计算 16 气液相体积流量计算 16 管径计算 17 精馏塔的有效高度计算 18 2.5 塔板主要工艺尺寸的计算 18 2.5.1 溢流装置的计算 18 溢流堰长 19 溢流堰高度 19 弓形降液管的宽度与降液管的面积19 d W f A 降液管底隙高度.20 0 h 2.5.2 塔板布置 20 塔板的分布 20 边缘区宽度确定 20 开孔区面积计算 20 筛板计算及其排布 21 第 3 章 筛板的流体力学验算 .21 吉林化工学院化工原理课程设计 2 3.1 塔板压降 21 3.1.1 干板阻力计算 .21 c h 3.1.2 气流穿过液层的阻力的计算.22 L h 3.1.3 液体表面张力的阻力的计算.22h 3.2 液面落差 23 3.3 液沫夹带 23 3.4 漏液 23 3.5 液泛 24 3.6 塔板负荷性能图 25 3.6.1 漏液线 25 3.6.2 液沫夹带线 25 3.6.3 液相负荷上限线 26 3.6.4 液相负荷下限线 26 3.6.5 液泛线 26 3.6.6 操作弹性 28 第四章 设计结果汇总 .41 第五章 结语 .2 参考文献 3 主要符号说明 4 附录 6 吉林化工学院化工原理课程设计 3 化工原理设计任务书化工原理设计任务书 （一）设计题目（一）设计题目 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 （二）设计条件（二）设计条件 塔顶压力为 100kpa 处理量：（见表中数据） 进料中含乙醇（摩尔分数） ，进料状态 q=1 00 0.294 f x 塔顶含乙醇（摩尔分数） ； 00 0.914 d x 塔底含乙醇（摩尔分数） 00 0.014 w x 加料量为 100/Fkmol h 塔顶设全凝器，泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热 回流比 min (1.22.0)RR 单板压降 0.7kPa 塔板采用筛板 （三）设计内容（三）设计内容 (1)确定工艺流程。 (2)精馏塔的物料衡算。 (3)塔板数的确定。 (4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。 (5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。 (6)塔板板面布置设计。 (7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。 (8)设计说明书。 吉林化工学院化工原理课程设计 4 摘 要 来自塔板下面的蒸气经塔板进入板上的液体中，与温度较低的液体直接接触，气液之间 发生热质交换，一直进行到相平衡为止。在本次设计中,主要以乙醇和丙醇为实验物系，在给 定的操作条件下对筛板精馏塔进行物料和热量衡算。精馏是一种最常用的分离方法，它依据 多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。设计中采用的精馏装置有精 馏塔 ,冷凝器等设备,采用直接蒸汽加热，物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器 中的冷却介质带走,完成传热传质. 本设计主要计算：物料衡算、热量衡算、主体设备设计、主体设备选型的设计等。塔顶冷 凝装置采用全凝器，以便于准确控制回流比。直接蒸汽加热计算出蒸汽的用量。 通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为 27 块，进料在第 23 块，回流比为 2.496，塔径为 1 m，塔的实际高度为=m。根据所选的参数在进行校核可知：精馏段塔板压降 为 109325Pa，液体在降液管停留时间为 26.213s，降液管内清液层高度为 0.0123m，雾沫夹带 为 0.019kg 液/kg 气，降液管底隙高0.1267m,气相流量 0.0007379m3/s ，液相流量 0.5983m3/s 操作弹性为 3.665。提馏段塔板压降为 118825Pa，液体在降液管停留时间为 14.867s，降液管内清液层高度为0.11404m，雾沫夹带为 0.0227kg 液/kg 气，气相流量 0.001301m3/s，液相流量为 0.863 m3/s，操作弹性为 3.082。这些值都符合实际要求，故所选 的物性参数是合理。在进行精馏塔的附属设备的计算可知：塔顶冷凝器的型号为 G500-60.1- 14-I，进料泵的型号为:50Y-60B,贮罐的型号为 JB1428-7 吉林化工学院化工原理课程设计 5 第一章 绪论 按物系性质和生产需要，精馏塔分段采用筛板与填料相结合的组合板，或采用轻重浮阀 交替排列的组合板，既避免了由于设备腐蚀而造成的堵塞，又保证了很高的分离效率。在本 设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛 板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。采用直接 蒸汽加热分离乙醇和丙醇，传热速率快、开车周期短，能耗降低。为减少对传质的不利影响， 可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。 精馏过程的实质是上升蒸气和下流液体充分接触，两相间进行物质和能量的相互传递。 塔坂的作用是为气液两相物流进行热量和质量传递提供场所。整个精馏过程就是通过精馏塔 内每块塔板上的作用而实现的。为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的 斜台状，这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制 成（使用碳刚的比较少） 。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。 1.11.1 设计流程设计流程 乙醇丙醇合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采 用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接 蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐 饱和蒸汽 产品采出 塔底物料采出 进料 图 1-1 精流流程示图 吉林化工学院化工原理课程设计 6 1.21.2 设计思路设计思路 精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小 于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。 操作压力的选取 本设计采用常压操作，一般，除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求， 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。 （3）加料状态的选择 为泡点进料 （4）加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。 （5）回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值 为 R=(1.1-2.0)Rmin. （6）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为 分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 （7）筛板塔的选择 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当 的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进 了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影 响可将塔板的液体进入区制突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。 筛板塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜 状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹 性仍可达到 2-3。 表 1-1 流程 方式压力加料 状态 加热 方式 回流比冷凝 器 冷却 介质 筛板 塔 选 取 连续 精馏 常压气液 混合 直接 蒸汽 R=(1.1-2.0)Rmin全凝 器 自来 水 筛板 塔 吉林化工学院化工原理课程设计 7 第第 2 2 章章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 2.12.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 摩尔分数质量分数=mol x/46.07 x/46.07x x （） （）+（1- )/ 60. 1 0.242 0.891 0.0108 f d w x x x 物料衡算式为：F=D+W 易挥发组分物料衡算：FXF=DXD+W XW FDW FxfDxdWxw 100 100 0.2940.9140.014 DW DW 解得：D=31.11 kmol/h W=68.89 kmol/h 2.22.2 常压下乙醇常压下乙醇- -丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系 表 2-1 常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据 序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/ 10.0000.00097.1670.5460.71184.98 20.1260.24093.8580.6000.76084.13 30.1880.31892.6690.6630.79983.06 40.2100.33991.60100.8440.91480.59 50.3580.55088.32111.0001.00078.38 60.4610.65086.25 .1 温度温度 利用表 2-1 中数据由插值法可求得、。 F t D t W t 1、 F t ： =89.74 oC 91.6091.6088.32 0.2100.3580.2940.210 F t F t 2、： =79.60 oC D t 80.5980.5978.38 0.844 10.9140.844 D t D t 3、： =96.79 oC W t 97.1697.1693.85 00.1260.0140 W t W t 4、精馏段平均温度 m1 89.7479.60 t84.67 22 FDtt 5、提馏段平均温度 m2 89.7496.79 t93.27 22 FWtt 吉林化工学院化工原理课程设计 8 .2 密度密度 由如下公式： （ 为质量分率） B B A A l p 1 混合气体密度: O O v TP PMT lvmj 4 . 22 . 塔顶温度=79.60 oC D t 气相组成: =0.955 D y 78.3880.5979.6078.38 1 0.9141 D y D y 同理求得=0.474 F y =0.030 W y 精馏段精馏段 液相组成=0.604 1 0.9140.294 22 DF xx x 气相组成=0.715 1 0.9550.474 22 DF yy y 则： 1 46.070.60460.1 (1 0.604)51.63kg/kmol L M 1 46.07 0.71560.1 (1 0.715)50.07/ V Mkg kmol 提馏段提馏段 液相组成 =0.154 2 0.0140.294 22 wF xx x 气相组成 1 0.0300.474 0.252 22 WF yy y 则： 2 46.070.15460.1 (1 0.154)57.94kg/kmol L M 2 46.07 0.25260.1 (1 0.252)56.56/ V Mkg kmol 利用表 2-2 中数据，由插值法不同温度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和 F t D t W t 水的密度（） 3 mKg 表 2-2 温度 t/OC 708090100110 乙醇密度 kg/m3 754.2742.3730.7717.4704.3 乙醇密度 kg/m3 759.6748.7737.5726.1714.2 =89.74oC F t 90809089.74 730.1 742.3730.1 F 乙 F 730.42 乙 3 kg m 吉林化工学院化工原理课程设计 9 90809089.74 737.5748.7737.5 F 丙 F 737.79 丙 3 kg m = F 10.2421 0.242 730.42737.79 F 735.99 3 kg m =79.60 oC D t 80708979.60 742.3754.2742.3 D 乙 743.70 乙d 3 kg m 80708076.60 748.7759.6748.7 D 丙 749.14 丙d 3 mKg = D 10.8911 0.891 742.78749.14 743.47 d 3 kg m =96.79 oC W t 1009010096.79 717.4730.1717.4 W 乙 w 729.76 乙 3 kg m 1009010096.79 726.1 737.5726.1 W 丙 w 729.76 丙 3 kg m = W 10.01081 0.0108 721.48729.76 743.47 d 3 kg m 则:精馏段的平均气相密度：=739.73 1 735.99743.47 22 FD L 3 kg m 提馏段的平均气相密度：=763.96 2 735.99791.92 22 wF L 3 kg m =55.975 46.07(1) 60.10.914 46.07(1 0.914) 60.1 LDDD Mxx/kg kmol =47.277 46.07(1) 60.10.294 46.07(1 0.294) 60.1 LFFF Mxx/kg kmol =59.904 46.07(1) 60.10.014 46.07(1 0.014) 60.1 LWWW Mxx/kg kmol 则： =51.63 1L M 55.97547.277 = 22 LDLF MM kg kmol =57.94 2L M 47.27759.904 = 22 LWLF MM kg kmol 46.07(1) 60.10.955 46.07(1 0.955) 60.146.7 vDDD Myykg kmol 46.07(1) 60.10.474 46.07(1 0.474) 60.153.4 vFFF Myy/kg kmol 46.07(1) 60.10.030 46.07(1 0.030) 60.159.7 vWWW Myy/kg kmol kg/m3 273.15 1.79 22.4 (273.1589.74) VF kg/m3 d 273.15 1.61 22.4 (273.1579.60) V kg/m3 273.15 1.97 22.4 (273.1596.79) Vw 精馏段平均液相密度: kg/m3 1 1.79 1.61 1.70 22 VFVD V 吉林化工学院化工原理课程设计 10 提馏段平均液相密度 ： kg/m3 2 1.79 1.97 1.88 22 VFVW V .3混合液体表面张力的计算 由表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力，利用插值法求的表面张力 表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力 温度 t/OC 乙醇表面张力 /10-3N.M-1 丙醇表面张力 /10-3N.M-1 温度 t/OC 乙醇表面张力 /10-3N.M-1 丙醇表面张力 /10-3N.M-1 8017.2 19.8 10015.2 17.2 9016.2 18.0 11014.8 16.2 , ，79.60 D t 806017.220.25 8079.617.2 D 乙 17.26 D 乙 mN m 806019.821.27 8079.6019.8 D 丙 19.83 D 丙 mN m =89.74， ， F t 908016.2 17.2 9089.7416.2 乙F 16.23 F 乙 mN m ， 908018.0 19.8 9089.7418.0 丙F 18.03 F 丙 mN m 96.79， ， ， w t 1009015.2 16.2 10096.7915.2 W 乙 15.52 乙W mN m ， 1009017.2 18 10096.7917.2 W 丙 17.46 丙W mN m (1)0.914 19.83 (1 0.914)17.48 LDDDD xx 乙丙D mN m (1)16.23 0.294 18.03 (1 0.294)17.50 LFFFFF xx 乙丙 mN m (1)15.52 0.014 17.46 (1 0.014)17.43 LWWWWW xx 乙丙 mN m 精馏段液相平均表面张力： 17.48 17.50 17.49 22 LDLF L 精 mN m 提馏段液相平均表面张力： 17.43 17.50 17.47 22 LWLF L 提 mN m 2.2.4 混合液混合物的粘度计混合液混合物的粘度计算算 由时查液体粘性共线图得：， 1 84.67tC0.464mPa s乙0.578mPa s 丙 时查液体粘性共线图得 ， 2 t93.27 C 2 0.406mPa s 乙2 0.503mPa s 丙 (1)精馏段粘度 1 11 (1)0.4640.6040.5781 0.604 =0.509xxmPa s 乙丙 （） （2 提馏段粘度 2 222(1 )0.406 0.1540.5031 0.154 =0.488xxmPa s 乙2丙 （） 吉林化工学院化工原理课程设计 11 .5 相对挥发度相对挥发度 由 ， 得0.294 F x 0.474 F y 0.4741 0.474 2.164 0.2941 0.294 F 由 ， 得0.914 D x 0.955 D y 0.9551 0.955 1.997 0.9141 0.914 D 由 ， 得0.014 W x0.030 W y 0.0301 0.030 2.178 0.0141 0.014 W 精馏段平均相对挥发度： 1 1.9972.164 2.081 22 DF 提馏段平均相对挥发度： 2 2.1642.178 2.171 22 WF 2.32.3 理论理论塔板的计算塔板的计算 .1 适宜回流比的确定适宜回流比的确定 本设计中采用图解法来求理论板数。 根据乙醇-丙醇的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 x-y 曲线图。 (1)根据苯与甲苯的平衡数据在 y-x 作出平衡曲线，并画出对角线。 (2)在 x 轴上找出 XD，XF，XW ，a ,f, 点 (3)通过 f 点作出 q 线，q 线是精馏段与提留段操作线交点的轨迹。 (4)设 q 线与平衡曲线交与点 G(Xg,Yg) 则 Rmin=，由作图得点 g 坐标为 g gD XYg YX g(0.294，,0474)所以 Rmin= 0.9140.474 2.44 0.4740.294 取 R=1.5Rmin=3.66 (5)在 y 轴上定出 e 点，使=,连接 ae 即为精馏段操作线oe 1R XD 即y =1n 3.660.914 0.7850.196 113.66 13.66 1 D XR XX RR (6)ae 与 q 线交与点 b 点，y 11.4750.00665 (1)(1)(1)(1) w WXRDqF mXX RDq FRDq F 吉林化工学院化工原理课程设计 12 (7) 连接 bd 即得提留段操作线 (8)自 a 点出发，在平衡线和两条操作线之间画梯级，直到最后一级跨过为止，0.014wx 所得数即为所需理论板数，跨过 b 点处即为进料塔板。 求的结果为 总理论板层数 N =17 块（包括再沸器） T 精馏段理论板数 NT1=7 提馏段理论板数 NT2=10（包括再沸器） 理论加料板位置为第 8 块板 .2 实际塔板数实际塔板数 全塔板效率的求取利用奥康奈尔公式 0.245 0.49() TL E 其中：塔顶与塔底平均相对挥发度； 塔顶与塔底平均液相粘度 。 L a mP s 精馏段精馏段 已知： ， mPa*s 1 2.081 1 0.509 L 所以： 0.245 0.49 (2.081 0.509)0.483 T E 块 7 14 0.483 T p T N N E 精 提馏段提馏段 已知： ， mPa*s 2 2.171 2 0.488 L 所以： 0.245 0.49 (2.171 0.488)0.483 T E 块 9 19 0.483 T p T N N E 提 全塔所需实际塔板数全塔效率：14 1933 PPP NNN 精提 块（不含再沸器） 100%= 100%=48.48% T T P N E N 17 1 33 加料板位置在第 15 块塔板上。 .3 精馏塔的气液相负荷精馏塔的气液相负荷 精馏段： kmol/s 3.66 31.11 =0.0316 3600 LRD kmol/s 3.66 1 (1)0.0403 3600 VRD （）31. 11 则质量流量： kg/s 11 51.63 0.03161.63 L LM L 吉林化工学院化工原理课程设计 13 kg/s 11 50.070.04032.02 V VM V 体积流量： /s 3 1 1 1 1.63 2.2 10 739.73 s L L L 3 m /s 1 1 1 2.02 1.19 1.70 s V V V 3 m 提馏段： kmol/s 31.11 1 0.0316=0.0402 3600 LLqFRDqF kmol/s (1)0.0403VVqFV 则质量流量： kg/s 22 57.94 0.04022.33 L LML kg/s 22 56.56 0.04032.28 V VM V 体积流量： /s 3 2 2 2 2.33 2.93 10 793.96 s L L L 3 m /s 2 2 2 2.28 1.21 1.88 s V V V 3 m 表 2-4 汽液符合计算结果汇总表 液相质量 kg/s汽相质量 kg/s液相体积流量 m3/s汽相体积流量 m3/s 精馏段 1.632.022.2*10-31.19 提馏段 2.332.282.93*10-31.21 2.3.5 操作压力计算 塔顶压强：PD=100kpa, 取每层塔板压降：P=0.7 kpa 则进料板压强：PF=100+0.7*14=117.425 kpa 塔釜压强：PW=101.325+0.7*27=120.225 kpa 精馏段平均操作压强：PM1=（101.325+117.425）/2=109.325 kpa 提馏段平均操作压强：PM2=(117.425+120.225)/2=118.825kpa 2.42.4 精馏塔塔体工艺尺寸的计算精馏塔塔体工艺尺寸的计算 .1 塔径塔径 D D 的计算的计算 选板间距 HT=0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m ，故 HThL=0.39 m (1) 精馏段 吉林化工学院化工原理课程设计 14 横坐标：查文献得，精馏段：C20=0.0890 113 11 22 11 2.20 10739.73 ()()0.039 1.191.70 sL sV L V 20.2 2 20 17.49 ()0.0890 ()0.0834 2020 CC umax=C=0.0834=1.74 m/s v vl 739.73 1.70 1.70 取安全系数为 0.7，则 u=0.7umax=1.22 m/s = =1.11m1D u VS 44 1.19 3.14 1.22 按标准，塔径圆整取 1.2m1D 塔截面积：空塔气速： =1.05 m/s 2 () =1.13 2 T D A 1 u 1.19 1.13 （2）提馏段 横坐标：查文献得，精馏段：C20=0.0891 113 22 22 22 10763.96 ()()0.038 1.211.88 sL sV L V 20.2 2 20 17.47 ()0.0891 ()0.0867 2020 CC 取安全系数为 0.7，则 max 763.96 1.88 0.08671.75 1.88 u 2max 0.70.7 1.751.22uu m/s = =1.124m 2 D u VS 44 1.21 3.14 1.22 按标准，塔径 D 圆整取 1.2m 塔截面积： m2 2 () =1.13 2 T D A 空塔气速： =1.07m/s2u 1.21 1.13 因为二者相差不是很大，所以可以取同样大的塔径 精馏塔的有效高度计算精馏塔的有效高度计算 精馏段的有效高度 T NH7.92Zm 精精（-1） 吉林化工学院化工原理课程设计 15 提馏段的有效高度 T NH3.08Zm 提提（-1） 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m, 故精馏塔的有效高度为0.811.80ZZZm 精提 2.52.5 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算 .1 溢流装置的计算溢流装置的计算 因塔径 D=1.2m D9.092 筛板的稳定性系数： 0 ,min 1.60881.5 o u K u 介于 1.5-2.0 之间，故在设计负荷下不会产生明显漏液。 （2）提馏段： ,min0 4.4(0.00560.13) 898.082 4.4 0.772(0.00560.13 0.060.00371)=10.031m/s 0.825 Lm oL Vm uChh 实际孔速 15.1611.15 筛板的稳定性系数： 2 ,min 1.5111.5 o o u K u 介于 1.5-2.0 之间，故在设计负荷下不会产生明显漏液。 3.53.5 液泛液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 。 )( WTd hHH 因为 乙醇-水物系属于一般物系，取 0.5 （1）精馏段: ()=0.5 (0.44+0.0523)= 0.246m TW Hh液柱 吉林化工学院化工原理课程设计 21 而 dpld Hhhh / 0 0.10/um s 2 0 0.1530.00153m d hu液柱 dpLd H =h +h +h =0.12413m液柱 则 )( WTd hHH （2）提馏段: 2 0 0.1530.00153m d hu液柱 0.1159 dpcd Hhhhm液柱 则 () dTw HHh 故在设计负荷下不会发生液泛现象。 由以上塔板的各项流体力学验算,可认为精馏段、提馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。 3.63.6 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .1 漏液线漏液线 由 ， owwL hhh oSow min/A,VU 代入漏夜点气速： VLcoSow hhCAVU /)13 . 0 0056 . 0 (4 . 4/ 0min, 解得 精馏段： 2 3 , min4.84 0.0099720.122SSVL 提馏段： 2 3 , min6.03 0.008450.122SSVL 在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值，列于下表 S L S V 表 3-2与对应值 S L S V Ls,m3/s1.5 10-3310-34.510-3610-3 VS1,m3/s0.52060.54130.55810.5675 VS2,m3/s0.60450.63210.65430.6736 吉林化工学院化工原理课程设计 22 .2 液沫夹带线液沫夹带线 以为限，气/kg气0.1kg=e V 2 . 3 6 107 . 5 fT S L V hH U e （1）精馏段：1.350 S S S tf V UV AA = 3/2 3 3600 1084 . 2 5 . 25 . 2 wj wjlf l Ls ehhh 2 3 0.1312.475SL 2/3 030902.475 Tfs Hhl = V e1 . 0 107 . 5 2 . 3 6 hfH Ua T 2 3 1.4636 11.7228SSVL 在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的，列于下表中 S L S V （2）提馏段：1.350 S S s f T V UV AA = 2 3 3 3600 2.5 )2.52.84 10() 0.6 S wT fl L hhhe 2 3 0.12252.344 S L 2/3 0.31752.344 Tfs Hhl 取雾沫夹带极限 = V e 2 . 3 3 6 350 . 1 10*768.36 107 . 5 1 . 0 hfHt Vs 2/3 1.7710 13.675 ss Vl 在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值，列于下表中 S L S V 表 3-1 与对应值 S L S V Ls,m3/s1.5 10-3310-34.510-3610-3 VS1,m3/s1.31801.21981.14411.0765 VS2,m3/s1.59181.48651.39831.3195 吉林化工学院化工原理课程设计 23 .3 液相负荷上限线液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 4 秒， 由公式得： S TF L HA 3 , min 0.04396 0.44 0.0048356/ 4 ft S AH Lms 液相负荷上限线在坐标图上为气体流量无关的垂直线 .4 液相负荷下限线液相负荷下限线 取平直堰.取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，0.006owhm 取 0 . 1E0.6 w l 36002.84 ()0.006 1000 s w l howE l 则 4 , min5.118*10SL 3 /ms 液相负荷下相线在坐标图上,亦是气体流量无关的垂直线 .5 液泛线液泛线 （1）精馏段： 令() dTw HHh 由 dpld Hhhh pci hhhh il hh lwow hhh 联立得 (1)(1) Twowcd Hhhhhh 忽略 整理得 h 2 22 3 sss VbcLdL 式中 2 00 0.051 () () v l A C (1) Tw bHh 2 0.153 () wo c L h 2 3 3 2.84 10(1)(3600/) w deL 将有关数据代入，得 0.0348a 0.1614b 2809.174c 1.5192d 得 2 22 3 4.63880723.3943.655 sss VLL 在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值，列于下表中 S L S V 吉林化工学院化工原理课程设计 24 （2）提馏段： 令() dTw HHh 由 dpld Hhhh pci hhhh il hh lwow hhh 联立得 (1)(1) Twowcd Hhhhhh 忽略 整理得 h 2 22 3 sss VbcLdL 式中 2 00 0.051 () () v l a A C (1) Tw bHh 2 0.153 () wo c L h 2 3 3 2.84 10(1)(3600/) w deL 将有关数据代入，得 0.0243a 0.1614b 904.212c 1.5473d 得 2 22 3 6.64237210.37063.675 sss VLL 在操作范围内，任取几个值，依上式算出相应的值，列于下表中 S L S V 表 3-3与对应值 S L S V Ls,m3/s1.5 10-53.010-54.510-5610-5 VS1,m3/s2.14742.14382.14072.1379 VS2,m3/s2.56972.56522.56152.5582 .6 操作弹性操作弹性 （1）精馏段 吉林化工学院化工原理课程设计 25 0 0.5 1 1.5 2 00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007 3 1,max 1.950/ S Vms 3 1,min 0.532/ S Vms 故操作弹性为 1,max 2,min 3.665 s s V V （2）提馏段 0 0.5 1 1.5 2 2.5 00.0020.0040.0060.008 系列1 系列2 系列3 系列4 系列5 系列6 线性 (系列1) 线性 (系列2) 线性 (系列3) 线性 (系列5) 线性 (系列6) 3 2,max 1.845/ S Vms 3 2,min 0.598/ S Vms 故操作弹性为 1,max 2,min 3.082 s s V V 第 4 章 热量衡算 4.14.1 进入系统的热量进入系统的热量 .1 加热蒸汽带入的热量加热蒸汽带入的热量 QBQB QB=GBrW（按 101.163饱和蒸汽计） 吉林化工学院化工原理课程设计 26 .2 进料带入的热量进料带入的热量 QFQF PFFGF CtFQ 式中：=89.28 T=362.43K F t 由附录表查得 乙醇： =1.560.0189.28+2.012=3.405kJ/（kmolK） 、 ,P A C 水： =2.1440.000189.28+4.198=4.217kJ/（kmolK） ,P B C 则： =0.2423+(1-0.2423) =4.03771kJ/（kgK） ,P F C ,P A C ,P B C 且： FG=FMF=3000kg /h 得： 故：QF=30004.037789.28=1.08145kJ/h 6 10 .3 回流带入的热量回流带入的热量 QRQR ,RGP R R QRD Ct 0 78.38 R tC 由附录表查得 =1.560.0178.38+2.012=3.235kJ/（kmolK） 、 ,P A C =2.1430.000178.38+4.198=4.215kJ/（kmolK） ,P B C 则： =0.7982+(1-0.7982)=3.4326kJ/（kgK） ,P R C ,P A C ,P B C 从而有:QR=2.49678.3840.90968.21436000.0034326=kJ/h 5 8.1237 10 4.24.2 离开系统的热量离开系统的热量 .1 塔顶蒸汽带出的热量塔顶蒸汽带出的热量 , (1)(.) VGP DDD QDRCtr 式中：tD=78.38; CP，D=3.433 kJ /（kg） （由上面计算结果可知） 由附录表计算得：rA=972.73kJ/kg、 rB=2307.6kJ/kg rD= rAxD+(1-xD)rB=1263.67kJ/kg 则： kJ/h 6 6.482*10 V Q 吉林化工学院化工原理课程设计 27 .2 残液带出的热量残液带出的热量 QW=WGCP，WtW 式中：tW=97.17 则：CP，W=4.2105kJ/（kmolK） WG=WMW=0.02683360018.449=1782kg/h 则：QW=17824.210597.17= kJ/h 5 7.291*10 .3 散于周围的热量散于周围的热量 QLQL 可取 0.4% LB QQ 热量衡算式：QB+QF+QD=QV+QW+QL 即：QB =QV+QW+QLQFQD (10.4%)QB= 6565 6.482 107.291 101.08145 108.1237 10 解得： 6 5.33863*10/ B Qkj h 由查附录表计算得： kJ/kg kJ/kg 97.17 o w tC924.249 A r 2049.66 B r kJ/kg 2027.602 W r 则： 263.298/ B B w Q Gkg h r 设塔顶为全凝器，用冷却水做冷却剂，设入口温度为， 1 20t 2 40t 冷却水用量： () )( 12 ttC Q G P C C CVD QQQ 65 4 6.482 108.1237 10 6.791 10/ 4.174 (4020) C Gkg h 第 5 章 塔的附属设备的计算 5.15.1 塔顶冷凝器的计算塔顶冷凝器的计算 .1 确定设计方案确定设计方案 选择换热器的类型选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体为饱和乙醇水蒸汽，温度为 78.38，冷流体进口温度 吉林化工学院化工原理课程设计 28 20，出口温度 40.用该冷却水冷却，冬季操作时其进口温度降低，考虑到这一因素，估计 该换热器的关闭温度和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用固定管板式换热器。 流程安排流程安排 由于循环冷却水较易结垢，其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下 降，所以应使冷却水走管程，饱和蒸馏水走壳程，以便排出冷凝水。 此过程为馏出液有相变，冷却水无相变得计算过程 .2 确定流体的定性温度，物性数据确定流体的定性温度，物性数据 对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故冷却水 的定性温度为（20+40）/2=30;设管外壁温度为 66.8，则乙醇和水蒸气的定性温度 （78.38+61.7）/2=70。 两流体的物理性质如下表： 表 4.1 两流体在定性温度下的物性性质1 流体 物性 温度 t 密度 Kg/m3 粘度 msPa 热容 UA KJ/(Kg.K) 导热系数 W/(m.K) 乙醇水701.45030.48793.27870.2532 冷却水30995.70.80124.174 0.6171 两流体温差较大，故选用浮头列管换热器。 .3 热负荷热负荷 Q Q 的计算的计算 由上面设计可知: 6 5.6696 10/ CVD QQQQkJs 冷却水的用量 4 21 6.791 10/ () V Q Wkg h Ctt 水 .4 传热面积的计算传热面积的计算 计算逆流平均温度计算逆流平均温度: : 12 1 2 ()()(78.3820)(78.3840) 47.687 78.3820 lnln 78.3840 DD m D D tttt t tt tt 吉林化工学院化工原理课程设计 29 5.1