乙醇-水连续精馏筛板塔的设计.doc

学习资料收集于网络，仅供参考乙醇-水连续精馏筛板塔的设计班级 : 姓名 ： 学号 ： 指导教师 ： 时间 ：2011-8-292011-9-9 前言 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。 蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。 本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。目录前言 2化工原理课程设计任务书6第一章 设计概述71.1塔设备在化工生产中的作用与地位71.2塔设备的分类81.3板式塔81.3.1泡罩塔81.3.2筛板塔81.3.3浮阀塔9第二章 设计方案的确定及流程说明92.1 塔型选择92.2 操作流程9第三章 塔的工艺计算103.1查阅文献，整理有关物性数据113.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数113.1.2平均摩尔质量113.2全塔物料衡算113.3塔板数的确定123.3.1理论塔板数的求取123.3.2全塔效率的估算153.3.3实际塔板数16第四章 精馏塔主题尺寸的计算174.1求的塔顶、进料板、及塔釜的压力174.2平均摩尔质量的计算：(kg/kmol)174、3平均密度 （）184.4 精馏段与提馏段的汽液体积流量计算204.5液体表面张力204.6塔径D的计算.214.7 塔高的计算.234.8 塔板结构尺寸的确定.24第五章 塔板的流体力学验算275.1 气体通过塔板的压力降m液柱275.2液体在降液管内停留时间的校核295.3 液沫夹带（雾沫夹带）295.4 漏液305.5 液泛31第六章 塔板负荷性能图316.1精馏段塔板负荷性能图326.1.1漏液线326.1.2液沫夹带线326.1.3液相负荷下限线336.1.4液相负荷上限线336.1.5液泛线336.2提馏段塔板负荷性能图356.2.1漏液线356.2.2液沫夹带线356.2.3液相负荷下限线366.2.4液相负荷上限线376.2.5液泛线37第七章 各接管尺寸的确定及选型397.1进料管尺寸的计算及选型397.2釜液出口管尺寸的计算及选型397.3回流管尺寸的计算及选型407.4塔顶蒸汽出口径及选型407.5水蒸汽进口管口径及选型40第八章 精馏塔的主要附属设备418.1冷凝器418.2预热器428.3预热器. .43设计结果一览表44设计方案讨论45参考文献46化工原理课程设计任务书一 设计题目：乙醇-水连续精馏筛板塔的设计二 任务要求:1. 设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇和水，具体工艺参数如下： 原料乙醇含量：质量分率（30+0.5*学号）%， 原料处理量：质量流量（100.1*学号） t/h 单号 （10 + 0.1*学号） t/h 双号 产品要求：摩尔分率：xD0.83, xW0.10 单号 ； xD 0.80, xW0.05 双号 2. 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流，R =（1.22）Rmin。 三 主要内容:1. 确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置； 2. 精馏塔的工艺计算与结构设计： 物料衡算确定理论板数和实际板数； 按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整； 确定塔板和降液管结构； 按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核，并对特定板的结构进行个别调； 进行全塔优化，要求操作弹性大于2。 3. 计算塔高； 4. 估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积； 5. 绘制塔板结构图（用计算纸或绘图纸）； 6. 列出设计参数总表。 四 参考书目:第一章 设计概述1.1塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。1.2塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。1.3板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。1.3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（提高2040）（2）.塔板效率高（提高1015）（3）.压力降低（降低3050），而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。1.3.3浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。第二章 设计方案的确定及流程说明2.1 塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为15t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.2 操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。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。流程示意图如下图第三章 塔的工艺计算3.1查阅文献，整理有关物性数据（1）水和乙醇的物理性质表31：水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度20沸 点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)N/m水18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇46.0778978.32.391.150.17222.8（2）常压下乙醇和水的气液平衡数据，见表32表32 乙醇水系统txy数据沸点t/乙醇摩尔数/%沸点t/乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41乙醇相对分子质量：46；水相对分子质量：183.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数原料乙醇组成(摩尔分数): xF=0.3235 塔顶组成： xD=0.80 塔底组成： xW=0.053.1.2平均摩尔质量M=0.323546+（1-0.3235）18=27.058 kg/kmolM= 0.8046+ (1-0.80) 18=40.4kg/kmolM=0.0546+（1-0.05）18=19.4kg/kmol3.2全塔物料衡算进料量： kmol/s 总物料衡算： F=D+W 易挥发组分物料衡算： D* xD +W *xW =F* xF 联立以上二式得： D=0.0562kmol/s W=0.0978/kmol/s 表3-3 物料衡算数据记录: F：进料量（kmol/s）0.154 kmol/s：原料组成(摩尔分数)0.3235 D：塔顶产品流量（kmol/s）0.0562kmol/s：塔顶组成0.80W：塔底残液流量（kmol/s0.0978 kmol/s：塔底组成0.053.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的求取（1）求最小回流比Rmin和操作回流比根据乙醇水气液平衡表1-6，作图 乙醇-水x-y相平衡图00.20.40.60.8100.20.40.60.81xy平衡线对角线由图，过(0.80，0.80)做直线与平衡线切于点e(0.5602, 0.6774).则Rmin*RR精截距xD/(R+1)yq精斜率R/(R+1)提斜率提截距1.04611.21.255320.3547170.5347780.5566041.7891490.0394571.04611.31.359930.3389930.5254130.5762591.7541680.0377081.04611.41.464540.3246040.5168420.5942451.7221560.0361081.04611.51.569150.3113870.508970.6107661.6927520.0346381.04611.61.673760.2992040.5017130.6259951.6656480.0332821.04611.71.778370.2879390.4950030.6400771.6405850.0320291.04611.81.882980.2774910.488780.6531371.6173420.0308671.04611.91.987590.2677740.4829930.6652821.5957250.0297861.046122.09220.2587150.4775970.6766061.5755720.028779由于，.泡点进料： 取R=1.8Rmin，, ,Rmin=1.0461, R=1.8 Rmin=1.8830泡点进料：q=1，故q线为x=0.3235,精馏段操作线：yn+1=0.653137xn + 0.277491提馏段操作线：yn+1=1.617342xn-0.030867由工艺条件决定 R=1.8R故取操作回流比 R=1.8830（2）理论塔板数的求取由图可以看出当R=1.8R时，理论板数为Nt=11块，进料板为第10块，精馏段需9块，提馏段需2块,（包括蒸馏塔）。3.3.2全塔效率的估算利用表中常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系数据用内插值法求得用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：根据乙醇-水体系的相平衡数据可以用内插法求得（X或Y）：由相平衡方程式y=，可得a= ，则y1=XD=0.80 x1=0.7713 aD=1.1859yF=0.5812 xF=0.3235 aF=2.902 yW=0.2979 xW=0.05 aw=8.0621：= =81.5457：= =78.3167 ：= =91.7053 全塔的相对平均挥发度：平均相对挥发度的求取：（1）精馏段的平均相对挥发度的求取：（2）提馏段的平均相对挥发度的求取：2=4.8370全塔的平均温度：（1）精馏段平均温度 =79.9312（2）提馏段平均温度 =86.6255查化工原理（陈敏恒主编 第三版 上）课本附录1.2水在不同温度下的黏度表及液体粘度共线图可知：当温度为79.9312时，水1=0.3562mPa.s，乙醇1=0.43 mPa.s 温度为86.6255时，水1=0.3291 mPa.s，乙醇2=0.38 mPa.s查乙醇水的汽-液平衡图：化工原理（陈敏恒主编 第三版 下）课本附录3.1当温度为79.9312时，x1=0.4917温度为86.6255时，x2=0.0980根据公式，L=求得，平均黏度：（1）精馏段：（2）提馏段：由奥康奈尔关联式计算全塔效率：（1）精馏段：ET=0.49=0.5302（2）提馏段：ET=0.49=0.43573.3.3实际塔板数实际塔板数所得实际塔板数 ：（1）精馏段：NR=N1/ET=9/0.530216.97,取整精馏段17块板，考虑安全系数加一块为18。（2）提馏段：Ns=（N-N1）/ ET=2/0.43574.59,取整提馏段5块板，考虑安全系数加一块为6.故进料板为第19块,总板数为N=NR +Ns=18+6=24（包括蒸馏塔）。第四章 精馏塔主题尺寸的计算4.1求的塔顶、进料板、及塔釜的压力：塔顶： 每层塔板压降： 进料板压力 ： 塔釜压力：求得精馏段和提馏段的平均压力：（1）精馏段： （2）提馏段： 4.2平均摩尔质量的计算：(kg/kmol)塔顶：进料板：塔釜：（1）精馏段平均摩尔质量： （2）提馏段的平均摩尔质量：塔顶精馏段平均摩尔质量进料板提馏段平均摩尔质量塔釜4、3平均密度 （）1）气相平均密度的计算 表4-1 平均摩尔质量由， ，（1）精馏段气相平均密度计算：（2）提馏段平均密度计算：2）液相平均密度计算： 温度/温度/80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）已知：混合液密度 依式 =（a为质量分数，为平均相对分子质量）：= =736.6833()= =972.8773()塔顶：= =733.4543()= =970.8108()进料板：= =722.6358()= =964.1233()塔釜：（1）精馏段液相平均密度：（2）提馏段液相平均密度： 4.4 精馏段与提馏段的汽液体积流量计算根据：R=1.8R，Rmin=1.0461, R=1.8830(1) 精馏段气液负荷计算V=（R+1）D=(1.8830+1)0.0554=0.15kmol/sL=RD=1.88300.0554=0.1043kmol/s=()(2) 提馏段气液负荷计算由于q=1，则 V= V+ (q - 1) = V =0.1043 kmol/sL= L + qF =L + F =0.1043 + 0.154 =0.2583 kmol/s=()4.5液体表面张力 ：（=）查化工原理（陈敏恒主编 第三版 上）课本附录，水在不同温度下的表面张力 及有机液体的表面张力共线图可知： A乙醇 B水(1)塔顶:时， ()(2)进料:时， ()（3）塔釜: 时， 58.2065()则 ，精馏段： =(+)/2=(26.8133 +47.7630)/2=37.2881()提馏段： =(+)/2=(58.2065+47.7630)/2=52.9847()全塔液相平均表面张力 4.6塔径D的计算塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。， C由下式计算=,由smith图查取。参考化工原理下册表10-1，取塔板间距HT=0.45m，板上液层高度0.06m，那么分离空间：HT-h1=0.39m两相流动参数计算如下 = （1） 精馏段塔径的确定：图的横坐标为：查smith图得： （史密斯关联图） =0.082 ， = =0.0929取安全系数为0.8,u=0.82.2248=1.7799m/s 则精馏段塔径 =1.7089m根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1.8m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u此时，实际空塔气速为： U=1.6043m/s实际泛点百分率为 （2） 提馏段塔径的确定：图的横坐标为：查smith图得： =0.081 = =0.0984取安全系数为0.8，则空塔气速为u=0.82.6775=2.1420m/s则提馏段塔径 =1.2609m根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1.8m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u此时，实际空塔气速为： U=1.0510m/s实际泛点百分率为 4.7 塔高的计算塔的高度可以由下式计算： -塔顶空间（不包括头盖部分） -板间距 N-实际板数 S-人孔数 -进料板出板间距 -塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=24块，板间距Ht=0.45由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为： 个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：4.8 塔板结构尺寸的确定塔板详细设计 选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。（1）溢流装置计算因塔径D=1.8m，可选用单溢流弓形降液管A. 堰长单溢流：取堰长=0.6D=0.61.8=1.08m, 选择平流溢流堰B. 溢流堰高度因为出口堰高 ,已取=0.06选用平直堰，堰上液层高度可用Francis计算，即由精馏段：=4.4081*10-3*3600/=13.0916图10-48液流收缩系数查化工原理下册上图10-48得：E=1.04，则=2.841.04(15.8692/1.08)2/3=0.0177m =0.06-0.0177=0.0423m提馏段：=6.8513*10-3*3600/=20.3477查化工原理下册上图10-48得：E=1.04，则=2.841.06(24.6647/1.08)2/3=0.0242m =0.06-0.0242=0.0358m（2）降液管图10-40 弓形降液管的宽度与面积因为，查弓形降液管参数图（化工原理 陈敏恒 第三版 P127）得：，AT=D2、/4、=2.5434m2所以2.5434=0.1399 m2 ，Wd=0.1151.8=0.207m依下式验算液体在降液管中停留的时间： 精馏段：提馏段：故降液管设计合理。降液管底隙高度：降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小，通常取为0.03-0.04m左右此时，取为=0.03则液体流经底隙的流速依下式计算：精馏段：提馏段：故降液管底隙高度设计合理。（3） 塔板布置A 塔板的分块 因为D=1.8m，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为5块。 表 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456B 边缘区宽度的确定取边缘区宽度=0.07m,安定区宽度=0.08mC计算开孔面积 D筛板孔数与开孔率 取筛孔的孔径, ,正三角形排列,一般碳钢的板厚为0.003m,取=3,故孔中心距=3.0*6=0.024M 依下式计算塔板上的开孔率 =10.1% 则每层塔板上的开孔面积为： =气体通过筛孔的气速为 =Vs/Ao则 精馏段 提馏段 第五章 塔板的流体力学验算5.1 气体通过塔板的压力降m液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1 干板阻力图10-45 干板孔流系数干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3根据 / do=0.003/0.008=0.375 查干筛孔的流量系数图C0 =0.72精馏段 液柱提馏段 液柱5.1.2 板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算： 板上清液层高度，m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数当液相为水时，取板上液层充气因数，那么=0.5*0.06=0.03m5.1.3 由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力 精馏段 提馏段 综上，故 精馏段 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158m液柱 压降 =788.55339.810.1158=0.8958KPa提馏段 hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608m液柱 =875.75779.810.0608=0.5223KPa本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。5.2液体在降液管内停留时间的校核 依下式验算液体在降液管中停留的时间： 精馏段：提馏段：故降液管设计合理。故在本设计中不会产生严重的气泡夹带。5.3 液沫夹带（雾沫夹带）的校核板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg液/Kg气公式 降液管横截面积=0.1399m3, 塔横截面积=精馏段 提馏段 精馏段 提馏段故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。5.4漏液点的校核 漏液验算K=1.5-2.0u0 筛孔气速 uow漏液点气速精馏段实际孔速稳定系数为 提馏段实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。表明具有足够的操作弹性。5.5 溢流液泛条件的校核降液管内泡沫液层高度可按下式计算：对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响，即 。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系 乙醇-水组分为不易发泡体系 故取精馏段 又板上不设进口堰hd=0.153（ub)2=0.1530.13612=0.002834m液柱 hp=0.0834+0.03+0.00241=0.1158mHd=0.1158+0.06+0.002834=0.1786m液柱=0.2954 提馏段hd=0.153（ub)2=0.1530.21152=0.006844m液柱hp=0.0277+0.03+0.003084=0.0608mHd=0.0608+0.06+0.006833=0.1276m液柱=0.2915 故在本设计中不会发生液泛现象根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。第六章 塔板负荷性能图6.1精馏段塔板负荷性能图6.1.1漏液线（气相负荷下限线） m3/s=0.7850.008236807.9623=1.4721m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线6.1.2 过量液沫夹带线注:以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.04 则=2/3 依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 37.288110, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表6-1中： 表6-10.0020.0040.0060.0085.79865.51865.28375.0740依表中数据在作出过量液沫夹带线 6.1.3液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度=0.006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） E=1.04,则0.006=2.84101.04（）整理得： 在图上处作垂线即为液相负荷下限线。6.1.4液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为=5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。6.1.5溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0236(2)=0.153（）=（）= 则： +0.0236+0.0423+0.6591+整理得： =45.83032 -197.395L-29100.2L 取若干值依式计算值，见表6-2，作出液泛线表6-200020004000600086.52546.35546.18596.0060根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图由图可以看出:P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液沫夹带线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为.可知：精馏段的操作弹性： Vs，max/Vs，min=3.58926.2提馏段塔板负荷性能图6.2.1漏液线（气相负荷下限线） m3/s=0.7850.008236808.7591=1.6194m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线6.2.2 过量液沫夹带线注:以下计算常用得,E 经验计算,取E=1.04 则=2/3 依下式计算: =3.2 式中： = =(h+h)=令=0.1kg液/kg气，由= 52.984710, H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范围中，任取几个值，根据上式算出值列于表6-3中： 表630.0020.0040.0060.0086.80116.48866.22645.9924依表中数据在作出过量液沫夹带线 6.2.3液相负荷下限线取平顶直堰堰上液层高度=0.006，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板上液流分布均匀。 则 h=2.8410E（） E=1.04,则0.006=2.84101.04（）整理得： 在图上处作垂线即为液相负荷下限线。6.2.4液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为=5秒作为液体在降液管中停留时间的下限则 =（）在=处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。6.2.5溢流液泛线由式 和 联立求解。(1) =（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+=+ 0.0210(2)=0.153（）=（）= 则： + 0.0210+0.0358+0.6591+整理得： =60.41831 -254.489L-37516.9L 取若干值依式计算值，见表6-4，作出液泛线表6-400020004000600087.49867.30797.11806.9165根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下精馏段塔板负荷性能图由图可以看出:P点为操作点，其坐标为： ， OP为操作线，OP与液量上限线的交点对应气相负荷为,与漏夜线的交点对应气相负荷为.可知：提馏段的操作弹性： Vs，max/Vs，min=3.0882第7章 各接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：进料温度tf=81.5457，在此温度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3则 Kg/m3则其体积流量：取管内流速：则进料管管径：查化工原理P292 热轧无缝钢管（GB8163-87）则可选择进料管热轧无缝钢管，此时管内液体流速u=2.463m/s7.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：出料温度tw=91.7053，在此温度下乙醇=722.6358Kg/m3 水=964.1233Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度ul=1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.357m/s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：回流温度td=78.3167，在此温度下乙醇=733.4543Kg/m3 水=970.8108Kg/m3则 Kg/m3体积流率： 取釜液出塔的速度uw=1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.432m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：取适当流速 u=18m/sd=所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速17.166m/s7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量Kg/m3取适当流速 u=18m/sd=则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管此时管内流速15.18m/s第八章 精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器 （1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器 冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。 （2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，采用25的水作为冷却剂，逆流操作，则 查液体的气化潜热图，可知塔顶温度78.3167下，乙醇的气化潜热：水的气化潜热：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMD Q单位时间内的传热量，J/s或W； qm1, qm2热、冷流体的质量流量，kg/s; r1 ,r2热，冷流体的汽化潜热，KJ/kgt=78.3167时查表得 r=1101.72KJ/Kg则 Q=qm1r1 =0.1597240.41101.72=7109.0554KJ/s*-取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30 平均温度25 下水的比热 Cpc =4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量： qm2 又 Q=KA K取700Wm-2/所以，传热面积： A= =53.1618 A=191.0355 8.2再沸器选用120饱和水蒸气加热，传热系数取K取700Wm-2/料液温度：91.7053100，水蒸汽温度：120120逆流操作：则,，=23.908查的塔釜温度91.7053下， r水=2439.4 kJ/ r乙醇= 952.2kJ/ r=0.118557*952.2+(1-0.118557)*2439.4=2263.082 kJ/ =7012.2344kJ/s因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为：3.2535kg/s_加热蒸汽的冷凝潜热， A=A=419.00118.3预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中tfm =(81.5457+35)/2=58.2728（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及tfm =58.2728的情况下可以查得比热cpf=3.472KJ/kg.，所以，Qf =1510003.472(81.5457-35)=2424100.056KJ/h釜残液放出的热量若将釜残液温度降至tw2=45那么平均温度twn=(91.7053+45)/2=68.3526其比热为cpw=4.170KJ/kg.，Mw=0.05=19.4因此，Qw=19.40.09864.170(91.705-45)=1341168.568KJ/h可知，QwQf，于是理论上不可以用釜残液加热原料液至泡点设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均温度79.931286.6255平均流量气相VSm3/s4.08032.6732液相LSm3/s0.004408100068513实际塔板数N块186板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm812.7塔径Dm1.81.8空塔气速um/s1.60431.0510塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.081.08堰高hwm0.04230.0358溢流堰宽度Wdm0.2070.207管底与受液盘距离hom0.030.03板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm8.08.0孔中心距tmm24.024.0孔数n孔36803680开孔面积m20.18490.1849筛孔气速uom/s22.067614.4575塔板压降hPkPa0.895805223液体在降液管中停留时间s14.28179.1888降