乙醇-水物系连续精馏塔的设计.doc

目 录第一章 概述21.1 精馏操作对塔设备的要求21.2 板式塔类型21.3 精馏塔的设计步骤4第二章 设计方案的确定52.1 操作条件的确定52.2 精馏流程示意图72.3 确定设计方案的原则7第三章 精馏塔的工艺计算93.1 物料衡算93.2 理论塔板数估算93.3 各种操作条件及相关的物性估算133.4 气液相负荷估算213.4.1 精馏段气液相负荷213.4.2 提馏段气液相负荷213.5 工艺尺寸估算223.6 塔板设计233.7 流体力学验算273.8 塔板负荷性能图31第四章 结果与结论364.1 设计计算结果364.1 设计工艺参数及设计条件37第五章 塔附件计算385.1 接管385.2 筒体与封头395.3 裙座405.4 吊柱405.4 人孔405.5 塔总体高度设计415.5.1 塔的顶部空间415.5.2 塔的底部空间415.5.3 塔的立体高度41第六章 其他416.1 冷凝器416.2 再沸器42第一章 概述1.1 精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：() 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。() 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。() 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。() 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。() 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。() 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2 板式塔类型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。1.2.1 筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。(2) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2) 操作弹性较小(约23)。(3) 小孔筛板容易堵塞。本次设计选用筛板塔。1.2.2 浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：(1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。(2) 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。(4) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。(5) 液面梯度小。 (6) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。1.3 精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：(1) 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。(2) 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3) 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。(4) 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄写说明书。(6) 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。第二章 设计方案的确定2.1 操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1 操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3 加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.4 冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.1.5 热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 2.2 精馏流程示意图本任务，处理量比较大，采用连续精馏过程。甲醇-水溶液经卧式列管式换热器预热后，送入连续浮阀精馏塔。塔顶上升蒸气采用列管式全凝器冷凝后，流入回流罐，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。流程图见下图1。图 1 精馏过程示意图2.3 确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：(1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。(3) 保证安全生产例如苯属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 精馏塔的工艺计算3.1 物料衡算3.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量为：MA=46.07kg/kmol水的摩尔质量为：MB=18.02kg/kmol原料液摩尔分率：xF=0.3546.070.3546.07+(1-0.35)18.02=0.1740 塔顶采出液中乙醇摩尔分率：xD=0.94546.070.94546.07+(1-0.945)18.02=0.8705 塔底采出液中乙醇摩尔分率：xW=0.00146.070.00146.07+(1-0.001)18.02=0.00039143.1.2 全塔物料衡算每小时塔顶产品质量流量：10000100024300=1388.889 kg/h塔顶产品的摩尔流量：D=1388.889 0.94546.07+1388.889 (1-0.945)18.02=32.728kmol/h联列：F=D+W FxF=DxD+WxW得原料混合液的摩尔流量：F=DxD-xWxF-xW=32.7280.8705-0.00039140.1740-0.0003914=164.051kmol/h塔底产品的摩尔流量：W=164.051-32.728=131.323kmol/h3.2 理论塔板数估算本次设计采用图解法计算精馏塔的理论塔板数。因为该塔是常压塔，所以精馏塔塔内各处的压强仅仅比常压略高，根据常压下乙醇-水汽液平衡数据来计算，即可求出精馏塔的理论板数。3.2.1 常压下乙醇-水汽液平衡数据查阅常压下乙醇-水气液平衡数据，并记录于下表1：表 1 常压下乙醇-水汽液平衡数据温度/x（乙醇）/%y（乙醇）/%温度/x（乙醇）/%y（乙醇）/%99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.489.281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根据表1中乙醇-水气液平衡数据绘制出t-x-y图，见下图2：图 2 常压下乙醇-水气液平衡相图3.2.2 精馏塔操作线和梯级图图 3 操作线和梯级图在图3中分别作出q线、操作线。由图3可知，切点Q(0.1740，0.8169)是夹紧点，直线AQ与y轴相交于点P(0.000，0.2419)。那么，xDRmin+1=0.2419，故最小回流比Rmin=2.5985。3.2.3 作图求理论板数选取合适的实际回流比：R=1.8Rmin=1.82.5985=4.6773，则xDR+1=0.1533 。从塔顶产品要求的浓度点A开始，在乙醇-水气液平衡线和两作线之间作阶梯图，直到阶梯的横坐标越过塔釜产品所要求的浓度0.0003914结束。由图3可以看出，精馏段的理论板数N精=23块，提馏段的理论板数N提=3块(不包含再沸器)，另外，梯级数为全塔的理论板数，即NT=26块(不包含再沸器)，进料板位置NF=24。另外，由图3得，塔顶第1块塔板：y1=xD=0.8705，液相组成：x1=0.8680进料板的气相组成：yF=0.4607，液相组成：xF=0.1147塔釜的气相组成：yW=0.004587，液相组成：xW=0.00037103.3 各种操作条件及相关的物性估算3.3.1 操作温度估算因为塔内压强仅略高于常压，所以可以利用常压下的乙醇-水气液平衡数据估算出精馏塔各部位的的物料温度。(1)求塔顶第1块塔板温度t1估算78.20-78.150.8597-0.8941=t1-78.150.8680-0.8941，求得：t1=78.19(2)求进料板温度tF估算87.9-85.20.0741-0.1264=tF-85.20.1147-0.1264，求得：tF=85.80(3)求塔釜温度tW估算99.9-99.80.00004-0.0004=tW-99.80.0003710-0.0004，求得：tW=99.81(4)精馏段的平均温度t精估算t精=t1+tF2=78.19+85.802=82.00 (5)提馏段的平均温度t提估算t提=tW+tF2=99.81+85.802=92.81 (6)全塔的平均温度t塔估算t塔=t精+t提2=82.00 +92.81 2=87.403.3.2 液相平均粘度估算3.3.2.1 纯液体粘度估算由第1块塔板温度t1=78.19、进料板tF=85.80、塔釜温度tW=99.81。查化学化工物性数据手册(有机卷)575页，得乙醇的粘度数据如表5所示：表 5 乙醇的粘度数据温度()6080100粘度(mPas)0.6010.4950.361查化学化工物性数据手册(无机卷)12页，得水的粘度数据如表6所示：表 6 水的粘度数据温度()7879878899100粘度(mPas)0.36550.36100.32760.32390.28680.2838利用插值法分别估算塔顶、进料板和塔底的液相粘度：(a)第1块塔板液相粘度估算第1块塔板温度t1=78.19下乙醇的粘度估算：80-600.495-0.601=78.19-601A-0.601，求得：1A=0.504 mPas第1块塔板温度t1=78.19下水的粘度估算：79-780.3610-0.3655=78.19-781B-0.3655，求得：1B=0.365 mPas(b)进料板上液相粘度估算进料板温度tF=85.80下乙醇的粘度估算：100-800.361-0.495=85.80-80FA-0.495，求得：FA=0.456 mPas进料板温度tF=85.80下水的粘度估算：86-850.3315-0.3355=85.80-85FB-0.3355，求得：FB=0.332 mPas(b)塔釜液相粘度估算塔釜温度tW=99.81下乙醇的粘度估算：100-800.361-0.495=99.81-80FA-0.495，求得：WA=0.362 mPas塔釜温度tW=99.81下水的粘度估算：100-990.2838-0.2868=99.81-99FB-0.2868，求得：WB=0.284 mPas3.3.2.2 混合液粘度估算塔顶温度t1=78.19下混合液粘度：1混=(xii13)3=(0.86800.50413+1-0.86800.365 13)3=0.484 mPas 进料温度tF=85.80下混合液粘度：F混=(xii13)3=(0.11470.456 13+1-0.11470.332 13)3=0.345 mPas 塔釜温度tW=99.81下混合液粘度：W混=(xii13)3=(0.00037100.362 13+1-0.00037100.284 13)3=0.284 mPas 3.3.2.3 平均粘度估算精馏段的平均粘度：L精=1混+F混2=0.484 +0.345 2=0.415 mPas提馏段的平均粘度：L提=W混+F混2=0.284 +0.345 2=0.315 mPas3.3.4 相对挥发度估算塔顶的相对挥发度：1=y1x1(1-x1)(1-y1)=0.87050.8680(1-0.8680)(1-0.8705)=1.022 进料板上的相对挥发度：F=yFxF(1-xF)(1-yF)=0.46070.1147(1-0.1147)(1-0.4607)=6.593 塔釜的相对挥发度：W=yWxW(1-xW)(1-yW)=0.0045870.0003710(1-0.0003710)(1-0.004587)=12.416 精馏段：精=1+F2=1.022 +6.593 2=3.808 提馏段：提=W+F2=12.416 +6.593 2=9.505 因为在精馏塔内，当压力和温度的变化都比较小时，可取塔顶与塔底相对挥发度的几何平均值作为全塔的平均值相对挥发度，即m=精提=3.808 9.505 =6.016 3.3.3 总板效率估算(1)精馏段总板效率ET精=0.49(精L精)-0.245=0.49(3.8080.415)-0.245=0.4381(2)提馏段总板效率ET提=0.49(提L提)-0.245=0.49(9.5050.315)-0.245=0.37463.4.5 实际板数估算(1)精馏塔精馏段实际板数计算：Np精=N精ET精=230.4381=53(2)精馏塔提馏段实际板数计算：Np提=N提ET提=30.3746=9实际总板数：Np总=53+9=62加料板在第54块)3.3.6 操作压力估算这里取每层塔板压降：p=0.7kPa精馏塔第1块塔板上的气相压强：p1=101.325+4=104.325kPa进料板上的气相压强：pF=104.325+0.753=142.425kPa塔釜的气相压强：pW=104.325+0.762=148.725kPa精馏段的平均压强：p精=p1+pF2=104.325+142.4252=123.875kPa提馏段的平均压强：p提=pW+pF2=148.725+142.4252=145.575kPa3.3.7 平均摩尔质量估算3.3.7.1 塔内液相估算第1块塔板：ML1=0.868046.07+(1-0.8680)18.02=42.37 kg/kmol进料板：MLF=0.114746.07+(1-0.1147)18.02=21.24 kg/kmol塔釜：MLW=0.000371046.07+(1-0.0003710)18.02=18.03 kg/kmol精馏段：ML精=ML1+MLF2=42.37 +21.24 2=31.80 kg/kmol提馏段：ML提=MLW+MLF2=18.03 +21.24 2=19.63 kg/kmol3.3.7.2 塔内气相估算第1块塔板：MV1=0.870546.07+(1-0.8705)18.02=42.44 kg/kmol进料板上：MVF=0.460746.07+(1-0.4607)18.02=30.94 kg/kmol塔釜：MVW=0.00458746.07+(1-0.004587)18.02=18.15 kg/kmol精馏段：MV精=MV1+MVF2=42.44 +30.94 2=36.69 kg/kmol提馏段：MV提=MVW+MVF2=18.15 +30.94 2=24.55 kg/kmol3.3.8 平均密度估算3.3.8.1 塔内液相估算由第1块塔板温度t1=78.19、进料板tF=85.80、塔釜温度tW=99.81。查化学化工物性数据手册(有机卷)559页，得乙醇的密度数据如表3所示：表 3 乙醇的密度数据温度/406080100密度/(kg/m3)787.9765.7742.3717.4查化学化工物性数据手册(无机卷)3页，得水的密度数据如表4所示：表 4 水的密度数据温度/7580859095100密度/(kg/m3)974.89971.83968.65965.34961.92958.38利用插值法分别估算塔顶、进料板和塔底的液相密度：(a)第1块塔板液相密度估算第1块塔板温度t1=78.19下乙醇的密度估算：80-60742.3-765.7=78.19-601LA-765.7，求得：1LA=744.42 kg/m3第1块塔板温度t1=78.19下水的密度估算：80-75971.83-974.89=78.19-751LB-974.89，求得：1LB=972.94 kg/m3那么，第1块塔板上液相密度估算： 11L混=x11LA+1-x11LB=0.8680744.42 +1-0.8680972.94 1L混=768.24 kg/m3(b)进料板上液相密度估算进料板温度tF=85.80下乙醇的密度估算：100-80717.40-742.3=85.80-80FLA-742.3，求得：FLA=735.07 kg/m3进料板温度tF=85.80下水的密度估算：90-85965.34-968.65=85.80-85FLB-968.65，求得：FLB=968.12 kg/m3那么，进料板上液相密度估算：1FL混=xFFLA+1-xFFLB=0.1147735.07 +1-0.1147968.12 FL混=934.15 kg/m3(c)塔釜液液相密度估算塔釜温度tW=99.81下乙醇的密度：100-80717.40-742.3=99.81-80WLA-742.3，求得：WLA=717.64 kg/m3塔釜温度tW=99.81下水的密度：100-95958.38-961.92=99.81-95WLB-961.92，求得：WLB=958.52 kg/m3那么，塔釜液相密度估算：1WL混=xWWLA+1-xWWLB=0.0003710717.64 +1-0.0003710958.52 WL混=958.40 kg/m3 (d)精馏段液相平均密度估算：L精=1L混+FL混2=768.24 +934.15 2=851.19 kg/m3(e)提馏段液相平均密度估算：L提=WL混+FL混2=958.40 +934.15 2=946.27 kg/m33.3.8.2 塔内气相平均密度估算假设气相为理想气体，则=pMRT。第1块塔板：V1=p1MV1Rt1=104.32542.44 8.314273.15+78.19=1.530 kg/m3进料板：VF=pFMVFRtF=142.42530.94 8.314273.15+85.80=1.477 kg/m3塔釜：VW=pWMVWRtW=148.72524.55 8.314273.15+99.81=0.870 kg/m3精馏段气相：V精=V1+VF2=1.530 +1.477 2=1.503 kg/m3提馏段气相：V提=VW+VF2=0.870 +1.477 2=1.174 kg/m33.3.9 精馏塔内各部位液相平均表面张力估算查化学化工物性数据手册(有机卷)580页，得乙醇的表面张力数据如表7所示：表 7 乙醇的表面张力数据温度()406080100表面张力(mN/m)22.1920.2518.2816.29查化学化工物性数据手册(无机卷)15页，得水的表面张力数据如表8所示：表 8 水的表面张力数据温度()708090100表面张力(mN/m)64.3662.6960.7958.91(1)第1块塔板上液相第1块塔板温度t1=78.19下乙醇的表面张力估算：80-6018.28-20.25=78.19-601LA-20.25，求得：1LA=18.46 mNm第1块塔板温度t1=78.19下水的表面张力估算：80-7062.69-64.36=78.19-701LB-64.36，求得：1LB=62.99 mNm塔顶第1块塔板上液相表面张力估算：1m=x11LA+(1-x1)1LB=0.868018.46 +(1-0.8680)62.99 =24.34 mN/m(2)进料板上液相进料板温度t1=85.80下乙醇的表面张力估算：100-8016.29-18.28=85.80-80FLA-18.28，求得：FLA=17.70 mNm进料板温度t1=85.80下水的表面张力估算：90-8060.79-62.69=85.80-80FLB-62.69，求得：FLB=61.59 mNm进料板上液相表面张力估算：Fm=xFFLA+(1-xF)FLB=0.114717.70 +(1-0.1147)61.59 =56.55 mN/m(3)塔釜液相塔釜温度tW=99.81下乙醇的表面张力：100-8016.29-18.28=99.81-80FLA-18.28，求得：WLA=16.31 mNm塔釜温度tW=99.81度下水的表面张力：100-9058.91-60.79=99.81-90FLB-60.79，求得：WLB=58.95 mNm塔釜液相表面张力估算：Wm=xWWLA+(1-xW)WLB=0.000371016.31 +(1-0.0003710)58.95 =58.93 mN/m(4)精馏段平均表面张力：精=1m+Fm2=24.34 +56.55 2=40.45 mN/m(5)提馏段平均表面张力：提=Wm+Fm2=58.93 +56.55 2=57.74 mN/m3.4 气液相负荷估算3.4.1 精馏段气液相负荷L精=RD=4.677332.728 =153.080 kmol/hV精=(R+1)D=(4.6773+1)32.728 =185.808 kmol/h Lm精=L精ML精=153.080 31.80 =4868.309 kg/hVm精=V精MV精=185.80836.69 =6817.264 kg/hLV精=Lm精L精=4868.309 851.19 =5.719m3/h=1.58910-3m3/sVV精=Vm精V精=6817.264 1.503 =4534.447m3/h=1.260m3/s3.4.2 提馏段气液相负荷L提=L精+qF=153.080+1164.051 =317.131kmol/hV提=V精+(1-q)F=185.808kmol/hLm提=L提ML提=317.13119.63 =6226.512kg/h Vm提=V提MV提=185.808 24.55 =4560.789kg/hLV提=Lm提L提=6226.512946.27=6.580m3/h=1.82810-3m3/sVV提=Vm提V提=4560.7891.174=3886.173m3/h=1.079m3/s3.5 工艺尺寸估算3.5.1 塔径的设计3.5.1.1 精馏段塔径假定精馏段板间距：HT精=350mm，板上清液层高度hL精=50mm。由LV精VV精L精V精=1.58910-31.260851.19 1.503 =0.030 根据HT和hL的数值，查阅负荷因子曲线图得C20=0.062，则修正负荷因子：C=C20(精20)0.2=0.062(40.45 20)0.2=0.071 精馏段最大空塔气速估算：u精max=CL精-V精V精=0.071 851.19 -1.503 1.503 =1.697 m/s。精馏段空塔气速的估算：u精=0.7u精,max=0.71.697 =1.188 m/s。根据经验，得到精馏段的计算塔径为：D精计=4VV精u精=41.2601.188 =1.162m查阅相关国家标准，取精馏段的塔径：D精=1.2m=1200mm。实际空塔气速：u精实=VV精A精=41.2601.22=1.114 m/s。所以，安全系数估算u精实u精max=1.114 1.697 =0.656 ，在相关标准的要求的0.60.8范围之内，所以初步认定假设的板间距和塔径符合设计要求。3.5.1.2 提馏段塔径假定提馏段板塔板间距：HT提=350mm，板上清液层高度hL提=60mm。由于LV提VV提L提V提=1.82810-31.079946.27 1.503 =0.048 根据HT和hL的数值，查阅负荷因子曲线图得C20=0.045，则修正负荷因子：C=C20(提20)0.2=0.045(57.74 20)0.2=0.056 提馏段最大空塔气速估算：u提max=CL提-V提V提=0.056 946.27 -1.174 1.174 =1.579m/s。精馏段空塔气速的估算：u提=0.7u提,max=0.71.579 =1.105m/s。根据经验，得到提馏段的计算塔径为：D提计=4VV提u提=41.0791.105 =1.115m查阅相关国家标准，取提馏段的塔径：D提=1.2m=1200mm。实际空塔气速：u提实=VV提A提=41.0791.22=0.954 m/s 。所以，安全系数估算u提实u提max=0.9541.579 =0.605 在相关标准的要求的0.60.8范围之内，所以初步认定假设的板间距和塔径符合设计要求。3.5.2 塔的有效高度精馏段的有效高度：Z精=(53-1)350mm=18.20m提馏段的有效高度：Z精=(9-1)350mm=2.80m总有效高度：Z总=18.20m+2.80m=21.00m3.6 塔板设计3.6.1 溢流装置设计3.6.1.1 精馏段溢流装置精馏段塔径D精=1.2m，液相体积流量LV精=5.719 m3/h，依据相关标准，精馏段的降液管型式为弓形降液管，溢流方式为弓形单溢流，各项计算如下：(1) 精馏段溢流堰根据经验，本精馏塔设计选用平直型溢流堰。精馏段堰长：取LW精=0.7D精=0.71.2=0.84m该段LV精LW精2.5=5.719 0.842.5=8.84 ，LW精D精=0.7，根据该数据查阅液流收缩系数关系图可以得到精馏段液流收缩系数E=1.02。因为在精馏段中，本设计采用平直溢流堰，所以可以利用弗兰西斯公式计算精馏段的堰上液层高度：hOW精=2.8410001.02(5.719 0.84)23=0.0104m=10.4mm该值略大于6mm，基本符合平直堰要求。那么，精馏塔的精馏段堰高：hW精=hL精-hOW精=50-10.4=39.6 mm(2) 精馏段降液管设计估算查表对精馏段降液管宽度进行估算：Wd精=0.15D精=0.151.2=0.18m查表对精馏段降液管面积进行估算：Af精=0.094AT精=0.09441.22=0.1063m2液体在该段降液管内滞留的时间估算：精=3600Af精HT精LV精=36000.10630.355.719 =23.4 s5s这初步证明精馏段的溢流堰长度LW精的取值是正确的。假设精馏塔精馏段降液管底隙高度h0精=20mm，则流体流过降液管的流速：u0精=LV精3600LW精h0精=5.719 36000.840.020=0.095 m/s介于0.060.25m/s之间；且hW精-h0精=39.6-20=19.6mm6mm。故假设基本合理。(3) 受液盘的设计估算精馏塔精馏段塔径为D=1.2m0.6m，根据经验采用凹形受液盘，不设置入口堰。精馏段受液盘的深度为hW精=60mm3.6.1.2 提馏段溢流装置提馏段塔径D提=1.2m，液相体积流量LV提=6.580 m3/h，依据相关标准，精馏段的降液管型式为弓形降液管，溢流方式为弓形单溢流，各项计算如下：(1) 提馏段溢流堰根据经验，本精馏塔设计选用平直型溢流堰。提馏段堰长：取LW提=0.7D提=0.71.2=0.84m该段LV提LW提2.5=6.580 0.842.5=11.75 ，LW提D提=0.7，根据该数据查阅液流收缩系数关系图可以得到精馏段液流收缩系数E=1.02。因为在提馏段中，本设计采用平直溢流堰，所以可以利用弗兰西斯公式计算提馏段的堰上液层高度：hOW提=2.8410001.02(6.580 0.84)23=0.0114m=11.4mm那么，精馏塔的提馏段堰高：hW提=hL提-hOW提=60-11.4=48.6 mm (2) 提馏段降液管设计估算查表对提馏段降液管宽度进行估算：Wd提=0.15D提=0.151.2=0.180m查表对提馏段降液管面积进行估算：Af提=0.094AT提=0.09441.22=0.1063 m2液体在该段降液管内滞留的时间估算：提=3600Af提HT提LV提=36000.1063 0.356.580 =20.4 s5s这初步证明提馏段的溢流堰长度LW提的取值是正确的。假设精馏塔提馏段降液管底隙高度h0提=20mm，则流体流过降液管的流速：u0提=LV提3600LW提h0提=6.580 36000.840.020=0.109m/s介于0.060.25m/s之间；且hW提-h0提=48.6 -20=28.6mm6mm，故假设基本合理。(3) 受液盘的设计估算精馏塔提馏段塔径为D=1.2m0.6m，根据经验采用凹形受液盘，不设置入口堰，提馏段受液盘的深度为hW提=60mm3.6.2 塔板设计3.6.2.1 精馏段塔板精馏段塔径是1200mm，根据经验精馏段所采用的塔板应该分成三块。(a)塔板的布置设计估算根据经验，初步假设该段溢流堰前安定区宽度取值为Ws精设=0.065，降液管后安定区取值为Ws精设=0.065，精馏段中，靠近精馏塔内壁的无效区Wc精无=0.040根据公式Aa=2(xR2-x2+180R2sin-1xR)求有效传质面积。式中x=D精2-(Wd精+Ws精设)=1.22-(0.18+0.065)=0.355R=D精2-Wc精无=1.22-0.040=0.56m所以该段有效传质面积为：Aa=2(0.3550.56 2-0.3552+1800.56 2sin-10.3550.56 )=0.7382 m2(b)开孔排列设计选用厚度=3.0mm的碳钢板，根据经验，可取筛板塔筛孔的直径d0=5.0mm。精馏段的筛孔按照等边三角形排列，取两筛孔之间的中心距离是筛孔直径d0的三倍：t=3d0=35.0=15mm。筛孔数目：n=1.155Aat2=1.1550.7382 0.0152=3790开口率：=0.907(d0t)2=0.907(0.0050.015)2=10.08%开孔率在5%15%之间，所以初步认定精馏段塔板设计合理。气体通过筛孔的气速：u0=VV精Aa=1.2600.1010.7382 =16.93 m/s3.6.2.2 提馏段塔板提馏段塔径是1200mm，根据经验提馏段所采用的塔板应该分成三块。(a)塔板的布置设计估算根据经验，初步假设该段溢流堰前安定区宽度取值为Ws提设=0.065，降液管后安定区取值为Ws提设=0.065，精馏段中，靠近精馏塔内壁的无效区Wc提无=0.040。根据公式Aa=2(xR2-x2+180R2sin-1xR)求有效传质面积。式中x=D精2-(Wd精+Ws精设)=1.22-(0.18+0.065)=0.355 R=D精2-Wc精无=1.22-0.040=0.56 m 所以该段有效传质面积为：Aa=2(0.3550.56 2-0.3552+1800.56 2sin-10.3550.56 )=0.7382