化工原理课程设计乙醇-水精馏塔设计.

1、温馨提示：本设计有一小部分计算存在错误，但步骤应该没问题大连民族学院化工原理课程设计说明书题目:乙醇一水连续精馏塔的设计设计人：11041104系别：牛物工程班级：生物工程121121班指导教师： _老师 _设计日期：20142014年1010月2121日 1111月3 3日化工原理课程设计任务书、设计题目乙醇一水精馏塔的设计二、设计任务及操作条件1.进精馏塔的料液含乙醇30% (质量)，其余为水2.产品的乙醇含量不得低于92.5% (质量)。3.残液中乙醇含量不得高于0.1% (质量)。4.处理量为17500t/a，年生产时间为7200h。5.操作条件(1)精馏塔顶端压强4kPa (表压)。

2、(2)进料热状态泡点进料。(3)回流比 R=2Rmin。(4)加热蒸汽低压蒸汽。(5) 单板压降0.7kPa。三、设备型式设备型式为筛板塔。四、厂址厂址为大连地区五、设计内容1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计(1)塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。(2)塔板的流体力学验算。(3)塔板的负荷性能图。4.设计结果概要或设计一览表5.辅助设备选型与计算6.生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图7.对本设计的评述或有关问题的分析讨论目录前言 .1第一章概述 .11.1塔型选择 .11.2操作压强选择 .11.3进料热状态选择 .11.4加热方式 .21.5回流比的选择

3、 .21.6精馏流程的确定 .2第二章主要基础数据 .22.1水和乙醇的物理性质 .22.2常压下乙醇一水的气液平衡数据 .32.3 A,B,C Antoine 常数.4第三章设计计算 .43.1塔的物料衡算 .43.1.1料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率 .43.1.2平均分子量.43.1.3物料衡算.43.2塔板数的确定 .43.2.1理论塔板数 Nr的求取 .43.2.2全塔效率Er的求取 .53.2.3实际塔板数N .63.3塔的工艺条件及物性数据计算 .63.3.1操作压强Pm .63.3.2温度 tm.63.3.3平均摩尔质量Mm.63.3.4平均密度p .73.3.5液体表面张

4、力 om .83.3.6液体粘度比m.83.4气液负荷计算.93.5塔和塔板主要工艺尺寸计算 .93.5.1塔径 D.93.5.2溢流装置.113.5.3塔板布置.123.5.4筛孔数n与开孔率u.133.5.5塔有效高度Z.133.5.6塔高计算 .133.6筛板的流体力学验算 .143.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度 hp.143.6.2雾沫夹带量ev的验算 .153.6.3漏液的验算 .153.6.4液泛的验算 .153.7塔板负荷性能图 .163.7.1雾沫夹带线（1）.163.7.2液泛线（2）.173.7.3液相负荷上限线（3）.183.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）.1

5、83.7.5液相负荷下限线（5）.183.8筛板塔的工艺设计计算结果总表 .203.9精馏塔附属设备选型与计算 .203.9.1冷凝器计算 .203.9.2预热器计算.213.9.3各接管尺寸计算 .21第四章设计评述与心得.234.1设计中存在的问题及分析 .234.2设计心得 .23参考文献.241 1前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。 蒸馏是分离均相 混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。 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

6、原理来实现连 续的高纯度分离。精馏是同时进行传热和传质的过程， 为实现精馏过程，需要为该过 程提供物料的贮存、输送、传热、分离、控制等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十 分重要的设备。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在 很多不同的方面，要求乙醇有不同的纯度，甚至是无水乙醇。而因为乙醇极具挥发性， 想得到高纯度的乙醇很困难。要把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度， 可以用连续精 馏的方法。精馏是同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完 全的分离。此次化工原理设计是乙醇一水精馏塔的设计。第一章概述精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝

7、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。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高；（3）气流 的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量 少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1塔型选择任何塔设备都难以满足上述所有要求， 设计者应根据塔型特点、物系性质、生产 工艺条件、操作方式、设备投资操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素， 依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。筛板塔具有结构简单，制造维

8、修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔， 塔板效率接近浮阀塔的优点。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜 处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇一水料液完全可以避免这一缺点， 故本设计塔型选择筛板塔。1.2操作压强选择精馏操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡能通过常压蒸馏 不难实现分离要求，并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应采用常压蒸 馏。故本设计操作压强为常压。1.3进料热状态选择原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在 全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采2 2用相同塔径

9、以便于制造，则常采用泡点进料，需增设原料预热器。本设计即采用泡点 进料。1.4加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜 残液中的主要组分是水，有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水， 且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时可采用直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起 一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降 低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。本设计采用应用更广泛的间接蒸汽加热。1.5回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和

10、操作费用之和最低。一般经验值R = （1.12.0） Rnin式R为操作回流比；FU为最小回流比。对特殊物系与场 合，则应根据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的R经验值选定，确定回流比 R = 2Rm in。1.6精馏流程的确定乙醇、水混合料经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全 凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。 塔釜采用 间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程简图如图 1所示。进料图1连续精馏装置流程简图第二章主要基础数据2.1水和乙醇的物理性质乙醇和水的基本参数见表1，液相密度见表2，液体表面张力见表3n出段* J 冷

11、亂水 丄fife上专器2谄残液3 3表1水和乙醇的基本参数名称分子式分子量沸点/r临界温度/r临界压强/kPa水出018.02 100373.9122.05乙醇C2H5OH46.0778.3240.776.148表2乙醇和水液相密度温度/C2030405060708090100110乙醇密度795kg/m785777765755746735730716703水密度998.2 kg/m995.7992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4951.0表3乙醇和水液体表面张力温度/ r2030405060708090100110乙醇表面张力3X 10 /N/m22.321.

12、220.419.818.818.017.1516.215.214.4水表面张力3X 10 /N/m72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.92.2常压下乙醇一水的气液平衡数据常压下乙醇一水的气液平衡数据如表 4所示表4乙醇一水系统t x y数据乙醇分子，%乙醇分子，%乙醇分子，%乙醇分子，%沸点t,r液相液相沸点t,r液相液相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

13、.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.414 42.3 A,B,C Antoine 常数A,B,C Antoine

14、常数，其值见表5。组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228第三章 设计计算XFWF/M乙醇WF/M 乙醇(1 一 WF)/M 水30%/4630%/46 (1 -30%)/18-0.144XD =WD/M乙醇WD/M 乙醇(1WD)/M 水92.5%/4692.5%/46 (1 -92.5%)/18-0.828Ww /M乙醇Ww/M乙醇(1-WW)/M水0.1%/460.1%/46 (1 -0.1%)/18-0.00039=110. 32kmol/h3.1.2平均分子量MF = 0.14446 +(1 - 0.144)18 = 22.032 kg

15、/kmolMD = 0.82846 +(1 - 0.828)18 = 41.184 kg/kmolMW = 0.0003946 +(1 - 0.00039)18 = 18.011 kg/kmol3.1.3物料衡算年处理量F =17500t/a总物料衡算F=D+W易挥发组分物料衡算FX XF = D X XD + WX XW17500t/a103kg/t7200h/a22.032kg/kmol联立总物料衡算和易挥发组分物料衡算解得:W=91.18 kmol/hD=19.14 kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1理论塔板数Nr的求取乙醇、水属理想物系，可采用 M.T.图解法求Nr表 5 A,B

16、,C Antoine 常数3.1塔的物料衡算3.1.1料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率5 5二 0. 333，即 RminXD0. 333二 1. 48683. 87 - 79. 8278. 27 - 78. 482. 8 - 79. 82t D - 78. 4，同理 t 99. 8 C0.410 mPa s和 0.325 mPa s，该温度下根据乙醇一水的气液平衡数据（表 4）作y-x图，如图2。（1）求最小回流比Rmn及操作回流比乙醇一水体系的平衡曲线有下凹部分， 自a （XD，yD）作平衡线的切线切于其下凹部分，并延长与y轴相交，截距取操作回流比 R=2Rmin=2*1.486=2.9

17、72（2）求理论板Nr。精馏段操作线方程:一 x 上 0. 7482X0.2085R 1 R 1如图2所示，按M.T.图解法求得：Nr=（ 15-1 ）层（不包括再沸器）。其中精馏段理论板数为11层，提馏段为3层 （不包括再沸器），第12层为加料板。3.2.2全塔效率ET的求取根据塔顶、塔底液相组成查表 4,用内插法求温度得：t m =址 5 = 89. 05 C289.05 C时，乙醇和水的粘度分别为: 进料液相平均粘度为：XD图2乙醇、水的y-x图及图解理论板226 6105. 3123. 52=114.4kPa123. 5128. 42-125. 95kPa1554.310& 04496

18、 -t -4222.651668. 217.96681 -0. 1330. 82810 t 2280. 1330. 172 = 105. 3解得 tD = 81.98 C同理得：tF = 104.02 C，tw= 110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为:t mt81.98104. 02=93. 0C104. 2110. 17=107. 1CX1二0. 811（由气液平衡曲线得） m =0. 144卩乙醇(1 _ 0. 144) 水=0. 337 mPa s故 ET = 0. 17 - 0. 616lg 仏=0. 17 - 0. 616lg 0. 337 = 0. 4309 ： 43%

19、3.2.3实际塔板数N精馏段N精=11/0.43 = 25.6，取26层提馏段N提=3/0.43 = 6.98，取7层3.3塔的工艺条件及物性数据计算3.3.1操作压强2塔顶压强PD = 4101.3二105. 3kPa，取每层塔板压强降 P = 0. 7kPa，则进料板压强和塔底压强分别为PF = 105. 3 26 0. 7 二 123. 5kPa ； FW = 105. 3 33 0. 7 = 128. 4kPa精馏段和提馏段平均操作压强为3.3.2温度 tm依据操作压强，依下式试差计算操作温度:P = PAXAPBXB式中：x溶液中组分的摩尔分数；P溶液上方的总压，Pa； p同温度下纯

20、组 分的饱和蒸汽压，Pa （下标A表示易挥发组分，B表示难挥发组分）。其中水、乙醇 的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。安托因方程：lg p = A -T C式中：p0在温度为T时的饱和蒸汽压，mmH;T温度，C； A,B,CAntoine 常数，其值表5。计算结果如下：塔顶温度3.3.3平均摩尔质量Ml塔顶x D = y 1 = 0. 8287 7M/m 精)41. 18428. 094234. 639kg / kmolMLm 精)40. 70819. 70242=30. 205kg / kmolM/m 提)18. 12928. 0942=23. 112kg / kmolMLm 提)18. 011

21、9. 70242二 18. 856kg / kmol90 - 80730 - 73581. 98 - 80二乙-735T乙二 734. 01kg / m390 - 80965. 3 - 971. 881. 98 - 80匚-971. 8?水 = 970. 51kg / m3(:-为质量分数)LmD 二 747. 67kg / m3MVDm 二 0. 828 46 (1 - 0. 828) 18 二 41. 184kg / kmolMLDm = 0. 811 x 46 + (1 0. 811)汇 18 = 40. 708kg / kmol进料板y F = 0. 3605xF = 0. 0608同

22、理得MVFm = 28. 094kg / kmol ； MLFm = 19. 7024kg / kmol塔底yw = 0. 0046Xw = 0. 00039同理得MVwm= 18. 129kg / kmol ； MLWm = 18. 01kg / kmol则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为:3.3.4平均密度p(1)液相密度Pm塔顶温度tD = 81.98 C,根据表2由内插法得81.98 C时水和乙醇的密度依下式 1 / Lm =A/ LA B/ LB10.9250.075- =-+ -?LmD734.01970.51 -同理求得进料板和塔底液相密度ImF = 884. 97kg / m

23、3 ；mW = 970. 20kg / m3故精馏段和提馏段的平均密度分别为lm 精)=(747. 67884. 97) / 2 = 816. 32kg / m3 ；28 8塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为2(2)精馏段和提馏段的气相密度fmvmV精)PM精114.434.639RT8. 314(93. 0273. 15)1.302 kg / m3PMm提125.9523. 112RT8. 314(107. 1273. 15)二 0. 921kg / m33.3.5液体表面张力塔顶温度tD = 81.98omomC,根据表3由内插法得81.98 C时水和乙醇的表面张力90 -

24、8081. 98 - 8016.2-17.15二乙-17. 15二 16. 96mN/ m90 - 8081.98 - 8060. 7 - 62. 6二水 一 62. 6=62. 22mN/ m匚乙F14. 88mN/58. 04mN/ m二乙W14.39mN/58. 77mN/ mmD0.82816.96(1-0. 828)62. 2224. 74mN/ mni =10.06114.88(1-0. 061)58. 0440. 56mN/ m0. 0004 14.39 (1 - 0. 0004)58. 77二 58. 02mN/ m则精馏段和提馏段平均表面张力分别为m(精)24. 7440.

25、56=32. 65mN/ m58.0240. 56=49. 29mN/ m水 D 二 0. 348ma s水F 二 0. 269ma s水w = 0.250ma s讪提)=(970. 20 884. 97) / 2 二 927. 58kg同理得进料板和塔底乙醇与水表面张力3.3.6液体粘度塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为9 9J乙D 二 0. 448ma sIF 二 0.333ma sJ 乙D 二 0. 300ma sVMm 精)3600 w精)76. 02434. 6393600 1.302二 0. 56m3 / sLM_m 精)3600 ： Lm 精)56. 88430. 2

26、053600816.323=0. 0006m / sVMm 提)3600 ： vm 提)76.02423.11236000.9213=0. 530m / sLMlm 提)3600 Lm 提)56.88418.8563600927.58=0. 00032m3 / s叽讥=0. 828 0. 448 (1- 0.828) 0. 348 二 0. 433ma sUmF 二 0. 0610. 333 (1-0.061)0. 269 二 0. 295ma sUmw 二 0. 0004 0. 300 (1 - 0. 0004)0. 250 二 0. 251m a s则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为JLn

27、m 精)0. 4330. 2950. 364ma s2Lm提）0. 2950. 2510. 273ma s23.4气液负荷计算精馏段气液负荷计算如下:V = ( R 1)D = (2. 9721)19. 14 二 76. 024kmol / hL 二 RD = 2. 97219. 14 二 56. 884kmol / hLh,精=LS 3600 = 0. 0006 x 3600 = 2. 105m3 / h同理得提馏段3.5塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1塔径D表6板间距与塔径的关系塔径D/m0.3 -0.50.5 0.80.8-1.61.6 2.42.4-4.0板间距HT/mm200 -3

28、00250350300-450350600400-600Vs,提1010n.os图3 Sminth关联图查图3可知，C20二0.05，依照下式校正CU max取安全系数为7：V0550.7，则0. 2816.32.304 = 1.375m/ s1.3040. 7umax = 0. 71. 375 二 0. 9625m/ s40.56=0. 86m3.140. 9625按标准，塔径圆整为伽，则空塔气速篇40. 563. 141. 02二 0. 713m/ S=0. 675m/ S参考表6,初选板间距HT=0.30m ,取板上液层高度hL=0.06m,故Hr - hL = 0. 30 - 0. 0

29、6 二 0. 24m11/ Ls * PL、2(0. 0006 丫816. 32()()=j = 0. 0268Vs丹 i 0. 56 k1. 304 丿塔内各段负荷差别不大，各段塔径保持一致。则提馏段空塔气速4VS提4 0. 53二 D23. 14120.04OJOo.oe0.06o.os0.03no?0.40加 i,oo0. 02 0.03 0.040.06 0,08 0.100,芒o.ii=0. 055口 0 2-莎），.05D -u1111hw=hL -how精AHT0. 0420. 300. 0006（符合要求）3.5.2溢流装置根据塔径和液体流量采用单流型、弓形降液管、平行受液盘及

30、平行溢流堰。不设进口堰。各项计算如下。（1 ）溢流堰长I w取 I w =0.6D,即I w = 0. 61 = 0. 6m（2）出口堰高hw2拧、图4液流收缩系数计算图2 2.2.84 匸(Lh：32.84 彳 M*2.105贝UhOw = -E = -汇 1.03 汉 -I = 0. 007m1000 jjw 丿 1000i 0.6 丿故 hw = 0. 07 - 0. 007 = 0. 053m同理求得提馏段hw提=0.056m(3)降液管管宽度 W与降液管面积A由 I w / D = 0. 6 / 1 = 0. 6查图 5 得W / D = 0. 098, A / 片=0. 054故W

31、d = 0. 098 1 = 0. 098mAf - 0. 054- D- 0. 042m24由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即2 105由 lw / D = 0. 6/ 1 = 0. 6，Lh / IW2.52-=7. 55m，查图 4,知 E=1.03。0. 6 .1212.提AHT0. 0420. 300. 00032二 39. 375s 亠 5s(4)降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙的流速u = 0.04m/s，依下式计算降液管底隙高度ho:ho精Ls1 Wu00. 00060. 60. 04=0. 025mho提Ls,提1皿00. 00032076_0704=

32、0. 015m图5弓形降液管的宽度和面积3.5.3塔板布置(1)取边缘区宽度 W= 0.035m，安定区宽度 W= 0.065m(2)依下式计算开孔区面积AA = 2X R2 - x2 R2 sinX 1180R=2 10. 337J0. 4652 0. 3372 +丄汉 0. 4652 sin 一1= 0. 813m21800.465 一D1其中 x(WdWs)(0.0980. 065) = 0. 337m22D1RVC0. 035 = 0. 465m22o.oi0.4 0.50.6 0.7 0.8 0 91 r01313以上各参数及塔板布置图见图 6。3.5.4筛孔数n与开孔率u 取筛孔的

33、孔径do = 5mn,正三角形排列，一般碳钢的板厚6为3mm,取t/d 0 = 3.0 ,故孔中心距t 3515mm依下式计算塔板上的筛孔数n1158103 Aat21158 J，0.813 = 4184孔152依下式计算塔板上的开孔区的开孔率u,即,Ao 心 0. 907 心 0.907“0 % % 10.2 2A t / d。)(3.0)1%每层塔板上的开孔面积A）为A 二 A = 0. 1010.813 二 0. 082m2气体通过筛孔的气速Vs0.56 厂 “ /U0精二厂航二S ； U0提Vs空3 = 6.46m/0. 0823.5.5塔有效高度ZZ精二 N精 一 1 卅=26 -

34、10. 3 = 7. 5mZ提二 N提 一 1HT = 7 - 10. 3 = 1. 8m3.5.6塔咼计算实际塔板数为33,选取每8层塔板建立一个人孔，故人孔数为 5个，设人孔处 板间距为600mm进料段高度为500mm塔顶空间Hb=1.8 HT=1.8*300=540mm 取塔底图6 6中h hw出图堰4-8 h h塔板板上液构参度数h h 0 降液管底隙高度h hi进口堰与降液管的水平距离h h w进口堰高H H d降液管中清液层高度H HT板间距I I W 堰长W Wd 弓形降液管高度 WC无效周边高度 WS安定区宽度 D D 塔径R R鼓泡区半径 x x 鼓泡区宽度的1/21/2 t

35、 t 同一横排的阀孔中心距 （单位均为m m）14141515停留时间为3min,贝U塔底空间高度取1000mm由下式计算塔高得H = （n - nF - np - 1）HT + npf + %Hp + % + %=（33 一 1 _ 3 一 1） 0. 3 0. 5 3 0. 6 0. 54 1 = 12. 24m 式中：塔高H（不包括封头、裙坐）n实际塔板数；nF -进料板数HF-进料板处板间距，mnp板间人孔数Hp-设人孔处的板间距，mHD塔顶空间，m （不包括头盖部分）HB塔底空间，m （不包括底盖部分）3.6筛板的流体力学验算3.6.1气体通过筛板压强降的液柱高度 hp依式 hp =

36、 hehih._（1）干板压强降相当的液柱高度 hc依 d。/、=5/3=1.67，查图 7，C。=0.78hc = 0. 051（巴）2（工）=0. 051 831.3040. 00625mCO几0.78816. 32图8充气系数关系图1616AT - A5. 710 32. 65100. 750. 3 - 0.二 0. 03kg液 /kg 气:0.1kg液/kg气(2)气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hi0. 5620. 75m/ s3. 14 / 4 x (1. 0 2 _ 0. 042Fa = Ua ： = 0. 75.”1.304 = 0. 86由图8查取板上液层充气系数B为0.

37、68。依式 hi 二 1讥 -0.680. 06 二 0. 0408m(3)克服液体表面张力压强降相当的液柱高度hhp精=he 亠 h 亠 h.一一 = 0. 00625 亠 0. 0408 亠 0. 00326 = 0. 0503 m单板 压强降 Pp精=hP ：g 二 0. 0503 816. 32 9. 81 二 402. 5Pa : 700Pa(设计允许值)同理得提馏段塔板压降.-Pp提二442. 2Pa3.6.2雾沫夹带量ev的验算依式5. 7 汉 10Ua 、3.2e 精一(Hh )HT - hf式中，hf塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即hf = (hL / 0

38、.4) = 2.5 = 2.5h L X 0.06 = 0.15同理得e提=0.02kg液/kg气:0.1kg液/kg气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.6.3漏液的验算依式 uw 二 4. 4CO ,(0. 0056一0. 13=心)乙L 6= 4.40. 78. 0. 00560. 130.06 - 0.00326816. 32 / 1.304=8. 6m/ s筛板的稳定性系数K二电二鑒 =0. 8 : 1.5UOW 8. 6故在设计负荷下可能会产生过量漏液3.6.4液泛的验算依式 h._4igd。432.6510J816. 32_9781 _0. 005二 0. 00326m171

39、7根据以上塔板的各项流体体力学验算, 适的。可认为精馏段塔径及各工艺尺寸基本是合3.7塔板负荷性能图3.7.1雾沫夹带线（1）5.7 10VUa、3.2UaVsVs_ A - A - 0. 785 - 0. 042二 1. 35VS(a)hf十hW+hW)=2.5hW+2.84eE(3600J )3Jhf = 2. 5 p. 053 +2.84 x 10(360Ls)3I0.6二 0. 132522. 344Ls3(b)取雾沫夹带极限值 eV为0.1kg液/kg气，已知匚二32. 65 10N/5 7x10“HT = 0. 3m，并将式(a)、(b)代入 e = -(一)3.2,得下式:HT

40、hfUa5. 710 “I. 35Vs3.20. 1 -_3 (2 )32. 65 汉 100. 3 0. 1325 2. 344Ls?2整理得Vs 二 0. 903 - 12. 63Ls31. 35Vs(1)在操作范围内，任取几个Ls值，依（1）式算出相应的Vs值列于表7中。并依表中数据在Vs-Ls图中做出雾沫夹带线（1），如图9所示。为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd：-（HT hw）hd =0.153 s )2 = 0. 1530. 04)2 = 0. 0002448m1 W ho= hPhLhd = 0. 0503 0. 06 0. 0002448 = 0. 111m取

41、 G =0.5，贝帚: HThw)= 0. 5 (0. 3 0. 053) - 0. 18m同理H提=0.109m，故Hd ： %HT - hW），在设计负荷下不会发生液泛。近似取 E 1.0 ，hW = 0. 053m, I W = 0. 6m1818近似取E :- 1.0，I w = 0. 6m2how =2.84 E(3600)3 =2.840. 62-0. 938L.3(c)hp=h：h1 h._hc0. 051业)2(丄)CoAoVs0. 051( 0. 780. 082)21. 304816. 32hiB hw how = 0- 680. 0530. 938LS3=0. 0360.

42、 638Ls3hdhp0. 02Vs20. 039260. 638LS3(d)hd0153lwh,)2 =015:3 0.60. 025) 680Ls2(e)表73 .Ls，m / s0. 6 10 J1.510卫3.010-4. 510-Vs ， m / s0.8840.7380.6400.5593.7.2液泛线（2）Hd=：(HT hw) = hphwhow 0.00326( 已算出)H T 为 0.3m , hw 为 0.053m，=0. 5 及式(c )、( d )、( e)代入式19190弋0. 30. 053) = 0.02Vs2(2)H hp hL hd 和 Hd( HT hw)

43、得:2 20.638Ls30. 039260. 0530. 938LS680Ls2020s, max0. 0420. 3二 0. 00315m3 / s2hL = hWhOw 二 0. 053 0. 938LS3、UOWVs , min代人漏液点气速式:表83 zLs， m / s0. 6 10 J1.510卫3.010-4. 510-Vs ， m / s2.0231.7621.5061.1733.7.3液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 4s,则液泛负荷上限线（3）在Vs -Ls坐标图上为与气体流量 V无关得垂直线，如图9 线（3）所示。3.7.4漏液线（气相负荷下限线）（4）U

44、ow = 4. 4Co （0. 00560. 13hL - h；）/ 二V1 _2i 816 32= 4.4 汇 0. 78|0. 0056 + 0. 13（0. 053 + 0. 938Ls） 0. 00326 .AO订一 1.304A前已算出为0.082m2,代入上式并整理，得Vs,min = 2. 8140. 0578 + 0. 763LJ此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个Ls值，依（4）式计算相应Vs值，列于表9中，依表9中数据作气相负荷下限线（4），如图9中线（4）所示。表9Ls， m / s0. 6 10*1.510：3.010；4. 510Vs ， m / s0.683

45、0.7330.7640.7893.7.5液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度hW二0. 006m作为液相负荷下限条件，取E : 1.0,依下式计算，则z,2! 3u 2.84 匚3600Ls,minc ccc n 2how = E -1- n 0. 006 = 0. 937Ls31000 I lw 丿整理上式得Ls,min = 4. 2汉10m3 / s2121依此值在Vs -Ls图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图9所示。图9精馏段负荷性能图将以上5条线标绘于图9 （Vs - Ls图）中，即为精馏段负荷性能图。P为操作点, 0P为操作线。0P线与线 的交点相应气相负荷为Vs,max ,

46、 OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为Vs,min O可知本设计精馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。同理求得提馏段负荷性能图如图10图10提馏段负荷性能图可知提馏段塔板上限由液泛控制，下限由雾沫夹带控制，但操作点不在相应区域 内，塔板结构参数还需要调整。22223.8筛板塔的工艺设计计算结果总表计算数据项目符号单位精馏段提馏段各段平均压强PmkPa114.40125.95各段平均温度tmC93.0107.1气相r Vsm3/s0.560.53平均流量液相Lsm3/s0.000600.00032实际塔板数N块267板间距HTm

47、0.30.3塔的有效高度P Zm7.51.8塔径Dm1.01.0空塔气速r Um/s0.7130.675塔板液流型式-单流型单流型溢流管型式-弓型弓型堰长lwm0.60.6堰咼hwm0.0530.056溢流堰宽度Wdm0.0980.098溢 流 装 置管底与受液盘距离hom0.0250.015板上清液层咼度hLm孔径dOmm55孔间距Tmm1515孔数r N个41844184开孔面积m20.0820.082筛孔气速UOm/s6.836046塔板压降r APRkPa0.400.44液体在降液管中停留时间Ts44降液管内清夜层咼度Hdm0.1110.109雾沫夹带ekg液/kg气0.030.02负

48、荷上限-雾沫夹带 控制液泛控制负荷下限-漏液控制雾沫夹带 控制气相最大负荷V s,max3/ m /s0.8-气相最小负荷V s,minm /s0.7-操作弹性-1.14-3.9精馏塔附属设备选型与计算选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷却器， 热虹吸式再沸器。3.9.1冷凝器计算设原料液初始温度为43C，由汽液平衡数据查得组成 XF = 0.144的乙醇一水溶 液泡点温度为99.46 C,在平均温度（94.66+43） 12 =71.23 C下：乙醇的汽化潜热2323r乙=1000kJ/kg水的汽化潜热r水=2499kJ/kg 。2则可得平均汽化潜热% -tj6.

49、01 1064. 182 (30 - 20)= 1.44105kg/h175001037200Qqt 2 -11)=535. 67kg/hA 二 Ktm4.2410565013.5=48. 32m2r 二 r乙xFr水(1 一 xF)二 1000 0. 144 2499 0. 856 二 2283 14kJ/kgQ 二 VM 二 76. 02434.6392283. 14 二 6.01106 kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20r和30r则平均温度下的比热C =4.182kJ /kg - c2，于是冷凝水用量可求得：3.9.2预热器计算(1)加热蒸汽量以釜残液预热原料液，则将原

50、料加热至泡点所需的热量QF为Q = WFCF(t F2 - tF1),tFm = 64 r,在进出预热器的平均温度以及tFm = 64 E的情况下查得比热C =4.188kJ / kg r 2,贝y54. 188(84. 66 - 43) = 4. 2410 kJ/h釜残液放出的热量：QW二WWC(tW1 -tW2)，若将釜残液温度降至tw2 = 55r，那么平均温度 twm = (99.8+55) / 2 =77.4r，查其比热为 CW =4.19kJ/kgC 2，贝U5CW= 91.1818.8564. 19 (99.8 - 55)= 3.2310 k J/ h可知，QW Q F，于是理论

51、上不可以直接用釜残液加热原料液至泡点。加热蒸汽理论 用量为：(4.24 - 3.23)1054. 19 (100 - 55)(2)传热面积AA (- t - (T2 - tj (99. 8 - 84.66) - (55 - 43)“ ”-I m 一一 13. 5 C,T1 -t2| 99.8 - 84.66In -In -T2 - 1155 - 43根据经验值，总传热系数 K=290870W/m2C,取K=650 W/m2 C，则传热面 积24243.9.3各接管尺寸计算(4)塔顶上升蒸汽管2525(1)进料管进料体积流量FMf110. 3219. 7024884. 97 3600二 0. 0

52、0068225m3 / s取适宜的输送速度Uf =2.0m/s，故4x 0. 0006822523. 14=0. 021m实际管内流速：比=40.0006822 1.80m/s3. 14 x 0. 022291. 1818.013600970. 20=0. 0005m3 / s取适宜的输送速度uW =1.5m/s，则d 计二 4.0005= 0.02001.53. 14经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：32X 5mm40. 0005实际管内流速：uW-3. 140. 0222 -1. 32m/ s(3)回流液管回流液体积流量、，LML56. 88430. 2053VSLL=0. 0006m / s：L816.323600利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度UL =0.5m/s，那么,4 汉 0.