乙醇-水精馏塔化工设计7

1、0化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书一一 设计题目：设计题目：分离乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计二二 原始数据及条件原始数据及条件生产能力：年处理乙醇-水混合液 20 万吨（开工率 300 天/年） 原料：乙醇含量为 20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于 95%塔底乙醇含量不高于 0.2%建厂地址：吉林地区一一 设计题目设计题目 乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计二设计条件二设计条件(1)原料来自原料罐，温度 20，乙醇含量 52%（质量分率） ；原料处理量为 1100kg/h。(2)产品组成：乙醇含量 91%（质量分率） 。(3)釜液组成：乙醇浓度0.04

2、%（质量分率） 。(4)塔顶压力： 。(5)精馏塔进料状态为泡点进料。(6)塔釜为饱和蒸汽直接加热。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)精馏塔接管尺寸计算。(9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。(10)进料泵的工艺设计计算和选型。(11)带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。(12)设计说明书。1摘摘 要要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，精馏是利用液体混合物

3、中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。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。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。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，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏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 xF=0.254 xD=0.788 xW=0.0020 F=100kmolh 实际塔板

4、数精馏段 22 块，提馏段 7 块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算塔高为 11.35m,筛孔数目为 3425 个，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，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。2第一章第一章 前言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。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体

5、混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。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。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

6、备。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，使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低 30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 23） 。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。精馏是典型的化工

7、操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。3第二章第二章 绪论绪论2.12.1 设计方案设计方案本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。图 2-1 流程图2.22.2 选塔

8、依据选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉.4（2）气体压降小、板上液面落差也较小.（3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔2.32.3 设计思路设计思路 1、精馏方式的选定2、操作压力的选取3、加料状态的选择4、加热方式的选择5、回流比的选择6、冷凝方式及介质选择7、塔的选择 图 2-2 设计思路1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加热。5、选 R=(1.1-2.0)Rmin。6、塔顶选用全凝器。7、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力

9、5化工原理课程设计吉林化工学院6第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计3.13.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）FxD：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成DxW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx41/ 4621.3841/ 4659/1890/ 4677.8890/ 46 10/183.5/ 461.403.5/ 4696.5/1815000.2138/ 461 0.2138 /18F=20/=0.01737kmol/s3600F=D+WFFDWxxx原料乙醇组成：塔顶组成： 塔底组成： 进料量： 万吨年物料

10、衡算式为： D=0.004538kmol/s, w=0.01283kmol/sxFxDxWDW联立代入求解：3.23.2 常压下乙醇常压下乙醇- -水气液平衡组成与温度关系水气液平衡组成与温度关系温度 液相组成 气相组成 /% /%xy100 0 095.5 1.90 17.0089.0 7.21 38.9186.7 9.66 43.7585.3 12.38 47.0484.1 16.61 50.89温度 液相组成 气相组成 /% /%xy82.7 23.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.

11、6479.7 51.98 65.99温度 液相组成 气相组成 /% /%xy79.3 57.32 68.4178.74 67.63 73.8578.41 74.72 78.1578.15 89.43 89.431温度利用表中数据用插值法求得化工原理课程设计吉林化工学院7：= =81.71tF84.1 82.716.623.3782.716.623.37FttF ：= =30.98tD78.1578.4189.4374.7278.1577.8889.43DttD ：= =96.68tW10095.50 1.901001.400WttW精馏段平均温度 =79.76t12FDtt81.71 78.3

12、52提馏段平均温度 =89.20t22Fwtt81.71 96.6822密度已知：混合液密度 依式 =（a 为质量分数，为平均L1BBAAaaM相对分子质量）混合汽密度 依式 0022.4vT pMT塔顶温度：=78.35Dt气相组成： =80.7578.41 78.1578.2578.1578.1589.4310089.43DyDy进料温度：=81.71Ft气相组成： =30.9882.3 81.582.3 81.7126.0832.7326.08 100FyFy塔府温度：=96.68wt气相组成： =12.5410095.510096.68017.000100wywy 精馏段：液相组成：

13、1x1/2DFxxx149.63x 气相组成： 1y1/ 2DFyyy155.87y 化工原理课程设计吉林化工学院8所以 1146 0.4963 181 0.496332.08/46 0.5587 181 0.558733.64/LVMkg kmolMkg kmol提馏段液相组成： 2x2/2wFxxx211.39x 气相组成： 2y2/2wFyyy221.76y 所以 2246 0.1139 181 0.113921.19/46 0.2176 181 0.217624.09/LVMkg kmolMkg kmol表 3-2 不同温度下乙醇和水的密度 ：温度/3/ckg m3/wkg m温度/3

14、/ckg m3/wkg m80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）3/kg m3F90859081.1781.17733.29/724730724CFCFtCkg m 390859081.71970.71/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.411 0.41856.95/733.29970.71FFkg m 3D90859078.3578.35737.98/724730724CDCDtCkg m 390859078.35972.99/965.3968.6965.3WDWDkg

15、 m 310.901 0.90756.25/737.98972.99DDkg m 3W90859096.6896.68715.98/724730724WCCwtCkg m 化工原理课程设计吉林化工学院9390859096.68960.89/965.3968.6965.3WWWWkg m 310.0351 0.035949.52/715.98960.89WWkg m 所以 3132865.95756.25806.6/22949.52856.95903.24/22FDLFWLkg mkg m4611839.81/LDDDMxxkg kmol4611823.99/LFFFMxxkg kmol4611

16、818.39/LWWWMxxkg kmol141.4820.4931.9/22LDLFLMMMkg kmol239.8123.9921.19/22LWLFLMMMkg kmol4611840.61/VDDDMyykg kmol4611826.67/VFFFMyykg kmol4611821.51/VWWWMyykg kmol140.6126.6733.64/22VDVFVMMMkg kmol221.5126.6724.09/22VWVFVMMMkg kmol26.67 273.150.9222.4273.1581.71VF40.61 273.151.4122.4273.1578.35VD21.

17、51 273.150.7122.4273.1596.68VW化工原理课程设计吉林化工学院10310.92 1.411.17/2Vkg m320.920.710.82/2Vkg m2混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 1/41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswwwsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角标，w,o,s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo 指主体部分的分子数，Vw、Vo 主体部分

18、的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 4662.33737.98ccDcDmVmL4664.25715.98ccWcWmVmL4662.73733.29ccFcFmVmL1818.54970.71wwFwFmVmL1818.50972.99wwDwDmVmL化工原理课程设计吉林化工学院111818.73960.89wwWwWmVmL由不同温度下乙醇和水的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1）,DFWt

19、tt乙醇表面张力：908016.2 17.1516.999081.7116.2cFcF , 807017.15 1818.508078.3517.15cDcD , 1009015.2 16.218.5210096.6815.2cWcW , 水表面张力： 908060.762.662.289081.7160.7wFwF , 807062.664.362.888078.3562.6wDwD , 1009058.860.759.4310096.6858.8wWwW , 塔顶表面张力：2211DwDwDcDDwDDwDDwDxVx VxVx V21 0.7788 18.500.7788 62.32 1

20、 0.7788 18.500.7788 62.320.00662lglg0.00662.1805wDcDB 化工原理课程设计吉林化工学院122/32/30.4410.7626cDcDwDwDVqQVTq 2.18050.76262.9431ABQ 联立方程组： 2lg1swDswDscDscDA , 代入求得： 0.967swDscD=0. 033 , 1/41/41/40.03362.880.96717.2918.18DD , 原料表面张力：2211FwFwFwFFwFFwFFwFxVx VxVx V21 0.2138 18.540.2138 18.541 0.2138 18.540.213

21、8 18.540.56602lglg0.56600.2472wFcFB 2/32/30.4410.7510oowwVqQVTq 0.24720.75100.9982ABQ 联立方程组： 2lg1swFswFscFscFA , 代入求得： 0.7294swFscF=0. 2706 , 1/41/41/40.270662.280.729416.9925.22FF , 塔底表面张力：22c11WwWwWWWwWWwWFwWxVx VxVx V21 0.014 18.730.014 64.251 0.014 18.730.014 64.2519.58化工原理课程设计吉林化工学院132lglg19.58

22、1.292wWcWB2/32/30.4410.645cWcWwWwWVqQVTq 1.2920.6450.647ABQ联立方程组：2lg1swWswWscWscWA , 代入求得： 0.159swWscW=0. 841 , 1/41/41/40.84159.430.15964.2560.18WW , （1）精馏段液相表面张力：=（25.22+18.18）/2=25.5312/)(DF（2）提馏段液相表面张力：（25.22+60.18）/2=43.5222/ )(WF3混合物的黏度=79.76查表得： =0.3565mPa.s =0.3828 mPa.st1水醇=89.20查表得： =0.320

23、2mPa.s =0.4282 mPa.st2水醇精馏段黏度：11110.3828 0.49630.35651 0.49630.3696xxmPa s醇水 提馏段黏度：22210.4282 0.11390.32021 0.11390.3325xxmPa s醇水 5相对挥发度由 =0.3098 =0.2138yFxF得：F0.30981 0.30980.21381 0.21381.65由 =0.8075 =0.7788yDxD化工原理课程设计吉林化工学院14D0.80751 0.80750.77881 0.77881.19由 =0.1254 =0.0140yWxWW0.12541 0.12540.

24、01401 0.014010.10（1）精馏段相对挥发度 11.65 1.191.422（2）提馏段相对挥发度 21.65 10.105.8823.33.3 理论塔的计算理论塔的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用逐板计算法。由=1.42 q=0.971精馏段相平衡方程：1.420.42yxyq 线方程：327.1311Fxqyxxqq 两方程联立得： 0.1804x 0.2381y minmin0.77880.23811.7280.2381 0.18041.52.592DqqqxyRyxRR精镏段操作线

25、方程：2.5920.77880.9210.062113.5923.5920.21380.0140.77880.014113.5920.034.1420.77880.21380.77880.2138DFWDWDFDFxRyxxxRRxxxxRRqxxxx 提镏段操作线方程：4.1420.0140.80040.00317315.1424.142WxRyxxxRR提镏段相平衡方程：25.88,5.884.88yxy化工原理课程设计吉林化工学院15113.592*0.21380.03*0.77880.21253.5920.97FDfRxqxxRq（为操作点的横坐标）fx采用逐板计算法计算理论板数：精馏

26、段相平衡方程： （a）1.420.42yxy精镏段操作线方程： （b）0.9210.062yx提镏段相平衡方程： （c）5.884.88yxy提镏段操作线方程： （d）0.80040.003173yx理论板数的计算：现交替使用（a） （b）方程，计算如下：112233445566778899100.77880.71260.71830.64230.65360.57060.58750.50070.52310.43580.46340.37820.41030.32540.36160.28520.32470.2529Dyxxyxyxyxyxyxyxyxyxy 相平衡1011110.29490.22760

27、.27160.20800.2152fxyxx 以下交替使用提镏段方程（c） （d） ，计算如下：121213130.16330.03210.02250.00390.014wyxyxx 所以总理论板数为 13 块，精馏段理论板数为 10 块，第 11 块为加料板，提镏段为 2 块。实际板数计算：板效率可用奥康奈尔公式：计算。0.2450.49TLE（1）精馏段已知 11.420.3696Lmpa s 化工原理课程设计吉林化工学院16=0.49=057 =17 块ET0.245(1.42 0.3696)P精ENTT100.57（2）提馏段已知 25.880.3325Lmpa s =0.49=0.4

28、16 =21 块TE0.245(5.88 0.3325) 提ENTT90.416全塔所需实际塔板数：= + =17+21=38 块NPP精 提全塔效率：13 138TTPNEN%=31.6%加料板位置在第 43 块塔板3.43.4 塔径的初步设计塔径的初步设计1.气、液相体积流量计算根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得：min1.728R取 min1.51.5 1.7282.592RR（1）精馏段 2.592 0.0045380.0526/12.592 10.0045380.0571/LR Dkmol sVRDkmol s则质量流量：111132.08 0.05261.687/33.6

29、4 0.05711.921/LVLM Lkg sVM Vkg s则体积流量：3311131111.6872.09 10/806.61.9211.64/1.17SLSVLLmsVVms（2）提馏段 q=0.970.05260.97 0.017370.0694/LLqFkmol s10.0519/VVqFkmol s化工原理课程设计吉林化工学院17则质量流量：222221.19 0.06941.471/24.06 0.05191.251/LVLMLkg sVM Vkg s则体积流量：3322232228.499.10 10/932.503.254.06/0.80SLSVLLmsVVms2.精馏段有

30、=(安全系数)，安全系数=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯关联图查出c横坐标数值为 11223112.06 1010.0331.641807.6()()1.17SSLVLV取板间距 则-mHT45. 0mHL07. 0HTmHL38. 0查图可知 075. 020c=c0.20.2201(0.0750.08943.52)()2020cmax903.240.820.0892.950.82u=0.7=0.7 uumax2.95 2.07114 1.520.973.14 2.074SmVDu圆整 塔截面积 1.2mD220.7854TmAD实际空塔气速为 =这里1u1.521.

31、52/1m s3.提馏段横坐标数值为 076. 006. 41016. 911)80. 050.932()(2132111VLVLSS化工原理课程设计吉林化工学院18取板间距 则-mHT45. 0mHL07. 0HTmHL38. 0查图可知 08. 020c=c094. 008. 01()2089.44()202 . 02 . 020csmu/208. 380. 080. 050.932094. 0max=0.7=0.7 uumaxsm/24. 2208. 3muVDS52. 124. 214. 306. 442224圆整 塔截面积 mD2mDAT2214. 34实际空塔气速为 =2usm/2

32、9. 114. 306. 43.53.5 溢流装置溢流装置1. 堰长lW取=0.65=0.65 1.2=0.78mlWD本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算hOW=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精馏段：=hOW2332.840.00610003600 2.06 10()1.3m堰高 =0.07-0.010=0.060mhhhOWLw（2）提馏段：=hOW2332.840.007410003600 9.10 10()1.3m化工原理课程设计吉林化工学院19堰高 =0.07-0.024=0.046mhhhOWLw2. 弓降液管的宽度和横截面

33、积查图得 =0.1240721. 0AATFDWD则 2226. 014. 30721. 0mAFmWD248. 02124. 0验算降液管内停留时间精馏段： 30.226 0.4549.372.06 10s提馏段：30.226 0.4511.189.10 10s停留时间5s 故降液管可以使用3.降液管底隙高度（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/13. 00m 取0122. 013. 03 . 11006. 23010ulLhWS00.01hm（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/13. 00m 取054. 013. 03 . 11010. 93010ulLhWS00.05hm3

34、.63.6 塔板的塔板的分布、浮阀数目及排列分布、浮阀数目及排列1. 塔板的分块本设计塔径 D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。2.浮阀数目及排列（1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=12，孔速为：01u=11.09001V1Fu121.23m/s化工原理课程设计吉林化工学院20每层塔板上的浮阀数目为：=31 个12001VNd u4S20.36880.03911.090. 785（）取边缘区宽度 Wc=0.03m，破沫区宽度 Ws=0.05m。计算塔板上的鼓泡区面积，按式计算2221aRA2sin180Rxx Rx其中： DSD0.8W +W0.1090.050.24122x

35、m（）=cD0.8RW0.030.3722m所以：=0.329aA2223.14 0.370.24120.2410.370.241sin1800.37arc2m塔的直径小于 1m，采用整块式塔板，多采用正三角形叉排取同一个横排的孔心距t=0.075m，则排间距：=0.137matAtN0.32932 0.075取t=0.075m，=0.13m 以正三角形叉排方式作图，排得阀数目为 33 个。t 按 N=34，重新核算孔速及阀孔动能因子：=9.0801u20.36883.140.039334（）m/s =9.08=10.2301F1.27阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。塔板开孔率=8.

36、08%01u100%u0.734100%9.08（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：0F02u=11.6V002Fu110.90m/s每层塔板上的浮阀数目为：=26 个s22002VNd u420.3660.7850.03911.6（）化工原理课程设计吉林化工学院21取 t=0.075m则排间距：atAtN0.16926 0.075m0. 329=同上取=150mm，则排得阀数目为 29 个。t按 N=29，重新核算孔速及阀孔动能因子：s20222V0.366u10.57m/s0.7850.03929d N402F10.570.9010.02阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。塔

37、板开孔率02u0.729100%=6.90u10.57化工原理课程设计吉林化工学院22第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算4.14.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降根据，计算。pclhh +hhLpph g 1.精馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250c173.173.1u9.377m/s1.23V因，故01u0c1u22V101c1L11.2310.87uh5.345.340.05m2g2 9.8 828.97（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.07m，l0Lhh0.5 0.070.035m （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因

38、此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：pc11hh +h0.050.0350.085m1L1p1ph g=0.085 828.97 9.8=690.53Pa2.提馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u11.87m/s0.80V因，故02u0c2u22V02cL0.8013.42uh5.345.340.0421m2g2 9.8 932.50（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.07m，20Lhh0.5 0.070.035mL （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：p2h0.0421 0.0350.077

39、1m化工原理课程设计吉林化工学院23=693.67pa2L2p2ph g=0.0771 932.50 9.8p4.24.2 淹塔淹塔为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管高度，dTwHHh即dpLh +hhdH 1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.085mph（2）液体通过降液管的压头损失：2231d02.06 10h0.1530.1530.00261.3 0.0122swLml h（3）板上液层高度，则Lh0.07mdpLh +h +h0.0850.00260.070.1576dHm取，已选定0.50.450.060TwHmhm，则T0.50.0450.0600.2

40、25TwHhm可见，所以符合防止淹塔的要求。11dTwHHh2.提馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：p2h0.0771m（2）液体通过降液管的压头损失：223d209.10 10h0.1530.1530.00261.3 0.054swLml h（3）板上液层高度，则Lh0.07md2pLdh +h +h0.0771 0.00260.070.1497Hm取，已选定0.50.45 ,0.046TwHm hm则，20.50.450.0460.248TwHhm可见，所以符合防止淹塔的要求。d2H2TwHh4.34.3 物沫夹带物沫夹带泛点率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZK

41、C A化工原理课程设计吉林化工学院24板上液体流经长度：=LZ222 0.2481.504dDWm 板上液体流经面积：223.142 0.2262.688bTFAAAm 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.103FC(1)精馏段： 1111111.36100%VsSLLVFbVL ZKC A泛点率=31.232.651.36 2.06 101.504828.97 1.2338.42%1.0 0.103 2.688对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算知，物沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。ve(2)提馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数=0.101

42、则FC泛点率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A34.060.81.36 9.1 101.504932.500.850.68%1.0 0.101 2.688由以上计算知，符合要求。4.44.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图1. 物沫夹带线泛点率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率 80%计算。（1）精馏段1.171.36 0.752806.6 1.171.0 0.103 0.671SSVL0. 8=化工原理课程设计吉林化工学院25整理得：0.0550.03811.023SSSSVLVL , 即=0. 062-20. 23由上

43、式和物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls 值，可算出Vs。（2）提馏段0.821.36 0.752930.240.821.0 0.101 0.671SSVL0. 8=整理得：0.0540.02971.203SSSSVLVL , 即=0. 723-25. 25在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。SLSV计算如图表示：(/s)SL3m0.00060.00150.00300.0045(/s)SV3m1.4111.3401.2501.173由上述数据即可作出物沫夹带线精馏段提馏段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.0020.620.0020.670.010.460

44、.010.472. 液泛线根据pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh确定液泛线，由于很小，故忽略式中的hh 22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精馏段：22/321112241.170.2535.34402.371.50.0560.892 9.8 0.7851400.039806.6SSSVLL化工原理课程设计吉林化工学院26整理得： 222/31110.455634596.155.88SsSVLL在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表 4-sLsV3

45、：SL0.00050.00080.00100.0013SV0.6960.6960.6930.683由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段：222/32222240.820.2495.3431223.166.922 9.8 0.7851200.039903.24SSSVLL整理得：222/322273.24 12703.75343.68SSSVLL 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表sLsV4-4：2SL0.00050.00080.00100.00132SV0.6350.6140.5920.569由上表数据即可作出液泛线。3. 液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管

46、中停留的时间不低于 35s。液体在降液管中停留的时间由下式：3 5FTsA HsL 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：5s3max0.057 0.45()0.005/5FTsA HLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。4. 漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则1F05F 由知：2004sVd Nu化工原理课程设计吉林化工学院27（1）精馏段：231 min3.145()0.0391400.77/41.17SVms（2）提馏段： 232min3.145()0.0391200.79/40.82SVms据此可作出与液体流量无关的漏液线。5.液相负荷下限线取堰上液层

47、高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下0.006owhm限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式： 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0则： 3/23min0.006 10000.001/2.84 1.03600wSlLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。根据以上 1-5 数据作出塔板负荷性能图精馏段精馏段塔板负荷性能图00.70.800.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sV/m/s液沫夹带线液泛线漏液线液相负荷上限线液相负荷下限线化工原理课程设计吉林化工学院28提馏段提馏段负

48、荷性能图00.8100.00050.0010.00150.0020.0025Ls/m/sVs/m/s液沫夹带线液泛线漏液线液相负荷上限线液相负荷下限线由塔板负荷性能图可以看出：1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。 3max5.52 6.4/SVms气相负荷下限。 3min1.29 1.72/SVms所以，精馏段操作弹性=5.52/1.29=4.28 。 提留段操作弹性=6.4/1.72=3.72 。化工原理课程设计吉林化

49、工学院29第五章第五章 塔塔附件设计附件设计5.15.1 接管接管1. 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T 型进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下： 41.5/852.2615000.0003303600 852.264 0.00033016.83.14 1.5SFLSVDum suVDmm , 取 , 查标准系列选取 2532.回流管采用直管回流管，取1/Rum s4 0.3131/753.140.018818.83.14 1.5Rdmmm查表取 2533.塔底出料管取 ，直管出料1.5/Wum s4 0.008438 18.34/950.750.011811.8

50、3.14 1.5Wdmmm查表取 2534.塔顶蒸气出料管化工原理课程设计吉林化工学院30直管出气，取出口气速为：u=20 m/s 则：44 0.36880.1533153.33.14 20VDmmmu查表取 21964. 塔底进气管采用直管进气，取出口气速为：u=22 m/s 则：44 0.366145.63.14 22VDmmu查表取 21965. 法兰由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用法兰。进料管接管法兰：Pg6Dg70HG5010-58回流管法兰：Pg6Dg60HG5010-58塔底出料管法兰：Pg6Dg80HG5010-58塔顶蒸气管法兰：Pg6

51、Dg500HG5010-58塔釜蒸气进气法兰：Pg6Dg550HG5010-585.25.2 筒体与封头筒体与封头1.筒体1.05 6 8000.22.442 1250 0.9mm 壁厚选 3mm，所用材质为 A32.封头选用封头取封头高度为 0.35m。800 3gD ，JB1154-73。5.35.3 除沫器除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、效率较高、空隙大及使用方便等优

52、点。化工原理课程设计吉林化工学院31设计气速选取：0.107LVVuKK 系数802.7 1.270.1072.69/1.27um s除沫器直径： 44 0.36880.423.14 2.69SVDmu选取不锈钢除沫器 类型：标准型；规格：40-100；材料：不锈钢丝（1Gr18Ni9Ti） ；丝网尺寸：圆丝 裙座裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径300mm，故裙座壁厚取 12mm。基础环内径： 38002 120.2 0.410424biDmm 基础环外径： 38002

53、 120.2 0.4101224boDmm 圆整：，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取6001400biboDmmDmm ，18mm，考虑到再沸器，裙座高度取 1.5m。地角螺栓直径取 M30。5.55.5 吊柱吊柱对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取 15m 以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度较小，因此不必设吊柱。5.65.6 人孔人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔 1020 块塔板才设一个人孔，本塔

54、中共 15 块板，需设置 1 个人孔，每个孔直径为 450mm，在设置人孔处，板间距为 800mm，裙座上应开 1 个人孔，直径为 450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。化工原理课程设计吉林化工学院32第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计6.16.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为 300mm，塔顶部空间高度为 600mm。6.26.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔

55、底下封头切线的距离，釜液停留时间取 6min。装料系数为 0.5，且。:2:1H d 塔底料液量：434.86 106 600.1750WSlL tm 塔底体积：30.17500.3500.50.5WWlVm22 0.611.22BHdm6.36.3 塔总体高度塔总体高度10.80.3 1.22 1.50.350.69.27mTiBHH NmHHHHHH顶桾封化工原理课程设计吉林化工学院33第七章第七章 附属设备设计附属设备设计7.17.1 冷凝器的选择冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为2500 1500/kcalmhC 本设计取22700/2

56、926/KkcalmhCJmhC 出料液温度：78.25（饱和气）78.25（饱和液）冷却水温度：2035逆流操作：1258.2543.25tCtC , 121258.2543.2550.3858.25lnln43.25mtttCtt 传热面积：根据全塔热量衡算，计算方法参见任务书 2 和 4，得Q=3360.375KJ/h。223.62mQAmK t设备型号：G500I1640。热量衡算热量衡算传热面积：根据全塔热量衡算，塔顶全凝器的相关物性：时，78.32DtC13.31/pCKJkg k24.193/pCKJkg k1213.31 0.79824.1931 0.79823.49/pDpD

57、pDCCxCxKJkg k12696.05/,1660.33/rKJ kg rKJ kg121696.05 0.7982 1660.331 0.7982890.64/DDDrrxrxKJ kg 12146 0.7982 181 0.798240.35/DDDMMxMxkg kmol化工原理课程设计吉林化工学院34123.55/,4.21/ppCKJkg kCKJkg k进料带入的热量：FGPF FQF G t当时，82.97FtC3.324/,4.198/PAPBCKJkg kCKJkg k13.324 0.22084.1981 0.22084.01/PFPAFPBFCCxCxKJkg k 4

58、618146 0.7982 181 0.798240.35/FFFMxxkg kmol100041.35/24.18241.35 24.18 4.0182.97273.151.43 106/FFPF FFkmol hQFM CtKJ h回流带入的热量：RQ10.89 40.35439.41/1.71 106/GDRGPRDDDMkg hQRDCtKJ h塔顶蒸汽带出的热量： 1439.13.1793 13.49 351.47890.643.89 106/VGPDDDQDRCtrKJ h 残液带出的热量：30.38 18546.78/546.78 4.2 273.1597.168.5 105/W

59、GPW WGWWQD CtWWMkg hQkg h则散失周围的热量：5%1 5%1.68 106/Q3.89 106 1.71 1062.18 106/605.56/LBBFRVWLBVWFRBVRQQQQQQQQQQQQQQKJ hQQKJ hKJs可取热量衡算式：热负荷计算：217.15mQAmK t设备型号：G500I1640。7.27.2进料泵的选择进料泵的选择：化工原理课程设计吉林化工学院3531000/ ,852.26/,0.220882.97,=0.3432,=0.4322FFFFkg hkg mxtCmpa smpa s醇水1 0.22080.2208=0.36mpa s醇水3

60、1.1731.173/0.014436002.54VFqmhm选管内流速u=2. 0m / s管内径d=选碳钢管,内径 d=15mm181.5mmmm管内流速221.1731.84/3600 0.785 0.01536004Vqm sdu=40.015 1.84 852.26Re65339.940003.6 10du对于光滑管，当摩擦系数可由下式计算：5300010 ,eR 1640.31640.019865339.9eR123imC=6.0,=0.75 2 1 6=8.5 设料液面至加料孔为8 ，90弯头两个，截止阀一个。则有关管件的局部阻力系数是：管出口突然扩大1,