处理量为76000吨年的水-乙醇分离工艺设计

1、应用化学专业 应化0000班学号0000000指导老师某某某摘 要本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。精馏塔是提供混合物气、液两 相接触条件，实现传质过程的设备。它是利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过 液相和气相的回流，使混合物不断分离，以达到理想的分离效果。选择精馏方案时因组分的沸点都不高所以选择常压，进料为泡点进料，回流是泡 点回流。塔顶冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加热方式是使用再沸器。精馏过程的计算包括物料衡算，热量衡算，塔板数的确定等。然后对精馏塔进行设 计包括：塔径、塔高、溢流装置。最后进行流体力学验算、绘制塔板负荷性能图。关键词：精馏塔泡罩塔 工艺设计乙醇水.言、八刖

2、第1章绪 论 2第1.1节设计方案 2第1.2节设计内容及任务 3第2章塔的设计计算 5第2.1节物料衡算 5第2.2节热量衡算 6第2.3节工艺条件及有关物性数据的计算 7第2.4节塔板数的确定 14第2.5节塔板的主要工艺计算及塔板的流体力学验算 18第3章塔板流体力学验算 24第3.1节气相通过泡罩塔板的压降 24第3.2节液面落差 26第3.3节液沫夹带量 26第3.4节漏液点气速 27第3.5节溢流液泛校核 27第3.6节 液体在降液管中停留时间的校核 28第3.7节塔板负荷性能图 29第4章 辅助设备的计算及选型 34第4.1节塔顶全凝器 34第4.2节再沸器 36第5章泡罩塔工艺

3、设计结果 38第6章塔体的初步设计 40第6.1节塔有效高度的计算 40第6.2节裙座的计算 41第6.3节塔体各接管设计 41第6.4节罐设计 43第6.5节塔体手孔及人孔的设计 45第6.5节封头的选用 45第6.6节吊柱的选取 45结 论 46参考文献 47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、浮阀塔和泡罩塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏 塔。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

4、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，需要进行多次部分汽化和部分冷凝，这样才可使混合液得到 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。由此可知，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等附属设备，才能实现整个操作。本次设计的泡罩塔是化工生

5、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。第1章绪 论第1.1节设计方案课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热 能的利用。(1) 操作压力确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性

6、来 考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济。(2) 进料状况采用泡点进料。这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔 的操作也比较好控制。(3) 加热方式塔釜采用直接蒸汽加热。其优点是，可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只需安装 股炮管，一般可节省设备费用和操作费用。(4) 热能的利用精馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此热效率很低，通常进入再沸器的能量仅有5流右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是很多的， 但其位能较低，不可 能直接用来做塔釜的热源，但可用作低温热源，供别处使用。可采用热泵技术，提高 温度后再用于加热釜液第1.2节设计内容及任务设计题目处理量为76000吨/年的水

7、-乙醇分离工艺设计122设计任务及条件（1）处理量：76000吨/年（2）操作条件：塔顶压强：1.03 atm （绝对压强）单板压降：75mn液柱（3）料液组成（质量分数）：45%（4）塔顶产品组成（质量分数）：93%（5）塔顶易挥发组分回收率：99%（6）每年实际生产时间：330天；1.2.3 设计内容（1）设计方案的确定。（2）塔的工艺计算。 物料衡算塔的基础数据得设计塔径的计算（3）流体力学验算。气体通过泡罩塔的压力降的验算 液沫夹带量的验算。 漏液点气速的验算 溢流液泛的校核 液体在降液管中停留时间的校核 绘制塔板的负荷性能图。(4) 辅助设备的计算及选型。以塔顶全凝器塔釜再沸器为例(

8、5) 精馏塔的附属设备的设计(6) 精馏塔的设备装置图及整个精馏过程的工艺流程图第2章塔的设计计算第2.1节物料衡算原料液及塔顶、塔釜的产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量水的摩尔质量M 人二 46kg/kmolM B = 18kg/ kmolXf 二0.45/460.45/46 0.55/180.24250.93/460.93/46 0.07/180.83870.99 xFxF _ xWXDXd 一 XwxW = 0.0035原料液及塔顶、塔釜的产品的平均摩尔质量原料液产品的平均摩尔质量MF =0.2425 46 (1 -0.2425) 18=24.79塔顶产品的平均摩尔质量Md =0.8387 4

9、6 (1 -0.8387) 18 = 41.4836塔釜产品的平均摩尔质量MW =0.0035 46 (1 -0.0035) 18 = 18.0980物料衡算进料量376000 10330 24 24.79=387.0899kmol / h由公式F =D W (1)XfFXdDXwW联立（1）（ 2）得 D =110.7693kmol /hW =276.3206 kmol/h第2.2节热量衡算根据液体比热容共线得:表2.1 热量衡算数据温度78.25 C （塔顶）82.57 C （进料）99.19 C （塔底）乙醇的摩尔比热容/ kJ kmol" K-1149.5151.8水的摩尔比

10、热容/ kJ kmolK-175.675.6原料液平均摩尔比热容Cp =151.8 0.2425 75.6 （1 - 0.2425） = 94.0785kJ/（kmol K）原料液的焓hF 二 cpt 二 82.57 94.0785 二 7768.0617kJ / kmol原料液带入的热量QF =FhF =387.0899 7768.0617 = 3.0069 106kJ/h回流液的焓近似取纯乙醇的焓入二cpt=78.25 149.5 = 11698.375kJ/kmol回流液带入的热量6Ql =LhL 勺1698.375=3.939X0 kJ/h“=44160kJ/kmol塔顶蒸汽的热焓近似

11、地取纯乙醇蒸汽的焓HV =r Cpt =44160 11698.375 = 5.5858 104kJ/kmol塔顶蒸汽带出的热量QV 二VHV = (R 1)DHV = (3.0398 1) 110.7693 5.5858 102.4996 107kJ/h塔底产品的焓近似地取纯水的焓hw =cpt =99.19 75.6 = 7498.764kJ/kmol第2.3节工艺条件及有关物性数据的计算操作温度塔顶温度：tD =78.25 C进料温度：tF =82.57 C塔底温度：tw =99.19 C精馏段平均温度：tm =82.57 78.5 =80.41 c2提馏段平均温度：t''

12、; =82.57 99.19 =90.88 Cm2平均摩尔质量的计算表2-2 乙醇-水汽液平衡组成（摩尔）与温度的关系温ISVMil诅度Vam气40温sTO液*11气*111000082. 723. 375L1579.357.3268. 1195. 5L9017.0082. 326.083.078.7167, 6373. 8589.07.2138.918L532 7359.2678. n71.7278. 1586.7生6643. 7580. 739. 656La !«78. 1589* 1389. 1385.312. 3879,8施79rv 6工618L 150,8979. 75L9

13、865.99(1) 精馏段(t=80.41 C)x 0.4324液相组成 X1 = 80.7-79.880.41-79.8二1 39.65-50.79 捲-50.79气相组成知=器鴛幣5黔y1= 0.6264Ml =46 0.4324 18 (1 -0.4324) = 30.1072kg/ kmolM% =467.6264+18x(1 -0.6264) = 35.5392kg/kmol(2) 提馏段(t=90.88 C)液相组成 X2 = ：.57：9 +90.8：；卜 X2 =0.05671.9- 7.21x2 7.21气相组成 y2= 95.5-8990.88-89二 0.325717-3

14、8.91 y2-38.91M l2 = 46汉 0.0567 + 18汉(1 0.0567) = 19.5876kg/ kmolMV =46 0.3257 18 (1 - 0.3257) = 27.1196kg/kmol平均密度的计算(1)精馏段=0.6607"30.1072wB = 1-wA= 1-0.6607 =0.3393液相密度1*0.6607 丄 0.3393 "<734.56971.5376 丿=800.8391kg/m3气相密度；?V1273.15 35.539222.4273.15 80.4131.2257 kg/m(2)提馏段WaaX2Ml246 0

15、.0567 =0.133219.5876wB = 1-wA= 1-0.1332 =0.8668液相密度0.13320.8668+ I= 923.6328kg/m3气相密度723.296964.6928273.15 27.119630.9084kg/m22.4273.15 90.88液相表面张力表2-3乙醇和水不同温度下的表面张力乙醉監面5t?PtO:Ar/mJ15.258.8(1)精馏段mw1822.48cm3 / mol800.8391= 37.5295cm3/mol：01.2257乙醇的表面张力薦8；0 6 T7.15二;0 =17.1111水的表面张力800-1800=60ZAf 二 6

16、2.5221Xo=O.4324Xw =1 - X)=1-0.4324 = 0.56762 2 2 wXwVw ii. 0.5676 22.480.3461-0.4608= 0.441280.41273.15217.1111 37.5295 32-62.5221x22.48% =-1.0031A=B+Q=(-0.4608)-1.0031= -1.4639 ：2A“g 上=sw -0.1691CMSW SO 十 SO =0.8309- 4-. 4 亠仃.4m sw w so so(2)提馏段T=90.88 C= 21.986318923.6328"94883C%1m。I1460.9084

17、= 50.63850 一 XoV0 XwVw XoVo 一 0.4324 37.5295 0.5676 22.48 0.4324 37.5295乙醇的表面张力 100-9015,.2-16.2= ；。=16.11290.88-90%-16.2水的表面张力100-9090.88-9058.8 -60.7二w -60.7二 w =60.5328Xo =0.0567 xw =1 - x。=1-0.0567 = 0.9433吒xX20.943319.488325.5377=lg 5.5377 = 0.7433b = igQA = B-60.5348 19.4883?3= 0.7433-0.7950=

18、-0.0517-0.7950A=lg 沧=SOsw= 0.5977SWSO 十'so= 0.4023二xV'xwVwXV。一 0.056750.63850.943319.48830.0567 50.6385Jr 4 -m sw'1'丄cm =37.41424 亠:； . - 4 w so so黏度表2.4水在不同温度下的粘度表温度/ r黏度/ mPa.s温度/ r黏度/ mPa.s01.788700.4061101.306800.3551201.004900.3149300.80151000.2825400.65331100.2590500.54941200.2

19、374600.46991300.2178图2.1 温度-黏度图(1)精馏段 t80.4!C90-8080.41-80-D 二0.406 -0.495% -0.495=0.491990 -8080.41-80% -0.3565二 0.3549精馏段黏度 7 f 务w (1-xJ =0.4919 0.4324 0.3549 (1-0.4324)丄勺=0.4141(mR s)(2)提馏段 T2 =90.88Cv 100 -9090.88-90o'0.361-0.406 Jo -0.406Jo =0.40204100-9090.88-90Jw0.2838-0.3165 花-0.3165儿=0.

20、3136(mFa s)提馏段黏度 % x, (1 一 xj = 0.40204 0.0567 0.3136 (1 0.0567)叫二 0.3186( mPa s)相对挥发度(1)精馏段:Xa =0.4324yA =0.6264Xb =1 -xa =0.5676 yB =1 - yA 二 0.3736yA xbyB xa0.6264 0.56760.4324 0.3736(2)提馏段:xA = 0.0567yA = 0.3257xB =1 -xA =0.9433yB =1 -yA =0.6743yA Xb 0.3261 0.9433 y； Xa 0.6743 0.05672.3.7气、液相体积流

21、量计算Xd -yqyq _Xq0.8387 -0.4791= 1.51990.4791 -0.2425R = 2 Rmin=2 1.5199 =3.0398(1)精馏段L =RD =3.0398 110.769336.7165 kmo1 hV =(R 1)D =4.0398 110.7693 =336.7165 kmo1 hM- =30.1072 M% =35.53921 =800.8391质量流量Li MiL =30.1072 336.7165 =10137.5910kgh =2.8160VMV1V = 35.5392汉 447.4858 = 159032873%= 4.4176kgS体积流

22、量蕊巾0035；63叭L1咱=3.60411.2257V；(2)提馏段q=1L =L F =RD F =336.7265387.0899 =723.8064kmol hVV =L D =447.4858 km°l hM l2 =19.5876 My =27.1196 PL2 =923.6328Pv2 =0.9084质量流量L2 =ML1 L =19.5876x723.8064 = 14177.6302kgh =3.9382kgSV2 工 打 V' =27.1308 447.4858 =12135.6359kgh = 3.3710kg/s体积流量LS2L2 _ 3.9382 ：

23、2923.6328Vs2?V23.37100.9084= 3.7109叹第2.4节塔板数的确定241最小回流比及操作回流比Ch£图2.2乙醇-水溶液的最小回流比理/-7eAJ/3/由图可知q线与相平衡线交点为(%皿)=(0.2425,0.4791)最小回流比确定 Rmin 二 Xd -* 丿8387-0.4791 =1599yq -Xq取操作回流比 2Rmin =2 1.5199=3.0398求精馏塔的气、液相负荷L =RD =3.0398 110.7693 =336.7165kmol /hV -L D -336.7165 110.7693 =447.4858kmol/hL = L

24、qF 二 336.7165 387.0899 二 723.8064kmol/hV =V -(1-q)F = 447.4858kmol/h243操作线方程精馏段操作线方程：y二旦 x 1 XdR+1R+1即：y =0.7525x 0.2076提馏段操作线方程:即：y T.6175X 0.0022图解法求理论板层数图2.3 理论板层数图2.4理论板层数局部放大采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图局部放大，求解结果为:理论板层数进料板位置精馏段的板层数提馏段的板层数Nt =14 (不包括再沸器)Nf =12N 精=11N提=3 (包括进料板)实际板层数的求取根据奥康奈

25、尔关联式：Et =0.49(a%m)"245(1)精馏段:=2.2009叫=0.4141 m Pa s0 245Et =0.492.2009 0.4141.=0.5013NP精二丛1122块PEt0.5013(2)提馏段:=8.0358叫=0.3186 mPa sEt =0.498.0358 0.3186=0.3892NP提二 提38 块Et0.3892全塔所需实际塔板数Et -NP NP提二22 8=30块全塔效率Nt 14EtT46.67%Np 30加料版位置在第23块塔板第2.5节塔板的主要工艺计算及塔板的流体力学验算塔径的计算(1) 最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式

26、:u由"CT计算，其中C由史密斯关联图查取，图中横坐标为:Ls1|_S21/20.0035163（800.8391 于23.6041、1.2257 ）= 0.0249若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修 有利；但是当板间距增大时，会增加塔身总高度、金属消耗量、塔基、支座的负荷， 从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，虽然可降低塔高，但因其只能允 许较小的空塔气速，因此塔径就要增大，且容易产生液泛现象，降低板效率。所以在 选取板间距时，要根据不同情况予以考虑。化工生产中常用的板间距有：300，350, 400, 450, 500, 600,

27、700, 800（mm），取板间距HT=0.45m,板上液层高度hL=0.07m,则Ht -hL =0.45-0.07 = 0.38m飢-075 mgw74-0,55 -H-OJ50.10图2.5 史密斯关联图查图 2.5 得 C20=0.080，则C - C200.2200.2= 0.08021.9863=0.08153Umax C=0.08153800839I.2257 =2.0824m/s1.2257同理，提馏段最大空塔气速为max= 2.9991msI 20丿由化工原理课程设计可知：U = (0.6 0.8)Umax取安全系数为0.7，则空塔气速为q =0.7umax =0.7 2.0

28、824 =1.45768m/s同理，提馏段空塔气速为12 =2.09937mD14 3.60413.14 1.45768(2) 塔径=1.7747 m按标准塔径圆整后得：D1.8mTT3 14塔截面积 AD： = 1.82 = 2.5434m244实际空塔气速为比=冬二3041 = 1.4170m/sAt 2.5434同理，提馏段 D2= 1.5006m，At = 2.0096m，空塔气速= 1.8466m由化工原理课程设计板间距与塔径的关系可知：D1、D2都在0.81.8m的范围内，且板间距也在300450的范围内，因此取板间距为 450mm是合理的。溢流装置计算。采用凹形受液盘，各因塔径D

29、 =1.8m，可选用单溢流弓形降液管，选择单流型这种液流方式时，液体 的流径较长，塔板效率较高，并且塔板的结构简单，加工方便项计算如下：(1 堰长 lw 单溢流：lw =(0.60.8)D取 lw = O.66D1 = 0.66 1.8 = 1.188m同理，提馏段堰长lw ,1.056m(2)溢流堰高度hw 溢流堰高度计算公式hw二叽-h0w其中：hL :板上清液层高度；how :堰上液层高度由化工原理课程设计可知选用平直堰，堰上液层高度how可用弗兰西斯公式计算：2.841000其中L :塔内液体流量；E:液体收缩系数，且根据设计经验，取 E=1时所引起的误差能满足工程设计的要求精馏段:h

30、0w/、2/32.84 E Ls11000Jw2.8Sj360025163。0'1000I1.188= 0.01375m对于常压塔板上清液层高hL 一般在0.050.1m之间选取，取板上清液层高度hL =0.07mhw = hL - h°w = 0.07 - 0.01375 = 0.05625m同理，提馏段g = 0.05308m(3) 弓形降液管宽度 Wd及截面积Af降液管有圆形和弓形两类。通常情况下，由于圆形降液管的流通截面小，没有足够的空间分离液体中的气泡，气相夹带较严重，从而降低了塔板的效率。因此本设计 选择弓形降液管。由lw =0.66查弓形降液管宽度参数得 A =

31、0.0722 ,叫=0.124，故DAtDAf =0.0722人=0.0722 2.5434 = 0.1836m2提馏段 Af = 0.1451mWd =0.1240 =0.124 1.8 = 0.2232m提馏段 W； = 0.1984m依下式验算液体在降液管中停留时间，即:AfHT0.1836 0.450.0035163= 23.496 5s 1提馏段 v - 15.313s L 5s 1故降液管设计合理。(4) 降液管低隙高度ho 计算公式ho亠1 wU0式中u0液体通过降液管底隙时的流速取 Uo： =0.13m/s，则h0 =Iwu00.00351630.66 1.188-0.0227

32、681m同理提馏段ho = 0.0310599mhw -h0 =0.05625 -0.02277 = 0.03348m 0.006m 1同理提馏段 hw-h 0= 0.02202m 0.006m故降液管低隙高度设计合理。塔板布置（1）塔板的分块当塔径较大时D _800mm则由于刚度的要求，势必会增加塔板的厚度，在制造、 安装和检修方面都存在困难；且塔径此时已经可以使人进入塔内安装检修塔板，为了 便于安装，一般采用分块式塔板结构。为了减少液位落差，可采用单流塔板。（2）安定区宽度的确定由化工原理课程设计可知：入口安定区的宽度可按下述范围选取，即：塔径小于1.5m的塔Ws =6075mm塔径大于1

33、.5m的塔Ws=80110mm因为 D=1.8m>1.5m 取Ws=85mm（3）边缘区宽度Wc的确定由化工原理课程设计可知：一般取边缘区宽度 Wc=3070mm取Wc=35mm.（4）有效传质区面积的计算Aax R2/ 而 R2sD1 -Wc1 8R丄-WC0.035 = 0.865m2 2x 二直 - Wd Ws 戶18 - 0.2232 0.0850.6118m2 2Aa =2 0.6118 0.8652 -0.61182o 0.8652 sin*(°6118) =1.9233m2180o0.865同理，提馏段A = 1.4732m2第3章塔板流体力学验算第3.1节气相通

34、过泡罩塔板的压降可根据式hp =hc + h +h口来计算塔板压强降式中hp :气体通过每层塔板的压降hi :气体通过板上液层的压降hc :气体通过筛板的干板压降h二：气体克服液体表面张力的压降干板阻力气体通过筛板的干板阻力可由以下经验公式估算，即：通常，泡罩孔的开孔率 <15%，故上式简化为:查流量系数图得C =0-772hC =0.05118.781-2257=0.04619 10.772 丿 <800.8391 丿同理 1% = 0.0313m气体通过液层的阻力：h = -;hL同理，提馏段 叮=1.9903m同理，提馏段F。=1.52731.2257=1.6909FoT.8

35、970好.5板上充气液层阻力hL本设计分离乙醇和水的混合液，即液相为水，可取充气系数1 =0.58，依式计算,即 h =:皿=0.58 0.07 = 0.0406m同理，提馏段h: hL = 0°399m液体表面张力的阻力计算4 二-J gdo二 0.00224 21.9863 10"800.8391 9.81 0.005同理，提馏段为h；，0.0030气体通过每层塔板的液柱高度hp = hc mhp =0.04619 0.0022 0.0406 =0.08899m同理，提馏段hp = 0.0742m气体通过每层塔板的压降为二 1%几2 =0.08899 800.8391

36、9.81 = 699.1260 乞 0.7kFa=672.314 乞 0.7kP都在设计允许值范围内第3.2节液面落差对于泡罩塔液面落差很小，且本设计中的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面 落差的影响。第3.3节液沫夹带量对于泡罩塔可以用Hunt的经验式计算，公式如下:5.7 10Ua(H 丁 - hf3.2精馏段:5.7 10“ eV(口 MUa )3.2Ht -hf)5.7 1021.9863 10”0.4238 3.60412)3'-0.06260.3094-1.4868 0.00351633因为0.0626%<1%所以符合设计要求提馏段：-5.7 10ua 、3.25.7

37、 10/0.5363 3.7109严eV(旦)3(2) - 0.0859-mHT-hf37.4142 10彳MT f0.3173-1.60825 0.00426393因为0.0859%<1%所以符合设计要求第3.4节漏液点气速对泡罩塔，漏液点气速uomin =4.4 C。、0.0056 0.13hL -h带入数据得Uomin =9.7075实际速率 U。=18.78 _uomin同理，提馏段 uomin -11.7159m/19.30m/s稳定系数 k 二凹 18781.9346 一 1.5Umin 9.7075同理，提馏段ky.6473 1.5由化工原理课程设计可知：Ks的适宜的范围为

38、1.52.0因为1.7在1.52.0的范围之内，因此设计是合理的。故无明显漏液第3.5节 溢流液泛校核，乙醇-水为了防止液泛现象的发生，要控制降液管中清液高度Hd岂（Ht物系属于一般物系，取.=0.5Ht hw =0.5 (0.45 0.05625)=0.253125同理，提馏段：Ht hw =0.25154而Hd =hp hL hd板上不设进口堰，hd可由下式计算hd =0.153汉（u。丫 =0.153 汇（0.13$ =0.0026m同理，提馏段hd =0.153 U。2= 0.1530.13=0.0026mHd 二 hp 0 hd =0.08899 0.0406 0.0026 = 0.

39、13219m 乞 0.253125m同理，提馏段 Hd =°.1167mg25154m故不会有漏液现象第3.6节液体在降液管中停留时间的校核由化工原理课程设计可知：对液体在降液管中的停留时间要求一般不应小于 5s依下式验算液体在降液管中停留时间，即:ls0.1836 0.450.0035163=23.496s 5s】提馏段 v - 15.313s L 5s 1由此可知，设计符合要求第3.7节塔板负荷性能图(1)漏液线由:Vs,min u0,minA_ ./0.0056+0.13(hw+how)-hPLi4.4C 0h0w= 2.84 10隹(lwLS1)3得:Vs,min - 4-4

40、C0A00.0056 + 0.13hw+ 2.84 x10E(*) - hJ P-lw= 4.4 0.772 0.101 1.0.0056 0.130.05625 2.84 10 1 (3600Ls1.1882)門-0.00221.2257整理得：Vs,min =16.87040.01071 +0.077311 Li同理，提馏段得整理得:V；min = 16.115； 0.0095004 + 0.08363 l|取点可以作出液漏线(2)液沫夹带线以e =0.1kg液/kg汽为限，求Vs -Ls的关系:5.7 10 怡amU。HT-hf3.22二 0.678LV-1-AfVsi= 0.4238V

41、S5.7 103G MUaHt -hf)3-25.7 1030.4238Vs21.9863 10,2)3.2 "10.3094-1.4868L?3 3600Ls 233600Ls |how =2.84 10" E(-)3 =2.84 10" 1 (-)30.982hf =2.5 =2.5(山h°w)= 2.5 (0.0377 0.0678L3) = 0.0943 1.695L32所以 Vs =4.6943 -22.5581L32同理，提馏段Vs =4.4918-22.767忙取点即可作出液沫夹带线。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how =

42、 0.006m作为最小液体负荷标准丄 3600Ls I:3600Ls |h =2.84 10 E(s)3 =2.84 101 (s)3 =0.006lw1.188Ls,min -0.001013(m3/s)3同理，提馏段 Ls,min =0.0009(m /S)据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(4)液相负荷上限线以二=4s作为液体在降液管中停留时间的下限。AH 亠1836 045=4LsLsJmn =0.020655m3/s)3同理，提馏段 Ls,m0.01632(m /s)由此，可以做出液相负荷上限线(5) 液泛线Hd = Hthw ,Hd =hp mhd 二 he h；血 hd

43、 ,h| = -h_ = - hw how联立得：Pthw _1 how hc h- hd;将以下关系式代入上式:2 2 2；3600Ls 33600Ls 乜h0w=2.84 10 E( s)3 =2.84 10 1 (s)3 =0.5947L；0wlw1.188shd =0.153(亘)2 =0.153 ()2 =209.0896L；lwh01.188 0.022771% = 0.051(色)旦=0.051 (禺)21.22570.00347Vs2Co-0.101 1.9233 0.772800.8391其中hb可以忽略。2Ht C - -)hw =0.9397L3 0.00347Vs2 2

44、09.0896L；2将有关数据代入整理得：Vs2 = ； -270.8069L；同理，提馏段：0.003814Vs2 =0.1682 -142.22lf-1.0lS3取点可以作出液泛线。精馏段的负荷性能图为图2.6精馏段负荷性能图操作弹性为k = 58 =3.3 1_3】1.75提馏段的负荷性能图为7 -n图2.7提馏段负荷性能图操作弹性为k =3.413】1.7第4章辅助设备的计算及选型第4.1节塔顶全凝器按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，冷却水的进口温度为25C,出口温度 为45 C逆流操作。由化工原理(杨祖荣主编)“液体比热容共线图”可以查得在不同温度下 乙醇、水的比热容。热负荷Qc

45、的计算t塔顶=78.25: C Cpz醇.KCp冰二 4.2kJ.kg'.KCp署顶二Cp乙醇XD C p冰1-Xd=3.25 0.8387 4.2 1 -0.8387 二 3.4032 kJ.kg '.K '乙二 940KJ / Kg水二 2400 KJ / Kg1=乙 XD 川'丫水(1-XD)= 940 0.83872400 (1 - 0.8387) =1175.498KJ / KgMvd =0.8387 46(1 -0.8387) 18 =41.4836g/molQc= 6061.4299kJ/s447.4858 1175.498 41.48363600

46、冷却水的消耗量：取进口温度25C，出口温度45Cqm, CQcCp,c(t2 -ti)6061.457 36003.403245-25= 320598.925(kg/h)4.1.3 总传热系数取 k =500w/(m2 k)4.1.4 泡点回流时的平均温差-t -t178.25 -25 - 78.25-45I 78.25-25In78.25-4542.47 C换热面积AQcK tm6061.457 103500 42.47-285.447(m2)公称直径/mm公称压力Pg, MPa管程数N管子根数n9001.606538计算换热面中心排管数管程流通面积/ m2积/ m2换热管长度/mm260.

47、0311375.99000取安全系数为0.8，则实际面积：心=。人* =営7 = 356.809m2表4.1塔顶冷凝器规格第4.2节再沸器做全塔平衡式：F I进料Qb = Qc D顶W釜387.0899 7768.0617 Qb = 6061.4299 3600 110.7693 11698.375 276.3206 7498.764解得：Qb =22.182 106 kJh压力=121.4kPa(表)时,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:m,hQ 22.182 1061 0.052300= 10126.6 kg/h:加热蒸汽的冷凝潜热选用0.25MPa （表

48、压）的饱和蒸汽加热，温度为 138.8 C=138.8 -99.19=39.69= 138.8 -99.19 = 39.69=I = Tm =39.69选择 K =1000W； m2 K6=558.88(m2)A Qb 22.1820A 二-K Tm 1000 39.69表4.2塔釜再沸器规格公称直径/mm公称压力Pg MPa管程数N管子根数n11004.006830计算换热面中心排管数管程流通面积/ m2积/ m2换热管长度/mm320.0479579.99000第5章泡罩塔工艺设计结果项目数值塔径D/m精1.8提1.6板间距H T/m0.45板上液层咼度hL / m0.07空塔气速精馏塔u

49、/(m.s°)1.45768提馏塔u /(m.s°)1.4170溢流堰长度 1 w / m精 1.188提 1.056溢流堰咼度精馏段九/ m0.05625提馏段山/ m0.05308降液管截面积Af / m精 0.1836提 0.1451降液管高度Wd/m精 0.2232提 0.1984降液管底隙高度精馏段h0 / m0.0227681提馏段h0 / m0.0310599塔板压降精馏段hp / m0.08899提馏段hp / m0.0742液体在降液管内的停留时间精馏段8/s23.496提馏段日/s15.313降液管内的清液咼度精馏段Hd/m0.13219提馏段Hd/m0

50、.1167液相负荷下限精馏段Ls/m'/s0.00101提馏段Ls/m3/s0.0009液相负荷上限Ls/m'/s精 0.02066提 0.01632操作弹性精馏段3.3提馏段3.4第6章塔体的初步设计第6.1节塔有效高度的计算(1) 精馏段有效高度的计算：乙 -10.45 =22 -10.45 = 9.45 m(2) 提馏段有效高度的计算：Z2 二 N2 -10.45= 8-10.45 = 3.15 m(3) 每隔8层塔板开一人孔，人孔高度为 0.8m,共开4个，3.2m(4) 塔顶间距：出=1.2口(5) 塔底空间高度：取产品停留时间1015mi n。计算结果再加上12m作为塔底空间,即：LSH"at丄，0.0035163 心0汉60