乙醇-水筛板精馏塔设计

1、徐州工程学院化工原理课程设计化工原理课程设计设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计学生姓名学 号班 级指导教师设计时间完成时间237化工原理课程设计任务书（一）设计题目：乙醇水筛板精馏塔设计（二）设计任务完成精馏塔工艺优化设计、精馏塔结构优化设计以及有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔工艺条件图，并编制工艺设计说明书。年产量： 10000t ；原料液浓度： 40% （乙醇质量分数）；产品浓度： 93% （乙醇质量分数）；乙醇回收率： 99% 。（三）操作条件1塔顶压强4 kPa（表压）；2进料热状况，泡点进料；3塔顶全凝器，泡点回流，回流比R=(1.12.0)Rmin；4塔釜加热

2、蒸汽压力245 KPa(表压)；5单板压降不大于0.7 kPa；6塔板类型筛板塔；7工作日每年330天，每天24h连续运行;8厂址：徐州地区。（四）设计内容1精馏塔的物料衡算；2塔板数的确定；3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5塔板主要工艺尺寸的计算；6塔板的流体力学验算；7塔板负荷性能图；8精馏塔接管尺寸计算,附属设备的确定；9绘制带控制点工艺流程图（A2）、精馏塔工艺条件图（A2）；10符号说明；11.对设计过程的评述和有关问题的讨论；12.参考文献。摘要 精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置，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

3、以分为连续精馏塔与间歇精馏塔。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、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 在本设计中我使用了筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单、造价低。当有合理的设计和适当的操作，筛板塔能满足分离要求的操作弹性，而且效率高。 精馏是最常用的分离液液混合物方式之一，是组成化工生产过程的主要单元操作，也是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计，我的目的是培养自己综合运用所学知识的能力，以及解决实际化工问题的能力，做到能独立进行化工设计

4、初步训练，为以后从事设计等化工工作打下坚实的基础。关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。AbstractDistillation column is distillation of a tower type gas-liquid contact device, also known as the distillation column. There are two main types of plate column and packed column. According to mode of operation and divided into continuous distillat

5、ion and batch distillation. Chemical production is often the need for the separation of liquid mixtures in order to achieve the purpose of purification and recovery of useful components, occupies an important position in the distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, l

6、ight industry and other industrial production. Therefore, grasps the vapor-liquid equilibrium relationship, familiar with the operating characteristics of various pyramid, to choose, the various parameters of the design and analysis of the separation process is very important.In this design I use th

7、e sieve plate tower, sieve plate tower has the prominent advantages are simple structure, low cost. When there is a reasonable design and proper operation, sieve plate tower can meet the requirements of operation elasticity separation, and high efficiency.Distillation is the most commonly used liqui

8、d separation mixture way is one of the main unit operation of chemical production process, is a typical chemical equipment operation one. The curriculum design, my purpose is the ability to develop their own comprehensive use of the knowledge, and the actual chemical problem solving ability, do be a

9、ble independent chemical preliminary design training, chemical design work to lay a solid foundation for the future career.Keywords: ethanol; water; distillation; stripping section; sieve tray.目 录化工原理课程设计任务书I摘要IIAbstractIII第1章 绪论11.1 精馏与塔设备简介11.2 筛板塔简介11.3设计思路2第2章 塔板的工艺设计32.1 精馏塔的全塔物料衡算32.2常压下乙醇-水汽液

10、平衡组成（摩尔）与温度的关系32.3理论塔板的计算52.3.1 适宜回流比的确定52.3.2精馏塔汽液负荷计算：52.3.3 操作线方程62.3.4 理论板的确定62.3.5 实际塔板数的确定62.4 物性参数计算72.4.1 温度72.4.2 密度7表2-2不同温度下乙醇和水的密度82.4.3 混合液体表面张力的计算92.4.4 混合物的黏度112.4.5 相对挥发度112.5 操作压力的计算122.5.1精馏段122.5.2 提馏段122.6 塔体主要工艺尺寸计算：122.6.1 塔径D：122.6.3 精馏塔的有效高度142.7 塔板主要工艺尺寸计算：142.7.1 溢流装置的计算：14

11、2.7.2 塔板布置16第3章 筛板的流体力学验算：183.1 塔板压降183.1.1 干板阻力：183.1.2 气体通过液层的阻力hl：183.1.3 液体表面张力的阻力h193.2 液面落差203.3 液沫夹带：203.4 漏液203.5 液泛213.6 塔板负荷性能图213.6.1 雾沫夹带线（1）213.6.2 液泛线（2）223.6.3 液相负荷上限线（3）233.6.4 漏液线（汽相负荷下限线）（4）233.6.5 液相负荷下限线（5）24第4章 热量衡算254.1 比热容及汽化潜热的计算254.1.1 塔顶温度下的比热容254.1.2 塔釜温度下的比热容254.1.3 塔底温度下

12、的比热容254.1.4 塔顶温度 tD下的汽化潜热264.2 热量衡算264.2.1 0时塔顶上升的热量QV,塔顶以0为基准264.2.2 回流液的热量QR264.2.3 塔顶馏出液的热量QD,因馏出口与回流口组成相同，264.2.4 进料的热量QF，264.2.5 塔底残液的热量Qw264.2.6 冷凝器消耗的热量Qc274.2.7 再沸器提供热量QB27第5章 塔的附属设备计算285.1辅助设备的选型285.1.1直接蒸汽加热285.1.2塔的附属设备计算285.2各接管尺寸计算305.2.1进料管305.2.2釜残液出料管315.2.3回流液管315.2.4塔顶上升蒸汽管315.2.5水

13、蒸汽进口管31第6章 设计结果汇总33第7章 结语35参考文献36第1章 绪论1.1 精馏与塔设备简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78）和水（沸点100）的混合物时,由于乙醇的沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇和水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得

14、到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。 蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气

15、液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。1.2 筛板塔简介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

16、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1.3设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过

17、程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐。第2章 塔板的工艺设计2.1 精馏塔的全塔物料衡算原料液中乙醇的摩尔分数：xF=40464046+6018=20.69%产品中乙醇的摩尔分数：xD=93469346+718=83.87%

18、回收率A=99%，DxDFxF=0.99, D=0.244F，W=0.756FFxF=DxD+Wxw所以，塔釜xW=0.299%进料量：F=10000×103×（0.446+0.618）330×24×3600=0.0147 kmol/s所以D=0.0147×0.244=0.0036 kmol/sW=0.756×0.0147=0.0111kmol/s表2.1 物料衡算结果汇总F/( kmol/s)XF/(%)D/( kmol/s)XD/(%)W/( kmol/s)XW/(%)0.014720.690.003683.870.01110.2

19、992.2常压下乙醇-水汽液平衡组成（摩尔）与温度的关系查书得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成见表2-1。表2-1 不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成液相摩尔 分数x气相摩尔 分数y温度/液相摩尔 分数x气相摩尔 分数y温度/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.7

20、40.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡图，以及乙醇-水的x-y相平衡图，分别见图1和图2。图2-1 乙醇-水的t-x-y图说明：横坐标为x（y），纵坐标为t。图2-2 乙醇-水的x-y相平衡图说明：横坐标为x，纵坐标为y。2.3理论塔板的计算2.3.1 适宜回流比的确定泡点进料，q=1所以，xq=xF=20.69%图2-3 乙醇-水操作线由图可以得出，yq=0.4304Rmin=xD-yqyq-xq=1.83，取R=2Rmin=3.652.3.2精馏塔

21、汽液负荷计算：2.3.2.1精馏段：V=(R+1)D=(3.65+1)×0.0036=0.01674Kmol/s气相体积流量=：=0.485m3/sL=RD=3.65×0.0036=0.01314kmol/s流相体积流量：=5.33×2.3.2.2提馏段：=V(q-1)F=0.01674汽相体积流量：=0.496=0.013140.0147=0.02784液相体积流量：2.3.3 操作线方程精馏段的操作线方程：y=RR+1x+xDR+1=0.785x+0.1804提馏段的操作线方程：y=L+qFL+qF+Wx-WL+qF+WxW=1.663x-0.00202.3.

22、4 理论板的确定由图读得全塔理论板数为14块，进料板为第12块，精馏段为11块，提馏段为4-1=3块2.3.5 实际塔板数的确定2.3.5.1 精馏段：1=2.72，L1=0.4102 MpasET1=0.49(1L1)-0.245=0.43N精=NT1ET1=26块 2.3.5.2 提馏段：提馏段：2=6.76，L2=0.2519 MpasET2=0.49(2L2)-0.245=0.43N提=NT2ET2=7块 全塔实际所需塔板数NP=26+7=33块 2.4 物性参数计算2.4.1 温度利用表2-1中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW。 进料温度：进料温度（tF

23、）：82.7-84.123.37-16.61=tF-84.120.69-16.61tF=83.26塔顶温度（tD）：78.15-78.4189.43-74.72=tD-78.4183.87-74.72tD=78.25塔底温度（tw）：100-95.50-1.90=tw-1000.299-0tw=99.29精馏段平均温度（tm）：tm=tF+tD2=80.76提馏段平均温度（tm）：tm=tF+tw2=91.282.4.2 密度塔顶温度：tD=78.25气相组成（yD）：78.41-78.1578.15-89.43=78.25-78.15100yD-74.72yD=85.09%进料温度：tF=8

24、3.26气相组成（yF）：84.1-82.750.89-54.45=83.26-82.7100yF-54，45yD=53.03%塔底温度：tw=99.29气相组成（yw）：100-95.50-17.00=99.29-95.5100yw-17.00yw=2.68%精馏段段平均液相组成x1：x1=xF+xD2=52.28%精馏段平均汽相组成y1：y1=yF+yD2=69.06%精馏段液相平均分子量ML1: ML1=46×x1+18×1-x1=32.64 kg/kmol精馏段汽相平均分子量ML1：MV1=46×y1+18×1-y1=37.34 kg/kmol提

25、馏段平均液相组成x1：x2=xF+xw2=10.49%提馏段平均汽相组成y2：y2=yF+yw2=27.86%提馏段液相平均分子量ML2: ML2=46×x2+18×1-x2=20.49 kg/kmol提馏段汽相平均分子量ML2：MV2=46×y2+18×1-y2=25.80 kg/kmol表2-2不同温度下乙醇和水的密度温度/o/（kg/m3）w/（kg/m3）80735971.885730968.69072495720961.85100716958.4利用表中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW下的乙醇和水的密度。tF=83

26、.26，90-85724-730=90-83.26724-oF，oF=732.09kg/m3（进料中乙醇的密度） 90-85965.3-968.6=90-83.26965.3-WF，WF=969.75 kg/m3（进料中水的密度） 1F=0.4732.09+1-0.4969.75，F=858.30 kg/m3（料液的密度）tD=78.25，90-85724-730=90-78.25724-oD，oD=738.1 kg/m3（馏出液中乙醇的密度） 90-85965.3-968.6=90-78。25965.3-wD，wD=973.06 kg/m3（馏出液中水的密度） 1D=0.93738.1+1-

27、0.93973.06，D =750.79kg/m3（馏出液的密度）tw=99.29，90-85724-730=90-99.29724-ow，ow=712.85 kg/m3（残液中乙醇的密度） 90-85965.3-968.8=90-99.29965.3-ww，ww=959.17 kg/m3（残液中水的密度） 1w=0.003712.85+1-0.003959.17，w=958.18 kg/m3（残液的密度） L1=F+D2=858.30+750.792，L1=804.55 kg/m3 L2=F+w2=858.30+958.512，L2=908.41 kg/m3MLD=xD×46+1-

28、xD×18=41.48 kg/kmolMLF =xF×46+1-xF×18=23.79 kg/kmolMLW=xw×46+（1-xW）×18=18.08 kg/kmolML1=MLD+MLF 2=32.64 kg/kmolML2=MLW+MLF 2=20.94 kg/kmolMVD=yD×46+1-yD×18=41.83 kg/kmolMVF=yF×46+1-yF×18=32.85 kg/kmolMVW=yW×46+1-yW×18=18.75 kg/kmolMV1 = MVD+MVF

29、2=37.34 kg/kmolMV2 = MVW+MVF 2=25.80 kg/kmolVF = MVF×273.1522.4（273.15+83.26）=1.12 kg/m3VD = MVD×273.1522.4（273.15+78.25）=1.45 kg/m3VW = MVW×273.1522.4（273.15+99.29）=0.61 kg/m3v1 = VD+VF 2 = 1.29 kg/m3v2 = VW+VF 2 =0.87 kg/ m32.4.3 混合液体表面张力的计算二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算m1/4=sww1/4+soo1/4其中

30、w=xwVwxwVw+xoVo o=xoVoxwVw+xoVosw=xswVwVs so=xsoVoVsB=logwqo Q=0.441×（qT）oVo2/3q-wVw2/3 A=B+Q A= logSWqSO SW+SO =1上式诸式中 下标w ，o，s分别代表水、有机物及表面部分； xo、xw主体部分的分子数； Vw、 Vo主体部分的分子体积； w、o 分别为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2。VoD=mooD=46738.1=62.32 mLVoW=mooW=46712.85=64.53 mLVoF=mooF=46732.09=62.83mLVwD=mowD=18973.06

31、=18.50mLVwW=mowW=18959.17=18.77mLVwF=mowF=18969.75=18.56mL查取不同温度下乙醇和水的表面张力，列于表2-3中温度/乙醇表面张力/10-3m-1水的表面张力/10-3m-1701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8利用表2-3中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW下的乙醇和水的表面张力乙醇的表面张力 90-8016.2-17.15= 90-83.2616.2-oF，oF=16.8490-8060.7-62.6= 90-83.2660.7-wF, wF=61.9880-7017.

32、15-18= 80-78.2517.15-oD, oD=17.3080-7062.6-64.3= 80-78.2562.6-wD, wD=62.75100-9015.2-16.2= 100-99.2915.2-oW, oW=15.27100-9058.8-60.7= 100-99.2958.8-wW, wW=58.93经推导wD2=1-xDVwD21-xDVwD+xDVOD2oD= xDVOD1-xDVwD+xDVOD 塔顶液表面张力wD2oD=1-xDVwD2xDVOD1-xDVwD+xDVOD=1-0.8387×18.500.8387×62.31×1-0.83

33、87×18.50+0.8387×62.31=0.0011B=lgwqo=lgw2o= lg0.0011=-2.5110Q=0.441×qToDVoD2/3q-wDVwD2/3=0.441×2273.15+78.25×17.30×63.322/32-62.75×18.502/3=-0.7604A=B+Q=-2.5110-0.7604=-3.2714联立方程组A=logsw2soSW+SO =1，soD=0.98631swD=0.01369代入mD1/4=swDwD1/4+soD1/4，mD=17.66利用同样的方法可计算出原料

34、及塔底的表面张力。原料液表面张力 mF=25.32塔底表面张力 mW=56.11精馏段表面张力 1=mD+mF2=17.66+25.322=21.49提馏段表面张力 2=mW+mF2=56.11+25.322=40.722.4.4 混合物的黏度利用液体黏性共线图查出：精馏段：t1=80.76，mH2O=0.205mPas, mC2H5OH=0.271 mPasm1=mC2H5OHx1+mH2O（1-x1）=0.271×0.5228+0.205×1-0.5228 =0.2395 mPas提馏段：t2=91.28，mH2O=0.161mPas, mC2H5OH=0.198 mP

35、asm2=mC2H5OHx2+mH2O（1-x2）=0.198×0.1049+0.161×1-0.1049 =0.1649mPas2.4.5 相对挥发度由xF=0.2069， yF=0.5303， F=0.5303×1-0.20690.2096×1-0.5303=4.33xD=0.8387， yD=0.8509，D=0.8509×1-0.83870.8387×1-0.8509=1.10xw=0.00299， yw=0.0268，w=0.0268×1-0.002990.00299×1-0.0268=9.18精馏段平均

36、相对挥发度：1=F+D2=2.72提馏段平均相对挥发度：2=F+w2=6.762.5 操作压力的计算2.5.1精馏段PD=4+101.3=105.3KPaPF=105.3+0.7×26=123.5KPaPm1=PD+PF2=114.4 KPa2.5.2 提馏段Pw=245+101.3=346.3 KPaPm1=Pw+PF2=234.9 KPa2.6 塔体主要工艺尺寸计算： 2.6.1 塔径D：图2-4 史密斯泛点关联图初选塔板间距，取板上液层高度， 2.6.1.1 精馏段：横坐标：查图C20=0.081，取安全系数为0.6，则按标准，塔径D圆整取1m塔截面积：空塔气速：2.6.1.2

37、 提馏段： 横坐标： 查图 精馏段 取安全系数为0.6，则取圆整值1m塔截面积：空塔气速：2.6.3 精馏塔的有效高度精馏段有效高度：提馏段有效高度：在进料板上方开一入孔，其高度为0.8m所以精馏塔有效高度：Z=Z精+Z提+0.8=14.75m2.7 塔板主要工艺尺寸计算：2.7.1 溢流装置的计算：因塔径D=1m,D<2.2m可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘及平行溢流堰2.7.1.1 溢流堰长取堰长，即 2.7.1.2出口堰高： 选用平直堰，堰上的液层高度，取，则：精馏段： 提馏段： 2.7.1.3弓形降液管的宽度与降液管的面积图2-5 弓形降液管的宽度与面积由 查弓形降液管参数

38、图可知：， ， 依式 精馏段： 提馏段： 降液管设计合理。2.7.1.4 降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速 精馏段： 提馏段： 降液管隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度 2.7.2 塔板布置2.7.2.1 塔板的分布：因，估塔板采用分块式。查表知？2.7.2.2 边缘区宽度确定：取，2.7.2.3 开孔区面积计算：其.2.7.2.4 筛板计算及排布：孔径取筛板厚度d0t孔心距筛板排列与筛孔数筛板排列正三角排列,如右图所示：筛孔数个开孔率： 图2-6筛孔的正三角排列气体通过筛孔的气速：精馏段：提馏段：第3章 筛板的流体力学验算：3.1 塔板压降3.1.1 干板阻力：因为 查图精馏段：提

39、馏段：3.1.2气体通过液层的阻力hl：精馏段：由充气系数0与Fa的关联图查的提馏段：由充气系数0与Fa的关联图3.1.3 液体表面张力的阻力h 精馏段：单板压降为：（设计允许值）提馏段： 单板压降为：（设计允许值）3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.3 液沫夹带：依式 （1）精馏段：（2）提馏段：故设计液沫夹带量在允许范围内.3.4 漏液对于筛板塔，漏液点气速为，（1）精馏段：筛板稳定系数：介于1.52.0之间，故在设计负荷下不会发生明显漏液现象。（2）提馏段：筛板稳定系数：介于1.52.0之间，故在设计负荷下不会发生明显漏液现

40、象。3.5 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降中清液层高度，（1）精馏段： 在设计负荷下不会发生液泛。（2） 提馏段：故在设计负荷下不会液泛根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为精馏段、提馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。3.6 塔板负荷性能图3.6.1 雾沫夹带线（1）eV=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2ua=VsAT-Af=Vs0.785-0,04475=1.351Vshf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E3600LslW23精馏段：近似取E1.0， hW=0.0538m，hW=0.60m，故hf=2.5hw+2.84×10-3E36

41、00LslW23=0.135+2.344Ls2/3取雾沫夹带极限值eV为0.1lkg液/kg气。已知=21.49×10-3N/m，HT=0.45m，得：0.1=5.7×10-621.49×10-31.351Vs0.45-0.135-2.344Ls2/3Vs1=1.49-11.08Ls2/3同样的方法求出：提馏段：Vs2=2.15-12.09Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，算出相应的Vs于表3-1中Ls/（m3/s）1.5×10-33.0×10-34.5×10-36.0×10-3Vs1/（m3/s）1.411.341.

42、261.18Vs2/（m3/s）2.132.001.851.70依表中数据在Vs-Ls图中作出雾沫夹带线（1），如图所示。3.6.2 液泛线（2）联立式和AfAT=sin-1lWD-lWD1-（lWD）2得 （HT+hW）=hP+hW+hOW+hd近似取E1.0，lW=0.60m，则hOW=2.84×10-3ELhlW23=2.84×10-3×1.0×3600Ls0.6023故 hOW=0.94Ls2/3（c）由式 hP=hc+hl+hhc=0.051（u0C0）2（VL）=0.051（Vs0.78×0.9072）2（1.29804.55）=0

43、.0466Vs2则hl=0（hW+hOW）=0.68×（0.0538+0.94Ls2/3）=0.0365+0.64Ls2/3hP=0.0466Vs2+0.64Ls2/3+0.0389（d）由式hd=0.135（LslWh0）2=0.135（Ls0.60×0.0111）23449Ls2 （e）将HT=0.45m，hW=0.0538m，=0.5及式（c）、式（d）、式（e）代入式及式hL=hW+hOW的联立式得：Vs2=3.42-75085Ls2-33.9Ls2/3同样的方法求得：Vs2=6.642-37210Ls2-63.7Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，算出相应的V

44、s于表3-2中：Ls/（m3/s）1.5×10-33.0×10-34.5×10-36.0×10-3Vs1/（m3/s）2.482.392.252.15Vs2/（m3/s）2.572.562.562.563.6.3 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为4秒，则Ls，max=HTAf=0.45×0.044754=0.00503m3/s液相负荷上限线（3）在Vs-Ls坐标上为气体流量Vs无关的垂直线，如图所示。3.6.4 漏液线（汽相负荷下限线）（4）由 hL=hW+hOW=0.0538+0.94Ls2/3，uOW=Vs，minA0代入漏液

45、点气速式：uOW=4.43C00.0056+0.13hc-hLVVs，minA0=4.4×0.780.0056+0.130.0538+0.94Ls23-0.00242×804.551.29 Vs，min=4.840.009972+0.122Ls2/3同样的方法算出提馏段：Vs，min=6.030.00845+0.122Ls2/3此即汽相负荷下限线关系式，在操作范围内，任取几个Ls值，算出相应的Vs于表中：Ls/（m3/s）1.5×10-33.0×10-34.5×10-36.0×10-3Vs1/（m3/s）0.5210.5410.558

46、0.584Vs2/（m3/s）0.6050.6320.6540.6743.6.5 液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线条件，取E1.0。依式 hOW=2.84×10-3ELhlW23=2.84×10-3×1.0×3600Ls0.6023整理得：Ls,min=5.12×10-4m3/第4章 热量衡算4.1 比热容及汽化潜热的计算4.1.1 塔顶温度下的比热容 tD=78.23查得CP0=3.46KJkgK=159.16KJ/(kmolK)Cpw,80-Cpw,78.23Cpw,80-Cpw70=4.195

47、-Cpw,78.234.195-4.187=80-78.2380-70Cpw,78.23=4.1936KJkgK=75.48KJ/(kmolK)CPD=CPO×xD+CPW×1-xD=159.16×0.8491+75.48×1-0.8491=146.53KJ/(kmolK)4.1.2 塔釜温度下的比热容tF=82.05查得CP0=3.69KJkgK=169.74KJ/(kmolK)Cpw,90-Cpw,82.05Cpw,90-Cpw80=4.208-Cpw,82.054.208-4.195=90-82.0590-80Cpw,82.05=4.198KJkg

48、K=75.56KJ/(kmolK)CPF=CPO×xF+CPW×1-xF=169.74×0.28125+75.56×1-0.28125=102.05KJ/(kmolK)4.1.3 塔底温度下的比热容 tW=99.50查得CP0=2.59KJkgK=119.14KJ/(kmolK)Cpw,100-Cpw,99.50Cpw,100-Cpw90=4.220-Cpw,99.504.220-4.208=100-99.50100-90Cpw,99.50=4.219KJkgK=75.95KJ/(kmolK)CPW=CPO×xW+CPW×1-xW=1

49、19.14×0.0021215+75.95×1-0.0021215=76.04KJ/(kmolK)4.1.4 塔顶温度 tD下的汽化潜热r0=598.0KJ/kg，rw=1241.0KJ/kg，r=r0×xD+rw×1-xD=695.03KJ/kg4.2 热量衡算4.2.1 0时塔顶上升的热量QV,塔顶以0为基准QV=V×CPD× tD+V×r×MVD=0.02848×3600×146.53×78.23+0.02848×3600×695.03×42.069

50、=4173121KJ/h4.2.2 回流液的热量QR注：此为泡点回流，据t-x-y图查此时组成下的泡点，tD=78.23此温度下，CPR=148.02KJ/(kmolK)QR=L×CPR×tR=0.02176×3600×148.02×78=904433KJ/h4.2.3 塔顶馏出液的热量QD,因馏出口与回流口组成相同，CPD=149.02KJ/(kmolK)QD=D×CPD× tD=0.0067164×3600×148.02×78.23=279983.7KJ/h4.2.4 进料的热量QF，QF=

51、F×CPF× tF=0.02038×3600×102.05×82.05=614325KJ/h4.2.5 塔底残液的热量QwQW=W×CPW× tW=0.01366×3600×76.04×99.50=372064.6KJ/h4.2.6 冷凝器消耗的热量QcQC=QV-QR-QD=4173121-904433-279983.7=2988704.5KJ/h4.2.7 再沸器提供热量QB塔釜热损失为10%Q损=0.1QBQB+QF=QC+QW+QD+Q损QB=3362697.6 KJ/h热量衡算计算结果

52、表4-1项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器热量Q(KJ/h)6143252988704.5279983.7372064.63362697.6平均比热容KJ/(kmolK)102.05/146.5376.08/第5章 塔的附属设备计算5.1辅助设备的选型本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等。以下的冷凝器采用列管换热器。5.1.1直接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用直接蒸汽加热方式，以提高传热效果，并节省再沸器。r0=598.0KJ/kg，rw=1241.0KJ/kg，r=r0×xD+rw×1-xD=695.03KJ/kg再沸

53、器提供热量QB，塔釜热损失为10%Q损=0.1QB ,QB+QF=QC+QW+QD+Q损QB=3362697.6 KJ/h加热蒸汽消耗量：W=QBr=4838.2kgh5.1.2塔的附属设备计算5.1.2.1冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为500-1500kcal/(m3h)1kcal=4.18J本设计取K=700 kcal/(m3h)=2926 kJ/(m3h)出料液温度： tD=78.23（饱和气）78.23（饱和液）冷却水2035逆流操作，t1=58.23, t2=43.23,tm=t1-t2lnt1t2=50.36全塔热量衡算，QC=QV-QR-QD=41731

54、21-904433-279983.7=2988704.5KJ/h传热面积A=QCK×tm=2988704.52926×50.36=20.28m2取安全系数1.04，所需传热面积为A=20.28×1.04=21.09m2可选G500-25-35型列管式换热器,主要设计参数如下:A=35m，管长L=3000，管程数4,公称直径DN=500mm，25×2.5碳钢管5.1.2.2馏出液冷却器热量衡算 CPF=CPO×xF+CPW×1-xF=169.74×0.28125+75.56×1-0.28125=102.05KJ/(kmolK)Q=m×CPFt=40.51×102.05×78.23-25=220055KJ/h选型,本设计取K=700 kcal/(m3h)=2926 kJ/(m3h)出料液温度： tD=78.23（饱和气）25（饱和液）冷却水4020tm=t1-t2lnt1t2=16.356设实际热损失为5%,则：Q实=Q1-0.05=231636.8KJ/h换热器面积：A=QCK×tm=231636.82926×16.356=4.84m2可选G273-25-4型列管式换热器,主要设计参数如下:A=6m，管长L=1