酒精连续精馏塔的工艺设计说明

1、精选优质文档-倾情为你奉上西安交通大学 能源与动力工程学院酒精连续精馏塔的设计化工61 刘敬军 2009/6/28专心-专注-专业目录第一章 设计任务书一、 设计目的：以设定压力的饱和蒸汽在塔釜间接加热，塔顶采用冷凝冷却器，用水作为冷却剂。二、 设计题目：酒精连续精馏塔的工艺设计三、 设计条件： 生产能力（产量） 6160 吨年 操作周期          8000  小时年 进料组成         进料含乙醇37.6%，其

2、余为水 （质量分率，下同） 塔顶产品（乙醇）组成      81.6 塔底产品（乙醇）组成      0.5%  四、 操作条件1. 加热方式：间接蒸汽加热2. 塔顶压强：1个大气压（绝对压强）；3. 进料热状况：泡点进料4. 回流比：计算确定5. 冷却水进出口温度为20和35度五、 酒精和水溶液的表面张力：精馏段18达因/厘米；提馏段：60达因/厘米 六、 其它条件自选。七、 设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计   

3、; （1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定    （2）塔板的负荷性能图    （3）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4、辅助设备选型与计算6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图7、设计体会和评述8、参考文献第二章 概述课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。通过课程设计，学生应该注重以下几个能力的训练和培养：1、查阅资料，选用公式和搜集数据（包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集）的能力；2、树立既考虑技术上的先进性与可行

4、性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力；3、迅速准确的进行工程计算的能力；4、用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。化工设备设计包括工艺设计和机械设计两部分。工艺设计是根据生产任务提供的工业条件（包括工作压力、温度、产量、物料性能等），确定设备的结构形式、接管方位以及设备的主要尺寸等。机械设计是在工艺设计的基础上进行强度、刚度和稳定性设计或校核计算，对设备的内、外附件进行选型和结构设计计算，最好绘制设备的装配图和零部件工作图。作为化学工程与工艺的学生，本次化工原理课程设计主要是进行工艺设计。乙醇水

5、是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。第三章 设计方案的选定一、 主要设备选型精馏设备（气液传质设备）主要分为填料塔和板式塔，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、

6、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。填料塔和板式塔的比较： 填料塔是连续式的气液传质设备，气液两相间呈连续逆流接触并进行传质和传热，气液两相组分的浓度沿塔高呈连续变化。 板式塔中气液两相间逐层逆流接触并进行传质和传热，气液两相组分的浓度沿塔高呈阶梯式变化。板式塔是目前我们酒精生产中使用最多的塔型，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。浮阀塔板具有泡罩塔板和筛孔塔板的优

7、点，其优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性大，塔板效率较高；缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。二、 操作条件的确定1. 操作压力根据塔顶的条件选择常压操作。乙醇-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。2. 进料根据要求，泡点进料，即饱和液体进料。饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和

8、提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。3. 加热方式根据工艺要求，采用饱和蒸汽在塔釜间接加热，设置再沸器。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，因此使用饱和水蒸汽作为加热剂。4. 冷却剂及温度根据给定的条件，塔顶采用冷凝冷却器，用水作为冷却剂，水进出口温度为20和35度。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

9、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。第四章 工艺计算一、 物料衡算已知：生产能力（产量） 6160 吨年 操作周期 

10、        8000  小时年 进料组成         进料含乙醇37.6%，其余为水 （质量分率，下同） 塔顶产品（乙醇）组成      81.6 塔底产品（乙醇）组成      0.5%  乙醇分子量：46，水的分子量：18进料摩尔组成：乙醇xF=0.376÷460.376÷46+1-0.376÷1

11、8=0.191，水0.809塔顶摩尔组成：乙醇xD0.816÷460.816÷46+1-0.816÷18=0.634，水0.366塔底摩尔组成：乙醇xW=0.005÷460.005÷46+1-0.005÷18=0.00196，水0.全塔总物料衡算：F=D+W乙醇衡算：F×xF=D×xD+W×xW塔顶产品流率：D=6160×103×0.÷46=21.544kmol/h求解上面的方程得：F=72.041kmol/h，W=50.497kmol/h乙醇的回收率：D×xDF&

12、#215;xF=0.993水的回收率（塔顶）D×(1-xD)F×(1-xF)=0.135：表格 1物料衡算结果一览名称原料（FEED）馏出液（D）废液（W）摩尔分数x（乙醇）0.1910.6340.00196摩尔流率（kmol/h）72.04121.54450.497二、 回流比、理论塔板数的确定精馏塔设计的一个主要内容是确定其所需的塔板数，由于塔板上两相的传质情况十分复杂，塔板数的计算常采用分解计算的方法，即先根据分离要求计算所需的理论塔板数，然后引入总板效率（又称为全塔效率）进行校正，从而得实际的塔板数。精馏塔是计算可采用解析法、图解法或简捷法。计算有两种办法：一是通过

13、水-乙醇体系的相平衡数据进行手算，二是通过软件进行设计计算。这里用aspen进行设计设计计算，得出回流比和塔板数的初值后，在用RADFRAC进行精确的操作型计算。1. 设计型模拟计算：模拟条件选取如下：(1) 用aspen plus的DSTUW模块进行设计型计算；(2) 物系为乙醇-水体系；(3) 物性方法为NRTL；(4) 设定实际回流比为最小回流比的1.5倍；(5) 乙醇的回收率为0.993，水的回收率为0.135；(6) 塔顶（冷凝器）压力为1atm，塔底压力为1atm（先设定塔压降为零）；结果如下：表格 2初始设计结果Minimum reflux ratio:0.Actual refl

14、ux ratio:0.Minimum number of stages:5.Number of actual stages:11.Feed stage:7.Number of actual stages above feed:6.Reboiler heating required:.101WattCondenser cooling required:.942WattDistillate temperature:78.CBottom temperature:99.CDistillate to feed fraction:0.即可以得到最小回流比、实际回流比、最小理论塔板数、实际塔板数及进料位置等

15、。回流比是精馏塔设计和操作的重要参数，影响到理论塔板数、塔径、塔板结构尺寸、加热蒸汽和冷却水的消耗量。它的选取范围为Rmin至无穷大，太小则塔板数过多，设备投资大，过小则冷热公用工程用量大，操作费用大。一般经验地取为最小回流比的1.22倍，也可根据N-R关系来确定合适的回流比。在上面模拟的基础上进行灵敏性分析，得到塔板数和回流比的关系如下图：图表 1理论板数随回流比变化曲线由图可以看出，回流比增大到一定的值以后，塔板数减小的很慢了，此时依靠增大回流比来减小设备投资费用已经不值得了。另外发现即便是N接近恒定时实际的回流比也不是很大，再根据经验确定RRmin=2.0。用上面确定的回流比重新计算，结

16、果如下：表格 3回流比、理论半数验证模拟结果Minimum reflux ratio:0.Actual reflux ratio:0.Minimum number of stages:5.Number of actual stages:10.Feed stage:7.Number of actual stages above feed:6.Reboiler heating required:.955WattCondenser cooling required:.796WattDistillate temperature:78.CBottom temperature:99.CDistillate

17、 to feed fraction:0.故可以确定回流比、塔板数和进料位置的初值：(1) 塔板数：11块(2) 回流比：0.85(3) 进料位置：第7块板进料2. 操作型模拟计算：得到回流比、理论塔板数和进料位置的初值后，用RADFRAC模块进行校核计算，检验是否满足分离要求。模拟条件：(1) 选用aspen plus的RADFRAC模块；(2) 对乙醇-水体系进行平衡分离模拟计算；(3) 物性方法为NRTL；(4) 饱和蒸汽进料（气相分率为零），模拟计算时塔板压降对分离的效果的影响比较小，只影响到塔顶和塔釜的温度，故可以根据经验资料设塔板压降为0.5kpa。据此，第七块板进料，进料压力应该不

18、小于第七块板的压力，即1atm+7×05kpa=1.atm。(5) 理论塔板数为11（全塔效率为默认值1）；(6) 塔底选择釜式再沸器，塔顶为全凝器；(7) 回流比为0.85；(8) 馏出液流率为21.544kmol/h；(9) 第七块板进料（on stage）；(10) 第一块板和第十一块板分别以liquid采出馏出液和废液；(11) 塔顶压力为1atm；塔板压降为0.5kpa；模拟工艺流程图图表 2Aspen模拟流程图结果如表4所示。表格 4Aspen精确模拟结果UnitDFEEDWFromRADFRACRADFRACToRADFRACPhase: LiquidLiquidLiq

19、uidComponent Mole Flow ETHANOLKMOL/HR13.7613.760 WATERKMOL/HR7.7958.2850.49Component Mole Fraction ETHANOL0.640.190 WATER0.360.811Mole FlowKMOL/HR21.5472.0450.5Mass FlowKG/HR774.021683.85909.84TemperatureC78.8983.86101.35PressureKPA101.33104.33106.33Vapor Fraction000Liquid Fraction111Solid Fraction0

20、00图表 3组成及温度沿塔板的分布曲线如图表3所示，分离已达到了设计要求。故理论塔板数NT=11块，第7块板进料，回流比R=0.85。三、 全塔效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。采用Oconnell（奥克勒尔）法来求取总板效率。总板效率ET=0.49×(L)-0.245其中：为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度；L为塔顶及塔底平均温度下进料液相平均黏度，mPas。由上面的模拟可得：表格 5各塔板上的温度及各组分的平衡常数StageTemperature/K-ValuesETHANOLWATE

21、R178.1.0.280.1.0.382.2.0.486.4.0.588.5.0.689.5.0.789.5.0.896.9.0.9100.11.0.10101.12.0.11101.12.0.故tm=78.9+101.32=90.1，此时查得(1)：water=0.3150mPas,ethanol=0.390mPas进料混合物的粘度用以下公式估算：L=xiL=0.809×0.3150+0.191×0.390=0.329由上面的表可知：D=1.1280.774=1.457,F=5.6300.662=8.504,W=12.6240.999=12.637所以全塔平均相对挥发度=

22、3DFW=5.390(2)（也可以查tm下的相对挥发度）总板效率为：ET=0.49×(5.390×0.329)-0.245=0.426四、 实际塔板数塔釜也起到了一个平衡级的作用，也被认为是一块理论板，则塔内实际塔板数为：N=NT-1ET=11-10.426=23.5取24块，其中精馏段塔板数为：N=70.426=16.4取16，即第16块板进料，提馏段塔板数为8块。五、 热量衡算根据模拟结果整理有效信息得：表格 6模拟出的全塔能量衡算结果热负荷/kW出（进）口物流温度/进料89.3塔顶全凝器-442.88278.9塔底再沸器458.707101.3第五章 精馏塔结构设计计

23、算本过程根据工艺计算的结果，设计计算板式精馏塔塔主要尺寸，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。表格 7工艺计算结果（部分）StageTemperaturePressureLiquid flow(mass)Vapor flow(mass)Liquid flow(volume)Vapor flow(volume)Liquid densityVapor densityCatmkg/hkg/hm3/hm3/hkg/m3kg/m3178.8931657.91201.8720764.989280.2371.004551.3561431.9260

24、.6981150.062789.7771.245382.7311.009428.6371325.370.5121143.532837.5611.159486.4461.014367.0691202.6510.4191139.338876.9041.056588.4741.019352.7651141.0820.3971137.128888.2721.003689.0641.024350.0481126.7780.3931133.699890.4160.994789.281.0291783.101124.0622.0021129.034890.6970.996896.6781.0341668.1

25、6873.26061.8301144.02911.6610.7639100.161.0391644.41758.31721.7951174.601916.1500.64610101.071.0441640.55734.57491.7891186.537916.8090.61911101.351.049909.84730.71160.9921185.795916.8070.616如表所示，各板上的气相流量（体积流量）很接近，故精馏段和提馏段选用相同的塔径。精馏段的液相流量远小于提馏短，塔盘设计应有所区别，由降液管和板间距及浮阀数进行调节，故也需要分别设计塔盘。根据浓度分布图，选择恒浓区的塔板上的

26、数据为各段的数据，即精馏段选第4块板，提馏段选第10块板，由表提取相关数据列于下表。表格 8用于塔结构设计计算的工艺数据项目精馏段提馏段气相液相气相液相组成（质量分数）ethanol0.6290.1710.01680.00136water0.3710.8290.9830.999质量流量（kg/h）1202.651367.069734.5751640.55体积流量（m3/h)1139.3380.4191186.5731.789密度1.056876.9040.619916.809表面张力（dyn/m2）1860温度88.5101.1压力（atm）1.021.044一、 塔径的计算塔直径的大小主要取

27、决于处理物料的流量及操作条件，更主要是气相的流量，塔径的计算涉及塔板液流的形式，故应先预选中其液流形式。单溢流型最常用，用于塔径和液流量不大时，这里预选用单溢流型塔板。提馏段气相体积流量较大，故以提馏段的数据来确定塔径更为安全可靠。液气流动参数FLV=LhVhLV=1.573×916.8090.619=0.0580提馏段取清液层高度为hL=0.05m，板间距HT=0.3m，所以液滴沉降高度HT-hL=0.3-0.05=0.25m查史密斯关联图得C20=0.051，表面张力=60dyn/cm，校正得：C=C20×(20)0.2=0.051×(6020)0.2=0.0

28、635液泛气速uf=CL-VV=0.0635×916.809-0.6190.619=2.443m/s。设实际空塔气速u=0.74uf=0.74×2.443=1.808m/s。气相通过的塔截面积A=Vsu=1186.×1.808=0.182m2。塔截面积为气相流通截面积A和降液管面积Ad之和。根据经验可选取lWD=0.7则AdAT=sin-1lWD-(lW/D)1-1-lWD2=sin-10.7-0.71-1-0.72=0.0343塔截面积AT=A1-AdAT=0.1821-0.0343=0.188m2塔径D=4AT=4×0.188=0.489m圆整为D=

29、0.5m。板间距和塔径存在一定的经验关系，计算出的塔径和前面假设的板间距HT符合该关系。实际塔截面积AT=4D2=4×0.52=0.196m2实际气相流通截面积A=AT1-AdAT=0.196×1-0.0343=0.189m2实际空塔气速u=VsA=1186.×0.189=1.744m/s设计的泛点率uuf=1.7442.443=0.7140.74与上面的假设相符。由于塔径很小，选用整块式塔盘。二、 提馏段塔盘设计计算由于精馏段和提馏段液相流量差别较大，故需要分别设计计算其降液管和板间距大小及阀数，分别设计塔盘。提馏段的设计计算时均采用提馏段的数据。图表 4所选用

30、的弓形降液管结构示意图图表 5单溢流型塔板布置图1. 降液管及溢流堰尺寸(1) 降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积AdAd=AT-A=0.196-0.189=0.007上面已经选定精馏段lWD=0.7，由弓形降液管堰宽与塔径比bdD和堰长与塔径比lWD的关系得堰宽bdbd=D1-1-lWD22=0.5×(1-1-0.72)2=0.0715m选用结构简单且常用的平形受液盘，选取底隙hb=0.034m(2) 溢流堰尺寸堰长lW=DlWD=0.5×0.7=0.35m，LhlW2.5=1.7890.352.5=24.7，查液流收缩系数图得收缩系数E

31、=1.05。堰上液头高度hOW=2.84×10-3E(LhlW)2/3=2.84×10-3×1.05×(1.7890.35)2/3=0.00885m>6mm堰高hW由选取的清液曾高度hL确定hW=hL-hOW=0.05-0.00885=0.0412m液流强度LhlW=1.7890.35=5111m3/(mh)<100m3/(mh)，符合要求。降液管底隙液体流速ub=LslWhb=1.×0.35×0.034=0.0418m/s<0.3m/s，符合一般要求。2. 浮阀数及排列方式(1) 浮阀数使用F1型浮阀，重型，阀孔直

32、径d0=0.039m。设阀孔动能因数F0=11，则阀孔气速u0=F0v=110.619=13.981阀孔个数n=Vs/4d02u0=1186.×/4×0.0392×13.98120个。(2) 排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为bs=bs'=0.05m，边缘区宽度bc=0.05m。塔盘有效传质区面积Aa通过以下的公式计算：x=D2-bs+bd=0.52-0.05+0.0715=0.129mr=D2-bc=0.52-0.05=0.2mAa=2xr2-x2+r2sin-1xr=20.129×0.22-0.1292+0.22×si

33、n-10.1290.2=0.0955m2开孔面积A0=nd024=20××0.03924=0.0239m2。阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：A0Aa=d02t2sin60°=0.907(d0t)2t=0.907(Aa/A0)d0=0.039×0.907×0.0955/0.0239=0.0742m根据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n，按t=80mm排孔，按图排列可得实际浮阀数为2×9+6=24个。图表 6提馏段塔盘浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。阀孔气速u0=Vsnd024=118

34、6.573×43600×24××0.0392=11.496m/s。动能因子F0=u0v=11.496×0.619=9.045。塔板开孔率=A0AT=24××0.03924×0.196=0.146。开孔面积A0=24××0.0392/4=0.0286m2三、 精馏段塔盘设计计算精馏段的液相流量比提馏段的小，故需要重新设计其塔盘，减小其塔板间距和降液管尺寸。运用与上面提馏段设计计算相同的方法设计计算精馏段塔盘。精馏段的设计计算时均采用精馏段的数据。液气流动参数FLV=LhVhLV=0.338

35、5;876.9041.056=0.0106取精馏段清液层高度为hL=0.046m，板间距HT=0.25m，所以液滴沉降高度HT-hL=0.25-0.05=0.2m查史密斯关联图得C20=0.043，表面张力=18dyn/cm，校正得：C=C20×(20)0.2=0.043×(1820)0.2=0.0421液泛气速uf=CL-VV=0.0421×876.904-1.0561.056=1.212m/s。塔径全塔相同D=0.5m，AT=4D2=4×0.52=0.196m2。取lWD=0.6，则AdAT=sin-1lWD-(lW/D)1-1-lWD2=sin-1

36、0.6-0.61-1-0.62=0.0298Ad=0.0298AT=0.00584m2那么实际气相流通截面积：A=AT1-AdAT=0.1961-0.0298=0.0190m2。空塔气速u=VsA=1139.×0.189=1.666m/s。1. 降液管及溢流堰尺寸(1) 降液管尺寸选用常用的弓形降液管，由上面的设计结果得弓形降液管所占面积AdAd=AT-A=0.196-0.0190=0.006m2上面已经选定精馏段lWD=0.6，由弓形降液管堰宽与塔径比bdD和堰长与塔径比lWD的关系得堰宽bdbd=D1-1-lWD22=0.5×(1-1-0.62)2=0.05m选用结构简

37、单且常用的平形受液盘，选取底隙hb=0.030m(2) 溢流堰尺寸堰长lW=DlWD=0.5×0.6=0.3m，LhlW2.5=0.4190.32.5=8.5，查液流收缩系数图得收缩系数E=1.04。堰上液头高度hOW=2.84×10-3E(LhlW)2/3=2.84×10-3×1.04×(0.4190.3)2/3=0.00369m堰高hW由选取的清液曾高度hL确定hW=hL-hOW=0.046-0.00369=0.0423m液流强度LhlW=0.4190.3=1.397m3/(mh)<100m3/(mh)，符合要求。降液管底隙液体流速u

38、b=LslWhb=0.×0.3×0.034=0.0129m/s<0.3m/s，符合一般要求。2. 浮阀数及排列方式(1) 浮阀数使用F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039m。设阀孔动能因数F0=11，则阀孔气速u0=F0v=111.056=10.704阀孔个数n=Vs/4d02u0=1139.×/4×0.0392×10.70425个。(2) 排列选用的是单溢流型塔板，设入、出口安定区尺寸为bs=bs'=0.05m，边缘区宽度bc=0.05m。塔盘有效传质区面积Aa通过以下的公式计算：x=D2-bs+bd=0.52-0.05+0

39、.05=0.15mr=D2-bc=0.52-0.05=0.2mAa=2xr2-x2+r2sin-1xr=20.15×0.22-0.152+0.22×sin-10.150.2=0.108m2开孔面积A0=nd024=25××0.03924=0.0299m2。阀孔按三角形错排，其孔心距用下面的方法估算：A0Aa=d02t2sin60°=0.907(d0t)2t=0.907(Aa/A0)d0=0.039×0.907×0.108/0.0299=0.0730m根据估算的孔间距t进行布孔，并按实际可能的情况进行调整来确定浮阀的实际个数n

40、，按t=75mm排孔，按图排列可得实际浮阀数为2×9+6=24个。图表 7精馏段塔板浮阀试排列图重新计算塔板的以下参数。阀孔气速u0=Vsnd024=1139.338×43600×24××0.0392=10.039m/s。动能因子F0=u0v=10.039×1.056=10.316。开孔面积A0=24××0.0392/4=0.0286m2塔板开孔率=A0AT=24××0.03924×0.196=0.146。四、 塔高的计算塔顶第一块板距塔顶的距离HD=0.8m；塔底最后一块板距塔底的距

41、离HB=1.2m；精馏段塔板间距HTJ=0.25m；提馏段塔板间距HTT=0.3m；有人孔的塔板间距HT'=0.8m；进料塔板间距HF=0.9m；精馏段塔板数NPJ=16（含进料板）；提馏段塔板数NPT=8（不含塔底再沸器）；裙座高度为HQ=4m；物料较清洁且不易结垢，可每隔810块板设置一个人孔，塔顶和塔釜均有人孔，故只要在精馏段和提馏段分别设置一个人孔即可。所以全塔高度为：H=HD+NPJ-2-1HTJ+HF+NPT-1HTT+HB+HQ=0.8+0.25×16-2-1+0.9+0.3×8-1+1.2+4=12.25m第六章 流体力学验算及操作负荷性能图一、 流

42、体力学验算以上初步设计主要是从防止过量液沫夹带、液泛出发考虑的，设计中选用了很多经验数据，因此设计的结果是否合适，还必须通过以下各方面的校核。1. 塔板阻力hf计算(1) 干板阻力h0精馏段：临界孔速u0k=(73/V)1/1.825=(73/1.056)1/1.825=10.187m/s<u0=10.039m/s故应在浮阀处于全开状态下计算干板阻力：h0=5.43VLu022g=5.43×1.904×10.03922×9.8=0.0336m提馏段：临界孔速u0k=(73/V)1/1.825=(73/0.619)1/1.825=13.650m/s>u0

43、=11.496m/s故应在浮阀处于未全开状态下计算干板阻力：h0=19.9u00.175L=19.9×11.4960.809=00333m(2) 塔板充气液层阻力hl充气系数0=0.5。精馏段：hl=0.5hL=0.5×0.05=0.025m。提馏段：hl=0.5hL=0.5×0.046=0.023m。(3) 克服表面张力阻力h表面张力引起的阻力般都很小，可以忽略不计。所以提馏段塔板阻力：hf=h0+hl+h=0.0336+0.025+0=0.0586m<0.7kPa。精馏段塔板阻力：hf=h0+hl+h=0.0333+0.023+0=0.0563m<

44、0.7kPa。2. 液沫夹带量校核为了控制液沫夹带量eV过大，小塔径的塔的泛点率应小于0.650.75。浮阀塔的泛点率有下面的式子计算。精馏段：查关联图得CF=0.7。Z=D-2bd=0.5-2×0.05=0.4mAb=AT-2Ad=0.196-2×0.00584=0.184m2所以F1=VsVL-V+1.36LsZKCFAb=1139.×1.904-1.056+1.36×0.×0.41×0.7×0.184=0.0858F1=VsVL-V0.78KCFAT=1139.×1.904-1.0560.78×1&

45、#215;0.7×0.196=0.103F1<0.65不会产生液沫夹带。提馏段：查关联图得CF=0.82。Z=D-2bd=0.5-2×0.0715=0.375mAb=AT-2Ad=0.196-0.007×2=0.182m2所以F1=VsVL-V+1.36LsZKCFAb=1186.×0.809-0.619+1.36×1.×0.3751×0.82×0.182=0.0591或F1=VsVL-V0.78KCFAT=1186.×0.809-0.6190.78×1×0.82×0.

46、196=0.0683F1<0.65不会产生液沫夹带。3. 降液管液泛校核为了防止降液管液泛，应保证降液管内液流畅通，降液管内液层高度应低于上快塔板溢流堰顶。降液管中清液层高度Hd=hw+hOW+hf+hd式中，为液面落差，一般可忽略；hd为流体流过降液管底隙的阻力，通过下式计算。hd=1.18×10-8(LhlWhb)2降液管中泡沫层高度为Hd'=Hd/，为降液管中泡沫层的相对密度，和液体的起泡性有关，本物系可取为0.6。降液管液泛校核条件，应满足Hd'HT+hW精馏段：hd=1.18×10-8(LhlWhb)2=1.18×10-8×

47、;(0.4190.3×0.03)2=0.m所以Hd=hw+hOW+hf+hd=0.0423+0.00369+0+0.0563+0.=0.102mHd'=Hd=0.1020.6=0.17mHT+hW=0.25+0.0423=0.292>Hd'故精馏段不会发生降液管液泛。提馏段：hd=1.18×10-8(LhlWhb)2=1.18×10-8×(1.7890.35×0.034)2=0.m所以Hd=hw+hOW+hf+hd=0.042+0.00885+0+0.0586+0.=0.112mHd'=Hd=0.1120.6=0.

48、187mHT+hW=0.3+0.042=0.342>Hd'故提馏段也不会发生降液管液泛。4. 漏液校核当气速由大变小，开始发生严重漏液时的阀孔气速称为漏液点气速u0'，一般要求孔速为漏液气速的1.52倍，他们的比值称为稳定性系数K。一般取F0=5时对应的阀孔气速为其漏液点气速。精馏段：u0'=5V=51.056=4.866m/s精馏段稳定性系数K=u0uo'=10.0394.866=2.063>2提馏段：u0'=5V=51.789=3.738m/s提馏段稳定性系数K=u0uo'=11.4963.738=3.75>2故不会出现严重

49、漏液现象。二、 操作负荷性能图作出提馏段塔板的负荷性能图。1. 液沫夹带上限关系取泛点率为0.8，带入泛点计算式0.8=VsVL-V+1.36LsZKCFAb=Vs×0.809-0.619+1.36×Ls×0.3751×0.82×0.182=0.0591整理得Vh=16535.8-19.615Lh该VhLh确定的线即为液沫夹带线。2. 漏液关系式因动能因子F0<5时会严重漏液，故取F0=5，计算相应的气相流量VhVh=3600A0u0u0=F0/VVh=3600nd02u04=3600nd02F0/V4=××0.039

50、2×54×0.619=655.930m3/h该流量为一常数，是平行于Lh轴的一条线，为漏液线，也称为气相下限线。3. 液相下限关系式对于平直堰，其堰上的液头高度必须大于0.006m，取hOW=0.006m，即可确定液相流量的下限线。hOW=2.84×10-3E(LhlW)2/3=0.006mE=1.05，整理上式得提馏段液相流量下限线Lh=1.075m3h4. 液相上限关系式=3s降液管的最大流量为：Lh=3600AdHT3=720AdHT=720×0.007×0.3=2.52m3/s5. 降液管液泛线关系式由下式HT+hW=hw+hOW+hf

51、+hdhf=h0+hl+h，计算中可以略去其中较小的h。hOW=2.84×10-3E(LhlW)2/3=2.84×10-3×1.05×(3600Ls0.35)2/3=1.410Ls2/3hd=1.18×10-8(LhlWhb)2h0=h0=5.43VLu022g带入整理得Vh=(7.859×106-3.419×105Lh23-4.743×103Lh2)2作出负荷曲线。图表 8负荷曲线（提馏段塔板）表格 9精馏段塔板设计结果汇总表（116块板）塔板主要结构参数数据塔板主要结构参数数据塔径DD=0.5m孔心距t75mm

52、塔板间距HT0.25m边缘区bc0.05m堰长lW0.3m安定区宽度bs0.05m堰宽bd0.05排列方式错排堰高hW0.0423m流动形式单流型入口堰高无液体流量Lh0.419 m3/h底隙hb0.030m气体流量Vh1139.883m3/hAdAT0.0298液泛气速uf 1.212m/s塔截面积AT0.196m2空塔气速u1.666m/s降液管面积Ad0.006泛点率F10.103有效传质区Aa0.108m堰上液头高度hOW 0.00369m气相流通截面积A0.190m2塔板阻力hf0.0586m开孔面积A00.0286m2阀孔气速u010.039m/s阀孔直径d00.039m阀孔动能因

53、子F010.316阀孔数n24稳定系数K3.75>2开孔率=A0AT0.146表格 10提馏段塔板设计结果汇总表（1724块板）塔板主要结构参数数据塔板主要结构参数数据塔径DD=0.5m孔心距t80mm塔板间距HT0.3m边缘区bc0.05m堰长lW0.35m安定区宽度bs0.05m堰宽bd0.0715排列方式错排堰高hW0.0412m流动形式单流型入口堰高无液体流量Lh1.789 m3/h底隙hb0.034m气体流量Vh1186.573m3/hAdAT0.0343液泛气速uf 2.443m/s塔截面积AT0.196m2空塔气速u1.744m/s降液管面积Ad0.007泛点率F10.06

54、83有效传质区Aa0.0955m堰上液头高度hOW 0.00885m气相流通截面积A0.189m2塔板阻力hf0.0563m开孔面积A00.0286m2阀孔气速u011.496m/s阀孔直径d00.039m阀孔动能因子F09.045阀孔数n24稳定系数K3.75>2开孔率=A0AT0.146第七章 接管尺寸设计一、 进料管进料质量流量为：Fm=72.041×0.191×46+72.041×0.809×18=1682.013kg/h进口料液密度F=890kg/m3，所以进料体积流量FV=FmF=1.890m3/h.。取管内流速为uD=0.5m/s，则管径DD=4FV3600uD=0.0366m圆整，选用热轧无缝钢管（GB8163-87），规格为45×4。二、 塔顶升气管塔顶上升蒸汽流量VSD=1150.=0.319m3/s。取气速为uVD=