乙醇水连续精馏塔设计

1、- 1 -课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 - 2 -化工与制药学院课程设计说明书课题名称 乙醇-水溶液连续精馏塔设计专业班级 精细化工 3 班 学生姓名 指导教师 课题工作时间 2015.12.142015.12.28 武汉工程大学化工与制药学院 - 1 -化工原理课程设计任务书一、 课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、 课程设计的内容1设计方案的确定2带控制点的工艺流程图的确定3操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4塔的工艺计算（1）全塔物料衡算（2）最佳回流比的确定（3）理论板及实际板的确定（4）塔径的计算（5）降液管及溢流堰尺寸的确定（6）浮阀数及

2、排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定（7）塔板流动性能的校核（8）塔板负荷性能图的绘制（9）塔板设计结果汇总表5辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计：（包括塔盘、裙座、进出口料管）三、 课程设计的要求1、撰写课程设计说明书一份2、工艺流程图一张3、主体设备详细条件图一张- 2 -四、 课程设计所需的主要技术参数原料： 乙醇-水溶液原料温度： 30处理量： 1.5 万吨/年，原料组成（乙醇的质量分数）：45%，产品要求：塔顶产品中乙醇的质量分数：92%,塔顶产品中乙醇的回收率：99%生产时间： 300 天（7200h

3、）冷却水进口温度：30加热介质： 0.6MPa(表压)饱和水蒸汽五、 课程设计的进度安排1、查找资料，初步确定设计方案及设计内容，1-2 天2、根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，2-3 天3、撰写设计说明书，总装图，答辩，4-5 天六、 课程设计考核方式与评分方法指导教师根据学生的平时表现、设计说明书、绘图质量及答辩情况评定成绩，采用百分制。其中： 平时表现 20%设计说明书 40%绘图质量 20%答辩 20%指导教师： 课程负责人： 2015 年 12 月 10 日- 3 -目目 录录 摘要 - 5 -ABSTRACT - 5 -第一章 前言- 6 -第二章 设计方案简介- 7 -2

4、.1 操作条件的确定- 7 -2.1.1 装置流程的确定 - 7 -2.1.2 操作压力 - 7 -2.1.3 进料状态 - 8 -2.1.4 加热方式 - 8 -2.1.5 冷却剂与出口温度 - 8 -2.1.6 回流比的选择 - 8 -2.1.7 热能的利用 - 9 -2.2 确定设计方案的原则- 9 -第三章 精馏塔的工艺计算- 10 -3.1 精馏塔的物料衡算 - 10 -3.2 塔板数的确定 - 11 -3.2.1 相对挥发度- 11 -3.2.2 最小回流比及操作回流比计算- 11 -3.2.3 图解法求理论塔板数- 15 -3.3 精馏塔有关物性数据的计算- 16 -3.3.1

5、操作温度计算- 16 -3.3.2 液体平均黏度和实际塔板数计算- 16 -3.3.3 平均摩尔质量计算- 19 -3.3.4 液体平均表面张力计算- 20-3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计- 22 -3.4.1 塔径的计算- 22 -3.4.2 精馏塔有效高度的计算- 25 -3.5 塔板主要工艺尺寸的计算- 25 -3.5.1 溢流装置计算- 25 - 堰长- 25 - 溢流堰高度- 25 - 弓形降液管宽度和截面积- 26 - 降液管底隙高度- 27 - 塔板的分块- 27 -3.5.2 塔板布置- 28 -3.5.2

6、.1 浮阀数目及排列- 28 -第四章 塔板的流体力学性能验算- 30 -4.1 气相通过浮阀塔板的压降 - 30 -4.1.1 精馏段- 30 -4.1.2 提馏段- 31 -4.2 淹塔（降液管液泛）及严重漏液 - 31 -4.2.1 精馏段- 31 - 4 -4.2.2 提馏段- 32 -4.3 雾沫夹带 - 32 -4.3.1 精馏段- 33 -4.3.2 提馏段- 33 -4.4 塔板负荷性能图 - 34 -4.4.1 雾沫夹带线- 34 -4.4.2 液泛线- 35 -4.4.3 液相负荷上限线- 35 -4.4.4 漏液线- 36 -4.4.5 液相负荷下限线- 36 -第五章

7、接管尺寸的确定- 37 -5.1 进料管 - 37 -5.2 釜残液出料管- 38 -5.3 回流液管- 38 -5.4 塔顶上升蒸汽管- 39 -5.5 水蒸汽进口管- 39 -第六章 精馏塔高度的确定- 40 -6.1 塔的顶部空间高度 - 40 -6.2 塔的底部空间高度 - 40 -6.3 进料板空间高度 - 40 -6.4 塔总体高度 - 41 -第七章 塔的附属设备- 41 -7.1 预热器 - 41 -7.2 冷凝器 - 42 -7.3 再沸器 - 43 -7.4 离心泵选型 - 44 -第八章 塔设备的结构设计- 44 -8.1 法兰 - 45 -8.2 筒体 - 45 -8.

8、3 封头- 45 -8.4 裙座 - 45 -8.5 吊柱设计 - 46 -8.6 人孔 - 46 -第九章 设计结果汇总- 46 -浮阀塔工艺设计结果- 46 -主要符号说明- 48 -设计小结- 49 -附录- 50 -参考文献- 50 - 5 -摘要摘要 本文设计一座连续浮阀塔。通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果造型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。首先根据设计任务，确定操作条件。比如，操作压力的确定、进料状态等得确定。然后设计工艺流程草图。根据确定的方案，确定具体的参数，即一个完整的设计就初步的确定了。然后计算塔的工艺尺寸、浮

9、阀的流体力学验算、塔板的负荷性能，最后根据计算选择合适的辅助设备。 关键词：关键词：精馏塔；浮阀塔；精馏塔附属设备A AbstractbstractThis paper designs a continuous valve tower. Through the raw material, product requirements and determine the physical parameters and the calculation of the main dimensions, process design and results of ancillary equipment de

10、sign, completion of ethanol - water distillation process and equipment design theme. First, according to the design task, determine the operating conditions. For example, to determine the operating pressure, feed status was determined. Then the design process sketch. According to the determined prog

11、ram to determine the specific parameters, i.e. the design of a complete preliminary determined. Then calculate the size of the tower technology, the float valve hydrodynamic checking, tray load performance, and finally choose the right according to the calculation auxiliary equipment.Keywords: recti

12、fication column, valve tower, accessory equipment of the rectification column - 6 -第一章第一章 前前 言言乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。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。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此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

13、圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板和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。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，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，

14、F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。- 7 -第二章第二章 设计方案简介设计方案简介2.1 操作条件的确定操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。

15、下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。.1 装置流程的确定装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜(再沸器)，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备，蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中已连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。总之，确定流程时要较全面，合理的兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。.2 操作压力操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可

16、行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗- 8 -.3 进料状态进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点

17、或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。.4 加热方式加热方式精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的热量。若待分离的物系为某种组分和水的混合物，往往可以采用直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需的理论塔板数略有增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间接蒸汽加热。因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。.5 冷却剂与出口温度冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽

18、温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。.6 回流比的选择回流比的选择回流比是精馏操作中的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择合适的回流比，也可参考同类生产的经验值，必要时可迭用若干个 R 值，利用吉利兰图求出对应的理论板数

19、N,作出 N-R 曲线及总经费与回流比 R 的关系图，从中找出适宜的回流比 R。本次设计任务是分离乙醇-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，塔顶上的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，- 9 -其余部分经塔顶产品冷却器冷却后送至储罐，该物系属于易分离物系，最小回流比较小。.7 热能的利用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

20、本身的热能也是节约的重要举措。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1，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。2.2 确定设计方案的原则确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 (2) 满足经济上的要求(3) 保证安全生产以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第

21、一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。- 10 -第三章第三章 精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算3.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算原料液中： 设 A 组分乙醇；B 组分水乙醇的摩尔质量：46/AMkg kmol水的摩尔质量： 18/BMkg kmol查阅文献，整理相关的物性数据水和乙醇的物理性质名称分子式相对分子质量密度203/kg m沸 点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)N/m水2H O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇25C H

22、 OH46.0778978.32.391.150.17222.8原料液：10.45/460.240.45/46(1 0.45)/18FAFFABwMFwwMMx塔顶：192/ 460.8292/ 468/18DADDABwMDwwMMx原料液平均摩尔质量：(1-)0.24 46(1 0.24) 1824.75/FFAFBMx MxMkg kmol(1-)0.82 46(1 0.82) 1840.96/DDADBMx MxMkg kmol同理可得：塔顶物料衡算 已知：F=1.5 10000 100084.1824.75 7200/kmol h总物料衡算 F=D+W 易挥发组分物料衡算 DxD+W

23、xW=FxF 回收率 99. 0FDBFxDx- 11 - 联立以上二式得：D=24.39kg/kmol W=59.79kg/kmol，wx=0.0034kg/kmol3.2 塔板数的确定塔板数的确定.1 相对挥发度相对挥发度查表得乙醇和水的汽液平衡数据（101.3KPa 即 760mmHg）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/0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.7

24、0.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15由相平衡方程式 可得1 (1)xyx(1)(1)y xx y根据乙醇水体系的相平衡数据可得： 10.82Dyx10.797()x 塔顶第一块板 0.5476Fy 0.24()Fx加料板 0.0034wx 0.03()wy 塔釜因此可以求得：11111(1)0.82 (0.7971)=1.16(1)0.79

25、7(0.82 1)y xx y(1)0.5476 (0.24 1)=3.833(1)0.24 (0.5476 1)FFFFFyxxy(1)0.03 (0.00341)=9.065(1)0.0034(0.03 1)wwwwwyxxy相对挥发度：331f=1.163.833 9.0653.43w - 12 -.2 最小回流比及操作回流比计算最小回流比及操作回流比计算 最小回流比的作图计算最小回流比的作图计算根据乙醇和水气液平衡数据画图得乙醇和水的汽液平衡数据（101.325KPa）液相摩尔气相摩尔分数y温度/分数x001000.0190.1795.50.072 0.389890.0

26、97 0.43886.70.1240.4785.30.166 0.50984.10.234 0.54582.70.261 0.55882.30.327 0.58381.50.397 0.61280.70.508 0.65679.80.520.6679.70.573 0.68479.30.676 0.739 78.740.747 0.782 78.410.894 0.894 78.15XD00.911.1min1DxR最小回流比的确定最小回流比的确定根据 Excle 作图可知 min0

27、.3351DxRmin0.8211.450.335R 操作回流比的作图计算操作回流比的作图计算minmin10.821 0.0034log()()log()()11 0.820.0034=5.84loglog3.43WDDWxxxxNN平均由芬斯克方程：，可得：取回流比 R 为：1.2Rmin-2Rmin，查吉利兰图可知： 1.2 Rmin、1.3 Rmin、1.4 Rmin、1.5 Rmin、1.6 Rmin、1.7 Rmin、1.8 Rmin、 1.9 Rmin、2.0 Rmin 时的理论塔板数 N 如下- 13 - 最佳回流比计算表最佳回流比计算表最少理论塔板数 Nmin5.84最小回流

28、比 Rmin1.45回流比 R回流比 R理论塔板数 N经费 N（R+1）1.2Rmin1.7413.9638.251.3Rmin1.88512.5436.181.4Rmin2.0311.5434.971.5Rmin2.17510.8234.351.6Rmin2.3210.26534.081.7Rmin2.4659.83134.061.8Rmin2.619.48334.231.9Rmin2.7559.19434.522.0Rmin2.98.91734.78- 14 -根据上表作图得 回流比与理论塔板数的关系回流比与理论塔板数的关系最佳回流比的确定最佳回流比的确定由图可知最佳操作回流比取由图可知最

29、佳操作回流比取 R=2.412- 15 -.3 图解法求理论塔板数图解法求理论塔板数精馏段操作线方程精馏段操作线方程：12.4120.820.7070.24112.412 12.412 1DnnnnxRyxxxRR提馏段操作线方程提馏段操作线方程：112.4123.453.45 10.00341.7180.00244112.41212.4121nnwnnFFRDDyxxxxRR根据精馏段操作线、提留段操作线、乙醇-水气液平衡数据用逐板计算法求塔板数：Excle 处理如下：1.1.用用 excelexcel 分段拟合乙醇与水相平衡数据得相平衡方程：分段拟合乙醇与水相平衡数据得相平

30、衡方程：23422320.107600.18680.1919082.5899713.560329.319424.53610.99974 0.18680.59554.47867 15.2659415.351815.592080.99993 0.59550.8941xyyxyyyyRyxyyyRy 2.用用 excel 处理数据处理数据：精馏段方程：y=0.707x+0.24提馏段方程：y=1.718x-0.00244交点坐标x=0.2398y=0.4095xy00.820.8210.8001380.820.0882322.1136040.80013820.780210.8056970.08669

31、31.9126270.7802130.7598470.7916090.0851771.7299650.75984740.7381890.7772120.0836281.5581450.73818950.7140980.7618990.081981.3909020.71409860.685880.7448670.0801481.2224670.6858870.6507090.7249170.0780011.047020.65070980.6032870.7000510.0753260.8583980.60328790.5321880.6665240.0717180.6506880.5321881

32、00.407630.6162570.0663090.4225860.40763110.1963240.5281950.0568340.1963240.125776120.0527690.3348440.0360290.052769-0.87827130.0094920.0882170.0094920.050316-3.24759140.0014920.0138670.0014920.158522-4.26991由上表可得：第由上表可得：第 1414 次计算后次计算后，所以，所以 理论板数为理论板数为 14.14.14wxx- 16 -又又，所以精馏段为，所以精馏段为 1010 块，提馏段为块，

33、提馏段为 4 4 块，第块，第 1111 块板加料。块板加料。11qxx3.3 精馏塔有关物性数据计算.1 操作温度计算操作温度计算乙醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7359.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6

34、484.116.6150.8979.751.9865.99利用由拉格朗日插值可求得、。FtDtWt进料口： , =82.55Ft82.382.3-81.5=26.08-32.732426.08Ft Ft塔顶：， =78.28Dt78.1578.1578.4189.4374.728289.43Dt Dt塔釜：， =99.19Wt10010095.50 1.900.340WtWt精馏段平均温度 182.5578.2880.41522FDttt提馏段平均温度 282.5599.1990.8722FWttt.2 液体平均黏度和实际塔板数计算液体平均黏度和实际塔板数计算查手册知水在不同温

35、度下的黏度水在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 温度黏度mPa s - 17 -810.3521900.3165820.3478910.3130查有机液体粘度共线图可得：=80.415查图及表得： =0.355mPa.s =0.425 mPa.st1水醇=90.87查图及表得： =0.313mPa.s =0.365 mPa.st2水醇精馏段精馏段平均温度=80.4151t液相组成：，=43.17%1x180.779.880.41579.839.6550.7950.79x1x气相组成 ：，=62.62%1y180.779.880.41579.861.2265.6465.64y1y提馏段提馏段平

36、均温度=90.872t液相组成：，=5.68%2x295.5-8990.87-89=1.9-7.127.21x 2x气相组成：，=32.61%2y195.5-8990.87-89=17-38.9138.91y 2y精馏段精馏段黏度：11110.425 0.43170.3551 0.43170.385xxmPa s醇水提馏段提馏段黏度22210.365 0.05680.3131 0.05680.316xxmPa s醇水1.求相对挥发度求相对挥发度（1） 精馏段精馏段挥发度： 1111111110.4317,0.62620.5683,0.37380.62620.5683=2.210.37380.4

37、317AABBABBAxyxyy xXy xX由计算得：- 18 -（2） 提镏段提镏段挥发度：2222222220.0568,0.32610.9432,0.67390.3261 0.94328.0350.67390.0568AABBABBAxyxyyxyx由得所以 =2.板效板效的计算板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。 其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa.s。L（1 1）精馏段）精馏段已知 215 =0.49=0.50980.245(2.21 0.385

38、) =P1019.60.5098块故=20 块P精（2 2）提馏段）提馏段已知 28.0350.316Lmpa s 0.2450.49 (8.035 0.316)0.39TE=P4 17.690.39块故=8 块p- 19 -（3 3）全塔实际塔板数）全塔实际塔板数全塔所需实际塔板数：= + =20+8=28 块PNPp全塔效率：-114-110028TTPNEN%=46.43%故实际加料板位置在第 21 块塔板.3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算（1）精馏段的平均摩尔质量）精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度1t=80.415液相组成1x ：1x =43.17%气相组成 1y

39、：1y=62.62%所以 146 0.4317 18 (1 0.4317)30.09LM kg/kmol 146 0.6262 18 (1 0.6262)35.53VM kg/kmol（2）提馏段平均摩尔质量）提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度2t=90.87液相组成2x：2x=5.68%气相组成2y：2y=32.61%所以 246 0.0568 18 (1 0.0568)19.59LM kg/kmol 246 0.3261 18 (1 0.3261)27.13VM kg/kmol- 20 -.4 4 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计

40、算 1/41/41/4mswwsoo 注：000000wwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswswsssx 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 主体部分的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。（1 1）精馏段）精馏段： 180.415 Ct31822.46/801.31wwwmVcmmol334637.55 10/1.225ooomVcmmol不同温度下乙醇和水的表

41、面张力温度/708090100- 21 -乙醇表面张力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m264.362.660.758.8乙醇表面张力：908016.2 17.1517.119080.41516.2乙醇乙醇 , 水表面张力： 90809080.41562.5260.762.660.7水水 , 2211o1111WWoWWx VxVx VxV21 0.431722.460.4317 37.55 1 0.431722.460.4317 37.550.352lglg(0.35)-0.46WoB2/32/30.4410.914ooWWVqQVTq 0.460.9

42、141.374ABQ 联立方程组： 2lg1SWSWSOSOA , 代入求得： 0.814SWSO=0. 186 , 1/41/41/41/41/4320.186 (62.41)0.814 (17.06),22.47 10/ mmswwsoomN （2）提馏段）提馏段提馏段平均温度=90.872t- 22 - 31819.49/923.21wwwmVcmmol 34650.61/0.909ooomVcmmol乙醇表面张力：1008015.2 16.215.65710090.8715.2乙醇乙醇 , 水表面张力： 1009010090.8760.5358.860.758.8水水 , 2Wo21

43、0.056819.495.530.0568 50.611 0.056819.490.0568 50.612lglg5.530.743WoB2/32/30.4410.667ooWWVqQVTq 0.7430.6670.076ABQ联立方程组： 2lg1SWSWSoSoA , 代入求得： 0.352SWSo=0. 648, 1/41/41/4-330.64860.420.35215.52339.397 10/mmN m , 3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计精馏塔的塔体工艺尺寸设计.1 塔径的计算塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为精馏段的气、液相体积流率为- 23 -/( +1)3

44、.41224.3983.22VVRD/2.41224.39+84.18143.01LRDqF3v11(2.412 1) 24.39 35.530.67/36003600 1.225SvMVms（R +1）D336003600 0.672412/hSVVmh-3311112.412 24.39 30.090.614 10/360036003600 801.31LLSLLLMRD MLms3336003600 0.614 102.21/ hhsLLm提馏段的气、液相体积流率为提馏段的气、液相体积流率为3v2283.22 27.130.69/36003600 0.909svV MVms-332214

45、3.01 19.590.843 10/36003600 923.21LSLLMLms由 maxLvuC式中 C由式 计算，其中 由史密斯关联图查取，0.220()20MCC20C史密斯关联图- 24 -（1）精馏段精馏段：111 2212.21 801.31()()0.0232412 1.225hLvhLV，则，0.45THm取板间距0.07Lhm板上液层高度，0.450.070.38TLHhm200.078C0.20.22022.47()0.078 ()0.07982020MCC11max1801.31 1.2250.07982.039/1.225LVVuCm s因为max0.6 0.8uu

46、取安全系数 0.7，则空塔气速为max0.70.7 2.0391.428/uum s44 0.670.7731.428sVDmu按标准塔径圆整后为 D=0.8m，塔截面积为2220.80.50344TADm实际空塔气速为0.671.33/0.503STVum sA（2）提馏段提馏段： 12221-32()0.843 103600 923.21()0.03890.69 36000.909hLhVLV同理，提馏段的板间距取 ，板上液层高度 。0.45THm0.07Lhm200.078C0.20.22039.397()0.078 ()0.0892020MCC22max2923.21 0.9090.0

47、892.835/0.909LVVuCm smax0.70.7 2.8351.984/uum s- 25 -44 0.690.6651.984sVDmu按标准塔径圆整后为 D =0.7m提馏段2220.80.50344TADm故实际塔径取故实际塔径取 D=0.8m实际塔截面积为实际塔截面积为2220.80.50344TADm实际空塔气速为实际空塔气速为 0.691.372/0.503STVum sA .2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算(20 1) 0.458.55m 精精精馏段有效高度：（）=-(8 1) 0.453.15TZm提提提馏段有效高度:（N1）H在进料板上

48、方开一入孔，其高度为 0.45m，+0.45=8.55+3.15+0.45=12.15m 提精故精馏塔的有效高度为3.5 塔板主要工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算.1 溢流装置计算溢流装置计算因塔径 D=0.8m ，可选用单溢流弓形降液管，各项计算如下： 堰长堰长依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰长一般取wl为(0.60.8)D，取0.60.6 0.80.48wlDm- 26 - 溢流堰高度溢流堰高度由-wLowhh h选用平直堰，堰上液层高度：，近似取 E=1232.84()1000howwLhEl则精馏段的为2-232.842.2

49、11 ()0.786 1010000.48owhm 同理，提馏段的为2-3-232.840.843 1036001 ()0.971 1010000.48owhm 取板上清液层高度70Lhmm故3-270 100.786 100.062whm同理，提馏段的为3-270 100.971 100.0603whm 弓形降液管宽度和截面积弓形降液管宽度和截面积由0.60.61wlD图 6 弓形降液管参数图 由弓形降液管的参数图查得- 27 -，0.052fTAA0.1dWD故20.052 0.5030.0262fAm0.10.1 0.80.08dWDm同理，提馏段的为 20.0262fAm

50、0.08dWm验算液体在降液管中停留时间为：36003600 0.0262 0.4519.252.21fThA HssL同理，提馏段的为 33600 0.0262 0.4513.7650.843 103600ss 故降液管设计合理 降液管底隙高度降液管底隙高度图 7 降液管示意图为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为 , hhOW 00060012. . 也不易小于 0.020.020.025m0.025m，以免引起堵塞，产生液泛。hO（1 1）精馏段：）精馏段： 取00.0060.062-0.006=0.056(0.02 0.025)whhmm（2 2）提馏段：）提馏

51、段：- 28 - 取00.0060.06030.0060.0543(0.02 0.025)whhmm故降液管底隙高度设计合理 塔板的分块塔板的分块1、塔板的分块因，故塔板采用分块式。查得塔板分块数表得，塔板分为 4 块800Dmm2、边缘区宽度的确定 80=80SSWmmWmm取出口安定区宽度为，进口安定区宽度为50cWmm取开孔区致塔臂距离为.2 塔板布置塔板布置 浮阀数目及排列浮阀数目及排列本设计塔径 D=0.8m（1）精馏段）精馏段取阀孔动能因子，则孔速为 011F 01u1001119.939/1.225VFum s2004F133g,d03

52、9mmsVNd采用型重阀，重量为孔径为浮阀数目每层塔板上浮阀数目为1220010.6756.460.785 0.0399.9394SVNd u故取浮阀数为 570.05cWm取边缘区宽度0.08=0.08SSWmWm取出口安定区宽度为，进口安定区宽度为计算塔板鼓泡区面积，RxRxRxAaarcsin1802222- 29 - 0.80.050.3522cDRWm0.8()(0.080.08)0.2422dsDxWWm22220.242 0.240.350.240.35arcsin0.12551800.35aAm浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距75tmm排间距 取，用 CAD

53、 画图得浮阀塔数0.125529.35t57 0.075aAtmmN30tmm为 53 个，与计算所得 57 个阀孔数接近，满足要求。校核：校核：气体通过阀孔时的实际速度：10122044 0.67 =10.58/0.03953sVum sd N实际动能因素：（在 9 和 12 之间）1010.581.22511.7VFu2220020.0394:100%=100%100%5312.59%0.84d NdNDD阀孔面积开孔率塔截面积开孔率在 10%14%之间满足要求图 8 精馏段浮阀数目排列的确定（2）提馏段）提馏段取阀孔动能因子，则孔速为 011F 02u00221111.54/0.909V

54、Fum s- 30 -每层塔板上浮阀数目为2220020.69510.785 0.03911.544sVNd u浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距以等腰三75tmm角形排列排间距，取， 用 CAD 画图得排得阀数0.125532.851 0.075atAtmmN30tmm为 49 块，与计算所得 51 个阀孔数接近，满足要求。校核校核: :气体通过阀孔时的实际速度：20222044 0.69=11.79/0.03949sVm sd N实际动能因素：（在 9 和 12 之间）0211.790.90911.24vFu2220020.0394:100%=100%100%4911.6

55、5%0.84d NdNDD阀孔面积开孔率塔截面积开孔率在 10%14%之间满足要求 图 9 提溜段浮阀数目的确定图- 31 -第四章第四章 塔板的流体力学性能验算塔板的流体力学性能验算4.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降可根据计算hhhhlcp.1 精馏段精馏段（1）干板阻力 1.8251.8 50 12173.1/73.1/1.2259.398/cum s因，故 010 1=9.939cuu22101115.34 1.25 10.585.340.047622 801.31 9.8VcLuhmg（2）板上充气液层阻力取0100.5,0.5 0.070.035lL

56、hhm（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 111h +h0.04760.0350.0826pclhm 1110.0826 801.31 9.8648.64ppLphgPa.2 提馏段提馏段（1）干板阻力 1.8251.8 50 22273.1/73.1/0.90911.07/cum s因，故 020 211.54cuu22202225.34 0.909 11.795.340.03722 923.21 9.8VcLuhmg（2）板上充气液层阻力取0200.5,0.5 0.070.035lLhhm（3）液体表面张力所造成的阻力

57、此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 222h +h0.0370.0350.072pclhm2220.072 923.21 9.8651.42ppLphgPa- 32 -4.2 淹塔淹塔（降液管液泛）及严重漏液（降液管液泛）及严重漏液当阀孔的动能因子低于 5 时，将会发生严重漏液，前面计算得出 F0为 11.7和 11.24.故不会发生严重漏液。为了防止淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，即()dTwHHhdpLdHhhh.1 精馏段精馏段（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 10.0826phm（2）液体通过降液管的压头损失 322411010.

58、614 100.153()0.153()0.798 100.48 0.056sdwLhml h（3）板上液层高度 ，则0.07Lhm410.08260.798 100.070.153dHm 取已选定0.510.45 ,0.062TwHm hm 则1 1()0.5 (0.450.062)0.256TwHhm 可见所以符合防止淹塔的要求11 1()dTwHHh.2 提馏段提馏段（1）单板压降所相当的液柱高度 20.072phm（2）液体通过降液管的压头损失 ： 322422020.843 100.153()0.153()0.133 100.48 0.0543sdwLhmL h（3）

59、板上液层高度： 则0.07Lhm420.0720.133 100.070.142dHm 取则0.522()0.5 (0.450.0603)0.255TwHhm 可见 ，所以符合防止湮塔的要求222()dTwHHh- 33 -4.3 雾沫夹带雾沫夹带 泛点率 = 111111.36100%vSsLLVFbVL ZKC A 泛点率 = 1111100%0.78vSLVFTVKC A板上液体流经长度：20.82 0.080.64LdZDWm 板上液流面积；220.5032 0.02620.451bTfAAAm .1 精馏段精馏段取物性系数，泛点负荷系数1.0K 0.115FC 图 1

60、0 泛点负荷系数图泛点率 = 31.2250.671.36 0.614 100.64801.31 1.225100%51.58%1.0 0.115 0.451- 34 -泛点率 = 1.2250.67801.31 1.225100%58.11%0.78 1.0 0.115 0.503对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算可知雾沫夹带能满足（g 液 kg 气）的要求0.11e /.2 提馏段提馏段取物性系数，泛点负荷系数1.0K 0.110FC 泛点率 = 30.9090.691.36 0.843 100.64923.21 0.909100%45.