乙醇-水板式精馏塔设计

1、 河河 西西 学学 院院Hexi University化化工工原原理理课课程程设设计计题题 目目:乙醇乙醇-水板式精馏塔设计水板式精馏塔设计学学 院院: 化学化工学院化学化工学院 专专 业业: 化学工程与工艺化学工程与工艺 学学 号号: 2014210017 姓姓 名名: 毛利明毛利明 指导教师指导教师: 邱邱 东东 20162016 年年 1212 月月 2 2 日日化工原理课程设计任务书 一、设计题目乙醇乙醇-水板式精水板式精馏馏塔塔设计设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 60000 吨/年操作周期 320 天/年进料组成 36% （乙醇质量分率，下同）塔顶产品组成

2、94% 塔底产品组成 1% 2.操作条件操作压力 4kpa 进料热状态 25 加热蒸汽 低压蒸汽 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 天津市 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学校核（3）塔板的负荷性能图（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定4.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及设备图7.设计评述 目录设计任务书设计任务书目录目录.I设计任务书设计任务书.I1.概述概述.11.1 塔板性质.11.2 筛板塔的特点如下.11.3 精馏的作用.11.4 设计方案.21.5 设计思路.22

3、塔板的工艺设计.32.1 精馏塔全塔物料衡算.32.1.1 操作温度的计算.42.1.2 平均摩尔质量的计算.42.1.3 平均密度的计算.52.1.4 平均表面张力的计算.72.1.5 平均黏度的计算.102.1.6 相对挥发度的计算.112.2 理论塔的计算.112.3 塔径的初步设计.132.3.1 气、液相体积流量计算.132.3.2 空塔气速.142.3.3 塔高的计算.162.4 溢流装置.162.4.1 堰长.16Wl2.4.2 弓降液管的宽度和横截面积.172.4.3 降液管底隙高度.172.5.2.筛孔数目及排列.183. 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 .193.1

4、塔板压降.193.1.1 气体通过干板的阻力压降.19Ch3.1.2 气体通过板上液层的压降.201h3.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降.21h3.1.4 液体通过每层筛板的压降.21P3.2 液面落差.213.2.1 雾沫夹带量ve的验算.223.2.2 漏液的验算.223.2.3 液泛的验算.223.3 塔板负荷性能图.233.3.1 物沫夹带线.233.3.2 液泛线.243.3.3 液相负荷上限线.253.3.4 漏液线（气相负荷下限线）.263.3.5 液相负荷下限线.274. 塔附件设计塔附件设计.294.1 接管.294.1.1 进料管.294.1.2 回流管.294.1

5、.3 塔底出料管.294.1.4 塔顶蒸气出料管.304.1.5 塔底进气管.304.1.6 筒体.304.1.7 封头.304.2 除沫器.304.3 裙座.314.4 吊柱.314.5 人孔.315. 塔总体高度的设计塔总体高度的设计.315.1 塔的顶部空间高度.315.2 塔的底部空间高度.325.3 塔总体高度.326. 附属设备设计附属设备设计.326.1 冷凝器的选择.326.2 再沸器的选择.327.设计结果一览表设计结果一览表.338.设计评述设计评述.351.概述1.1 塔板性质此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，

6、逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大 2040%，塔板效率高1015%，压力降低 3050%，而且结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达 2025mm） ，导向筛板等多种形式。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑生产能力大、操作弹性大、流体流动的阻力小、结构简单、耐腐蚀

7、、方便操作等要求。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用的筛孔孔径为 38mm，按正三角形排列。空间距与孔径的比为 2.55。近年来有大孔径(1025mm)筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。1.2 筛板塔的特点如下结构简单、制造维修方便。(2) 生产能力大，比浮阀塔还高。(3) 塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。(4) 塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。(5) 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。(6) 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的

8、、粘性大的和带有固体粒子的料液。1.3 精馏的作用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。 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

9、的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。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。1.4 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。1.5 设计思路1、精馏方式的选定2、操作

10、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 1 设计思路1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、冷液进料。4、间接蒸汽加热。5、选 R=(1.1-2.0)Rmin。6、塔顶选用全凝器。 2 塔板的工艺设计2.1 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（kmol/s） ：塔顶组成DxW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx原料液乙醇组成 X =F18.02%18.016446.073636/46.07塔顶组成 X =D%96.8501.18607.469407.4694

11、塔底组成 X =w%0039.001.189907.46107.461进料流量：F = =338.9kmolh24330)18/9 . 046/1 . 0(100060000物料衡算式：F=D+W F=D+WFxDXWX联立代入求解：D = 69.82 kmolh W =269.08 kmolh 表 1 乙醇-水气液平衡组成与温度关系表 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 2

12、3.37 54.4582.3 26.08 55.8081.5 32.73 59.2680.0 39.65 61.2279.8 50.97 65.6479.7 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 78.15 89.43 89.432.1.1 操作温度的计算利用表 1 中数据用插值法求得：= =83.49tF08263723382782.气气37230218782.气tFtF：= =78.21tD4389727415784178.气727496854178.气tDtD：= =99.0

13、8tW9010595100.气气0390100气气tW.tW精馏段平均温度 =80.85t12DFtt 221784983.提馏段平均温度 =91.29t22WFtt 2089949 平均摩尔质量的计算已知：混合液密度 依式 =（a 为质量分数。为平均相对分L1BBAAaaM子质量）混合汽密度 依式 0T4 .22Mp0Tv塔顶温度：=78.21Dt气相组成： =86.8343.89Dy10015.7821.7843.8915.7815.7841.78Dy进料温度：=83.49Ft气相组成： =52.50Fy10045.5449.8370.8280.5545.543 .827

14、.82Fy塔府温度：=99.08wt气相组成： =3.48Wy100008.9910000.1705 .95100wy精馏段：液相组成： x =51.98%1x2/ )FxDx(1x1气相组成： y =69.67%1y2/ )FyDy(1y1=32.55kgmolM1L)5198. 01 (185198. 046=37.51 kgmol M1V)6967. 01 (186967. 046提馏段：液相组成： x =9.20%2x21/ )(FWxxx2气相组成： =27.99%2y21/ )(FWyyy2y所以 =20.58 kgmolM2L)0920. 01 (180920. 046=25.8

15、4kgmolM2V)2799. 01 (182799. 0462.1.3 平均密度的计算表 2 不同温度下乙醇和水的密度表求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）3/kg mt =83.49F= 7357308085CF730498385.316731mkgCF/.= 897169688085. WF968498385.371969mkgWF/. 719691801167311801.F392915mkgF/. 21.78tD= 7467357080CD735217880.397736mkgCD/.温度/3/ckg m3/wkg m温度/3/ckg m3/wkg m80735971.8957209

16、61.8585730968.6100716958.490724965.3= 8 .9778 .9717080WD8971217880.377973mkgWD/. 779738601977368601.D394762mkgD/.0899.Wt =717.23mCW7240899907307248590.CW3 =959.68mWW3965089990696839658590.WW3 =958.42m2595900390100713003901.WWW3839.431L294762929152.DF932.802L268959929152.WF=X46+（1X ） 18=42.08kg/kmolM

17、LDDD=X46+（1X ） 18=23.04kg/kmoMLFFF=X46+（1X） 18=18.11kg/kmolMLWWW=32.56kg/kmolM1L2LFLDMM204230842.=20.58kg/kmolM2L2LFLWMM204231118.=y46+（1y ） 18=42.31kg/kmolMVDDD=y46+（1y ） 18=32.70kg/kmolMVFFF=y46+（1y） 18=18.97kg/kmolMVWWW=37.51kg/kmolM1V2VFVDMM270323142.=25.84kg/kmolM2V2VFVWMM270329718.=1.12VF).(.4

18、98315273422152737032=1.47 VD).(.217815273422152733142=0.62VW).(.089915273422152739718=1.30kg/m1V2121471.3=0.87kg/m2V21216 平均表面张力的计算二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 4/14/14/1osowswmwwswswVVx/sososoVVx/ oowwwwwVxVxVxoowwoooVxVxVx1sosw wwqB/lg3/23/2441. 0wwOOVqVTqQQBA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

19、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。 mL 42.6297.73646CDCCDmV mL14.6423.71746CWCCWmV mL91.6216.73146CFCCFmV mL56.1871.96918WFWWFmV mL 48.1877.97318WDWWDmVmL76.1868.95946WWWWWmV表 3 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：10-3

20、Nm-1）,DFWttt乙醇表面张力： = =16.8149.83908090cF2 .1615.172 .16cF = =17.3021.78807080CD15.171815.17CD = =15.2908.9910090100cW2 .152 .162 .15cW水表面张力： = =61.9449.83908090wF7 .606 .627 .60wF = =61.94 21.78807080wD7 .606 .627 .60WD = =58.9708.9910090100wW8 .587 .608 .58wW塔顶表面张力：wDDwDDwDDwDDcDwDVxVxVxVx112=56.1

21、88596. 056.18)8596. 01(54.188596. 056.18)8596. 01(2=0.0229B=lg=lg0.0229=-1.6402cDwD2Q=0.441=-0.7587)(3232wDwDcDcDVqVTqA=B+Q=-1.6402-0.758=-2.3989 联立方程组： 代入求得： 2lg1swDswDscDscDA , 0612. 0swD9388. 0scD414141)30.17(9388. 0)69.62(0612. 0D96.18D原料表面张力：2211FwFwFwFFwFFwFFwFxVx VxVx V=.).(.).(56181802056181

22、8020156181802056181802012= 3.7797B=lg=lg3.7797=0.5775cFwF2Q=0.441=-0.7450)(3232wFwFcFcFVqVTqA=B+Q=0.5717-0.7425=-0.1675联立方程组： 2lg1swFswFscFscFA , 代入求得： 5520.0swF4480.0scF414141)25.17(4480.0)79.62(5520.0D37.36F塔底表面张力：2211WwWwWwWWwWWwWFwWxVx VxVx V 76.180039. 076.18)0039. 01(76.180039. 076.18)0039. 01

23、(2=254.41B=lg=lg254.41=2.406cWwW2Q=0.441=-0.6967)(3232wWwWcWcWVqVTqA=B+Q=2.406-0.6967=1.709联立方程组：2lg1swWswWscWscWA , 代入求得： 981. 0swW016. 0scW414141)29.15(019. 0)97.58(981. 0W14.58W（1）精馏段液相表面张力：=（36.37+18.96）/2=27.2622/)(DF（2）提馏段液相表面张力：（36.37+58.14）/2=47.2622/ )(WF2.1.5 平均黏度的计算=80.58查表得： =0.3560mPa.s

24、 =0.433 mPa.st1水醇=91.25查表得： =0.3170mPa.s =0.381 mPa.st2，水，醇精馏段黏度：smPaxx3851. 04639. 013437. 0433. 04639. 0-1111水醇提馏段黏度：smPaxx0363 . 00.0451. 013 . 05140 . 0831. 0-1112，水醇2.1.6 相对挥发度的计算由 =0.5250 =0.1802 yFxF得：=5.03F1802. 015250. 011802. 05250. 0由 =0.8638 =0.8596yDxD=1.08D8596. 018683. 018596. 08683.

25、0由 =0.0348 =0.0039yWxW=9.21W0039. 010348. 010039. 00348. 0（1）精馏段相对挥发度 =3.061208. 103. 5（2）提馏段相对挥发度 =7.122221. 903. 52.2 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：为试算方便和计算的简便本设计采用简捷法。根据 1.01325105Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线。即 xy 曲线图。mmprrtCq1 .9632DTCTBTACp186 .244364. 04623.94536. 0mr KmolKJ /3 .43803

26、mmprrtCq 3 .438033 .4380325801 .96）（ 12. 1图 1 x-y 曲线图由 x-y 曲线图可知：=0.2198 ，=0.5376 而： qxqy12.1q所以：01. 12198. 05376. 05376. 08596. 0minqqqDxyyxR32. 1751. 03 . 13 . 1minRR全塔的平均挥发度15. 3dwm根据芬斯克方程求全回流时的最小理论板层数N=min32. 13 . 132. 13 . 1将=0.8596， =0.0039 代入上式得，N=5.41DxWx32. 13 . 1选择操作回流比 R，本设计经多次试算，确R=1.3R=

27、1.01min32. 13 . 1计算 X=的值，利用吉利兰关联图）1（/）（mRRRinY=0.5458270.591422X+0.002743/xX=代入相关数据得到 X=0.134，并由）1（/）（mRRRinY=0.5458270.591422X+0.002743/x 得到 Y=0.48830.4883=得 N=12.4812NminNN2N41. 5N(4)用精馏段的最小理论塔板层数，确定进料位置：精馏段的平均相对挥发度=3.151FD按前面同样方法求得 N= =1.89 min1111wxwxxxlnlnmDD289. 1NNX 和 Y 的值不变，则：0.4883=得 N =4.5

28、72 2NminNN2N89. 1N1即精馏段的理论板层数为 4.572.精馏段的塔效率 E =0.49=0.47T245. 0)3960. 006. 3(故精馏段实际塔板数 N=取 1073. 947. 0572. 4故本塔进料为第 11 层为进料板，提馏段E =0.49=0.399T245. 0)3229. 021. 7( 81. 62WF10. 2minN10. 52N提馏段实际塔板数: 取 13. 8 .12399. 010. 5N 综上，全塔所需实际塔板数块，全塔效率231310N,加料板位置在第 11 塔板。%26.5423481.12TE2.3 塔径的初步设计2.3.1 气、液相

29、体积流量计算R=1.01 取 R=1.3 R=1.32minmin精馏段：hkmolDRL/16.9282.6932. 1hkmolDRV/98.16182.69) 132. 1 () 1(hkgLMLL/67.312912.9656.3211则质量流量： hkgVMVV/87.607598.16151.3711hmLLLS/73. 343.83967.31293111则体积流量： hmVVV/75.46733 . 187.6075311提馏段： hkmolFLL/06.4319 .33816.92hkmolVV/98.161hkgLMLL/21.887106.43158.2022则质量流量：

30、 hkgVMVV/56.418598.16184.2522则体积流量：hmVVVS/99.481087. 056.418532222.3.2 空塔气速精馏段有=(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图 2 史密斯关联图横坐标数值为 0202.0)30.143.839(75.467373.3)(21211111VLSSVL取板间距 则-mHT450.mHL070.HTmHL380.查图可知 0.075c20=c078. 0)2005.25(2 . 0075. 0)2012 . 0(20cu=max967. 130. 130. 143.83907

31、8. 0=0.7=0.7 umaxum/s3769. 1967. 1D=m/s097. 14 . 114. 33 . 14114uSV圆整 塔截面积 mD11.mDAT295. 024实际空塔气速为 =1usm/37. 195. 03 . 1提馏段横坐标数值为 065. 0)87. 080.932(2199.481051. 9)1V1L(21V1SL1S取板间距 则-mHT45. 0mHL07. 0HTmHL38. 0查图可知 047. 020c=c054. 0)20849.43(2 . 0047. 0)2012 . 0(20csmu/77. 187. 087. 080.932054. 0ma

32、x=0.7=0.7 uumaxsm/23.177.1muVSD18. 123. 114. 334. 142422圆整 塔截面积 mD2 . 1mDAT213. 124实际空塔气速为 =2usm/19. 113. 134. 12.3.3 塔高的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：m.HNZT6 . 3401101提提馏段有效高度为： m.HNZT454501131提在进料板上方开一人孔，其高度为m0.1故精馏塔的有效高度：mZ102.4 溢流装置2.4.1 堰长Wl取=0.65=0.65 1.2=0.78mWlD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OWh（1）精馏段：

33、=OWh0.0081m0.783.7310002.84)(32堰高 =0.07-0.0081=0.062mowlhhhw（2）提馏段：=owh0.016m)0.789.51(3210002.84堰高 =0.07-0.016=0.054mowlhhhw2.4.2 弓降液管的宽度和横截面积图 3 弓形降液管的参数 =0.1240721. 0TFAADWD则 20087. 02 . 10721. 0mAFmWD149. 02 . 1124. 0验算降液管内停留时间精馏段： s6 .111073. 345. 0087. 03提馏段：s3 . 51051. 945. 0087. 03停留时间5s 故降液

34、管可以使用2.4.3 降液管底隙高度（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/13. 00m 取0.03750.130.783103.51ouWLS1Lh0mho03. 0（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/13. 00m 取0.09380.130.783109.51ouWLS1Lh0mho09. 02.5 塔板的分布、筛孔数目及排列3.5.1 塔板的分块表 4 塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456本设计塔径 D=1.2m 因为，故塔板采用分块式。查表得塔板分为 3 块。mmD8002.5.2.筛孔数目及排列边缘区宽度的

35、确定 取边缘区宽度 Wc=0.06m。破沫区宽度 Ws=0.10m。计算塔板上的开孔区面积RxRxRxA1222asin1802其中： 351.0)(2SDWWDx540.02CWDR=0.865aA)540. 0351. 0sin18054. 014. 3351. 054. 0551. 0(212222m物系无腐蚀性，选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径。mmdo5筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3=15mmod图 4 筛孔图筛孔数目 n 为：n=个4441015. 0865. 0155. 1155. 122tAO开孔率%1 .10)015. 0005. 0(907. 0907. 022）

36、（tdo气体通过阀孔的气速：精馏段smAVuOso/88.14865. 0101. 030. 1提馏段smAVuOso/34.15865. 0101. 034. 13. 塔板的流体力学验算3.1 塔板压降3.1.1 气体通过干板的阻力压降Ch干板阻力的公式：Ch20021CughLVC由，查图 5-10 得出，：671350./d77180.Co精馏段：m 液柱02260772088.1443.83930. 1819212.hC图 5. 干筛孔流量系数气体提馏段： m 液柱01880772034.158 .93287. 0819212.hC3.1.2 气体通过板上液层的压降1h 因：)(1oW

37、WLhhhh精馏段： m/s.AAVufTSa455. 10567095030. 1 21121482213 . 130. 1mskg.uFVao图 6 充气系数关联图查充气系数关联图得，故：5850. m 液柱0.0410.0081)(0.0620.585)(OWWLLhhhh提馏段： m/s.AAVufTSa248510567013.134.1 211214525. 12485. 131mskg.uFVao查充气系数关联图得，故：5570. m 液柱033400081. 0062. 055701.hhhhoWWL3.1.3 气体克服液体表面张力产生的压降h已知则04gdhLL精馏段： m

38、液柱00270005081943.8391067.2743.h提馏段： m 液柱00410005081980.9321026.4743.h3.1.4 液体通过每层筛板的压降P精馏段： m 液柱062000027003510024301.hhhhCP （允许压降范围内） 。kPa.Pa.ghPLP7056.51081943.83906200提馏段： 液柱m.hhhhCP05790004100350018801 （允许压降范 kPa.Pa.ghPLP7083.52981980.9320579. 0围内） 。3.2 液面落差 因为对于筛板塔而言液面落差很小，且本设计的塔径和液体流量均不大，故可忽略液

39、面落差的影响。3.2.1 雾沫夹带量ve的验算 雾沫夹带按下式计算得：236521075.LTaLVh.Hu.e精馏段： 气液气液.V/kgkg./kgkg.e1004322007052450455.11026.2710752336提馏段：气液气液.V/kgkg./kgkg.e1001527007052450248511026.4710752336故在本设计中液沫的夹带量在允许的范围内。3.2.2 漏液的验算漏液点的气速： m/s/./hhC.uVLLo8868. 83 . 1438390041. 007. 013. 00056. 077204413. 00056. 0440min实际空塔气速

40、m/sm/suo8868.834.15筛板的稳定性系数: 5173. 18868. 834.15min.uuKoo故在本设计中无明显漏液。3.2.3 液泛的验算为防止塔内发生液泛，应使降液管中的清液层高度不能超过上层塔板的出口dH堰，即：WTdhHH因乙醇-水物系属于一般物系，取 0.5，所以精馏段：2560062. 045. 050.HHWT而 dLpdhhhH板上不设进口堰，可有下式计算，即：dh液柱m.hLL.hoWSd004100386097500065201350135022136100041007006200.hhhHdLpd提馏段：2520054045050.).(.)H(HWT

41、液柱m.hLL.hoWSd00410075109750012701350202213200041007005790.hhhHdLpd成立WTdhHh故在本设计中不会发生液泛现象。通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优化设计。THLh3.3 塔板负荷性能图3.3.1 物沫夹带线以为阻，求关系如下：气气V/kgkg.e10SSLV236105.7.fTaLVhHueSSfTSaVVAAVu720201509053941. 323267610980360011000842SSoWL.L.h精馏段：323269031126067610050

42、40525252SSoWWLfL.L.hh.h.h. 3232690313240690311260450SSfTL.L.hH.10690313240720201054221075233236.L.V.e.SSV.整理得：3/212.5374.5sLsV在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：sLsV表 5 雾沫夹带线计算结果 依据表中数据作出雾沫夹带线。提馏段：32326903111250676100450525252SSoWwLfL.L.hh.h.h.323269031337506903111250450/.SSfTL.L.hH10690313375072020101341107

43、5233236.L.V.e.SSV/.整理得： 3/280.69144.7sLsV在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：sLsV表 6 雾沫夹带线计算结果smLS/,0.00060.00150.00300.0045smVS/,7.10217.03936.93466.8299依据表中数据作出雾沫夹带线。3.3.2 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hhsmLS/,0.00060.00150.00300.0045smVS/,5.70815.66035.58065.5010 22/3200036002.845.34

44、0.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精馏段：22/321112241.230.2255.346060.562 9.8 0.7852390.039828.97SSSVLL整理得:222/311145.51 122525169.21SsSVLL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 4-3：sLsV表 7 液泛线计算结果SL0.0010.0030.0040.007SV6.616.396.275.77由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段：222/32222240.80.2255.3431.050.0

45、690.842 9.8 0.7852590.039932.5SSSVLL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。sLsV表 8 液泛线计算结果2SL0.0010.0030.0040.0072SV8.358.128.027.75由上表数据即可作出液泛线。3.3.3 液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管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：5s s/m005. 0545. 00567. 0HAL3Tfmaxs据此可作出与气体流量

46、无关的垂直的液相负荷上限线。3.3.4 漏液线（气相负荷下限线）由VLWoWSo/hhh.C./AVu130005604400minmin， 321000842WhoWlLE.h得：VLWhS/hLLE.hL.AC.V320010008421300056044min，精馏段： 211458080023098036001000842050401300056000781101077204432.min/L.VSS，整理得：32587300658045753SSLV.min，在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：sLsV表 9 漏液线计算结果smLS/,0.00060.00150.00

47、300.0045smVS/,1.21461.23731.26571.2889依据表中数据作出漏液线。提馏段： 892096925003609803600100084204501300056000781101077204432.min/L.VSS，整理得： 32912400815045753.minSSLV，在操作范围内，任取几个值，依式算出对应的值列于下表：sLsV表 10 漏液线计算结果smLS/,0.00060.00150.00300.0045smVS/,1.72561.75701.79601.7276依据表中数据作出漏液线。3.3.5 液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。做

48、出液相负荷下限线。0.006owhm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图 7 精馏段负荷性能图图 8 提馏段负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：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。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。按固定的液气比。由图查出塔板的气相负荷上限。 3max5.52 6.4/S

49、Vms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 。4. 塔附件设计4.1 接管4.1.1 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： 742/907.1520 100.00773600 33024 907.154 0.0077703.142SFLSVDum suVDmm , 取 , 查标准系列选取 7644.1.2 回流管采用直管回流管。取s /m1uR4 1.704/750.790.054543.14 1Rdmmm查表取

50、7644.1.3 塔底出料管取 。直管出料s /m6 . 1uw4 0.2371 18.02/957.850.068683.14 1.6Wdmmm查表取 7644.1.4 塔顶蒸气出料管直管出气。取出口气速为：u=15 m/s 则：44 2.650.4744743.14 15VDmmmu查表取 53094.1.5 塔底进气管采用直管进气。取出口气速为：u=23 m/s 则：44 4.064743.14 23VDmmu查表取 53094.1.6 筒体1.05 6 20000.25.82 1250 0.9mm 壁厚选 6mm。所用材质为 A34.1.7 封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种。本设

51、计采用椭圆形封头。由公称直径。直边高度为：。内表面积为：。容积为：2000gdmm040hmm23.73Fm封。选用封头30.866Vm封1800 6gD ，JB1154-73。4.2 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、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取：0.107LVVuKK 系数43.839107.0u除沫器直径： muVDs

52、65.2414.34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 0.234.3 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800mm。故裙座壁厚取 16mm。基础环内径： 320002 160.2 0.4101632biDmm 基础环外径： 320002 160.2 0.4102432boDmm 圆整：。基础环厚度。考虑到腐蚀余量取 18mm。18002600biboDmmDmm ，考虑到再沸器。裙座高度取 3m。地角螺栓直径取 M30

53、。4.4 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。本设计中塔高度大。因此设吊柱。因设计塔径 D=1200mm。可选用吊柱 500kg S=1000mm,L=3400mm,H=1000mm 材料为 A3。4.5 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。本塔中共 23 块板共设置 3 个人孔。每个孔直径为 450mm，在设置人孔处，板间距为 60

54、0mm，裙座上应开 2 个人孔，直径为 450mm，一共 5 个人孔。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。5. 塔总体高度的设计5.1 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 600mm。塔顶部空间高度为 1200mm。5.2 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底下封头切线的距离。釜液停留时间取 5min。360/0.5 0.75 9.10 10600.142 /2BSVTHtLRAm 5.3 塔总体高度塔板区

55、的高度包括 23 个板间距和两个人孔。所以，塔板区高度 mH25.11245.045.0231塔的总高度mH36.1742.149.032.125.116. 附属设备设计6.1 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22700/2926/KkcalmhCJmhC 出料液温度：78.21（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。得 Q=3360.375KJ/h。223.62mQAmK t设备型号：G500I1640。6.2 再沸器的选择选用 120饱和水蒸气加热。传热系数取。22926/KJmhC 料液温度：99.08100。水蒸汽温度：120120逆流操作：122020.28tCtC , 12122020.2820.120lnln20.28mtttCtt 换热面积：根据全塔热量衡算。得 2150.