毕业设计 分离乙醇-水板式精馏塔设计设计说明书

毕业设计分离乙醇—水板式精馏塔设计设计说明书分离乙醇—水板式精馏塔设计课程设计化工原理分离乙醇—水板式精馏塔设计轻工化工学院年6月日1.设计任务........................................................72.工艺流程图......................................................93.设计方案.......................................................10-2-分离乙醇—水板式精馏塔设计3.1设计方案的确定................................................103.1.1塔型的选择..................................................103.1.2操作压力...................................................103.1.3进料方式...................................................113.1.4加热方式...................................................113.1.5热能的利用..................................................113.1.6回流方式...................................................123.2实验方案的说明................................................124、板式塔的工艺计算..............................................144.1物料衡算.....................................................144.2最小回流比R和操作回流比R的确定.............................16MIN4.3操作线的确定..................................................184.3.1精馏段操作曲线方程..........................................184.3.2提馏段操作曲线方程..........................................184.4确定理论板层数N..............................................19T4.5确定全塔效率E和实际塔板层数N................................19PT4.5.1相对挥发度..................................................194.5.2物系黏度...................................................204.5.3全塔效率和实际塔板数........................................214.6操作压强的计算................................................214.7平均分子量的计算..............................................224.8平均密度的计算................................................234.9表面张力的计算................................................254.10平均流量的计算...............................................265、塔体和塔板的工艺尺寸计算......................................275.1塔径.........................................................275.2溢流装置.....................................................305.3塔板布置及筛板塔的主要结构参数................................365.4塔板流体力学验算..............................................385.4.1塔板阻力H..................................................38P5.4.2降液管泡沫层高度............................................415.4.3液体在降液管内的停留时间....................................42-3-分离乙醇—水板式精馏塔设计5.4.4雾沫夹带量校核..............................................425.4.5漏液点.....................................................445.5操作负荷性能图................................................465.6设计结果.....................................................516、辅助设备的计算与选型..........................................536.1料液储罐的选型................................................536.2换热器的选型..................................................546.2.1预热器.....................................................556.2.2再沸器.....................................................576.2.3全凝器热负荷及冷却水消耗量................................586.2.4产品冷却器................................................596.3各接管尺寸的确定............................................606.3.1进料管....................................................606.3.2釜残液出料管..............................................606.3.3回流液管..................................................606.3.4塔顶上升蒸汽管............................................616.3.5水蒸汽进口管..............................................616.4塔高........................................................626.5法兰........................................................636.6人孔........................................................666.7视镜........................................................676.8塔顶吊柱....................................................676.9泵的计算及选型..............................................687、经济横算......................................................697.1成产成本....................................................707.2水蒸汽费用CS...............................................707.3冷却水费用CW...............................................707.4设备投资费CD...............................................717.5总费用......................................................717.6利润........................................................718心得体会.......................................................72符号说明：英文字母-4-分离乙醇—水板式精馏塔设计Aa----塔板的开孔区面积，2Af----降液管的截面积,2Ao----筛孔区面积,2A塔的截面积2降△P----气体通过每层筛板的压TP负荷因子无因次t----筛孔的中心距C表面张力为20mN/m的负荷因子20筛孔直径度u’----液体通过降液管底隙的速o塔径mWc----边缘无效区宽度弓形降液管的宽度破沫区宽度e----液沫夹带量kg液/kg气vE总板效率T回流比最小回流比M----平均摩尔质量kg/kmolt----平均温度℃m重力加速度9.81m/s2板式塔的有效高度筛孔气相动能因子kg/(s.m)1/21/2hl----进口堰与降液管间的水平距离m液体在降液管内停留时间υ粘度h与干板压降相当的液柱高度mchd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度mρ密度hf----塔板上鼓层高度m----表面张力Ψ液体密度校正系数下标max----最大的min----最小的液相的h板上清液层高度mLh与板上液层阻力相当的液注高度m1降液管的义底隙高度mh堰上液层高度mowh----出口堰高度mWh’----进口堰高度mV----气相的Wh与克服表面张力的压降相当的液注高度mσ板式塔高度mH塔底空间高度mBHd----降液管内清液层高度mH塔顶空间高度mDH进料板处塔板间距mFH人孔处塔板间距mPH塔板间距mTH封头高度m1H裙座高度m2稳定系数l----堰长mWLh----液体体积流量m/h3液体体积流量m/s3-5-分离乙醇—水板式精馏塔设计筛孔数目操作压力KPa△压力降KPa△气体通过每层筛的压降KPaT----理论板层数空塔气速m/su漏夜点气速m/s0,minu’液体通过降液管底隙的速度m/soV----气体体积流量m/h3hV气体体积流量m/s3sW边缘无效区宽度mW弓形降液管宽度mcdW破沫区宽度msZ----板式塔的有效高度m希腊字母δ筛板的厚度m液体在降液管内停留的时间sυ粘度mPa.sρ密度3----表面张力N/m----开孔率无因次α质量分率无因次下标Max----最大的Min----最小的L----液相的V----气相的-6-分离乙醇—水板式精馏塔设计1.1.1题目：分离乙醇—水板式塔精馏塔设计1.2生产原始数据：1）35℃；2）产品：馏出液含乙醇38℃，残液中含酒精浓度≤0.5%；3）生产能力：原料液处理量55000t／年，每年实际生产天数330t，一年中有一个月检修；4）热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为25Kgf/cm；25）当地冷却水水温25℃；6）操作压力：常压101.325kp；a1.3设计任务及要求1）设计方案的选定，包括塔型的选择及操作条件确定等；2）确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置；3）精馏塔的有关工艺计算计算产品量、釜残液量及其组成；最小回流比及操作回流比的确定；计算所需理论塔板层数及实际板层数；-7-分离乙醇—水板式精馏塔设计确定进料板位置。1.4塔主体尺寸的计算（塔径）1.5塔板结构尺寸的设计1.6流体力学验算1.7画出负荷性能图1.8辅助设备的选型1）确定各接管尺寸的大小；2）计算储罐容积，确定储罐规格；3）热量衡算，计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定每个换热器的传热面积并进行选型；4）根据伯努利方程，计算扬程，确定泵的规格类型；5）壁厚，法兰，封头，吊柱等的选定。1.9设计结果汇总-8-分离乙醇—水板式精馏塔设计工艺流程图附图1为带控制点的工艺流程图。流程概要；乙醇－水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔顶上升的-9-分离乙醇—水板式精馏塔设计蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。3.3.1设计方案的确定3.1.1塔型的选择筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为，筛孔气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，气流分布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生堵塞，不利于黏度较大的体系分离。《化工原理》修订版下册，夏清编本设计中，根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，原料液流量为t／年，由于产品粘度较小，流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，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。因此，本设计最终选用筛板塔。3.1.2操作压力处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的。一般来说，常压蒸馏最为简单经-10-分离乙醇—水板式精馏塔设计成功分离，所以选用常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。因此，本设计选择常压操作条件。3.1.3进料方式入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。因此，本设计选择泡点进料。3.1.4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。3.1.5热能的利用精馏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被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编-11-分离乙醇—水板式精馏塔设计允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管径。大量的热量，但其位能低，不可能直接用来作塔釜的热源。但可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。3.1.6回流方式面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为设计和计算方便，暂时忽略其温度的波动。因此，本设计选用泡点回流。3.2实验方案的说明1)本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液直接排放也不会造成热污染。2)原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。3)本流程采用间接蒸汽加热，使用℃水作为冷却剂，通入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、全凝器、冷却器出来的液体温度分别在50-60℃、40℃和35℃左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸汽的重复利用。4)-12-分离乙醇—水板式精馏塔设计《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编，P85-13-分离乙醇—水板式精馏塔设计4DWFDWF4.1物料衡算代入得通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。W249.44D1、将各个质量分数转化为摩尔分数249.440.1740.8386D解得：xFx0.83867DD/hW/h0.546xW0.0019620.599.546182、各个相对摩尔质量M4635%1865%27.84Kg/KmolFM93%41.534/DM4618Kg/KmolW3、各个摩尔流量由年处理量55000t，330天有效工作日，可得进料液流量F为3F249.44/h27.84由物料衡算式可算出产品流量D和釜残液流量W-14-分离乙醇—水板式精馏塔设计原料液(F)馏出液(D)釜残3593G/%0.17400.83860.0x摩尔分数)-15-分离乙醇—水板式精馏塔设计质量41.53478.318.0899.9mol度t/℃844.2最小回流比Rmin和操作回流比R的确定回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是言，应选择适宜的回流比。适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。《化工原理》修订版下册，夏清编RRm适宜R图2理论板和回流比关系图Rmin作回流比为最小回流比的1.1－2.0,回流比倾向于取较小的值，有人建议取R的1.1~1.5倍。考虑到原始数据和设计任min务，本方案-16-分离乙醇—水板式精馏塔设计取1.4，即：＝1.4R；求最小回流比的方法有作图法和解析法，min本设计使用作图法。根据附录表2乙醇~水溶液体系的平衡数据在坐标纸上绘出平衡曲线，并画出对角线。表2乙醇~水溶液体系的平衡数据液相中乙醇汽相中乙醇液相中乙醇汽相中乙醇的含量(摩尔的含量(摩尔的含量(摩尔的含量(摩尔0.0040.450.500.550.600.650.700.750.800.850.8940.900.951.00.010.020.040.060.000.350.4820.5130.5250.5510.5750.5950.8550.8940.8980.9421.0q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况下R的求法是由点，xd)向平衡线做切线，再由切线的斜率或截min距求R。由于乙醇水溶液平衡曲线属于不平衡曲线，因此，过min点（0.8386，0.8386）向平衡曲线做切线，读出与Y轴的交点为（0，3所示，然后由下式进行计算：-17-分离乙醇—水板式精馏塔设计RminR1min0RminR1.4Rmin4.3操作线的确定4.3.1精馏段操作曲线方程x0.83860.237DR11R0.7175R11x精馏段操作线方程：y《化工原理》修订版下册，夏清编4.3.2提馏段操作曲线方程LRDLRD2.5451.29130.28Kmol/hVLD130.2851.29182.57Kmol/hq1VV182.57Kmol/hLLqFKmol/h提馏段操作线方程:LW.72yxxDW.57.15.29x0.001962V2.08x0.00758-18-分离乙醇—水板式精馏塔设计yxDBxyDDB4.4确定理论板层数NT计方案中使用图解法，由于精馏段和提馏段操作曲线方程的确定，可在平衡曲线上做阶梯，所画出的阶梯数就是所需理论板层数T3所示由图可知N=16，精馏段塔板层数N=13，TT4.5确定全塔效率E和实际塔板层数NTP塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔（Oconnell）方法目前被认为是较，《常用化工单元设备相对挥发度的乘积进行关联，表达式如下：E)0.245设计》第二版，李功样编TL对于多组分系统μ可按下式计算，即LxLiLi——液相任意组分i的黏度，mPa·s；Li——液相中任意组分i的摩尔分数。xi4.5.1相对挥发度由附表1乙醇~水溶液平衡曲线查得y=0.849，y=0.51，DFy=0.02158W塔顶相对挥发度-19-分离乙醇—水板式精馏塔设计全塔平均温度ttttCW0DF3由液体的黏度共线图可查得t=87.4℃下，乙醇的黏度μL=0.38进料板相对挥发度yxFxy0.51(10.51)0.17400.1740)4.941BBFFmPa·s，水的黏塔釜相对挥发度yxWxyW0.021580.02158)11.22度μLBB0.0019620.001962)W=0.3269mPa·s全塔平均相对挥发度x31.082134.94111.223.9153LiDFW4.5.2物系黏度0由常压下乙醇-水溶液的温度组成t-x-y图可查得塔顶温度t=78.3℃泡点进料温度t=84.0℃DF塔釜温度t=99.9℃W-20-分离乙醇—水板式精馏塔设计即4.5.3全塔效率和实际塔板数实际塔板层数即全塔效率ETE0.49()0.245NTLPN11NTE0.4582PT精馏段理论板层数N，T=13，所以实际加料板位置为N'0.4582Nm1TET《化工原理》修订版下册，夏清编4.6操作压强的计算《化工原理》修订版上册，夏清编因为常压下乙醇－水是液态混合物，其沸点较低0.49(3.9150.336)0.2450.4582-21-分离乙醇—水板式精馏塔设计（小于100故塔顶压强：P=101.3KPa，D取每层压强降：P0.4塔底压强：PPPN33KPaWDP进料板压强：PPNP精FD全塔平均操作压强：PDPm107.922精馏段平均操作压强：4.7平均分子量的计算1．塔PPFPmDKPa22提馏段平均操作压强：PPPmWF22顶：x=0.83D86y0.8D49气相MVDM0.849×46＋（1－《化工原理》修订版下册，夏清编-22-分离乙醇—水板式精馏塔设计0.849）×18＝41.77Kg/Kmol液相M41.538Kg/KmolLDM2．进料：x＝0.1740，y=0.51FF气相M液相M0.51×46＋（1－0.51）×18＝32.28Kg/Kmol27.84Kg/KmolVFMLFM塔釜：x＝0.001962，y＝0.02158WW气相M液相M0.02158VWM18.08Kg/KmolLWM4．精馏段平均分子量M(41.77+32.28)/2=37.08Kg/KmolVMM(41.538+27.84)/2=34.69Kg/KmolLM5．提馏段平均分子量M（32.28+18.60）/2＝25.74Kg/KmolVMM(27.84+18.08)/2=22.96Kg/KmolLM《化工原理》修订版上册，夏清编4.8平均密度的计算1．液相平均密度塔顶t=78.3℃，查得液＝0.9728g/cm；3D水进料塔板t℃，查得液)=0.9693g/cm；3F水不同温度下乙醇的密度可用方程式塔釜t=99.9℃，查得W(液)=0.9584g/cm；3水0.85910.565-23-分离乙醇—水板式精馏塔设计物理化学实验，潘湛昌主编(tt)(tt)(tt)32633t0000g/3查得当t℃时，乙醇的00代入式中，求得在t=78.3℃时，=0.7369g/cm3Dtt=84.0℃时，=0.7314g/cm3Ftt=99.9℃时，=0.7155g/cm3Wt塔顶密度：0.83860.73690.97290.8386)0.775g/cm3LD进料密度：0.1740.73140.96940.174)0.9279g/3LF塔釜密度：0.0019620.71550.95840.001962)0.9579g/cm3kg/m3775+927.9）/2=851.45927.9+957.9）/2=942.9/m32．气相平均密度《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编乙醇Kg/m3/m3/m3/m31.449+0.785）/2=1.117/m30.785+0.592）/2=0.6885/m3-24-分离乙醇—水板式精馏塔设计4.9表面张力的计算《25℃时乙醇—水溶液的表面张力可由图表面张力-乙醇质量分数关系图查得，而其他温度（T）下的表面张力σ，可由已知温度常用化工单元设备设计》第二版，李功样编22（T）下的表面张力σ，利用公式求出：11TT1.22c2TT1c1Tc—液体的临界温度，；当混合液的临界温度无法查到时，可采用下式估算：TxTiic其中乙醇的临界温度T℃=516.15K，水的临界温度icT℃=647.35K。ic1、塔顶：乙醇质量分数93%，查得σ=21mN/m，T=298.15K，11T=351.45K，2TK.35.4515.52/m22、进料：乙醇质量分数35%，查得σ=29.5mN/m，T=298.15K，11T=357.15K，2TK624.52357.151.2229.5624.52298.15mN/m23、塔釜：-25-分离乙醇—水板式精馏塔设计乙醇质量分数0.5%，查得=64mN/m，T=298.15K，11T=373.05K，2TKmcW.09.051.22.09.15.89/m24、精馏段平均表面张力：精)=(15.52+23.22)/2=19.37mN/m5、提馏段平均表面张力：提)=(23.22+47.89)/2=35.555mN/m4.10平均流量的计算V(RD(2.5451.29181.57kmol/h精VV181.57kmol/h提精VM181.5737.08V精1.674m/s31.117360025.47VM181.570.68853600V提1.8658m/s3LRD2.5451.29130.28kmol/h精LRDqF130.28249.44379.72kmol/h提130.2834.69851.453600379.7222.96942.93600LML1.47410m/s33Lm精LmLML2.56810m/s33Lm提Lm-26-分离乙醇—水板式精馏塔设计55.1塔径《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编塔径可根据选定的适宜空塔速度，先利用下式进行估算VD's0.785u对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的，故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便，可取较大者作为两段塔径。计算步骤如下：1.求空塔气速u(1)动能参数的计算精馏段：1120.001474851.45L20.0243LV1.6741.117V提馏段：1210.002568942.9L20.05094LV1.86580.6885V(2)初选板间距H=0.40m，对于常压塔，板上液层高度一般取T0.05-0.1m（通常取0.05-0.08mh=0.05mLH-h=0.40-0.05=0.35mTL(3)查附图4，Smith关联图,得精馏段：C0.073202019.370.20.2CC200.0725320-27-1F0.0839220FF分离乙醇—水板式精馏塔设计V1.866u5su1.6513.1040.532u则u0.782.0011.561m/sF提馏段：u/sF则um/s（5）求估算塔径D精馏段：VD1.17m's0.785u0.7851.561提馏段：V1.866D0.991m's0.785u0.7852.422取较大者为精馏塔塔径，即D=1.17m，圆整得到D=1.2mAD1.21.13m22244塔的截面积：T实际空塔气速：精馏段：V1.674u82m/ss实际安全系数u1.4820.74u2.001F提馏段：-29-（aU形流、（）单溢流（）双溢流中，单溢流又称直径流，液体自受液盘流向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔板结构简单，广泛应用于直径2.2m以下的塔中。分离乙醇—水板式精馏塔设计1000140020003000400050007以下9以下化工原理课程设计指导书（筛板塔）11以下11以下11以下11以下L=h0.001474m/s=5.330m/h3所以选择单溢流。受液盘上一般不设置进口堰，进口堰既占面积，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考虑。附表2列出了溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，可供设计参考。表3液相负荷、塔径与液流型式的关系液体流量L，m/h3溢塔径D，mmh单溢流U形流双溢流流堰的-31-图6塔板示意图WwWhW分离乙醇—水板式精馏塔设计差对结果影响不大。堰上液层高度：22LE30.0101mw0.050.01010.0399mwLowhwow0.1－0.0101≧≧0.05－0.0101是成立的。3.弓形降液管高度W及降液管面积Adf图7弓形的宽度与面积用图7求取W及A，因为df0.66分离乙醇—水板式精馏塔设计AAW由该图查得：，0.125f0.0722dDTAm2TA0.0722A0.0722m2ffD1.2mW0.125D0.1251.20.15md4.验算液体在降液管中停留时间AHf0.08160.4022.1sTL0.001474s保留时间θ>(5)s，故降液管适用。5.降液管底隙高度o降液管底隙高度h可用下式计算oLsluho'W0液体通过降液管底隙的流速一般可取0.07~0.25m/su=0.07m/s。则oL0.001474ho0.0265mslu0.7940.07'W0以免因堵塞而造成液泛，该值应不少于～，计算结果符合要求。-35-分离乙醇—水板式精馏塔设计率应在10%~14%范围中。在本设计中5.3塔板布置及筛板塔的主要结构参数（1塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度W为50～。塔板上液体的入口和C液泛。一般，安定区的宽度W可取～100。边缘区和安S定区中的塔板不能开孔。Wc=0.04m；Ws=0.07m《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编（2d，孔中心距，板厚0筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响;但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减筛孔的排布一般为正三角形，筛孔直径为0.003-0.008m，孔中心距与孔距之比常在2.5-5t/d宜尽可能在3-4的范围内。在确定开孔区板厚时，对于不0锈钢塔板的小孔直径d1.5-2）0度为0.003-0.004m为0.002-0.0025m上所述，本设计选取d;t2.6513mm,合金钢)0（3在目前的工业生产中，对于常压或减压操作的筛板塔，开孔-36-分离乙醇—水板式精馏塔设计VuA00040.0A40A0A0.9070.907A0td)2320.134aa0式中，Aa为开孔面积，m；A为筛孔面积，m。220x《化工原理》修订版下册，夏清编A2xrxrsin2122180ra其中DxWW8m22dsDrm2所以Am2a得Am20（4103103nA个t132a2按t=13mm5980个，按n=5980重新核算孔速及开孔率：-37-分离乙醇—水板式精馏塔设计式中：—筛u0孔气速，；C0—流量系数，可由附图9查得；开孔率变化不大，仍在10%~14%之间。5.4塔板流体力学验算塔的操作能否正常进行，与塔内气，液两相的流体力学状况漏液及液面落差等。、VL—分别为气相和液相的密度，5.4.1塔板阻力hp气体通过塔板的压降h包括：干板压降h，板上充气液层Kg/m。pc3阻力h以及克服液体表面张力的阻力h，可表示为lσh=h+h+hpclσ不计。所以hhhPCl式中：h气体通过每一层塔板的阻力，m液柱；Ph—干板阻力，m液柱；Ch塔板上的液层阻力，m液柱。1筛孔塔板的干板可用下式计算。2uh0.0510VCC0L-38-9C0/d0d2，00uh)()02vCc0LFu)V00图10有效液层阻力lFu00Vhhh0.0230.0pcL分离乙醇—水板式精馏塔设计Phg0.043851.459.81359ppL对于一般气体通过每块常压和加压塔塔板的压降为，该设计方案中的单板压降为，在适宜的范围内。《化工原理》修订版下册，夏清编5.4.2降液管泡沫层高度上层塔板的溢流堰顶，通常可通过求出的降液管内清液层高度Hd是否满足H≤Ф（H+h）来进行验算，即dTwH=h+h+h+h≤Ф（H+h）dpwowcTwФ为降液管中泡沫层的相对密度。对于一般物系，；对于发泡严重的物系，Ф=0.3~0.4Ф=0.6~0.7。本设计方案中取Ф=0.5。2LsLhwo其中液体在降液管出口阻力：h0.153d（1所以：2LsLhwoh0.1530.153u0.1530.077.49710m2'24d0（2h=0.043mp（3h=0.05mL（4H。则0.40m,h0.0399mTwH)(0.40m(HTWH=dh+h+hpw+h=0.owc043+0.0399+0.010-41-分离乙醇—水板式精馏塔设计1+7.497×10=0.0937m-4可见，H(HH)，符合防止降液管液泛要求。dTW5.4.3液体在降液管内的停留时间降液管内的平均停留时间可由下式计算：AHfTLs式中H—塔板间距，；TA—降液管面积，m；2fLs—液体流量，m/s。3通常要求液体在降液管内停留时间应大于3s则要求大于。若求得的停留时间过小，可适当增加A或H。fTAHf0.08160.4022.1s3s＞TL0.001474s可见，该设计可使得液体所夹带气体释出。5.4.4雾沫夹带量校核夹带液泛，从而导致塔板效率严重下降。所谓返混是指雾沫夹带的1kg上升气体夹带到上层塔板的液体量不超过0.1kg，即控制雾沫夹带《化工原理》修订版下册，夏清编量ev用泛点百分率关联法先求uF-42-分离乙醇—水板式精馏塔设计查附图11雾沫夹带分率图得：uCLVFV1L20.0243LVV由附图4史密斯关联图，查得C0.07320若液相的表面张力不等于20dyn/cm，可按下式校正CC()0.22020规定塔板开孔率φ小于10%，查得的20须乘以β值进行校正。=0.08，β=0.9；=0.06，β=0.8。本方案中φ=13.4%≥10%，所以β=1。因为19.37/m；19.370.2校正0.0725C0.0732020851.451.117u0.07252.0m/sF1.117V1.6741.065m/s操作气速：u精AA1.130.0816化Tfu1.065工原理课程设液泛分率：0.5325u2.0F-43-计指导书（筛板塔）L11e1v1e＜v分离乙醇—水板式精馏塔设计“短路”，传质不充分，故操作中应尽可能减少漏液。当液体流量一定，气体流量降到一定程度时漏液量会明显增多。一般将漏液量明显增多时的空塔气速称为在该液体流量下的漏液点空速u，由om漏液点的经验式亦不同。当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速，筛孔漏液点气速按下式计算：0.u4.4Com20其中4hdL0，C=0.762035-45-1.85103m/soomuuom有较大弹性。u1.523uom故在本设计中无明显漏液。0h理之后，可得3.94144334.30310444342/31/2hv令可容许的雾沫夹带最大量为0.1kg/kg气uH2.5hVT分离乙醇—水板式精馏塔设计其中VVu0.987VAA1.130.1173T0即：V70.40V2/3由上述关系可做得气相负荷上限线，如图12之曲线2。3、液相负荷下限线液层高度h=0.006m作为最小液体负荷的下限考虑，故液相ow负荷下限线方程为：V2/3h2.84E0.0063Llw其中E为流量收缩系数，一般可取E=1计算。液相负荷一条与纵轴平行的竖直线。V2/33Lm3/hV=1.339×10-4由上述关系可做得液相负荷下限线，如图12之曲线34、液相负荷上限线若操作的液相负荷高于液相负荷上限线时，表明液体量过大，此时，液体在降液管内的停留时间过短，进入降液管内的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，使-48-分离乙醇—水板式精馏塔设计塔板效率下降了。以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式θ=（A×H）/Ls=5fT故Ls=（A×H）/5=（0.0816×0.40）/5=0.006528m/s3fT据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45、液泛线当降液管排液能力不足，液体仍不断加入，降液管内液位上升直至淹塔，这现象称为液泛。发生液泛时气体通过塔板的压降急剧上升，出塔气体大量带液，正常操作受到破坏。可见正常操作的塔设备不允许发生液泛。不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，层塔板，降液管内需维持一定的液层高度H。d令H=ψ(H＋h)dTw再由H=hp+h+hddLh=hc+hl+hσPhl=βhLh=h+hLwOW联立得ψH＋(ψβ-1)h=(β+1)h+hc+hd+hTwOWσ忽略h，将h与、hd和、hc与Vs的关系代入上式，σOW得aV=b-cL-dL222/3-49-2vlow22c=1.18×10/(0.794×0.0265=2.665×10-52d=2.84×10×1×(1+1)/(0.749)=6.624×10-36.43×10V=0.1848-2.665×10L-6.624×10L-32/32分离乙醇—水板式精馏塔设计附图出所设计的塔板是否有足够的操作弹性（气相负荷上限与下限之（即L/V为定值）的精馏过程，由设计条件L和V可定出操作点，过原点点O和点P便可画出该设计条件下的操作线。由图可以看出：设计点位于正常操作区的适中位置，表明该塔板对气液负荷的波动具有较好的适应能力；操作线交严重漏液线于点，过量雾沫夹带线于B过量雾沫夹带线的控制。分别从图中A（9.139×10,1.011B-4（0.001783,2.223V=2.223m/h3maxV=1.011m/h3s,min故操作弹性为操作弹性=V/V=2.223/1.011=2.20maxmin5.6设计结果现将以上设计计算结果列于附表4中-51-分离乙醇—水板式精馏塔设计22232425弓形中停留时间稳定系数液相负荷上限m液相负荷下限m26气相负荷上限m27气相负荷下限m28操作弹性附表4设计结果表序号项目数值及说明备注123塔径D/m1.20.4板间距H/mT单溢流弓形降分块式塔板塔板形式液管1.482456789空塔气速m/s堰长堰高l/m0.7940.03990.05wh/mw清液层高度降液管底隙h/mLh/m0.0265o正三角形叉排孔数n59801011筛孔气速m/s孔心距t/mm14.313指同一排的孔心距12板压降液柱h/m0.023p13降液管中清液层高度0.0101h/mow塔截面积14A21.130T15降液管底隙高度m0.03061617181920A20.08160.15降液管面积弓形降液管宽板厚/mmfW/md2.5筛孔直径m0.005开孔率/%13.421雾沫夹带量e/kg/kg气v0.0218-52-分离乙醇—水板式精馏塔设计设其安全系数为：1.1则有：VV6W选择设备：采用立式圆筒形固定顶储罐6.1料液储罐的选型⒈原料贮罐设计原料的储存利用时间为10天Q=55000000kg/330天×10天F=1666667kg系列则可知：（HG-21502.1-92）V=Q/进料密度F=1666667/927.93设其安全系数为：1.1则有：《常用化工单元设备的设计》陈英南.刘玉兰主编.上海：华南理工大V1.1m3F实际2．产品贮罐设计产品的储存时间为10天Q51.2941.5382410511316kgW则可知：VQ/511316/775659.8m3WW-53-分离乙醇—水板式精馏塔设计学出版社产品储罐的选择规格为公称计算体积体积规格6.2换热器的选型预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。原料储罐的选择规格为：公称计算内径总高/mm/mm/kg19002000950010338Q235-A.21840F冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。K值范围280～850W/m2s850～1500W/m2s280～850W/m2s850～1500W/m2s分离乙醇—水板式精馏塔设计再沸器一个：将塔底产品加热，提供提馏段的上升蒸汽。计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的10%系数为1.1。下面四个换热器的计算均按照这个假定。6.2.1预热器设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为84.0℃，而原料温度为35℃。釜残液的温度为99.99℃，其主要成分是水，比热比原料液大，所以完全-55-分离乙醇—水板式精馏塔设计可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至℃排出，以用于他途。F=6944.4kg/h，W=3582.55kg/htt3584t进料m59.5C泡点22根据温度，查相关表得：C=4.26KJ/(kg℃),水PC＝3.10KJ/(kg℃。乙醇P则c4.263.100.174kj/(molk)pQCt8435吸收Pm取总传质系数K=600W/m.k=0.6kj/（s.m.k）2299.9984t99.99844035/ln9.42Cm4035AQ/(Kt)/(0.6m2m取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=58.3m。2选取换热器25×2.5mm型号为：Ⅰ——55.8公称直径Dg/mm规格600中心排管数17《化工原理》修订版上册，夏清编规格-56-分离乙醇—水板式精馏塔设计6.2.2再沸器t=99.99℃,釜液质量分数为％时，查表得汽化潜热＝WHO22244.23kJ/kg,平均摩尔质量为18.616kg/kmol对于泡点进料：IvwIr2244.2318.61641778.6J/kmolLWBQVr198.1541778.68.2810BJ/h2299kW'6B取传热系数K2000W/(m.K),安全系数为1.12tCmQ2299换热器面积：Am2Bt200026.6m选取换热器25×2.5mm型号为：Ⅵ——55.8管子根数n管程数N600中心排管数16管程流通面计算换热面换热管长积/m2规格0.011349.23000校核：A=49.2m2Q'A'Kt49.220m，ΔQ106-57-分离乙醇—水板式精馏塔设计传热量足够，能够满足设计要求。加热蒸气消耗量8.28106W3689/h2244.23h6.2.3全凝器热负荷及冷却水消耗量取水进口温度为温度为78.393970.98kJ/kg，在此温度下：QR11J/h6c40t3525/ln25Com取安全系数1.1，取K600w/m0.6kj/smk22A=Q/kt10/3600m62m选取换热器25×2.5mm型号为：Ⅵ——74.6管子根数n管程数N6600中心排管数16管程流通面计算换热面换热管长积/m2规格0.011374.64500Qc7.32Wcctt)4.174pc21-58-分离乙醇—水板式精馏塔设计6.2.4产品冷却器假设产品从78.3℃冷却到40℃时冷却水从进口温度25℃到℃时CXC1XCpm产DP乙醇DP水0.933.1610.934.1743.231KJ/kg℃）QCDdtpm产产3.23151.2946.0778.340292406kj/h所用水量：MQ/Cdt292406/4.174154670kg/h水Pm水水取总传热系数K=450w/m℃=0.450KJ/sm℃2278.340t78.3404025/ln4024.8℃25mA=Q/kt292406/0.45024.836007.28m2m取安全系数1.1，则A=1.1×7.28=8.01m2选取换热器25×2.5mm型号为：Ⅵ——8.7管子根数n管程数N1273中心排管数6管程流通面计算换热面换热管长积/m2规格0.01198.73000-59-分离乙醇—水板式精馏塔设计6.3各接管尺寸的确定6.3.1进料管《常用化工单元设备设计》第二版，李功样编6944.4kg/h进料体积流量L7.48m/h3927.9kg/m3取适宜的输送速度u0.8m/s，故F4L4du1经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格：5计F6.3.2釜残液出料管釜残液的体积流量：3582.55kg/hL3.74m/h3957.9kg/m3取适宜的输送速度：u1.0m/s，则W43.74d0.0364m计36001.0经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格：。6.3.3回流液管回流液体积流量130.2841.534kg/hL6.98m/h3775kg/m3取适宜的输送速度，回流一般为强制对流，需要泵的输送，因此u1.5m/s，则W46.98d0.040m计36001.5-60-分离乙醇—水板式精馏塔设计经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格：2.5mm。6.3.4塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：V1.456m33取适宜速度u20m/s，那么v41.456d305m20计经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格：10mm。6.3.5水蒸汽进口管水蒸气体积流量：181.57V5712m/h1.587m/s33取适宜的速度u20m/s,那么w41.587d0.317m20计经圆整选取热轧无缝钢管（摘自GB/T14976-94）规格：17mm。主要接管设计尺寸釜液出口管塔顶蒸气管加热蒸气管Φ42×3mm（冷拔）Φ325×10mmΦ351×17mm-61-分离乙醇—水板式精馏塔设计6.4塔高塔的高度可以由下式计算：ZH(N2S)HSHHH'DTTFB已知实际塔板数为块，精馏段实际塔板数为30块，提N馏段实际塔板数为3块。板间距H0.40m由于料液较清洁，T无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为：33S1个8取人孔两板之间的间距H6m，则塔顶空间H，'TD进料板空间高度H0.6m。F塔底空间H的计算B塔底空间具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不致排完。本方案取10min的储量，即/hu3.74m/h3957.99/m3w塔截面积A2T10min=600s3.74V6000.623m3360080%65%底层塔板高度至少要在0.5m以上。本设计取80%m/80%3H0.689m1.130mB2那么，塔高度：Z23-62-分离乙醇—水板式精馏塔设计法兰（DN（）DD1D120013301290125由已知塔径和塔高，工作压力P不大于3Kgf/c㎡，选取下列塔体结构尺寸塔的总体结构尺寸Q235AGB3274Q235AGB3274封头厚度/mm塔壁厚/mm塔高/m15.63712.86.5法兰法兰分为压力容器法兰和管法兰。筒体法兰选取平面封面的甲型平焊法兰（TB4702-92）甲型平焊筒体法兰尺寸《化工-63-分离乙醇—水板式精馏塔设计设备机械基础》董大勤编，北京：化学工业出版社管法兰(