水-乙醇精馏塔课程设计

大学化学化工学院

《化工原理》课程

课程设计乙醇-水精馏塔说明书专业： 食品科学与工程班级： 学生： 学号： 完成时间： 设计指导： 设计答疑： 评阅： 成绩： 前百精馏塔是均相混合物分离过程的主要单元设备，精馏过程包括物料的预热、物料的部分冷凝和部分汽化、塔顶蒸汽的冷凝和釜液的汽化。因此精馏塔的设计除塔体设计计算和结构设计外，还包括预热器、冷凝器和再沸器等附属设备的设计计算。精馏塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备之一。化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有利用价值组分的目的。精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工或轻工等工业生产中占有重要的地位。板式精馏塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、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。其部设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设置针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。该设计方法被工程技术人员广泛采取。本设计主要是利用连续浮阀精馏塔将乙醇和水的混合物进行精馏分离。精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离中的各种参数是非常重要的。本设计书所涉及的计算及图表尽量采用国际单位制，在设计过程中，严格按照常用数据，化工设备常用材料性能以及化工图例国标规定进行设计，同时查阅了其他关于板式精馏塔设计方面的文献。大部分的计算都按照《板式精馏塔设计》一书中的公式进行计算，并经过核对与验算，操作上可行，经济上有一定的合理性。目录TOC\o"1-5"\h\z前言 2\o"CurrentDocument"目录 3\o"CurrentDocument"符号表 7设计任务书 14\o"CurrentDocument"第一章设计方案的确定 15\o"CurrentDocument"设计方案说明 15\o"CurrentDocument"确定设计方案的原则 15\o"CurrentDocument"设计方案的确定 16\o"CurrentDocument"操作条件的确定 16\o"CurrentDocument"进料热状况的选择 17\o"CurrentDocument"塔釜料液的加热方式的选择 17\o"CurrentDocument"热能的利用 18\o"CurrentDocument"主要设备的形式 18\o"CurrentDocument"第二章精馏塔的工艺设计计算 20\o"CurrentDocument"精馏塔的物料衡算 20\o"CurrentDocument"原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 20\o"CurrentDocument"原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量 21\o"CurrentDocument"物料衡算 21\o"CurrentDocument"回流比与塔板数的确定 21\o"CurrentDocument"回流比的确定 21\o"CurrentDocument"理论塔板数 23\o"CurrentDocument"总塔效率和实际塔板数 24第三章精馏塔工艺条件及有关物性数据计算 26\o"CurrentDocument"操作压力 26\o"CurrentDocument"平均摩尔质量的计算 27\o"CurrentDocument"塔顶混合物平均摩尔质量的计算 27\o"CurrentDocument"进料处混合物平均摩尔质量的计算 27\o"CurrentDocument"塔釜混合物平均摩尔质量的计算 27\o"CurrentDocument"精馏段混合物平均摩尔质量 28\o"CurrentDocument"提馏段混合物平均摩尔质量 28\o"CurrentDocument"液体平均黏度的计算 28\o"CurrentDocument"塔顶液体平均黏度 28\o"CurrentDocument"进料处液体平均黏度 28\o"CurrentDocument"塔釜液体平均黏度 29\o"CurrentDocument"精馏段、提馏段液体平均黏度 29\o"CurrentDocument"平均密度的计算 29\o"CurrentDocument"塔顶、进料处、塔釜的液相平均密度 29\o"CurrentDocument"精馏段、提馏段汽相平均密度 31精馏段、提馏段液相平均密度 31\o"CurrentDocument"液体平均表面力的计算 32\o"CurrentDocument"塔顶、进料处、塔釜的液体平均表面力 32\o"CurrentDocument"精馏段、提馏段的液体平均表面力 32\o"CurrentDocument"第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算 33\o"CurrentDocument"塔径的计算 33\o"CurrentDocument"精馏段塔径 33\o"CurrentDocument"提馏段塔径 34\o"CurrentDocument"精馏塔的全塔高度 35\o"CurrentDocument"第五章塔板主要工艺尺寸计算 35\o"CurrentDocument"精馏段溢流装置计算 36\o"CurrentDocument"堰长IW 36\o"CurrentDocument"校核精馏段液体在降液管中的停留时间 36\o"CurrentDocument"出口堰高hW 37\o"CurrentDocument"降液管底隙高度h0 38\o"CurrentDocument"提馏段溢流装置计算 38\o"CurrentDocument"校核提馏段液体在降液管中的停留时间 38出口堰高hW' 38\o"CurrentDocument"降液管底隙高度h0' 39\o"CurrentDocument"精馏段塔板布置及浮阀数目与排列 39\o"CurrentDocument"阀孔数 39\o"CurrentDocument"塔板布置 39\o"CurrentDocument"提馏段塔板布置及浮阀数目与排列 41\o"CurrentDocument"阀孔数 41\o"CurrentDocument"塔板布置 41\o"CurrentDocument"第六章塔板流体力学验算 42\o"CurrentDocument"精馏段阻力计算 43\o"CurrentDocument"提馏段阻力计算 43\o"CurrentDocument"精馏段淹塔校核 44\o"CurrentDocument"提馏段淹塔校核 45\o"CurrentDocument"精馏段雾沫夹带校核 45\o"CurrentDocument"提馏段雾沫夹带校核 46\o"CurrentDocument"第七章塔板负荷性能图 47\o"CurrentDocument"精馏段塔板负荷性能图 47\o"CurrentDocument"极限雾沫夹带线 47\o"CurrentDocument"液泛线 48\o"CurrentDocument"降液管液相负荷上限线 49\o"CurrentDocument"液相下限线 49\o"CurrentDocument"汽相负荷下限线 49\o"CurrentDocument"提馏段塔板负荷性能图 51\o"CurrentDocument"极限雾沫夹带线 51\o"CurrentDocument"液泛线 51

7.2.3液相下限线7.2.3液相下限线 52\o"CurrentDocument"汽相负荷下限线 53\o"CurrentDocument"第八章热量衡算 54\o"CurrentDocument"再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量 54\o"CurrentDocument"冷凝器热负荷和冷却水消耗量 54\o"CurrentDocument"第九章塔结构设计 55\o"CurrentDocument"总体结构 55\o"CurrentDocument"基本结构 56\o"CurrentDocument"塔体的主要尺寸 56\o"CurrentDocument"筒体与封头 57\o"CurrentDocument"塔板结构 57\o"CurrentDocument"接管结构 58\o"CurrentDocument"塔顶蒸汽出料管 58\o"CurrentDocument"回流液管径 59\o"CurrentDocument"加料管径 59\o"CurrentDocument"釜液排出管径 59\o"CurrentDocument"法兰 60\o"CurrentDocument"第十章数据总表 60\o"CurrentDocument"参考文献 63\o"CurrentDocument"后记 64符号表mA 乙醇的摩尔质量(kg/kmol)M 水的摩尔质量(kg/kmol)Bx 塔顶的摩尔分数DX 进料处的摩尔分数FX 塔釜的摩尔分数WM 塔顶的平均摩尔质量(kg/kmol)DM 进料处的平均摩尔质量(kg/kmol)FM 塔釜的平均摩尔质量(kg/kmol)WD 塔顶摩尔流量(kmol/h)F 进料处摩尔流量(kmol/h)W 塔釜摩尔流量(kmol/h)R 最小回流比y q线与平衡线的交点的纵坐标qR 最适回流比N 理论塔板数L 精馏段液相流量(kmol/h)V 精馏段汽相流量(kmol/h)L’ 提馏段液相流量(kmol/h)V’ 提馏段汽相流量(kmol/h)T0 塔顶温度(℃)T 进料处温度(℃)FT 塔釜温度(℃)T 全塔平均温度(℃)T 精馏段平均温度(℃)m精T 提馏段平均温度(℃)m提a 塔顶相对挥发度Da 进料处相对挥发度Fa 塔釜相对挥发度Wa 全塔平均相对挥发度mR乙醇 在全塔平均温度下，乙醇的黏度(mPa-s)n 在全塔平均温度下，水的黏度(mPa-s)水nl 塔顶与塔釜平均温度下的液相黏度(mPa-s)E 全塔效率闾TN 精馏段实际塔板数精N 提馏段实际塔板数提△P 每层塔板压降(kPa)P 精馏段平均压力(kPa)m精P 提馏段平均压力(kPa)m提M 塔顶汽相平均摩尔质量(kg/kmol)VDmM 塔顶液相平均摩尔质量(kg/kmol)LDmM 进料处汽相平均摩尔质量(kg/kmol)VFmM 进料处液相平均摩尔质量(kg/kmol)LFmM 塔釜汽相平均摩尔质量(kg/kmol)VWmM 塔釜液相平均摩尔质量(kg/kmol)LWmMVm 精馏段汽相平均摩尔质量(kg/kmol)M 精馏段液相平均摩尔质量(kg/kmol)LmM’ 提馏段汽相平均摩尔质量(kg/kmol)VmM’ 提馏段液相平均摩尔质量(kg/kmol)LmN 在一定温度下，乙醇的黏度(mPa-s)N 在一定温度下，水的黏度(mPa-s)Bn 塔顶液体平均黏度(mPa•s)LDmn 进料处液体平均黏度(mPa•s)LFmn 塔釜液体平均黏度(mPa-s)LWmN 精馏段液体平均黏度(mPa-s)Lm精n 提馏段液体平均黏度(mPa-s)Lm提P 一定温度下，乙醇的密度(kg/m3)P 一定温度下，水的密度(kg/m3)Bp 塔顶液相平均密度(kg/m3)LDmp 进料处液相平均密度(kg/m3)LFmp 塔釜液相平均密度(kg/m3)LWmp 精馏段汽相平均密度(kg/m3)Vm精p 提馏段汽相平均密度(kg/m3)Vm提p 精馏段液相平均密度(kg/m3)Lm精p 提馏段液相平均密度(kg/m3)Lm提O4 在一定温度下，乙醇的表面力(硒/m)。 在一定温度下，水的表面力(mN/m)OLD 塔顶液体平均表面力(硒/m)O 进料处液体平均表面力(mN/m)LFmO 塔釜液体平均表面力(mN/m)LWmO 精馏段液体平均表面力(mN/m)Lm精O 提馏段液体平均表面力(mN/m)Lm提丫^ 精馏段汽相体积流量(m3/s)L 精馏段液相体积流量(m3/s)H 板间距(m)h 板上清液层高度(m)LC 精馏段物系表面力为。=20mN/m时的负荷系数(m/s)20C 精馏段操作物系的负荷系数(m/s)U 精馏段最大允许气速(m/s)斗 精馏段安全系数u 精馏段空塔气速(m/s)D精 精馏段塔径®丫^ 提馏段汽相体积流量(m3/s)ls 提馏段液相体积流量(m3/s)C 提馏段物系表面力为。20mN/m时的负荷系数(m/s)20C’ 提馏段操作物系的负荷系数血/s)u' 提馏段最大允许气速(m/s)u’ 提馏段空塔气速(m/s)D提 提馏段塔径(m)D 全塔塔径(m)a 塔截面积(m2)u空 精馏段实际空塔气速(m/s)u’ 提馏段实际空塔气速(m/s)空z七二 板式塔的有效传质高度(m)有效Z 全塔总高度(m)l 堰长(m)ww 弓形降液管宽度(m)da 弓形降液管面积(m2)fT 精馏段液体在降液管中的停留时间(S)hw 精馏段出口堰高血)h 精馏段堰上液层高度血)OWh 精馏段降液管底隙高度(m)0u0 液体通过降液管底隙时的流速(m/s)T 提馏段液体在降液管中的停留时间(S)h 提馏段出口堰高血)wh1 提馏段堰上液层高度血)^wh' 提馏段降液管底隙高度(m)0FO 阀孔动能因子(kg1/2/《•m1Ju 精馏段孔速(m/s)0精N一二 精馏段每层塔板上的浮阀数浮精dO 阀孔直径(m)w 边缘区宽度(m)Cw 两边安定区宽度(m)A 塔板上的鼓泡区面积(m2)Pt' 浮阀排列方式，等腰三角形的高(m)t 浮阀排列方式，精馏段排间距(m)精U 提馏段孔速(m/s)0提N 提馏段每层塔板上的浮阀数浮提t 浮阀排列方式，提馏段排间距(m)提h 精馏段塔板压强降(m)Ph 精馏段干板阻力(m)Ch 精馏段湿板阻力(m)lu 精馏段临界气速(m/s)OC精PP 精馏段单板总压降(Pa)U 提馏段临界气速(m/s)OC提h' 提馏段干板阻力(m)Ch 提馏段湿板阻力(m)lh' 提馏段塔板压强降(m)PH 精馏段降液管清液层高度血)dh 精馏段液体通过降液管的压头损失(m)dh 提馏段液体通过降液管的压头损失(m)dH 提馏段降液管清液层高度(m)dzl 板上液体流径长度(m)。 再沸器的热负荷(kJ/h)BVWI 再沸器中上升蒸汽的焓(kJ/kmol)VWIW 塔釜残液的焓(kJ/kmol)厂B 饱和水蒸汽100℃时的汽化热(kJ/kg)W 再沸器加热蒸汽消耗量(kg/h)hr P为0.5MPa时水的汽化热(kJ/kg)。 冷凝器的热负荷(kJ/h)CI 塔顶上升蒸汽的焓(kJ/kmol)VDID 塔顶溜出液的焓(kJ/kmol)r 80℃时乙醇的汽化热(kJ/kg)AW 冷却介质消耗量(kg/h)CC 冷却介质的比热容kJ/(kg•℃)PCt 冷凝介质在冷凝器进口处的温度(℃)112 冷凝介质在冷凝器出口处的温度(℃)H 塔顶空间高度位)DH 塔底空间高度危)化工原理课程设计任务书一、题目：酒精连续精馏板式塔的设计二、原始数据：1、乙醇一水混合物，含乙醇上—%（质量），温度控制在接近饱和温度℃;2、产品：馏出液含乙醇88 %（质量），温度 控制在饱和温度℃;按间接蒸汽加热计，残液中含酒精浓度不高于0.1%（质量）。3、生产能力：年产酒精（指馏出液）50000吨;4、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强0.5MPa。三、任务：1、确定精馏的流程，绘出流程图，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。2、精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算（包括塔板压降、塔的校核及雾沫夹带量的校核等）。3、作出塔的操作性能图、计算其操作弹性。4、确定与塔身相连的各种管路的直径。5、进行全塔热量衡算，确定每个换热器的传热面积。6、其它。四、作业份量：1、设计说明书一份，其中设计说明结果概要一项具体容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。2、（1）设计说明书电子版及打印版，草稿各一份，若为手写版只交纸质版一份;（2）塔装配图（1号图纸）电子版及打印版1份第一章设计方案的确定设计方案说明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。而乙醇比水在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中乙醇为易挥发组分，水为难挥发组分。设计中采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。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所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就是要求各流体质量和压头的稳定，入塔料液的温度和状态的稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定围进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上可能的波动。再其次，要考虑必需装置的仪表（如温度计、压强流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应的措施。(2)满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建的费用。适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多蒸汽和冷却水，也能减少电能的消耗。冷却水的出口温度的高低，一方面影响到冷却水的用量，另一方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有影响。(3)保证安全生产塔是指定在常压下操作的，塔压过大或骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。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，对第一个原则应作较多的考虑，对于第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求做一般的考虑。但由于设计过程中要用到大量的经验数据，所以本设计选择连续浮阀精馏塔以分离乙醇一水混合物。1.3设计方案的确定操作条件的确定蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质、技术的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压的条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度会下降。对于热敏性和高沸点的物料常采用减压蒸馏。降低压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低温的加热剂。但是降低压力也导致了塔径的增加和塔顶的冷凝温度的降低，而且必须使用真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是乙醇和水体系，乙醇-水这一类溶液不是热敏性物料，且沸点不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸汽又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需要采用加压蒸馏。综上，本次任务适宜采用常压蒸馏。操作压强：p=1atm=0.1Mpa=101.325Kpa进料热状况的选择进料的热状态指进料的q值，q的定义为使每千摩尔进料变成饱和蒸汽所需的热量与每千摩尔进料的汽化潜热之比。即：使每摩尔进料变成饱和蒸汽所需要热量qq 每摩尔进料的汽化热进料状态主要有五种：冷液进料、泡点进料、气、液混合进料、饱和蒸汽进料、过热蒸气进料。工业上常采用泡点进料，因为泡点进料的进料温度不受季节、气候变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。而且，精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径可以相同，设计制造也比较方便。因为乙醇-水为一般体系，所以本设计中采用泡点进料，q=1。塔釜料液的加热方式的选择塔釜可采用直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，且最低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如乙醇与水混合液）有用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备，但由于直接蒸汽的加入，对釜溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分浓度一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。本次任务是分离乙醇和水，设计采用间接蒸汽加热方式。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜溶液的浓度。热能的利用精馏是工业上应用最广的分离操作，消耗大量能量。减少精馏操作的能耗，一直是工业实践和科学研究的热门课题。应用高效换热设备以及高效率、低压降的新型塔板和填料，均是实现节能的重要途径，采用适宜回流比和适当的进料热状况也可达到一定节能的效果，降低操作温度及做好系统包围液能得到直接的节能效果。本设计要求充分利用热能。精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多。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。止匕外，通过精馏系统的合理设置，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，可以适当提高冷源的温度，这样可以使用比塔顶冷凝器温度稍高且价格较低的冷却剂作为冷源，以代替一部分塔顶所用的价格较高的低温级冷却剂，从而节省有效增加精馏塔的热力学效率。主要设备的形式气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。根据设计任务书的要求，本次设计的精馏塔选用板式塔。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、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。本次设计采用浮阀塔。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，浮阀可以根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝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。但在处理黏稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔的类型好多，国常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮阀应用最为普遍。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯型浮阀、双层浮阀、V-V型浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，在工业应用中，目前还多用F1型浮阀，其原因是F1型浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。所以本次设计采用F1型浮阀塔。F-1型 V-4型 A型十字架型 方形浮阀图1.1浮阀塔板浮阀塔特点：①处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%〜40%，而接近于筛板塔；②操作弹性大，一般约为5〜9,比筛板、泡罩和舌形塔版的操作弹性要大得多；③塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；④压力大，在常压塔中每一块板的压降一般为400〜660Pa；⑤液面梯度小；⑥使用周期长，黏度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作；⑦结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60%~80%，为筛板塔板的120%~130%。本次设计任务是乙醇-水混合物的分离，处理量大，物料黏度较小，所以采用浮阀塔设计。第二章精馏塔的工艺设计计算

精馏塔的物料衡算已知：1、乙醇一水混合物，含乙醇」2—%（质量），温度控制在接近饱和温度℃；2、产品：储出液含乙醇88 %（质量），温度 控制在饱和温度 ℃;按间接蒸汽加热计，残液中含酒精浓度不高于0.1%（质量）。3、生产能力：年产酒精（指储出液）50000吨;4、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强0.5MPa。设备的年运行时间为300天原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量M=46.07kg/kmol水的摩尔质量M=18.01kg/kmol0.88/46.070.88/46.07+0.12/18.010.12/46.07乙醇的摩尔质量M=46.07kg/kmol水的摩尔质量M=18.01kg/kmol0.88/46.070.88/46.07+0.12/18.010.12/46.07=0.7414=0.12/46.07+0.88/18.010.001/46.07=0.05060.001/46.07+0.999/18.01=0.00039原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量M=xM+（1-x）MDDA DB=0.7414X46.07+(1-0.7414)X18.01=38.814kg/kmolMf=xM^+(i-xF)Mb=0.0506X46.07+(1-0.0506)X18.01=19.43kg/kmolM^=xM+(i.xjMb=0.00039X46.07+(1-0.00039)X18.01=18.021kg/kmol物料衡算塔顶产量 D=50000*103=178.92kmol/h24x300x38.814总物料衡算 F=178.92+W易挥发组分乙醇的物料衡算 FX0.0506=178.92X0.7414+WX0.00039联立解得 F=2641.1kmol/hW=2462.2kmol/h回流比与塔板数的确定回流比的确定 -—―9UBE14L9阴专—<0C专]II'£iS*'&B’”1Wis'g1,£5K'5'erE厂牌=0节6三1加oo*gfl加成2?日91>(W叼(II'9827&it9OO节&P6,£2口”Sf3<KJ7[旷Hr居,ESOOTSm£TEl?1北下8fSCOOTU鼬ZTS'£263100*tEfl-IB。丫右相’职*Oflfct&配芍Z-6IMXMV j.,翻厂【68»'£4g"OBLS3££or俄:r0(Xi-[J9E节£「•0466'SZ.00'68打」白飞SEP—'06rt)w■强「06st'U009'5Z21£0-6[『0“力跚%6'flflE旷口£DO,98f ,£E"t19』工巧19'EZ「博2Z-£&叩’闷06Z17£3'0 0910ot-u£'98Z「科。。418即芍1961-0ftfi,00「瞄6akS11US例）卫£86'I6t9S,0D>'QM*$s1钧oq>501)-stZSr[STIt'0OfOo£'te7N目翻即EOBT旷2；时・Q熊P66-S&£'[B煌”00rt9Zt'fl油,I的QR犷口 最琲“9MOfQ。’£9IS冷E4WMD0110 i□【附"£专上91TEg工f[&rpi[1犯E0期W'0l^VSOBco-ssOtfO1-01£lm2前10猊当G节28,tiW5tMEPIGb0MM"0川,05DT5£M«J0?003EMEt孔不然的,0900iZrlC€,24"n【004E汕中WO铀0QSQF6,04MPE[00J6i103节的'02StO'0MV)1》,讣口退9MlIMTtZ话I・Deic'«ZTI.0,0同专60'2fr口出9ZG川00由Efqo'&cc'atoo-a1 i—-一，福名郢山乂，•璃将四电陆修书曲事姒隼村找哂M：胃行业期,K货打HHN¥.呼书出Hi%w吧一踊u鬻-' M也中粗F前南”第片器饵料H湘凝榭小平-熠7（）1冲州£力「货耳，也*iszoi值刖

根据乙醇-水平衡数据表作平衡线求出最小回流比:Rmin=(X—y)/(y—X)=0.7414-0.32766=1.4933RminD q0.32766-0.0506qq理论塔板数R=(1.1-2.0)R.取1.3倍则R=1.9413序号Rmin的倍数R理论塔板数N11.11.64261521.21.79201331.31.94131241.42.09061151.52.240011

理论塔板数N=12由图可知精馏段理论塔板数为6块提馏段理论塔板数为5块（包括进料塔板，不包括再沸器）全塔理论塔板数N=12（包括再沸器）精馏段操作线方程：y=0.66x+0.2521提馏段操作线方程：y=5.0604x-0.0016L=DXR=1.9413X178.92=347.34kmol/hV=L+D=347.34+178.92=526.26kmol/hL'=L+F=347.34+2641.1=2988.44kmol/hV'=L'-W=2988.44-2462.2=526.24kmol/h总塔效率和实际塔板数

建相摩尔分数£气相像尔分％温度仃t建相摩尔分数£气相像尔分％温度仃tCCLXC.Cl'J0.LT9j.baOT2La389L0.CQE6i.4：；,?35.70.LZ3Si.4,fi485.3CLL66LQ50S9弘L0-2337_a544582.7_L,阳英l.558V.二、L.而空C.5826E.hCl3965Cl612280.7Oi5079Oi6564f*C.5198C.€599T9.7C.5732C.6841T9.3C.6763a7385飞.F0.74720.7815蕊仁0.89430.8943I好文档，让好胭去也方到乂乙南一水LX（y）图由乙醇-水t-x(y)图，用差法，可求得塔顶，进料处，塔釜的温度:T=78.44℃T=91.62℃T=99.91℃TOC\o"1-5"\h\z全塔平均温度：T=78.44+99.91=89.18℃m 2精馏段平均温度：T=78.44+91.62=85.03℃m精 2提馏段平均温度：T=91.62+99.91=95.77℃m提 2相对挥发度的计算：塔顶：T=78.44℃x=0.7414y=0.778a y(17)_0.778义(1-0.7414)= - -1.2224dx(1-y)0.7414义(1-0.778)进料处：T=91.62℃x=0.0506y=0.3004ay(1-x).0.3004义(1-0.0506)_a= -8.0506fx(1-y)0.0506义(1-0.3004)塔釜：T-99.91℃x-0.00039y-0.0035a=y(1-x)-0.0035x(1-0.00039)-90024x(1-y)0.00039x(1-0.0035)

全塔平均相对挥发度：a=；a・a・a=9.2224义8.0506义9.0024=4.459黏度的计算：用全塔平均温度T=89.18℃查得：乙醇黏度为N「0.409mPa-s,水黏度为N=0.321mPa•s塔顶与塔釜平均温度下的液相黏度：N=EXN=0.0506X0.409+(1-0.0506)X0.321=0.3255mPa・sL iLiaN=4.459X0.3255=1.4514mPa・smL全塔效率的计算：E=0.4910,四I*=0.492x1.4514-0.245=44.91%精馏段实际塔板数：N精=6/0.4491=14提馏段实际塔板数：N提=5/0.4491=12全塔实际塔板数：14+12=26进料板为第15板第三章精馏塔工艺条件及有关物性第三章精馏塔工艺条件及有关物性数据计算操作压力根据经验值，得每层塔板压降:△P=0.7kPa精馏段平均压力:=105.53kPa101.33+0.7x14+101.33精馏段平均压力:=105.53kPa2提馏段平均压力：P=101.33+0.7X12+101.33=104.48kPam提 2平均摩尔质量的计算塔顶混合物平均摩尔质量的计算由丫=xD=0.7414x=0.6811M =0.7414X46.07+(1-0.7414)X18.01=38.814kg/kmolM =0.6811X46.07+(1-0.6811)X18.01=37.122kg/kmolLDm进料处混合物平均摩尔质量的计算x=0.0506y=0.3004M=0.3004X46.07+(1-0.3004)X18.01=26.439kg/kmolM=0.0506X46.07+(1-0.0506)X18.01=19.43kg/kmolLFm塔釜混合物平均摩尔质量的计算x=0.00039y=0.0035M =0.0035X46.07+(1-0.0035)X18.01=18.108kg/kmolM=0.00039X46.07+(1-0.00039)X18.01=18.021kg/kmolLWm精馏段混合物平均摩尔质量M=38.814+26.439=32.627kg/kmolVm 2M=37.122:19.43=28.276kg/kmolLm提馏段混合物平均摩尔质量26.439+18.108,M’= =22.274kg/kmolVm 2M’=19.43+18.021=18.726kg/kmolLm 2液体平均黏度的计算塔顶液体平均黏度塔顶：由T=78.44℃查得N=0.481mPa-s^=0.382mPa•sDABlg口=0.7414Xlg0.481+(1-0.7414)Xlg0.382=-0.3438解得口=0.4531mPa,sLDm进料处液体平均黏度

进料处：由T=91.62℃查得N=0.395mPa-s^=0.315mPa•sFAB1g口=0.0506Xlg0.395+(1-0.0506)Xlg0.315=-0.4967解得口=0.3186mPa,sLFm塔釜液体平均黏度塔釜：由T=99.91℃查得N=0.345mPa-sN=0.268mPa•sW A B1gN=0.00039X1g0.345+(1-0.00039)X1g0.268=-0.5718解得N=0.268mPa,sLWm精馏段、提馏段液体平均黏度精储段液体平均黏度：N精储段液体平均黏度：NLm精0.4531+0.3186=0.3859mPa•s提储段液体平均黏度：NLm提

2=0.3186+0.268=0.2933mPa•s平均密度的计算塔顶、进料处、塔釜的液相平均密度表二1不同温度：；乙酩的密度WT7Tso""soI70""切|g。|1加woZ降密度口1（『打」776Q75074071。次 1 1——1 1——"一45 55的75BB就105 115pf(kg,m)730HA：不同温圉卜的密度770孟：：不同乱度F水的国度息反“七4。50fiO708090100泳的密度「/代国|江〕992.293S.1983.2977.6971.S965.3958.4PVm精PM~Tt-mPVm精PM~Tt-m精PVm提PM m提^। Vm'm提3.4.3精馏段、提馏段液相平均密度由上图差法可得：塔顶：T=78.44℃P=736.72kg/m3 P=972.74kg/m3TOC\o"1-5"\h\zD A BP= 1 =758.81kg/m3LDm0.88/736.72+(1-0.88)/972.74进料处：T=91.62℃p=727.73kg/m3 p=964.18kg/m3F A BP= 1 =928kg/m3LFm0.12/727.73+(1-0.12)/964.18塔釜：T=99.91℃p=715.87kg/m3 P=958.46kg/m3W A BP= 1 =958.14kg/m3LWm0.001/715.87+(1-0.001)/958.46精馏段、提馏段汽相平均密度精储段汽相平均密度:=——105.53*32.627——=1.1562kg/m38.314义(85.03+273.15)提储段汽相平均密度:—104.48*22.274—=0.7587kg/m38.314义(95.77+273.15)精储段液相平均密度:二758.81二758.81+928Lm精 2=843.41kg/m3提储段液相平均密度:928+958.14=943.07kg/m3Lm提液体平均表面力的计算塔顶、进料处、塔釜的液体平均表面力塔顶：T=78.44℃查得°=16mN/m0=62.865mN/mO=0.7414X16+(1-0.7414)X62.865=28.119mN/m进料处：T=91.62℃查得0=16.7mN/m0=60.392mN/mO=0.0506X16.7+(1-0.0506)X60.392=58.181mN/mLFm塔釜：T=99.91℃查得O=17.8mN/mO=58.817mN/mo=0.00039X17.8+(1-0.00039)X58.817=58.801mN/m精馏段、提馏段的液体平均表面力精储段液体平均表面力：。二28」19+58」81=43.15mN/mLm精 2提储段液体平均表面力：58.181+58.801厂O= =58.491mN/mLm提K0.0032；843.41 । K0.0032；843.41 । 4.12521.1562标式牌的工W靖楫电修及我体力学常.±7第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段塔径精储段的汽、液相体积流量：V=526.26x32.627=4.1252m3/ss3600x1.1562L=347.34x28.276=0.0032m3/ss3600x843.41=0.021取板间距HT<5山板上清液层高度丁。・丽查史密斯关联图，得C20=0.0952m/sc二C20 Lm精I20)丫2=0.0952(43.15)I20J0.2=0.111m/s最大允许气速:p-PLm精Vm精:p精 1：843.41-1」562=2.9959m/s1.1562Vm精取安全系数k则空塔气速:为0.70u=kU=0.7X2.9959=2.0971m/s塔径：D精’4"4,252=1.5826mx2.09714.1.2提馏段塔径'=526.24*22.274=4.2915m3/s3600x0.75872988.44x18.726=0.0165m3/s3600x943.07Lm提=竺哽—=0.13564.29150.7587取板间距H=0.5m板上清液层高度h=0.05mc=C'20-Lm提120)10.2=0.0915=0.1134m/s：’：’943.07一口7587=3.9965m/s0.7587最大允许气速::P-PU1 =C',一m提——Vm提=0.1134：maxpp \V Vm提取安全系数k0为0.7则空塔气速：u'=kU'=0.7X3.9965=2.7976m/s0max塔径：D=4V-^=：4义4.2915=1.3975m提'冗U'V冗x2.7976全塔塔径圆整为D=1.9m塔截面积：A=-D2=Lx1.92=2.8353m24 4 V 41252精馏段实际空塔气速：U=―=41252=1.4549m/s空 A 2.8353 V' 42915提馏段实际空塔气速：U'=1=42915=1.5136m/s空 A 2.8353精谓塔的全塔高度板式塔的有效传质高度：Z=[NL—1]H=(-J2——1]x0.5=12.86m有效IEjT10.4491)在进料板上方开1个人孔，在精馏段、提馏段各开2个人孔，人孔高度均为0.7m再沸器、冷凝器等其他辅助元件总高度为9.19m全塔总高度：Z=12.86+0.7X5+9.19=25.55m第五章塔板主要工艺尺寸计算精馏段溢流装置计算根据塔径D=1.9m,可选用单溢流弓形降液管，采用平型受液盘。各项计算如下:堰长iW取l=0.7D=0.7X1.9=1.33m堰长。精储段与提储段相同校核精馏段液体在降液管中的停留时间由lw=0.7,弓形降液管宽度W和面积A，用下图查得:D d f0.4 Q+ U.frQ.lQ*3*LQg出&口形降融看的究崖与西联A—0=0.09AW—d=0.14DA=0.09X2.8353=0.2552m2W=0.14X1.9=0.266md精馏段和提馏段的A,Wd相同液体在降液管中的停留时间：=39.875s>3sAfHT=0.2552x0.5=39.875s>3sLr0.0032出口堰高hWh=h—hWLOWhOW=0.668=0.012m=5.6471L=0.0032x3600=5.647172s 1.332.5查下图可得M也i总的止半H则相111r就悻近过单午时!晚出碇因此在曲川L述各E|HWilT?.小中时・方收乘L-t■仲但因干口工通甯韩为.它应映韩呼神他律同俄心.EF了为郎瑞晰UMIMW.U同用黑酒惺出的被激伐整幅过计W图，也可液流收新嘉欧E的计3.E=1.01,因此校正后h =1.01X0.012=0.0121mOW则h=h-h=0.05-0.0121=0.0379m降液管底隙高度h0取液体通过降液管底隙时的流速U'为0.2m/s0精馏段与提馏段的u1相同0h=L/1U,=0.0032=0.012m0sw01.33x0.2提储段溢流装置计算校核提储段液体在降液管中的停留时间AH0.2552x0.5=7.7333s>3sT= =7.7333s>3s0.0165出口堰高hWhOW=0.668=0.688f0.0165)

i1.33j=0.0358m0.0165x3600=29.1177查图得：E=1.045因此校正后h'=1.045X0.0358=0.0374mOWh=h—h1=0.05-0.0374=0.0126m降液管底隙高度h,0h=L'/1U'=0.0165=0.062m0sw01.33x0.2精馏段塔板布置及浮阀数目与排列阀孔数以下取标准F1浮阀，重阀取阀孔动能因子FO=9（精储段与提储段相同），即孑L速：u= 9 =8.37m/s0精<1.15624x4.12524x4.1252=413浮精sO。精兀x0.039x0.039x8.37塔板布置取边缘区宽度WC二。.。5m（精储段与提储段相同）

两边安定区宽度W”。6（精馏段与提馏段相同）塔板上的鼓泡区面积A。（精馏段与提馏段相同）x=--W+W）=19-（0.266+0,06）=0.624TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"2 -s2\o"CurrentDocument"r=—-W=19-0.05=0.9m2 C2精馏段与提馏段的x、r相同塔板上的鼓泡区面积:\o"CurrentDocument"(. k J=2x^r2-x2+180；r2arcsin7v. 兀 0.624=20.62440.92-0.6242+_rrx0.92arcsin \o"CurrentDocument"T80； 0.9=2.0505m2浮阀排列方式采用等腰三角形交叉。等腰三角形高取/=75mm=0.075m（精馏段与提馏段相同），则排间距t：精t=A/Nt'=2.0505=0.075m=75mm精p浮精413x0.075因为塔径为1.9m，所以需要分板，分成六块板，得下图：(1D(1D匚O二Q'■.JOO二O二二口Q口Q二口工0二j.二口口匚口1;0UjOOQO口DCD二O口a口O-1二O实际安排浮阀数为N浮精=316因此，实际阀孔中气体速度为：413 ,U=8.37X=10.939m/s0精316由于阀孔数实际排列的个数不等于理论计算的个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：F=U精『"=10.939J1.1562=11.762kg1/2/1•m1/2)u14549塔板开孔率：-^=-.--9X100%=13.3%U10.9390精提馏段塔板布置及浮阀数目与排列阀孔数孔速：u= 9 =10.333m/s0提V0.7587每层塔板上的浮阀数，二 4XI2915=348九x0.039x0.039x10.333N二 4XI2915=348九x0.039x0.039x10.333浮提 S0 0提塔板布置排间距才：提t=A/N t'=—5—=0.08m=80mm提p浮提 348x0.075因为塔径为1.9m,所以需要分板，分为成六块板，得下图:oO0「口口oO0oon-000口QO00Q□QOoO0「口口oO0oon-000口QO00Q□QOnrjolooD00000-0qoLIDODOGOoc口-oocccODD000wooI3I-}口0C口oO0oO0oO0ccCoU0ooO。口O门口口ccCOOOuoOOC-C。1C实际浮阀数为N浮提：313因此，实际阀孔中气体速度为：348 ,U =10.333X-=11.488m/s0提 313由于阀孔实际排列的个数不等于理论计算的个数，因此须重新核算孔速及阀孔动能因数：F=U；,P =11.488v,0.7587=10.006kg1/2/1•m1/2)O 0提*Vm提u1 15136塔板开孔率：L= X100%=13.18%U11.4880提第六章塔板流体力学验算精馏段阻力计算塔板压强降：%=h+h干板阻力：一一..一 ‘731 '731临界气速：u= b一二18郎一一=9.7003m/soc精1.8节P11.1562' Vm精因u精〉u精，即：%pu2 1.1562*10.9392h=5.37vm精、0精=5.37义 =0.0084mC 2gP 2义843.41X9.81Lm精湿板阻力:h=0.4h+h=0.4X0.0379+0.0121二0.0273mlwow液体表面力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度:hP=0.0084+0.0273=0.0357m因此，单板总压降：AP=hp精g=0.0357X843.41X9.81=295.38Pa提馏段阻力计算干板阻力：731 ■731临界气速：u= 731=18斗上土=12.219m/soc提1.825p^0.7587IVm提因u提〉u提，即：卜Pu2_ 0,7587x11.4882h=5.37 ^=5.37x- =0.0054mc2gP 2x943.07x9.81Lm提湿板阻力：h'=0.4h'+h'=0.4X0.0126+0.0374=0.0424m液体表面力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度：h'=0.0054+0.0424=0.0478m因此，单板总压降：AP'=h'pg=0.0478X943.07X9.81=442.22Pa精馏段淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hv①H+h)d TW即：H=h+h+hdPLd液体通过降液管的压头损失：h=0.2L/1h)=0.2(0,0032f=0.008mdSW0 ^1.33x0.012)则降液管的清液高度：Hd=0.0357+0.05+0.008=0.0937m取系数①=0.5,则：①H+h)=0.5X(0.5+0.0379)=0.269m因此计算结果表明：Hs(H+h)，设计的塔板结构在给定的操作条件下，d TW降液管不会发生液泛。

提馏段淹塔校核液体通过降液管的压头损失:h'=0.2h'=0.2L1/1h)=0.2d SW0(0.016511.33x0.062)\2=0.008m则降液管的清液高度:H'=0.0478+0.05+0.008=0.1058m取系数①=0.5,则:甲H+h1)0.5X(0.5+0.0126)=0.2563mTW因此计算结果表明:HTW因此计算结果表明:H〈帛+h)d TW设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会液泛。精馏段雾沫夹带校核计算泛点百分率校核雾沫夹带：板上液体流径长度：Z=D-2W=1.9-2X0.266=1.368m（精储段与提储段相同）乙醇-水系统为无泡沫，正常系统，所以物性系数KO=1（精储段与提储段相同），查下图可得：

1.36LZ/KCA1.36LZ/KCAX100%泛点率=|VJP /（P-p）+l_S\Vm精 Lm精Vm精4.1252x；——111562——+1.36x0.0032x1.368 Y843.41-11562 x100%1x0.117x2.0505=66.19%泛点率二VS'''PT*二/0-78KoCfAX100%TB624.1252, =-1562X100%0.78x1x0.117x2.8353=59.07%根据经验，对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。以上计算出的泛点率都在80%以下，故在给定操作条件下，雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。提馏段雾沫夹带校核泛点负荷系数C'=0.11F

泛点率=Fv泛点率=Fv' /P-PLs'Vm提Lm提 Vm提+1.36L'Z]/KC‛AX100%SL_lOFP4.2915x+1.36x0.01654.2915x+1.36x0.0165x1.368943.07-0.75871x0.11x2.0505=67.6%泛点率=V'p―7P―-P-/0.78KCAX100%s、Vm提 Lm提 Vm提 OF42915xI口7587943.07-0.75870.78x1x0.11x2.8353=50.06%根据经验，对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。以上计算出的泛点率都在80%以下，故在给定操作条件下，雾沫夹带量能够满足e<10%的要求。第七章塔板负荷性能图精馏段塔板负荷性能图极限雾沫夹带线取极限雾沫夹带e=10%泛点率二VJP/P-P+1.36LZ]/KCAX100%Ls'Vm精 Lm精 Vm精 sL- OFp按泛点率=80%计算，将各已知数P 、P、A、K、C及Z代入上Vm精 Lm精 P O F L式，便得出VjLs的关系式，据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。如下：

V: 1.1562S843.41V: 1.1562S843.41-1.1562+1.36Lx1.3681x0.117x2.0505*100%=0.8整理得V=5.1725-50.148L7.1.2液泛线降液管液泛时，取极限值，即：H=甲(H-h)=0.269m根据降液管与堰高、堰上清液层高度、干板压降、湿板压降和液体流过降液管的阻力的关系Mjh)H=(hw+hW)+hc+<o,4hW+hW)+hd将已知量和相关表达式代入上式MT+h)H=(hw+hW)+hc+<o,4hW+hW)+hd=1.4X0.0379+2*0.668E=1.4X0.0379+2*0.668E2uuu21.1562…+5.37—0< +0.22g843.41L

S

1.33x0.012¥

=0.269以上式为约束条件，表示流体的压降大于板上液层高度、干板压降、板上液层阻力和液体在降液管上阻力之和时，就会产生液泛;小于则表示不发生降液管液泛。将上式整理得, 2_ 1.1378EL：+3.7521X10-4u2+785.17L2=0.2159S 0精 S根据上式，下面列表计算与Ls相对应的液泛气量Vs序号1234假设L/(m3/s)S2X10-38X10-31.1X10-21.3X10-2L/12.53.529414.11819.41222.941E1.0051.031.0351.037u(m/s)0精22.77417.78712.9276.9263V(m0.006=0.6680.006=0.668ES11.2368.77556.37773.41727.1.3降液管液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5s。液体在降液管停留时间应满足下列关系。=f23S液体在降液管停留时间T=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，求出的液体体积流量L值（常数）即为液相负荷上限线SAH02552V05 … .L=——== =0.0319m3/s（精馏段和提馏段相同）ST 47.1.4液相下限线求最小液量时，平直堰上的最小液层厚度为6mm23=0.668X1.01所以L=1.1224X10-3m3/sS7.1.5汽相负荷下限线

对于F1型重阀，取F。=u°精匕：=6作为规定气体最小负荷的标准，求出汽相负荷V$的下限值。U=o= 6 =5.58m/s。精；p <1.1562VVm精重阀的阀孔直径为39mm,因此V=UA=5.58Xlx0.0392X316=2.1064m3/ss o精o 4该漏液线是与液体流量无关的水平线根据计算的数据，可作出精馏段塔板负荷性能图如下:和定操作区上汽下限线和定操作区上汽下限线Q E101E202L30 3-L口1皿3（同纲）若径流操作中，保持恒定的回流比，则VV=4.1252L0.0032=1289为恒定值，在操作性能图上作出操作线，这样可计算出操作弹性V 4.979=2.3637V7rmax- =2.3637V 2.1064min7.2提馏段塔板负荷性能图极限雾沫夹带线取极限雾沫夹带e=10%泛点率二FV'户/P-P +1.36L，Z]/KCAX100%Ls'Vm提 Lm提 Vm提 SL- OFP按泛点率=80%计算，将各已知数P 、P、A、K、C及Z代入上Vm提 Lm提 P O F L式，便得出V，—L的的关系式，据此可作出负荷性能图中雾沫夹带线。如下：SSV，: 0.7587s\V，: 0.7587s\■’943.07—0.7587+1.36L'x1.3681x0.11x2.0505X100%=0.8整理得V'=6.3521-65.511L17.2.2液泛线降液管液泛时，取极限值，即H=?H+0)。.2563md TW根据降液管与堰高、堰上清液层高度、干板压降、湿板压降和液体流过降液管的4+4+h)+h+th+h)+hWOWC WOWd%+h)=H=TW d将已知量和相关表达式代入上式

H+h)HJh'+hIh+(.4h'H+h)HJh'+hIh+(.4h'+h1)+hdWOWCWOWd=1.4X0.0126+2X0.668Ef土1.33〈23「uu20.7587“+5.37——0提 +0.22g943.07f LS ]1.33x0.062I 72=0.2563以上式为约束条件，表示流体的压降大于板上液层高度、干板压降、板上液层阻力和液体在降液管上阻力之和时，就会产生液泛;小于则表示不发生降液管液泛。将上式整理得TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"2 「1.1047EL13+2.2019X10-4u2+29.413L12=0.2387S 0提 S根据上式，下面列表计算与L相相对应的液泛气量V'S S序号1234假设L./(m3/s)s7X10-39X10-31.4X10-22.3X10-2L1/12.512.35315.88224.70640.588E1.0251.031.041.065u提(m/s)29.82829.1527.47424.101V'(m3/s)s12.412.11811.42110.0197.2.3液相下限线求最小液量时，平直堰上的最小液层厚度为6mm,求出液相负荷LS的下限值。fLfL〕

1.33I730.006=0.668E=0.668X1.0450.006=0.668E所以L'=1.0606X10-3m3/s

7.2.4汽相负荷下限线对于F1型重阀，取F°=u°提、,'P =6作为规定气体最小负荷的标准，求出汽相负荷V1的下限值。SU=o= 6 =6.8884m/s。提：P <0.7587,Vm提重阀的阀孔直径为39mm,因此V'=UA=6.8884Xlx0.0392X313=2.5756m3/ss o提o 4该漏液线是与液体流量无关的水平线根据计算的数据，可作出提馏段塔板负荷性能图如下:方右<Ek>方右<Ek>若径流操作中，保持恒定的回流比，则V1V1=4.2915看0.0165=260为恒定值，在操作性能图上作出操作线，这样可计算出操作弹性V_5.0736=1.9699丫7rmax= =1.9699V2.5766min第八章热量衡算再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量再沸器点热负荷为Q=V'(/-1)B VWLW因塔釜残液几乎为纯水，故其焓可按纯水计算，查得:r'=2258.4kJ/kg即I-1=2258.4X18.01=40674kJ/kmol由于饱和蒸汽进料，且V'=526.24kmol/h即Q=526.24X40674=2.14X107kJ/hBQ加热蒸汽消耗量为W=—hr查得P为0.5MPa时水的汽化热为2418.3kJ/kgTT70 2.14x107贝uW=一=二 =8849.2kg/hhr2418.3冷凝器热负荷和冷却水消耗量冷凝器的热负荷为Q=v(I-1)C VDLD因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可近似按纯乙醇进行计算，查得:rA=720kJ/kg 又V=526.26kmol/h则冷凝器的热负荷为Q=720义526.26*46.07=1.75义107kJ/h冷却水的消耗量可按下式计算，即：W=Q/C(t-1)CCPC2 1查得：CPC=4.183kJ/(kg•℃)又设冷却水进、出冷凝器的温度为20℃和30℃则W=Q/C(t-1)=_1.75*107—=4.18X105kg/hCCPC2 1 4.183X(30-20)第九章塔结构设计总体结构基本结构包括吊柱，气体出口管，除沫装置，回流管，进料管，手孔，保温圈，壳提体，塔板，气体人口管，裙座，出料管等。塔设备往往以每一层塔板为一节，然后由法兰连接。塔体的主要尺寸1、塔顶空间高度HD塔顶空间指塔最上层塔板与塔顶空间的距离。为有利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD=(1.5-2.0)H。本设计取：H=2.0H=1.0m2、塔底空间高度HB塔底空间高指塔最下层塔板到塔底间距。塔底空间高度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于排完。若塔的进料设有缓冲时间的容量，则塔底容量可较小。对于塔底产量大的塔，塔底容量也可取小些，有时仅取3-5min的储量。对于易结焦物料，塔底停留时间则应按工艺要求而定，值可按储量和塔径计算。塔釜分离空间高的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆空间封头、液位计、釜底蒸汽进口、人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定。一般来说，塔底液面至最下层塔板间要留有1—2m间距。本设计中取H3、人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料清洗程度而定。对于不需要经常清洗的物料，一般每隔8〜10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系须经常清洗，则每隔3~4块塔板开一个人孔设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~600mm，其伸出塔体的筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约为800〜1200mm。本塔共有26块塔板，设5个人孔，其中在进料板上方开1个人孔，塔顶设1个人孔，精馏段2个，塔底1个，在设置人孔处，板间距为1200mm，人孔直径为700mm。4、塔板间距HT塔板间距的大小于液汽和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此，应适当选择。本设计取H=500mm。筒