乙醇—水连续筛板精馏塔工艺设计.doc

山 东 大 学 化 工 原 理 课 程 设 计 题 目 乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计 _ 系 （院） 化学与化工系_ 专 业 应用化工技术_ 班 级 _ 学生姓名 _ 学 号 _ 指导教师 _ 职 称 讲师_ 2012 年 6 月 6 日 滨州学院化工课程设计 前言 精馏是分离液体混合物最常用一种操作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液 两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相 向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽 冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。 在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部 装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物 质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段， 塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的，有特殊物质的体系还可以用恒沸 精馏或萃取精馏等特殊的方法进行分离。 精馏过程按操作过程可分为常压精馏、加压精馏和减压精馏。一般说来，当总压强增大时， 平衡时气相浓度与液相浓度接近，对分离不利，但对常压下为气态的混合物，可采用加压精馏； 沸点高又是热敏性的混合液可采用减压精馏。 精馏过程所用的设备及起相互联系总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板 式塔和填料塔两大类。 板式塔内沿塔高安装了若干层塔板（亦称塔盘） ，液体靠重力作用由顶部流向塔底，并在 各块板面上形成流动的液层；气体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而升 至塔顶。气、液两相在塔板上直接接触完成热、质的传递，两相组成沿着塔高呈阶梯式变化。 塔板是板式塔内汽、液接触的主要元件。塔板的种类很多，根据塔板结构特点可将板式塔分为： 泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、浮舌塔、浮动喷淋塔等多种不同的塔型。 化工原理教材已对常用的板式塔，如泡罩塔、筛板塔、浮阀塔、喷射塔、多降液管塔、无溢流 塔等的形式、结构和优点作了介绍，从中了解到不同的类型各有其优缺点，各有其使用的场合。 塔总体结构包括塔体、裙座、封头、除沫器、接管、手孔、人孔等。 目录 滨州学院化工课程设计 - - 2 - 一、设计题目 3 二、设计目的 3 三、设计任务及操作条件 3 四、设计内容 4 （一） 设计方案选定 4 （二） 精馏塔的物料衡算 5 一、摩尔分率及摩尔质量的计算 .5 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 5 2.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 5 二、物料衡算 .5 （三） 精馏工艺条件计算 6 一、乙醇气液平衡数据（101.3KP A） 6 二、乙醇和水 XY 图，及精馏段操作线、提留段操作线 .7 1、理论塔板数 NT 的求取 7 2、实际板层数的求取 .8 三 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 9 1、操作压力 .9 2、操作温度 .9 3、平均摩尔质量的计算 .10 4、精馏段平均密度计算 .10 5、液体平均表面张力的计算 .11 （四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 12 一、精馏段塔径的计算 .12 二、提馏段塔径的计算 .13 三、 精馏塔有效高度的计算 14 1、精馏段的有效高度 .14 2、提馏段的有效高度 .15 （五）塔板主要工艺尺寸的计算 15 一、精馏段溢流装置的计算因塔径 .15 1、堰长 lw 15 2、溢流堰高度 hw 15 3、弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af .15 4、降液管底隙高度 h0 .16 二、提馏段溢流装置的计算 .16 2、溢流堰高度 hw 16 3、弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af .17 4、降液管底隙高度 h0 .17 三、塔板布置及筛孔数目与排列 .18 1、边缘宽度的确定 .18 滨州学院化工课程设计 - - 3 - 2、开孔区面积计算 .18 （六）. 筛板的流体力学验算 .18 一、精馏段 .18 1、塔板压降 .18 2、液面落差 .19 3、雾沫夹带 .19 4、漏液计算 .20 5、液泛计算 .20 二、提馏段 .20 1、塔板压降 .20 2、液面落差 .21 3、雾沫夹带 .21 4、漏液计算 .22 5、液泛计算 .22 （七）塔板负荷性能图 22 一、漏液线 .22 二、雾沫夹带线 .23 三、液体负荷下限线 .23 四、液体负荷上限线 .23 五、液泛线 .24 六、负荷性能图 .24 七、有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表 9 25 （八）精馏塔的附属设备 26 一、换热器的计算 .26 1、塔顶冷凝器 .26 2、再沸器 .27 3、预热器 .28 二、离心泵的设计 .29 1、塔顶离心泵规格 .29 2、提供预热器热水离心泵规格 .29 三、各接管尺寸的确定 .29 1、进料管 .29 2、釜残液出料管 .30 3、塔顶回流液管 .30 4、塔顶上升蒸汽管 .30 5、塔底回流液管 .31 （九）参考文献 31 乙醇-水连续筛板精馏塔工艺设计 化工原理课程设计 4 一、设计题目 乙醇水连续筛板精馏塔工艺设计 二、设计目的 综合运用“化工原理”和相关选修课程的知识，联系化工生产的实际完成单元操作的 化工设计实践，初步掌握化工单元操作的基本程序和方法。 熟悉查阅资料和标准、正确选用公式，数据选用简洁，文字和工程语言正确表达设计 思路和结果。 树立正确设计思想，培养工程、经济和环保意识，提高分析工程问题的能力。 三、设计任务及操作条件原料： 在一常压操作的连续精馏塔内分离乙醇水混合物。 处理量（料液） 年产量 100000 吨 生产制度 年开工 300 天，每天 24 小时连续生产 原料组成 28% （质量百分率，下同） 进料状况 含乙醇 28%，乙醇-水的混合溶液 分离要求 塔顶乙醇含量 78%，塔底乙醇含量 0.04 操作压力 51.032Pa 进料热状况 泡点进料 回流比 1.5 单板压降 0.7KPa 全塔效率 ET=38% 设备型式 筛板 建厂地区：大气压为 760mmHg、自来水年平均温度为 20的滨州市 四、设计内容 （一） 设计方案选定 本设计任务为分离水乙醇混合物。 化工原理课程设计 5 原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至 88.07后送入连续板式精馏塔（筛板 塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经 冷却至 25后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。 1、精馏方式： 本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优 点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大， 因而无须采用特殊精馏。 2、操作压力： 本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸 点在常温（工业低温段）物系分离。 3、塔板形式： 根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔 板效率高，压降较低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 4、加料方式和加料热状态： 加料方式选择加料泵打入，经换热器加热达到露点后，采用泡点进料方式进行。 5、由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 6、再沸器，冷凝器等附属设备的安排： 塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至 65 度回流入塔。冷凝冷却器安装在较 低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接 近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。 （二） 精馏塔的物料衡算 原料液处理量为 13888kg/h,（每年生产 300 天） ，塔顶产品组成 78%（w/w）乙醇。原料 28%（w/w ）乙醇水溶液，釜残液含乙醇 0.04%（w/w）的水溶液。 分子量 M 水=18 kg/kmol；M 乙醇=46 kg/kmol。 化工原理课程设计 6 一、摩尔分率及摩尔质量的计算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 原料摩尔分数：x F= 0.28/460.1327 塔顶摩尔分数 ： xD= 58././ 塔釜残液的摩尔分数： xW= 0.16046.9/ 2.原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.13246(0.132)81.69/FMkgmol 585470D.(.).8/W kl 二、物料衡算 原料的处理量 F= 138640./2.9kmolh 总物料衡算 FDW 乙醇的物料衡算 解得: 塔顶采出量 .21.580.16DW145.362D 塔底采出量 49.67 （三） 精馏工艺条件计算 一、乙醇气液平衡数据（101.3kPa） T/ 液相 xa/% 气相 ya/% T/ 液相 xa/% 气相 ya/% T/ 液相 xa/% 气相 ya/% 100 0 0 88.3 6.9 38.1 82.4 25 55.5 化工原理课程设计 7 99.3 0.2 2.5 87.9 7.4 39.2 81.6 30.6 57.7 98.8 0.4 4.2 87.7 7.9 40.2 81.2 35.1 59.6 97.7 0.8 8.8 87.4 8.4 41.3 80.8 40 61.4 96.7 1.2 12.8 87 8.9 42.1 80.4 45.4 63.4 95.8 1.6 16.3 86.7 9.4 42.9 80 50.2 65.4 95 2 18.7 86.4 9.9 43.8 79.8 54 66.9 94.2 2.4 21.4 86.2 10.5 44.6 79.6 59.6 69.6 93.4 2.9 24 86 11 45.4 79.3 64.1 71.9 92.6 3.3 26.2 85.7 11.5 46.1 78.8 70.6 75.8 91.9 3.7 28.1 85.4 12.1 46.9 78.6 76 79.3 91.3 4.2 29.9 85.2 12.6 47.5 78.4 79.8 81.8 90.8 4.6 31.6 85 13.2 48.1 78.2 86 86.4 90.5 5.1 33.1 84.8 13.8 48.7 78.15 89.4 89.4 89.7 5.5 34.5 84.7 14.4 49.3 95 94.2 89.2 6 35.8 84.5 15 49.8 100 100 89 6.5 37 83.3 20 53.1 （1） （2） 1、理论塔板数 NT 的求取理论板层数 NT 的求取 甲醇水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。 求得甲醇水体系的相对挥发度 =5.1016（详见附录一（1） ） 求最小回流比 采用泡点进料 0.132fqx 则有气液平衡方程求得 0.43711() fqf fxy 化工原理课程设计 8 故最小回流比为 min0.5810.43710.4214372dqxyR 可取操作回流比 R=1.5Rmin=0.70815 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 0.7815.6210.985/LDkmolh()()432.01/VR l24.3/kmolh109856.07.985/Fkolh 求操作线方程 精馏段操作线方程为: 1 1nDnxRy 提馏段操作线方程为: 1 mmwLyxxV 汽液平衡方程 (1) yx 逐板计算法求理论塔板数 =1yDx0.5810.2138.6. 带入精馏段操作线方程 2.7.0.2138.41575y40.12836.x208321fx 同理带入提馏段操作线方程 3.9.0.318.56y 化工原理课程设计 9 30.38560.187.1.3x42,9.78249y249.630.5.06.5831057.7.21.2.2x 14.90.350.318.073y7.142.72.6.2x = 44141wx 总理论板层数 （括再沸器）Nt 进料板位置 2f 精馏段的理论塔板数 N 精 =1 提馏段的理论塔板数 N 提 =12（包括进料版，不包括再沸器） 2.6.2 实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N 精=1/0.38=2.633 提馏段实际层数 N 提=12/0.38=31.578932 2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.7.1 操作压力的计算 塔顶操作压力 10.3251.DP 每层板的压降 P=0.7kpa 进料板压力 0.325.7103.425fp 塔底压力 18w 全塔平均压力 pm=（101.325+125.825）/2=113.575 化工原理课程设计 10 精馏段平均压力 Pm=（101.3+103.425）/2=102.3625kpa 提馏段平均压力 Pw=（103.425+125.825）/2=114.625kpa 2.7.2 操作温度的计算(详见附录一（1）) 由内插法求得塔顶温度 td=79.6532 进料处温度 tf =84.9967 塔釜温度 tw =99.944 全塔平均温度(79.6532+99.944)/2=89.7986 精馏段平均温度 tm=（79.6532+84.996 ）/2=82.3250 提馏段平均温度 tm=（84.996+99.944 ）/2=92.4704 3、平均摩尔质量的计算 （1）塔顶混合物平均摩尔质量计算，由 ，查平衡曲线得： ，则10.58Dxy10.68x 塔顶液相的平均摩尔质量： 0.6840.31287.64(/)LDmMkgmol 590V （2）进料板混合物的平均摩尔质量，由图解理论板得： 0.1234Fy 由平衡曲线得： 0.1283Fx 0.469718.3695/LFmMkgmol1283.24/V l （3）塔底平均摩尔质量的计算 由逐板计算得：yw=5.5875 xw=0.447410410 Mvwm=5.5875 46+(1-5.5875 ) 18=18.015645kg/kmol44 Mlwm=0.447 46+(1-0.447 ) 18=18.0012516 kg/kmol10 精馏段混合物平均摩尔质量： (37.2864.3952)/7.81/LmMkgmol 0136V 提馏段平均摩尔质量： Mvm = (21.5924+18.015645)/2=19.8040kg/kmol Mlm = (18.336952+18.0012516)/2=18.1691kg/ kmol 化工原理课程设计 11 4、平均密度的计算 气相平均密度的计算 有理想气体状态方程计算，即 精馏段 vm= = =0.9674kg/PmMvRT102.3657.9184(3)3m 提馏段 vm= = =0.7468 kg/804. 3 液相平均密度方程计算 液相平均密度依下式计算，即 1/lm= i/i 塔顶液相平均密度的计算： 由 Td=79.6532，查手册得 (A 水 B 乙醇) A=972.76kg/ B=736.76kg/3m3m = =0.7800 0.5814698 ldm= =./B./A10.5/736.0489/72.6 = 820.1064kg/ 3m 进料液相平均密度的计算 由 Tf= 84.9967，查手册得 A= 972.7341 kg/ B= 735.9381kg/33m B= =0.2733 0.12846.3.718 lm= = =888.05kg/B/+(-)/A10.23/7.5+0267/9.53m 塔底液相平均密度的计算 由 T w=99.944，查手册得 A=959.7469 kg/ B= 716.6650kg/ 3m3m B= =0.000040895 440.16981 lwm= = B/+(-)/A10.495/76.+0.945/.769 化工原理课程设计 12 =959.674 kg/ 3m 精馏段的平均密度 lm=（820.1064+888.05 ）/2=854.0782kg/ 3m 提馏段的平均密度 lm= （888.05+959.674）/2=923.862kg/ 3 5、液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 lm=xi i 塔顶平均液相表面张力的计算 由 Td=79.6532，查手册得 =15.02591mN/m =64.9880mN/m ldm=0.5811 +0.4189 =0.5811 15.0259+0.4189 64.9880= 35.955mN/m 进料平均液相表面张力的计算 由 Tf=84.9967，查手册得 =14.1507mN/m =62.9661mN/m lfm=0.1283+0.7804 =0.1283 14.1507+0.8717 62.966=56.703 mN/m 塔底平均液相表面张力的计算 由 =99.944，查手册得wT =12.3591mN/m =58.9404mN/m lwm=0.00016 +0.99984 =0.00016 12.3591+0.99984 58.9404=58.930mN/m 精馏段平均液相表面张力 lm=（53.955+56.703 ） /2=46.329mN/m 提馏段平均液相表面张力 lm=（56.703+58.930）/2=57.818 mN/m 液相平均粘度依下式计算，即 Lglm=xilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由 Td=79.6532，查手册得 =0.3199mPa s =35.8805mPas 化工原理课程设计 13 lgldm=0.5811 +0.4189 =0.5811 0.3199+0.4189 35.8805 ldm=2.3104 mPas 进料液相平均粘度的计算 由 Tf=84.9967，查手册得 =0.2828mPa s =32.5181 mPas lglfm= 0.1283+0.8717 =0.1283 0.2828+0.8717 32.5181 lfm=17.6889 mPas 塔底液相平均粘度的计算 由 =99.944，查手册得wT =0.2294mPa s =28.6216mPas lglwm=0.16 +0.99984 410 =0.16 0.2294+0.99984 28.6216 lwm=28.6088 mPas 精馏段液相平均粘度 lm =（2.3104+17.6889 ） /2=9.9996mPas 提馏段液相平均粘度 lm =（17.6889+28.6088）/2=23.14885mPa s 1（四）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 一、精馏段塔径的计算 精馏塔的气，液体体积流率为 0.78154.36210.985/LRDkmolh ()()24.301/V l .9736LmLMs3248.301.61.94/60VVmm 由 计算，其中的 C 由图 3-3 査取，图的横坐标为VLCuax 化工原理课程设计 14 1 142 29.3085.67()()0.3899mLV 取板间距 HT=0.4m 板上液层高度 hL=0.06m，则0.46.34TLHhm 查化工原理课程设计P105 图 5-1 得：C 20=0.073，则0.20.22 9()7()864LCmax 5.7.9.8642.567/Vu ms 取设计的安全系数为 0.7，则空塔气速为： max0.7.2571.9/ms 塔径： 4.4.8236VDu 按标准塔径圆整得：D=1.2m 塔截面积为： 2221.3044TAm 实际空塔气速为： 9.76/.VTqus 二、提馏段塔径的计算 精馏塔的气，液体体积流率为 , DLR0.78154.36210.985/kmolh(1)()43V24.3/kmolh098564.072.985/LFkolh437.1.103.36LmMV ms3248.094.829/6.70VV 化工原理课程设计 15 由 计算，其中的 C 由图 3-3 査取，图的横坐标为VLCumax1 142 20.5893.86()()0.757LVm 取板间距 HT=0.40m 板上液层高度 hL=0.06m，则0.46.34TLHhm 查化工原理课程设计P105 图 5-1 得：C 20=0.073，则0.20.225781()()93LCmax .6.748.93.1/Vu ms 取设计的安全系数为 0.7，则空塔气速为： max0.7.17482./ms 塔径： 4.90.3VDu 按标准塔径圆整得：D=0.6m 塔截面积为： 2221.04.8314TAm 实际空塔气速为： 9./.VTqus 三、 精馏塔有效高度的计算 为了便于筛板塔的检修，塔壁上应开若干人孔。 开设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据 下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔 68 块塔板设一个人孔；物 料脏物，需经常清洗时，则每隔 34 块塔板设置一个人孔。 设计时定位每 8 块板开一孔，则： 孔数 S=实际塔板/8=35/8 5 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m 实际塔高可按公式计算： H=Hd+(N-1-1-S) HT+Hb+Hf+S HT H=(N-1-1-S) 0.40+0.6 S+1.2+1.3+1.4 =（27-1-1-5 ） 0.40+0.6 5+1.2+1.3+1.4 化工原理课程设计 16 =14.9 式中：H塔高（不包括封头和裙座高） ，m Hd塔高孔间高，m Hb塔底空间高，m HT板间距，m N实际塔板数（不包括再沸器） Hf进料孔处板间距，m S手孔或人孔数（不包括塔顶、塔底空间所开入孔） HT 开设手孔、人孔处板间距，m 其中，Hd 一般取 1.21.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少 出场气体中液滴的夹带量。塔底空间 Hb 具有中间储槽的作用，一般釜液最好能在 塔底有 1015min 的停留时间。因此，Hb 可按残液量和塔径进行计算，也可取经 验值。常取 Hb=1.32m。进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进料状况。 为减少液沫夹带，Hf 要比 HT 大，常取 Hf=1.2 1.4m。开设手孔、人孔处塔板间 距 HT，视手孔、人孔大小而定，一般取 HT 600mm。 （五）塔板主要工艺尺寸的计算 一、精馏段溢流装置的计算 因塔径 D=1.1882m，流体量适中，可以选取单溢流弓形降管。 1、堰长 lw 取 lw=0.66D=0.661.1882=0.7842m 2、溢流堰高度 hw 由 hW=Hl-h0W，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 3 20)(184.WlVE 近似取 E=1，则 2 42/3330.84.849.305160()()7.511178WWh ml 取板上清液层高度 hL=0.06m，故 化工原理课程设计 17 30.67510.25WLh m 3、 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 由 ,得6.0DlW ,72.TfA124.0d 故 03.86f m 12480147dW 验算液体在降液管停留的时间，即 4.6.35.901fTLAHsV 故降液管设计合理。 4、降液管底隙高度 h0 3600ulVWL 取 ,则smuo/7. 40 9.510.6360782.LWoVh ml .36.52.0 故降液管底隙高度设计合理 二、提馏段溢流装置的计算 1、堰长 lw 取 lw=0.66D=0.661.024=0.6758m 化工原理课程设计 18 2、溢流堰高度 hw 由 hW=Hl-h0W，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即 3 20)(184.WlVE 近似取 E=1，则 2 42/330.84.840.59160()().1178WWh ml 取板上清液层高度 hL=0.06m，故 0.620.38WL m 3、弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af 由 ,得6.0DlW ,72.TfA124.0d 故 083.59f m 124127dW 验算液体在降液管停留的时间，即 40.59851fTLAHsV 故降液管设计合理。 4、降液管底隙高度 h0 3600ulVWL 取 ,则smo/2. 化工原理课程设计 19 40360.58910.2693367.LWoVh mlu 0.8.2 故降液管底隙高度设计合理 三、塔板布置及筛孔数目与排列 1 边缘宽度的确定 因 D800mm，故塔板采用分块式。查表（查化工原理及课程设计 p154 表 83）得，塔板分为 3 块。 取 Wa=Ws=0.08m，Wc=0.06m 2 开孔区面积计算 开孔区 Aa 按下式计算， Aa=2x（r 2x 2） 0.5+ r2/180sin-1（x/r） 其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.512-0.207=0.305m r=D/2-Wc=0.512-0.06=0.452m 故 Aa=20.305（0.452 20.305 2） 0.5+ 0.452 2/180sin-1（0.305/0.452） =0.8087 3 筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3.0mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5.0mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中间距 t 为 t=3.0do=3.0*5.0=15.0mm 筛孔数目 n 为 n= = =4151 个21.5At2.0.8715 开孔率为 =0.907 =0.907 =10.08%20()dt2.()0 气体通过阀空的气速为 提馏段 = =22.4370 m/S0u1.82907SVA 精馏断 化工原理课程设计 20 = =24.4292 m/S0u1.94807SVA （六）. 筛板的流体力学验算 一、精馏段 1 、塔板压降 （1）干板阻力 hc 的计算 由式 进行计算，由 ，查图得 c0=0.772，则)(051.2LVocu67.1350d 液柱2.437.964. ).8985ch m （2）气体通过液层阻力 由 计算L011.1.87/3046saTfVu sA1220.8970.6.875/()aFuvkgsm 查得 气系数 ，则5 液柱13h （3）液体表面张力的阻力 的计算 液柱 330446.29104.10857.5Lh mgd 液柱. .82Pcl329.84.0726907Lh Pak 2、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的 化工原理课程设计 21 影响。 3、雾沫夹带液沫夹带量由下式计算，即 2.5.0.6.15fLhm3.2 3.23 3.7*107*01.94e()*()46.9(.086)*(.015)vLVsAtfHthf =0.0809g 液 /kg 气0.1kg 液/kg 气 故在本设计中液沫夹带量 在允许范围内。ve 4、漏液计算 对于筛板塔，漏液点气速可由 计算，则VLhCu /)13.056.(4.0min0 smshCu VLL /6.10/59.74./82.)13.6.105.(72.4/)min0 稳定系数 ，故无明显漏液现象。5290.47minouk 5、液泛计算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应 ，一般可取 ，故)(WTdhH5.0mhHWT 265.0)5.40(.)( 溢流管内的清液层高度 ，其中LdpdhH6.,0832.Lp ，所以420197.)(153. ud mH.068 0.1440m0.219m 由此可知 ，即不会产生液泛。)(wTdh 化工原理课程设计 22 二、提馏段 1 、塔板压降 （1）干板阻力 hc 的计算 由式 进行计算，由 ，查图得 c0=0.772，则)(051.2LVocu67.1350d 液柱mhc 48.)6.9370.4.2 （2）气体通过液层阻力 由 计算Lh01sAVufTsa /94.25.823.0 )/(06.7.94. 210 mkgvFa 查得 气系数 ，则0 液柱mh3.6.51 （3）液体表面张力的阻力 的计算 液柱mLgdh 330 108.50.8962.3174 液柱hlcP 69. kPaL 7.08326.3 2、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的 影响。 化工原理课程设计 23 3、雾沫夹带 雾沫夹带可以由公式： 2.5.0.6.15fLhm3.2 3.23 37*17*101.8290e()*().8.54)*(.1)vLVsAtfHthf =0.0897g 液/kg 气0.1kg 液/kg 气 故在本设计中液沫夹带量 在允许范围内。ve 4、漏液计算 对于筛板塔，漏液点气速可由 计算，则VLhCu /)13.056.(4.0min0 smshCu VLL /4307.2/87.1046./82.9)18.63.05.(72.4/)3min0 稳定系数 ，故无明显漏液现象。5.02.87.14minouk 5、液泛计算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应 ，一般可取 ，故)(WTdhH5.0mhHWT 219.0)38.4.0(5)( 溢流管内的清液层高度 ，其中LdpdhH6.,09.Lp ，所以3206.7)(13. ud mH175.0859 由此可知 ，即不会产生液泛。)(wTdh 化工原理课程设计 24 （七）塔板负荷性能图 1、漏液线 0,min04.(.560.13)LLVuCh由 得 234.072.180.76024845.07256351().964.8sL 得 23,min0.279.18.64S sV 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见下表 3-3 表 3-3 由上表数据可做出漏液线 1 2、液沫夹带线 取雾沫夹带极限值 依式 0.kg/ve液 气 53.2.710()avTfueHh 式中 1.048.785.SSa STfVuVA 2.()fwOWhhW=0 Ls, 3s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs， 0.344 0.357 0.374 0.387 23,min0 0.4.(.56.3()hLS WVVChEAl0.min 2,in 30 .84()10S hLwowwVhAl 化工原理课程设计 25 2233602.81().7.4sow sLh 故 235015.9f s sL 230.3.95Tf s sHL 5 .26 63.23485.717()01410.751.9a SvLTfuVehL 则 2.5.8s sVL 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见表 3-4： 表 表 3-4 由上表数据即可做出液沫夹带线 2。 3、液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度 作为最小液体负荷标准。 0.5mOWh 取 23362.8410().sOWLhEl 1E0.7842Wlm 2 33,min.5.784(0.76ssL 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。 4、液相负荷上限线 取 作为液体在降液管中的停留时间的下限，s 4fTsAHL3,max0.816.40.816m/s4fTsAHL 据此可作出与气体流量 VS无关的垂直线，液相负荷上限线 4。 5、液泛线 Ls，3ms0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs，31.176 1.105 1.014 0.937 化工原理课程设计 26 令 由 ()dTWHh11;dPLdPcLOWHhhh； ； 联 立 得 T Ocd（ -） （ ）,OWdcSVS忽 略 ， 将 与 与 ， 与 的 关 系 式 代 入 上 式 ， 并 整 理 得22aVbdS2/3L202.51().0.9674().16(.87.85VLAC.TWbHh-1-.0.52=.147 2 20.53.398.7840.16cl3 36360.841().(.5)1.767842WdEl 2/3 /3 故 220.6.7598.1.7SVSS2/3L 106/ 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 的值，计算结果见下表 3-5： 表 表 3-5 由上表数据即可作出液泛线 5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示： Ls， 3ms0.0006 0.0015 0.003 0.0045 Vs， 1.512 1.286 0.767 0.235 化工原理课程设计 27 0 0.5 1 1.5 2 2.5 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。由图可知，该筛 板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 ，3,max1.8/sSV3,min0.28/sSV 故弹性操作为 （操作弹性大于 4）,axmin.4.102S 化工原理课程设计 28 六、负荷性能图 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。 由图可据可以得出： 3,min.14/SVs3,max.79/SVs 故操作弹性为 （操作弹性大于 5）,axin0795.8.S 七、有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表 9 表 9 筛板塔工艺设计计算结果 项目 数值与说明 备注 全塔平均温度 ,mtC89.7986 全塔平均压力 ,PKa113.575 塔径 ,D0.6 精馏段 0.58m 提馏段 0.469m 板间距 ,THm0.4 塔板型式 单溢流弓形 整块式塔板 化工原理课程设计 29 降液管 精馏段 1.7967空塔气速 ,/ums 提馏段 2.2223 溢流堰长度 ,Wl0.7842 精馏段 0.0525溢流堰高度 ,Wh 提馏段 0.038 板上液层高度 ,Lhm0.06 精馏段 0.01646降液管底隙 高度 0,h提馏段 0.02693 筛板孔数 个,N4151 等腰三角形叉排 精馏段 24.4292筛孔气速 0,/ums 提馏段 22.4370 孔心距 ,t0.015 同一横排的孔心距 安定区宽度 ,sW0.08 边缘区宽度 ,cm0.06 筛孔直径 ,d0.005 开孔率，% 10.08 开孔区面积 2,amA0.8087 精馏段 696.55单板压降 ,pP 提馏段 632.8639 41.8 精馏段液体在降液管内的停留时间 ,s 12.6 提馏段 0.1440 精馏段 降液管内的清液高度 ,dHm 01375 提馏段 化工原理课程设计 30 气相负荷上限 max()SV1.18 泡沫夹带控制 气相负荷下限 inS0.28 液相负荷下限线控制 精 馏 段 操作弹性 4.21 气相负荷上限 max()SV0.79 液相负荷上限线控制 气相负荷下限 inS0.144 漏液线控制 提 馏 段 操作弹性 5.48 （八）精馏塔的附属设备 一、换热器的计算 1、塔顶冷凝器 设冷凝水从 2030，T D=79.6532kmolgMD/2708.34 ，hkghnLVqm /47.8509/3. 温度 ，221tt 其中)(21tcqQpmvT 25下，水的 kJ/（kg.）308.4 查得 ， 则kgJ/6乙 kgJ/5水 )(7.9623.9.130wqmv )/(06.5149018.4723 hkgtcp .53mt 又 ，经验取值 w/(m2.),则TtKQS80 化工原理课程设计 31 2395.24.5801796mS 因此可选择列管式换热器，规格如下： 名称 公称直径 mm 公称压强kpa管程数 管子总根数 规格 273 1600 2 32 名称 中心排管数 管程流通面 积 2m计算换热面积 2 换热管长度m 规格 7 0.005 11.1 4500 2、再沸器 该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备。 447.81029(7.810)258.25.3/mABrxrkJg 9.5.3.QWkw9.420.56mt 选择 210/(.k )320.916.4985stSKt 因此选择列管式换热器，规格如下： 名称 公称直径 mm 公称压强kpa管程数 管子总根数 规格 400 600 4 76 名称 中心排管数 管程流通面 积 2m计算换热面积 2 换热管长度m 规格 11 0.06 17.3 3000 化工原理课程设计 32 3、预热器 )/(3694207.208.)1(p CkgJcwcpFFpm 水乙 醇 whktQ 7.82/15.3).5(369450)1450 8 用再沸器剩余的水蒸气加热，即 100水间接加热， CLctp 7.42.08蒸 汽 所以水要从 100降到 40 2 91.620485.1ln)().0( mtm 取 Cwk/2798.51.6098tQsm 因此选择列管式换热器，规格如下： 列管尺 寸 管心距 公称压强 管程数 中心排 管数 列管管 长 管子总 数 换热面 积m1925kpa3106.9m20624.7m 二、离心泵的设计 1、塔顶离心泵规格 ， ，skghkgqmc /30.14/06.59425t 3/86.9mkg Lm/48.31 故可选用 IS65-40-200 型离心泵。 化工原理课程设计 33 2、提供预热器热水离心泵规格 由于流量比较低，选择最小的离心泵足够满足此种操作 型号 转速 流量 扬程 效率 轴功率 必须汽蚀 余量 IS-32_125 min/290rsL/08.2m2%47kw96.0m0.2 三、各接管尺寸的确定 1、进料管 进料体积流量 368.3019.560.41/7fSfFMVms 取适宜的输送速度 ，故.5/fums40.41.32Sfifd 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 4.5m 实际管内流速： 240.1.8/3fus 2、釜残液出料管 釜残液的体积流量： 358.41.02.05/936wSWMVms 取适宜的输送速度 ，则./Wums 40.5.01971dA 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 326m 实际管内流速： 24.350.97/Wus 化工原理课程设计 34 3、塔顶回流液管 回流液体积流量 318.93.70.24/526LSMVms 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 ，那么0.5/Lus40.70.265dA 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 32.5m 实际管内流速： 24.70.48/Wus 4、塔顶上升蒸汽管 塔内气体可以用式塔顶气体密度 mVPMRT 计算， 310.3254.961.40/8(78)Vmkg 塔顶上升蒸汽的体积流量： 3.2/14036SVms 取适宜速度 ，那么2/us51dA 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 1685m 实际管内流速： 240.3.7/158SVus 5、塔底回流液管 328.731.0.24/596SVms 化工原理课程设计 35 取适宜速度 ，那么10/Vums4.2.76dA 经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 1948m 实际管内流速： 2408/17SVus