天津科技大学化工原理设计模板.docx

课程设计用纸目 录前言3一、本次课程的设计的目的与要求3二、板式塔精馏装置分离乙醇-水物系的必要性3三、化工原理课程设计的要求4四、课程设计的步骤4五、带控制点的工艺流程图的绘制5六、主体设备图6七、设计过程的注意事项6设计任务7设计说明8一、主要理论8二、图解法求解理论板数9三、塔型的选择10四、流程的选择10五、加热方式11六、操作压力11七、塔顶产品的冷却12八、加料状况12计算13一、物料衡算13二、理论塔板数和实际塔板数17三、板式塔主要尺寸的设计计算20四、塔板结构参数的确定29五、塔板流体力学的计算35六、负荷性能图40七、辅助设备的计算和选型46八、接管直径的确定49九、结果一览51结束语54参考文献55符号说明56前 言一、本次课程的设计的目的与要求板式精馏塔设计是化工单元操作课程的一个总结性、综合性的实践环节，它涉及化工单元操作的动量、热量、和质量传递诸方面的知识，是培养学生综合运用各个单元操作的基本理论去解决蒸馏单元操作的综合设计任务的训练。课程设计不同于平日的作业，在设计中需要学生自主决策，即自己确定方案，选择流程，查阅资料，过程计算等。通过课程设计使学生初步掌握化工设计的基础知识、设计原则和方法，学会各种手册的使用方法，及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握结果的校核，画出工艺流程图和塔板结构图等；培养迅速准确地进行工程计算的能力和用简洁的文字、清晰的图来表达自己的设计思想的能力，在设计过程中树立工程思想，不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性，经济上的合理性，经过反复的分析比较，选择最优设计方案。二、板式塔精馏装置分离乙醇-水物系的必要性本次设计任务是一定处理量的分离乙醇和水混合物的精馏塔。化工生产中所处理的原料、中间产物、粗产品几乎都是由若干组成组成的混合物，而且其中所处理的原料、中间产物、粗产品中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，经常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传质和传热的过程。三、化工原理课程设计的要求设计方案，对给定的工艺流程、主要的设备形式进行简要的论述。主要设备的工艺设计计算，包括工艺参数的选定、物料衡算、设备的工艺尺寸及结构设计。典型辅助设备的选型和计算，包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。完整的课程设计由说明书和图纸两部分组成，说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主要依据。板式精馏塔设计的一般原则如下：经济性塔的设计应符合能量的充分合理利用和节能原则；符合日常运行费和设备投资费的综合核算最经济的原则；符合有用物质高回收率、低损耗率原则。先进性应对目前工厂蒸馏生产过程和设备上存在的问题提出改进方案和改进措施，并尽量采用最新技术成果。可靠性和稳定性保证运行的安全可靠和操作的稳定易控制是现代化生产应优先考虑的原则，不得采用缺乏可靠性的、不成熟的技术和设备，不得采用难以控制或难以保证安全生产的技术和设备。可行性流程布置和设备结构不应超出一般土建要求和机械加工能力，整个设计方案应考虑符合国情和因地制宜的原则。四、课程设计的步骤明确设计任务；查阅资料；设计计算、绘图和编号说明书。整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。论述应条理清晰、观点明朗、误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处，图表应能简要表达计算结果。五、带控制点的工艺流程图的绘制带控制点的工艺流程图是一种示意性的图例，它以形象的图形、符号代表化工设备、管路、附件和仪表自控等，借以表达出一个生产中物料及能量的变化结果。工艺流程图必须反映出全部工艺物料和产品所经过的设备：应全部反映出主要物料管路，并表达出进出装置界出的流向。冷却水、水蒸气、原料供给系统等整套设备和管线不在图内表示，仅示意工艺设备使用点的进出位置。注明工艺设备，工艺物流线上的主要控制点及调节阀等。标注有助于确认一些工艺数据。绘制图例，图画上必要的说明要标注。其步骤大体如下：界定标准的纸型A，用细实线（0.3mm）画出设备的简单外形，对于过大或过小的设备，可适当缩小或放大。常用设备外型可参照“辅助物料和公用系数介质代号”，对于无示例的设备的绘制，用象征性的简单外形表明设备的特征。用粗实线（0.9mm）画出连接设备的主要物料管线，并绘出流向箭头。物料平衡数据可直接在物料管路上用细实线引出并列成表。辅助物料管道（如冷却水、加热蒸汽等），用中粗实线（0.6mm）表示。设备的布置原则：按流程图从左至右，图上一律不标示设备的支脚、支架和平台等，一般情况下也不标附注。六、主体设备图主体设备是指在单元操作中处于核心地位的关键设备，如传热中的换热器、蒸发中的蒸发器、蒸馏和吸收中的塔设备等。一般主体设备在不同单元操作中是不同的，即使在同一设备不同单元操作中其作用也不相同，如某一设备在某个单元操作中为主体设备，而在另一单元操作中就可变为辅助设备。图上应包括：设备图形，即主要尺寸、接管、人孔等。设备组成一览表，注明组成设备的各组部件名称等。七、设计过程的注意事项应考虑到设计的精馏塔要具有较大的生产能力以满足工艺要求；另外还要节约能源，能综合利用余热，经济合理；冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面影响所需传热面积的大小，即对操作费用和设备费用均有影响。设 计 任 务设计一个乙醇-水溶液板式精馏塔，原料液含乙醇浓度38.62%（质量分数，下同），处理量为24吨/天，乙醇浓度94%，要求塔顶产品含乙醇93.58%，塔釜残液中含乙醇0.3%。其他条件：热源为直接蒸汽加热，操作压力（塔顶压力）为常压，进料状态为泡点进料（饱和液体进料），塔顶安装全凝器。设计说明一、主要理论1、物料衡算精馏过程的物料衡算是相关概念和计算的重要内容，既反映了全塔总物料衡算，又反映了板间物流的实质，即操作线方程：全塔总物料衡算：F=D+W对易挥发组分的衡算：FxF=DxD+WxW2、热量衡算精馏过程的实质是伴有热量传递的传质过程。带入精馏塔的热量有三段，包括进料、回流和直接蒸汽加热加入的热量；排出的热量也有三段，包括塔顶蒸汽流、塔底出塔液和整个系统的热损失。3、基本假设精馏的基本假设为恒摩尔流和理论板。以精馏段为例，逐板上升的气相摩尔流率为常数V，逐渐沿板下降的液相摩尔流率为常数L，在两板n、n+1间作物料衡算，则有Lyn+1=Lxn+DxDV=L+D所以yn+1=LVxn+DVxDyn+1=LL+Dxn+DL+DxD由LD=R得，精馏段操作线方程为yn+1=RR+1xn+1R+1xD同理得，提馏段操作线方程为ym+1=LL-Wxm+WL-WxW两式中L、L不一定相等，以为塔中部某位置的进料状态将决定气液相摩尔流量的变化。气相的主要来源是由直接蒸汽加热所产生的。此时自塔釜上升到进料板达到精馏段和最终出塔顶的气相摩尔量没有任何变化。根据工厂实际情况，本次设计采用的将原料液预热至饱和液时就属于此情况。塔顶气相的冷凝液，部分作为产品，部分回流入塔顶第一层板，提供了下降的液流，这样才能保证在塔板上气液两相传质的进行。没有回流液，上升蒸汽将升去传质对象，全塔温度将会趋于一致，浓度趋于一致，无法再进行分离。因此塔釜蒸汽回流和塔顶液体回流是精馏过程得以实现的保证因素之一。理论板是指离开同一层塔板的气液两相组成互相平衡，也就是在这样的板上达到了分离的极限。这样的理论塔板（除再沸器和分凝器外）是不存在的，但它却是实际设计中的一种可以用理论板数的多少来衡量被分离物系达到一定程度分离的难易过程的尺度。在本次设计中将采用平衡曲线、精馏段、提馏段操作线来解决理论板数，再通过全塔效率得到实际板数，得到实际板数就能求解塔高。由此可见“恒摩尔流”和“理论板数”两个基本假设在精馏塔设计中的重要性。二、图解法求解理论板数图解法求解理论板数的主要原因是乙醇-水物系非理想溶液。非理想溶液相对挥发度随液相浓度的变化不能忽略。三、塔型的选择精馏所进行的是气、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。在板式塔中，气体从塔底段到达最底层板下方，经由板上的筛孔逐板上升。由于板上液层的存在，气体通过每一层板上的筛孔时，分散成很多气泡，气体负荷一般都大到足以使气泡紧密接触，不断合并和破裂，使液层变成泡沫层，为两相的接触提供更大的接触面积，并造成一定程度的湍动，以利于传质速率的提升。其次，板式塔具有以下有利精馏进行的特点：气液处理量大，生产能力强；操作稳定，弹性大；流动阻力小；结构简单，材料消耗低；耐腐蚀，不易堵塞，便于调节和检修。板式塔的种类很多，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、舌形塔等，本次设计选用筛板塔。选用筛板塔的原因：结构简单，易于加工，造价低；处理能力强；塔板效率高；塔板压降较低。四、流程的选择本次设计的工艺流程大致为：原料从贮槽E1经泵H1（H2备用）输送到高位槽GW，在稳定的液位下，顺序流经若干串联的套管换热器，在水蒸气的加热作用后，使最末端出口处原料达泡点，水蒸气冷凝为冷凝水流回冷凝液中，达泡点原料从进料板进入精馏塔，在上升气相中易挥发组分逐板增加，下降液相中易挥发组分逐板减少，使易挥发组分在塔顶富集，难挥发组分在塔底富集，其中上升蒸汽是由塔釜中直接通入加热蒸汽产生的，最后混入釜残液，随之流出塔釜进入贮槽E2备用。塔顶馏出液蒸汽经全凝器在冷却水的冷却作用后，冷凝为馏出液进入分配器D。根据回流比，一部分馏出液作为精馏段的下降液相成为回流液，一部分馏出液作为塔顶产品进入贮槽E3备用。流程简图如下：五、加热方式蒸馏釜的加热方式，通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器，有时也可以采用直接蒸汽加热，若塔的塔底产品近似于水，而且在浓度很低时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。本次设计采用直接蒸汽加热，可以利用压力较低的蒸汽加热，在塔釜内只需安装鼓泡管，不需过大的传热面积。六、操作压力蒸馏操作通常可分为常压、加压和减压进行，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大及热敏性材料，但压力降低会导致塔径增加，同时需要使用抽空设备。对于沸点低、在常压下为气态的材料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般在稍高于大气压的条件下操作，但在塔径相同的情况下，适当时提高操作压力可提高处理量能力。本次设计采用常压蒸馏。七、塔顶产品的冷却塔顶温度较高，压力较大，相对挥发度较大，出于安全的考虑，要适当降低温度。一般情况下冷却到环境温度。八、加料状况加料共有5种可能的热状况：过冷液体；饱和液体；饱和气液混合物；饱和蒸汽；过热蒸汽。本次设计采用饱和液体进料，对于饱和液体进料，进料温度等于泡点，原料加入后全部进入提馏段。因此提馏段的液流量为精馏段的液流量和进料量之和，精馏段的气流量等于提馏段的气流量。泡点进料保证了塔内物料在平稳状态下的气液交换，且不改变塔内所有平衡状态。计 算一、物料衡算物料衡算主要解决以下问题：根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量。在进料热状态q和回流比R确定后，分别算出精馏段和提溜段的上升蒸汽量和下降液体量。列出精馏段和提溜段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔板结构参数提供数据。1、浓度换算(1)换算进料的质量分数F换算成摩尔分数xFxF=F/MAFMA+(1-F)/MB=0.3862/460.386246+(1-0.3862)/18=19.76%式中MA、MB易、难挥发组分的摩尔质量，kg/kmol。塔顶产品的质量分数D换算成摩尔分数xDxD=D/MADMA+(1-D)/MB=0.9358/460.935846+(1-0.9358)/18=85.08%塔釜残液质量分数W换算成摩尔分数xWxW=W/MAWMA+(1-W)/MB=0.003/460.00346+(1-0.003)/18=0.12%(2)计算混合物的平均摩尔质量分别用MF、MD、MW表示原料液、塔顶产品、塔底产品的平均摩尔质量，则各处混合物的平均摩尔质量MF=MAxF+MB(1-xF)=46*0.1976+18*（1-0.1976）=23.53kg/kmolMD=MAxD+MB(1-xD)= 46*0.8508+18*（1-0.8508）=41.82 kg/kmolMW=MAxW+MB(1-xW) =46*0.0012+18*（1-0.0012）=18.03 kg/kmol2、确定回流比回流比是精馏塔设计中的一个重要参数，正确选择回流比是精馏塔设计中的关键问题。回流比有两个极限值，其上限为全回流（即回流比无限大），下限为最小回流比Rmin，操作回流比介于两个极限值之间，一般取R=(1.12)Rmin。1)最小回流比求取方法根据化工单元操作实验与设计附录3中列出的乙醇-水物系的平衡数据作x-y平衡曲线，由塔顶馏出液组成点a(0.8508,0.8508)作平衡曲线最凹处的切线（即精馏段操作线），读出其在y轴上的截距ym=0.2980，由ym=xDRmin+1得Rmin=1.8552)确定回流比R在精馏设计计算中，一般采用经验值，根据工程实践总结，适宜回流比的范围为(1.12)Rmin。本次设计采用回流比如下：R=1.32Rmin=1.32*1.855=2.4493、原料液量、釜残液量及加热蒸汽消耗量的计算精馏塔塔顶、塔釜的产量与原料液量及组成之间的关系可根据加热方式的不同，对精馏塔进行全塔物料衡算来确定。(1)间接加热对全塔进行总物料衡算得原料液量F和釜残液量WF=D+W对全塔进行易挥发组分的物料衡算得FxF=DxD+WxW其中D=2400024*MD=2400024*41.82=23.91kmol/h联立解得F=103.43kmol/hW=79.52 kmol/h(2)直接水蒸气加热若分离的是水溶液，且水是难挥发组分，则塔釜中几乎不含易挥发组分的水，可以通入水蒸气进行直接加热。对精馏塔进行全塔物料衡算得F+S=W*+DFxF+SxS=W*xW*+DxD式中S加热蒸汽量，kmol/h；xS加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分数；W*直接蒸汽加热时塔底残液量，kmol/h；xW*直接蒸汽加热时塔底残液中易挥发组分的摩尔分数。由于蒸汽中不含易挥发组分，故xS=0， 则W*=F+S-D=W+SxW*=FxF-DxDW*=WxWW*对提馏段进行物料衡算V+W*=L+S式中V、L提馏段上升蒸汽和回流液量，kmol/h。根据恒摩尔流假设，得S=V，W*=L。由泡点进料得提馏段上升蒸汽量V=V=S加热蒸汽消耗量S=V=R+1D=2.449+1*23.91=82.47kmol/h釜残液量W*=L=L+qF=RD+qF=2.449*23.91+1*103.43=161.99kmol/h式中V、L精馏段上升蒸汽和回流液量，kmol/h。釜液组成xW*=WxWW*=79.520.0012161.99=5.89*10-44、计算结果列举项目名称符号单位计算结果塔顶产品量Dkmol/h23.91原料液量Fkmol/h103.43釜残液量Wkmol/h79.52塔顶产品组成xD0.8508原料液组成xF0.1976釜残液组成xW0.0012回流液量Lkmol/h58.56加热蒸汽量Skmol/h82.47最小回流比Rmin1.855实际回流比R2.449直接蒸汽加热时釜残液量W*kmol/h161.99直接蒸汽加热时釜残液组成xW*5.8910-4塔顶上升蒸汽量Vkmol/h82.47二、理论塔板数和实际塔板数1、理论板数的确定本次设计采用梯级图解法。在坐标纸上作出x-y平衡线，再求出两条操作线。确定精馏段操作线（定点截距法）。由a0.8508,0.8508、c(0,xDR+1)即c(0,0.2467)得出精馏段操作线方程为y=0.0071x+0.2467,作出精馏段操作线。饱和液体进料（泡点进料）时，加料线（q线）为垂线，此时xq=xF，两条操作线的交点为d点。连接b(0.0012,0.0012)与d点，直线db即为提馏段操作线；延长db线，与x轴相交得b(xW*,0),直线db即为直接蒸汽加热时的提馏段操作线。从a点作梯级至b结束，平衡线上每个阶梯的顶点代表一层理论板。跨过点d的阶梯为理论进料板。N=29+0.001-0.0005890.001-0.000133=29.472、总板效率根据化工原理单元操作实验与设计第五章表5-5，可查出总板效率相对值；根据图5-13奥康奈尔关联图，由横坐标L可查出总板效率。(1)的求法理想溶液：=顶底非理想溶液：=(12n-1n)1n式中下标表示理论板号乙醇-水系统为非理想溶液，相对挥发度按非理想溶液计算。每块塔板上的相对挥发度i=yi(1-xi)xi(1-yi)其中xi、yi数据见下表xiyii10.84100.85081.078120.83100.84351.096130.82250.83651.104140.81400.83051.119650.80600.82401.126960.79900.81901.138370.79200.81401.149380.78600.80901.153290.77900.80471.1689100.77300.80001.1746110.76600.79551.1883120.75600.78921.2083130.74800.78301.2156140.74000.77801.2313150.73000.77201.2523160.71800.76401.2715170.70450.75601.2996180.69200.74651.3107190.67800.73801.3378200.66000.72801.3788210.63800.71251.4062220.60400.70001.5298230.55800.67601.6527240.31800.48201.9956250.12600.47406.2508260.03000.246010.5491270.00560.054010.1362280.00100.010010.0909290.00010.00086.1580=1.7214(2)L的计算以进料摩尔组成为基准计算出的液体平均摩尔黏度L，由乙醇和水在全塔平均温度下的黏度线性加和得到。全塔平均温度为塔顶和塔底温度的算术平均值，塔顶和塔底的温度可由塔顶和塔底的浓度在平衡关系中找出。已知塔顶xD=0.8508，塔底xW*=0.000589查得塔顶温度为78.25；塔底温度为99.65，则平均塔温为78.25+99.692=88.97查得88.97时，水和乙醇的黏度分别为水=0.311mPas，乙醇=0.392mPasL=乙醇xF+水1-xF=0.3920.1976+0.3111-0.1976=0.327mPasL=1.72140.327=0.563 mPas由奥康奈尔关联图查得E=56%由总板效率相对值查得筛板塔总板效率相对值为1.1筛板的总板效率为56%1.1=61.6%3、实际板数Ne(1)根据公式Ne=N-1E得Ne=46.2247。(2)精馏段理论板数为N精=25+0.3180-0.19800.3180-0.1260=25.63实际板数为Ne精=N精61.6%=25.630.616=41.6142(3)提馏段实际板数为Ne提=Ne-Ne精=47-42=5加料板位于第43块实际板处。三、板式塔主要尺寸的设计计算1、塔径的计算板式塔可分为溢流式和无溢流两种，本次设计采用溢流式塔板。(1)板上液流形式的选择对于溢流式板式塔，常用的塔板流动形式有单流型、回流型、双流型、阶梯式双溢流。其中单流型是最普通、最常用的，但当塔径和液流量过大时，液面梯级过大，易造成气体分布不均，影响塔板效率；双流型适用于大塔径及液相负荷大的场合；回流型适用于液体流率比较低的场合。本次设计采用单流型，液体从塔板一端的受液盘横向流过整个塔板，然后翻过溢流堰进入塔板另一端的降液管中。2、塔径D的确定(1)分离空间HT-hL板间距HT在精馏塔设计中是一个很重要的因素，关系到操作弹性、操作负荷，直接影响设备尺寸。板间距过小，蒸汽速度增大时，雾沫夹带量会迅速上升，使板效率明显下降，严重时不能正常操作，容易引起液泛；另外，即使雾沫夹带量在10%以内，但降液管高度过小，气速增加时，板间压降大于降液管满管液体的静压，液体将倒流，由下一块虹吸至上一块，直接引起降液管液泛。板间距过大，塔高增加，影响塔体稳定，设备费用上升。在选取塔板间距时，应考虑实际情况。当塔板层数较多时，宜选取较小的板间距，适当加大塔径以降低塔高；当塔内各段负荷差别较大时，可采用不同的板间距以保持塔径的一致；对于易发泡的物系，宜选取较大的板间距；对于生产负荷波动大的场合，可加大板间距以提高操作弹性。在设计中需要反复调整，选定适宜的板间距。板间距与塔径的关系塔径D/mm300-500500-800800-16001600-20002000-24002400板间距HT/mm200-300300-350350-450450-600500-800800本次设计选取HT=300mm本次设计选取板上液层高度hL=50mm(2)气液流动参数FLVFLV是由费尔（Fair）提出的一个无因次数群，表示塔板上液体和气体的动能因子的比值，即液体和气体的体积流量之比VLVG乘以液、气密度之比的平方根L/G之积。定义为：FLV=VLVGLG=mLmGLG式中VL、VG液体、气体的体积流量，m3/s。mL、mG液体、气体的质量流量，kg/s。L、G液体、气体的密度，kg/m3。（3）精馏段塔径的计算按第一块板操作条件下的气液物性计算，气液两相的组成x=0.8410，y=0.8508，查得第一块板温度为78.24(351.4K)。气相平均相对分子质量MG=0.850846+1-0.850818=41.82kg/kmol液相平均相对分子质量ML=0.841046+1-0.841018=41.55kg/kmol1)气液相流量气相流量VGV=R+1D=2.449+123.91=82.47kmol/hG=pMGRT=101.341.828.314351.4=1.450kg/m3VG=VMG3600G=82.4741.8236001.450=0.661m3/s液相流量VL由第一块板下降的液体组成x=0.8410得乙醇的质量分数A=460.8410460.8410+(1-0.8410)18=0.9311水的质量分数B=1-A=1-0.9311=0.0689第一块板温度78.24查得乙醇的密度A=736.95kg/m3水的密度B=972.84kg/m3由公式1L=AA+BB得L=749.47kg/m3。液相流量VL=LML3600L=58.5641.553600749.47=9.0210-4m3/s2)气液负荷参数FLV=VLVGLG=9.0210-40.661749.471.450=0.031根据化工原理单元操作实验与设计第五章图5-15得气体负荷参数C20=0.062根据化工原理单元操作实验与设计第五章表5-7得乙醇分子常数PA=24.8+17.15+20.0+11.3=126.4水分子常数PB=11.32+20=42.6平均分子常数Pm=PAxA+PBxB=126.40.8410+42.61-0.8410=113.08液体表面张力=Pm(L-G)10-3ML4=113.08(749.47-1.450)10-341.554=17.18mN/m从C20计算塔板工作情况下的气体负荷因子C(mN/m)C=C20(20)0.2=0.062(17.1820)0.2=0.0603)液泛气速uF=CL-GG=0.060749.47-1.4501.450=1.363m/s4)实际气速根据经验一般取u=(0.50.8)uF，本次设计取u=0.8uF=0.81.363=1.090m/s5)计算塔径塔的有效截面积An=VGu=0.6611.090=0.606m2本次设计取降液管截面与塔截面的比值AdA=0.10塔的总面积A=An1-AdA=0.6061-0.10=0.673m2塔径D=4A=40.673=0.926m1.0m6)塔径校核圆整后的塔的截面积A=D24=1.024=0.785m2圆整后的实际气速u=VGA(1-AdA)=0.6610.785(1-0.10)=0.936m/s经检验，圆整后的u在(0.50.8)uF之间，塔径D适宜。（4）提馏段塔径的计算在乙醇-水物系相图中，将精馏段操作线与加料线的交点水平延伸与平衡线相交，取该点计算提馏段塔径，气液相组成x=0.0720，y=0.3880，查得该点对应的温度为88.0（361.15K）。已知精馏段的实际板数为42。气相平均相对分子质量MG=0.388046+1-0.388018=28.86kg/kmol液相平均相对分子质量ML=0.072046+1-0.072018=20.02kg/kmol1)气液相流量气相流量VG加料板压力计算：设单板压降HP=50mm水柱，则p=101.3+42509.8071000=121.89kPaV=V=82.47kmol/h气相密度G=pMGRT=121.8928.868.314361.15=1.172kg/m3气相流量VG=VMG3600G=82.4728.8636001.172=0.564kg/m3液相流量VLL=L+F=58.56+103.43=161.99kmol/h乙醇的质量分数A=460.0720460.0720+(1-0.0720)18=0.1655水的质量分数B=1-A=1-0.1655=0.834588.0时，查得乙醇的密度A=731.0kg/m3水的密度B=967.3kg/m3由公式1L=AA+BB得L=918.18kg/m3。液相流量VL=LML3600L=161.9920.023600918.18=9.8110-4m3/s2)气液负荷参数FLV=VLVGLG=9.8110-40.564918.181.172=0.049根据化工原理单元操作实验与设计第五章图5-15得气体负荷参数C20=0.061已知乙醇分子常数PA=126.4水分子常数PB=42.6平均分子常数Pm=PAxA+PBxB=126.40.0720+42.61-0.0720=48.63液体表面张力=Pm(L-G)10-3ML4=48.63(918.18-1.172)10-320.024=24.62mN/m从C20计算塔板工作情况下的气体负荷因子C(mN/m)C=C20(20)0.2=0.061(24.6220)0.2=0.0643)液泛气速uF=CL-GG=0.064918.18-1.1721.172=1.790m/s4)实际气速u=0.8uF=0.81.790=1.432m/s5)计算塔径塔的有效截面积An=VGu=0.5641.432=0.394m2本次设计取降液管截面与塔截面的比值AdA=0.10塔的总面积A=An1-AdA=0.3941-0.10=0.438m2塔径D=4A=40.438=0.747m0.8m6)塔径校核圆整后的塔的截面积A=D24=0.824=0.503m2圆整后的实际气速u=VGA(1-AdA)=0.5640.438(1-0.10)=1.431m/s经检验，圆整后的u在(0.50.8)uF之间，塔径D适宜。由结果分析，精馏段塔径大于提馏段塔径，且精馏段的板数远远大于提馏段的板数，考虑到塔的成本、制造和安全问题，全塔塔径统一为1m。3、全塔高度计算全塔高度H包括塔的有效高度HE、塔顶空间HD和塔底空间HB。（1）塔顶空间HD塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶封头的距离，应大于板间距，通常取HD=(1.52.0)HT。本次设计选取HD=0.7m。（2）塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底封头之间的距离。本次设计选取HB=1.0m（3）有效高度HE板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度。HE=Ne-2-SHT+SHT+HF式中S人孔或手孔的数目，m；HT开有人孔或手孔的板间距，m；HF进料处的板间距，m。一般可以兼设人孔、手孔。本次设计选取人孔的直径=600mm。在塔顶空间、加料板、塔底空间，第10、20、30、40块板开人孔，共7个，S=4。HT=HT+=300+600=900mmHF=HT+=300+600=900mm则HE=47-2-40.3+40.9+0.9=16.8m全塔高度为H=HD+HB+HE=0.7+1.0+16.8=18.5m四、塔板结构参数的确定1、溢流装置板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等部件，其结构和尺寸对塔的性能有重大的影响。降液管分为圆形和弓形，在工业中以弓形应用为主，本次设计采用弓形降液管。溢流方式主要有单溢流、双溢流、阶梯式双溢流、U型溢流。其中单溢流流体流经较长、塔板效率较高、塔板结构简单、加工方便，在直径小于2.2米的塔中广泛使用。本次设计采用单溢流式塔板。（1）堰长lW对单流型塔板，一般堰长lW与塔径D的比lWD=0.60.8。本次设计选取lW=0.7D=0.7m(2)降液管面积Ad和弓形降液管宽Wd由弓形面积公式得Ad=12R2-lW2R2-(lW2)2Wd=R-R2-(lW2)2其中R=12D=121=0.5m=2arcsinlW2R=2sin-10.720.5=1.55rad则Ad=120.521.55-0.720.52-0.722=0.069m2Wd=0.5-0.52-0.722=0.143m(3)堰上液层高度hOW平直堰上的液层高度为hOW=0.0028EW(VLlW)23式中EW液流收缩系数。本次设计采用EW=1.1。hOW=0.00281.1(9.0210-436000.7)23=8.5710-3m(4)出口堰高度hW与板上清液层高度hL一般应使塔板上的清液层高度hL=50100mm，取hL=50mm，hW=hL-hOW=50-8.57=41.43mm42.0mmhL=hW+hOW=42.0+8.57=50.57mm(5)降液管底隙高hHhH一般可由经验选取，不应小于20mm，应比外堰hW小6mm以上。本次设计选取hH=30mm。2、塔板布置（1）塔板的区域划分如图所示，1受液区，2降液区，3鼓泡区，4安定区，5边缘区54321tlWxWSWdDWSrWcdo1）安定区宽度Ws一般情况下，安定区宽度可根据塔径D按下列数据选取：D1.5m，Ws=80110mm，1mD1.5m，Ws=6075mm，D1m，Ws酌情减小。本次设计选取Ws=60mm。2）边缘区宽度Wc对于塔径在2.5m以上的塔，边缘区宽度Wc取为50-75mm；塔径小于2.5m时，Wc取为25-50mm。本次设计选取Wc=50mm(2)精馏段开孔数及孔的排布1）鼓泡区面积Aa鼓泡区面积即为图-2中虚线部分的面积。Aa=2(xr2-x2+r2arcsin(xr)其中x=12D-WD-Ws=121-0.143-0.060=0.297mr=12D-Wc=121-0.050=0.450m则Aa=20.2970.4502-0.2972+0.4502arcsin0.2970.450=0.493m22)孔数的确定开孔率工业中筛板常用的孔径do为3-8mm，推荐孔径为4-5mm。本次设计采用孔径do=4mm。筛板塔的筛孔一般采用正三角形排列。当筛孔的排列为正三角形排列时，对于一个三角形单元，三角形面积为开孔区面积，三个小扇形部分为开孔面积。本次设计采用正三角形排列的筛孔的塔板。dot孔中心距t一般为(2.55)do。实际设计中，tdo应尽可能在2-4范围内。本次设计采用t=12mm。=AoAa=3164do212tsin60t=do24t2sin60=0.907(dot)2=0.907(0.0040.012)2=0.101式中开孔率；Ao开孔面积，m2。Ao=0.907(dot)2Aa=0.907(0.0040.012)20.493=0.050m2孔数n=0.907Aa0.785t2=0.9070.4930.7850.0122=3955.693956筛孔气速uo=VGA0=0.6610.050=13.22m/s(3)提馏段开孔数及孔的排布考虑到成本和加工方面的因素，提馏段塔径与精馏段塔径保持一致。本次设计采用do=do。采用较小的开孔率可保持筛孔气速相同，则uo=uo=VG0.785do2n得n=3396.713397开孔率=0.785do2nAa=nn=0.907(dot)2=339739560.101=0.087孔中心距t=do0.907=0.0040.9070.087=0.013m开孔面积Ao=0.785do2n=0.7850.00423397=0.043m2五、塔板流体力学的计算1、单板压降Ht单板压降是塔板的重要水力学参数。它不仅影响板上流体的操作，还决定沿塔高的压力分布，从而决定全塔的压降，对于精馏过程也影响全塔的温度分布。本次设计采用常压精馏，所谓常压精馏是指塔顶压力可近似视为常压，塔釜的压力总是要高于塔顶，即高于外界大气压。工业上的酒精精馏塔塔釜表压力一般为18-20kPa，设计要求为塔釜表压力不高于30kPa。在正常操作情况下，气体通过一块塔板的压降常用加和性模型，即认为气体通过有液层的塔板的压降Ht包括气体通过筛孔时的压降（干板压降）ho、板上液层有效阻力he和鼓泡时克服液体表面张力的阻力h，由于h一般很小，可以忽略，故Ht=ho+he（1）干板压降ho干板压降主要是由气体通过筛孔时，突然缩小和突然扩大的流体局部阻力所引起的。对于筛板，可用流体通过孔板流动的公式计算，即ho=12g(uoCo)2GL式中Co孔流系数。根据dotp（孔径与板厚之比）查化工原理单元操作实验与设计第五章图5-23可得Co。普通钢板tp=34mm，不锈钢板tp=22.5mm。本次设计采用tp=4mm，则dotp=1，查得Co=0.825，故ho=129.81(13.220.825)21.450749.47=0.025m(2)液层压降he一般气体通过筛板上液层的压降，最方便的方法是将它表示为堰高和堰上液层高度之和的某个倍数。对于筛板he=hL式中液层的充气系数uG=VGAa=0.6610.493=1.341m/s式中uG按塔板开孔区面积计算的气速，m/s。uGG=1.3411.450=1.615m由化工原理单元操作实验与设计第五章图5-24查得，当uGG=1.615m时，=0.625。故he=0.62550.5710-3=0.0316m单板压降Ht=0.025+0.0316=0.0566m全塔压降全塔压降=HtNe=0.056647=2.660m=26.078kpa3s即可。=降液管内的液体体积（以清液计）液体体积流量=HdAdVL=0.1070.0699.0210-4=8.025s3s所以符合设计要求。5、雾沫夹带量eG雾沫夹带是指下层塔板产生的雾滴被上升的气流带到上层塔板的现象。雾沫夹带将导致塔板效率降低。综合考虑生产能力和板效率，应该控制雾沫夹带量eG0.1kg液kg气。筛板塔的雾沫夹带量可由亨特关联式求得。eG=0.0057(uHT-2.5hL)3.2=0.005717.18(0.9360.3-2.550.5710-3)3.2=0.0721.5所以符合设计要求。7、堰上液层高度hOW校核精馏段的堰上液层高度hOW从顶板向下逐渐减小，设计要求精馏段最后一块板的hOW6mm。该板的气液组成x=0.3180，y=0.5820，查得温度为81.48（354.63K）。乙醇的质量分数A=