化工原理课程设计乙醇精馏塔

1、化工原理课程设计 设计题目：乙醇精馏塔 姓名：唐刚 班级：化学与化工学院 08 级 3 班 学号： 080703021、八 、-前言精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据 操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发 （低沸点 ）组分不断地向蒸 气中转移，蒸气中的难挥发 （ 高沸点 ） 组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈 高， 而下降液愈接近塔底， 其难挥发组分则愈富集， 达到组分分离的目的。 由塔顶上升的蒸气进入冷凝器， 冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔

2、顶进入精馏塔中， 其余的部分则作为馏出液取出。 塔底流出的液体， 其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。 精馏塔的工作原理是根据各混合气体的汽化点（或沸点）的不同，控制塔各节的不同温度，达到分离提纯 的目的。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的， 精馏操作在化工、 石油化工、 轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、 设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏 是多数分离过程，即同时进

3、行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化 工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精 馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能 完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才 能实现整个操作。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。 此设计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。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选 定、设备的

4、结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内 容。通过对精馏塔的运算，调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数，以保证精馏过程的顺利进行 并使效率尽可能的提高。目录第一章 绪论 . 61.1 设计内容 61.2 设计方案 61.3 设计依据 7第二章 塔板的工艺设计 82.1 精馏塔全塔物料衡算 . 82.2 理论及实际塔板数的确定 82.3 常压下乙醇 - 水气液平衡组成与温度 102.3.1 温度和压力 102.3.2 平均摩尔计算 112.3.3 平均密度 122.3.4 混合液体表面张力 132.3.5 混合物的黏度 132.4 塔径的初步设计

5、. 142.4.1 汽液相体积流率 142.4.2 塔径的计算 142.5 溢流装置 152.5.1 堰长 l w 错误！未定义书签。2.5.2 堰高 hw . 错 误！未定义书签。2.5.3 弓降液管的宽度和横截面积 162.5.4 降液管底隙高度 172.6 塔板的分布、浮阀数目及排列 172.6.1 塔板的分块 172.6.2 区宽度的确定 172.6.3 区面积计算 172.6.4 塔计算及其排列 18第三章 塔板的流体力学验算 193. 1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 193.2 液泛验算 203.3 雾沫夹带验算 . 20 3.4 操作性能负荷图 . 213.4.1 气相

6、负荷下限图（漏液线） 213.4.2 过量液沫夹带线 213.4.3 液相负荷下限线 213.4.4 液相负荷上限线 223.4.5 液泛线 22第四章 附属设备设计 . 244.1 冷凝器的选择 . 244.2 再沸器的选择 24第五章 精馏塔设备设计 255.1 接管 255.1.1 进料管 255.1.2 釜残液出料管 265.1.3 回流管 265.1.4 塔顶上升蒸汽管 265.1.5 进气管 265.2 精馏塔塔体 275.2.1 馏塔塔体材料的选择 275.2.2 壁厚的计算 275.2.3 校核 285.3 封头 . 285.3.1 封头的选型：标准的椭圆封头 285.3.2

7、材料： 16MnR 错误！未定义书签。5.3.3 封头的高 285.3.4 封头的壁厚 295.4 精馏塔的塔板类型选择 295.5 塔板结构及与塔体的连接形式 295.6 降液管的形式 305.7 受液盘的设计 305.8 塔节的设计 305. 9 塔体高度设计 305.10 塔体手孔及人孔的设计 315.11 除沫器的设计 . 31第六章 塔体各开孔补强设计 316.1 开孔补强设计方法. 316.2 开孔补强结构设计 32第七章 支座设计 327.1 精馏塔塔体质量 . 327.2 封头质量 337.3 塔内物料质量估算. 337.4 附件质量 . 337.5 设备总质量 33第一章 绪

8、论 1.1 设计内容1、设计题目：乙醇精馏塔2、设计任务及条件(1) 、进料含乙醇38.2 %，其余为水(均为质量分数，下同)(2) 、生产乙醇含量不低于 93.1 %;( 3)、釜残液中乙醇含量不高于 0.01 %；( 4)、生产能力 50000T/Y 乙醇产品，年开工 7200 小时( 5)、操作条件：a、间接蒸汽加热；b、塔顶压力：1.03atm (绝对压强)c、进料热状态：泡点进料；d、回流比：R=5 e、单板压降：75mm液注3、设计内容( 1 )、流程的设计与说明；(2)、塔板和塔径的计算；( 3 ) 、塔盘结构的设计：a、浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； b 、流体力学验算； c 、

9、塔板负荷性能图。(4)、其它：a、加热蒸汽消耗量；b、冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量4、设计成果( 1 )、设计说明书一份(2)、 A4 设计图纸包括：流程图、精馏塔工艺条件图。 1.2 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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送 至储罐。图2-1流程图 1.3设计依据课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力、进料状况、加热方式及其热能的利

10、用。（1）操作压力精馏常在常压，加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经 济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精馏最为简单经济，若无聊无特殊要求，应尽量在常压下操作。 加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝，冷却 费用。在相同的塔径下，适当提操作压力还可以提高塔德处理能力。所以我们采用塔顶压力为1.03atm进行操作。（2）进料状况进料状态有多种，但一般都是将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样，进料温度不受季节，气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较好控制。此外，泡点进料时，精馏段和提馏的塔径 相同，

11、设计制造比较方便。（3 ）加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量，若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释 作用，使残液轻组分浓度降低，所需塔板数略有增加。（4）热能的利用精馏过程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5%左右被利用。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的。但其位能较低，不可能直接用来做塔釜的热源，但可用 作低温热源，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后在用于加热釜液。第二章塔板的工艺设计 2.1精馏塔全塔物料衡算Wf =38.20oWd =93.

12、10o Ww =0.01.00 M乙醇=46g mol M水二 18g molXf0.382/460.382/46 0.618/18= 0.19480.931/460.931/46 0.069/18=0.80840.0001/460.0001/46 0.9999/18= 0.000039635000 100.9317200 4635000 100.06916.7177200 18FXf 二 DXd WXw由式可知F = 72.1804 kmolhW =55.4634kmol hf72.1804 kmol/hXf0.1948D16.717kmol/hXd0.8408W55.4634 kmol/h

13、Xw0.0000396表1物料衡算数据记录 2.2理论及实际塔板数的确定(1 )由相平衡方程式 y= aX ，可得a= y(x -1) l+(a_1)xx(y_1)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：Yi=Xd=0.8408X i=0.805aD=1.2793Yf=0.515Xf=0.1948即=4.3891平均相对挥发度的求取：a =3 aDaF aW = 3 4.3891 1.2793 8.8411 =3.675Yw=0.00035Xw=0.0000396aw=8.8411精馏段的平均相对挥发度的求取：av；/aDa 1.2793 4.3891 = 2.370泡点进料：Rmin = -a

14、(1 _Xd)1=giga -1 xF1 - xFR _ R .5 _ R X 二min =竺 二 o.6097R +16查得： N - N min = o.2N +21Xd1 XwNm. lg.(-)( ) -1=8.067lg a -1-XdXw一N =10.68所以理论塔板数为 N=11块确定适宜的进料板位置：1xD1 -xF INm卄一lg （厂亠）（一）+2.68 lga1.1XdXfN1 叫1 =0.2N12由上式知2=3.84即第4层理论数为进料板（2 ）根据乙醇-水体系的相平衡衡数据可以查得:塔顶：XD =0.8408 tD=78.27 C塔底：xW =0.0000396tw

15、= 99.9 C塔顶和塔釜的算术平均温度：t = tD tw二78.27 99.9二89.085 C2 2查手册得：M 乙醇=0.40mpa.s在 89.085 C下,水=0.30mpa.s根据公式lg %m八.Xi lg叫得怙=100.1948 lg0.4 1.19480) lg0. = 0.317mpa.s由奥康奈尔关联式:Nt 111 _1球的实际塔板数 N T20.96 取n=21Et 0.477 2.3常压下乙醇-水气液平衡组成与温度乙醇水溶液的t-x-y图105100II III IIII IllilllfehMIl Illi III IIIBII 1111111111111111

16、11111111 IIIiiviiiiiiiiisiiiiiiaiiiiiiiiiiiiianiiiiiBiii iiiiii il9590ii ii ii iiiiimiiifl biih jiein i ii uh IIIIII I.1! Uli III IIIIII I HU 111 IIIBIII Bill lb I IIIII8580I lp 7570J. 700.10.20.30.40.50.60.70.80.91x,(y)2.3.1 .温度和压力ig(P乙醇：得:sB1652.46/kPa) =A7.33827 -t Ct 231.481625.057.33827 1t 七31.

17、48PA =10 -sB1657.46lg(ps/kpa)二 A7.07406-t Ct 227.03$.07406 学6 I水：得:= 0】上七27.03将pA, pB代入pAxa - pBxb 二 p进行试差，求的塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度:(1) 塔顶：R =1.03atm =104.339kR , Xa = x, = 0.83试差得:t, =81.63C(2) 进料板位置：Np=4精馏段实际板层数：N精=3 0.477二6.289、7101 3每层塔板压降：口 =75mmH2。工 汹 0.075kPa =0.7355kFa10.33进料板压力：PF = 104 339 7 0.7

18、355 二 109.4875kPa进料板：Pf = 109.4875kFa, Xa 二 Xf =0.1948试差得 tF =96.14 C(3)提馏段实际板层数：N提=(7-1% 477 =12.5786塔釜压力： P =109.4875 0.7355 13 = 119.049kFa塔釜：xa = xW =0.0000396, P = 119.049kFa 试差得 tW =104.55 C求得精馏段和提馏段的平均压力和温度：精馏段：丄81.63 96.140tm88.885 C2c 104.339 109.4875Pm106.913kPa2提馏段：96 14 +104 55 tm =104.5

19、5 =100.345 C2109.4875 +119.049Pm114.268kPa22.3.2 .平均摩尔计算塔顶：M VDm = 0.8408 46 (1 - 0.8408) 18 = 41.5424MLDm =0.83 46 (1 -0.83) 18 = 41.24进料板：MVFm525 46 (1 一 525) 18 =32.7M LFm = 0.1948汉 46 + (1 - 0.1948)汉 18 = 23.4544塔釜：Mvwm =0.00035 46 (1 -0.00035) 18 = 18.0098MLwm -0.0000396 46 (1 -0.000039 18=18.0

20、011精馏段平均摩尔质量:M VmMVDm MVFm 41.5424 32.7 =37.1212kg/kmolM LmM LDm M LFm 41.24 23.4544 =32.3472kg/kmol提馏段的平均摩尔质量:M VFm M VWm32.718.0098 = 25.3549kg/kmolM LmM LFm M LWm23.454418.0011二 20.7278kg/ kmol2.3.3 .平均密度1）气相平均密度的计算:?MRT精馏段平均密度计算:m-m M Vm106.913 37.1212RT8.314 (273.15 88.885)= 1.32kg/m3提馏段平均密度计算:

21、114.268 25.35498.314 (273.15 100.345)3二 0.933kg / m2）液相平均密度计算:wi=739.87kg/kmol,订=970.74kg/kmol塔顶:WaXaMa0.8408 46XaM a (1 -Xa)M b0.8408 46 (1 - 0.8408) 18 一 0.931得:?LDm畧呢0.9310.069 =752.2盹卅?a 订739.87 970.74Wb0.1948 46=719.87kg/m3% = 961.06kg/m3进料板：wA0.3820.1948 46(1 -0.1948) 18得:Lm0.380.6252.52kg/m37

22、19.87961.06= 714.87kg/m3,订=955.033kg/m3塔釜：0.0000396 46Wa0.00010.0000396 46 (1 -0.0000396)18/口13得：?LWm955.0kg/m0.0001 + 0.99993714.87955.033精馏段液相平均密度：752.21852.522-802.365kg/m3提馏段液相平均密度:，Lm852.529552二 903.76kg/m32.3.4 混合液体表面张力液体平均表面张力按下式计算：；Lm =7 Xj塔顶：匕=81.63 C,查手册得：；A =17.3mN/m,；B =62.285mN/m二LDm 二A

23、 (1=0.83 17.3 (1 0.83) 62.285 =24.95mN/m进料板：tF =96.140C ；A =16mN/m, j = 59.578mN / m；LFm =xf；a (1_xf)tb =0.1948 16 (1-0.1948) 59.578 = 51.1mN / m塔釜：tw =104.55c ,查附录：= 16mN/m,；B =59.578mN/m得：二LWm =0.0000396 15 (1-0.0000396) 57.97 = 57.97mN/m24 95+51 1 精馏段液体表面平均张力：；LmLFm = 24.95 51.1 =38.025 mN/m22提馏段

24、液体表面平均张力：匚Lm = 2-LWmLFm二51.1 刃.97 =54.535mN/m222.3.5 混合物的黏度液体平均黏度的计算按下式计算：igLm=：Z xig片塔顶：t| =81.63c ,查手册得：-0.41mpa.s，丄B = .35mpa.s得:IO 0.83lgO.49.(1 _0.83)lg0.3518=0.463mpa.s进料板：tFM =104.55C,查附录： H =0.31mpa.s,= 0.25mpa.s得：怙“。J 10 0.1948lg.31 心194825 1 = 0.261 mpa.s精馏段液体平均黏度：u0.463+0.261JLm0.362 mpa.

25、s2提馏段液体平均黏度：,0.23 0.2617m0.246mpa.s2 2.4塔径的初步设计2.4.1 .汽液相体积流率精馏段气相体积流率：V =(R 1)D =6 16.717 =100.302kmol/h液相体积流率：L=RD=5 16.717=83.585提馏段V =L -W =155.7654 -55.4634 =100.302气相体积流率：Vs 二 VM；m J。.30225.3549 =0.757m3/s3600 6m3600 0.933L = L qF =83.585 1 72.1804 二 155.7654kmol /h液相体积流率：Ls= LMLm J55.7654 20.

26、7278 =9.92 10%/s 3600 ?Lm3600 903.762.4.2 .塔径的计算由umaxC由下式计算:二 1、0.220),C20 由 smith图查取。取板间距 Ht = 0.45m，板上液层高度 h = 0.05m，贝U H T - 0 = 0.45 - 0.05 = 0.40m(1)精馏段塔径的确定：图的横坐标为土(丄严=9.36 10一(82.365)0.5二0.029乂 PV0.7841.32/、0.2查 smith 图得：C20 =0.08 C =0.08=0.09138.02520Umax =.091806.325-1.32-2.2471.32取安全系数为0.7

27、，则空塔气数为:u =0.7 2.247 =1.57则精馏塔塔径D =4V3.14 u 3.14 1.574 784 = 0.797m(2)提馏段塔径的确定:横的坐标为：芋(5s - V9.92 10903.76 =0.04080.757, 0.933查 smith 图得：C20 =0.082C = 0.08254.535 f2 20丿= 0.1002取安全系数为0.7，则空塔气速为 u =0.7 3.117 =2.182则精馏塔塔径1 4 汉 0 757D0.665mY3.147.182U max= 0.1002= 3.117903.76-0.9330.933(3)按标准塔径圆整后，D =0

28、.8m塔截面积：At = 3.14 0.8 = 0.5024m24精馏段实际空塔气速为：Vs u 二At0.784 厂1.561m s0.5024提馏段实际空塔气速为：Vs u =0.7571.507m sAt0.5024 2.5溢流装置2.5.1 .堰长 lw单溢流：lw 二 0.6 0.8 D，取 lw =0一67 0.8-0.5m2.5.2 .堰高 hw因为h二hw how ,选用平直堰，堰上液层高度(1)精馏段:how可用Francis计算，即hw二空4 E1000f23土lw-=9.36 10 鼻 3600 =3.4m3/h，Lh3.42.5lw2 50.542=15.9，0.540

29、.9-0.6 7查得 E 二 1.038，则 how = 2.8410001.0383.40.54 %二0.01005m，取板上清夜层高度 h = 0.05m，故 hw = 0.050.01005= 0.03995m(2)提馏段:匚=9.92 104 3600 = 3.57m3 / s，查得 E =1.040，则 how =(28%000 )勺.040 汇(3.5%54( = 0.0104m，取板上清液层高度 h = 0.05m，故hw =0.05-1.040 = 0.0396m2.5.3 .弓降液管的宽度和横截面积因为lw0.67，查(弓形降液管参数图)得：A- =0.055 ,也=0.11

30、5w，所以/DAtD2Af =0.055汇0.635B 0.035m Wd =0.1馆他8住9.090.10依下式验算液体在降液管中3600Af Ht停留的时间：71二Lh_3 5s精馏段：3600 0.035 0.3512.97s _ 5s3.4提馏段：3600 0.035 0.35“6 12.35sX5s3.57故降液管设计合理2.5.4 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算：h0Lh ，取u0 = 0.07m/s则3600lwU精馏段：3 4h00.025m，即 hu _ 20mm3600 0.54 0.070提馏段：3 57hc0.0262m，即 h0 - 20mm3600 0.54

31、 0.07故降液管底隙高度设计合理。 2.6塔板的分布、浮阀数目及排列2.6.1 .塔板的分块因为D = 800mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为3块。表塔板分块数塔径/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数34562.6.2 区宽度的确定溢流堰前的安定区宽度：WS二0.07m，边缘区宽度：WC二0.035m2.6.3 区面积计算一 2开孔区面积按下式计算：Ar2 . nr .斗 xx +sin 180 r 丿X = D (Wd +W4 )=0多-0035-0.07=0.2?65m r m-|-Wc囹651h5m故代=2 汉 b.2765汉 J0.4

32、152 0.2765 + 71 X 0.415 sin 02765 = 0.422m2J1800.415 y2.6.4 塔计算及其排列采用F|型重阀，重量为 33 g，孔径为39mmA. 浮阀数目一4V浮阀数目按下式计算：N1，气体通过阀孔的速度:u0 = F ，取动能因数F =11 、=则精馏段:11u 09.57 m / s，J.324 0.7842二 0.0399.57= 68.6 ： 69个：=d0 u0a aa ：1： n 7 斥7提馏段：u0 = = 11.39m / s， N n55.66 : 56 个J0.933x 0.039 1.39B. 排列C. 由于采用分块式塔板，故采用

33、等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t二75mm，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔 26个。弓形板可排阀孔 24个，所以总阀孔 数目为N =262 24 =74个。C.校核1）精馏段:4V4 疋 0 784气体通过阀空的实际速度：u0 = 4：s = 4-9 38m/s兀 d；N兀 x 0.039270实际动能因素：F0=9.38=10.78m/sN 二d：4At10000 二70 二 O.O3924 0.6359=13.140，开孔率在1000 1400 之间，且实际2）提馏段气体通过阀孔的实际速度：U0= 4Vs 二 4 0.757=9.06m/s二 dN : 0.0392 70实

34、际动能因素：F0 二 u0、.、J -9.06 一 0.933 = 8.75m/s3）开孔率动能因素F0在8 11之间，满足要求。第三章 塔板的流体力学验算9.382 1.32 3.1气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）阀片全开前：h19.9 u0.175 .19.9 9.38；.0367m 几802.365单板压降：hh hL h0h；= 19.99.060.175903.76=0.0324m,阀片全开后入=5.53 请.540.0394m2g 几2 9.81 802.365h； =5.53 亠=5.5490609330.0231m，取两者中较大者，则2g 2 9.81 903.76h； =

35、 0.0394m, h；二0.0324m 取板上液层充气因数=0.5 ，那么h|_ = $0 (hw + how )= 0.5x 0.05 = 0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算：2坊2心但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。（1 ）精馏段：hp =h；+h + ho =0.0394 + 0.025= 0.0644m（2）提馏段：hp -0.0324 0.02 0.0574m 3.2液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd二hp hw 0w 厶 g二hp hL 厲浮阀塔德液面落差不大，常可忽略不计(1 )精馏段hp =0.0644m,hL =

36、0.05m塔板上不设进口堰时hd =0.153Jw h0= 0.153/_49.36x10(0.54 x 0.025=0.000735 m0.78 0.6359 1 0.098Hd = 0.0644 0.05 0.000735 = 0.115135m取 =0.5沖(HT +6 ) = 0.5(Q.45+0t0G035)=0E45194l975m(HT(2)提馏段hp -0. 057r4hL,=0.0 5塔板上不设进口堰时：hd =0.153Ls1 wh0= 0.1539.92 10*0.54 汉 0.0262 丿、2=0.000752 mHd =0.0574 0.05 0.000752 = 0

37、.108152m取 =0.5冲(HT +hw ) = (0蜒琨(00396 0.Q45948md Y(HT +hw ) 3.3雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值:1.36LsZs,F0.78KCF A乙二D-2Wd，A = Ar-2Af(1)精馏段:0.7841.32802.365-1.321.36 10 0.8 - 2 1.0351 0.0980.6359-2 0.1035-0.541.320.784、802.365 -1.32= 0.6547 : 0.7(2 )提馏段:0.933F o.EfeiTr1.3692*9亠.1035)0485F0.4851 0.092

38、0.6359-2 0.10350.9330.757F903.76 -O.933 二 0.533 :. 0.70.78 汉 0.6359 7.092 3.4操作性能负荷图3.4.1 .气相负荷下限图(漏液线)(1)精馏段:j2530.0392 700.364m3/s41.32(2)提馏段:Vs25dN0.0392 70= 0.433m3 / s4, 0.9333.4.2 .过量液沫夹带线-0.7(1)得Vs1.32Vs： 1.36Ls 0.8 - 2 0.1035精馏段：0.7 二：802.365321 0.0920.6359-2 0.1035=-22.98Q 0.951(1)精馏段：0.006

39、100010000 933Vs1.36Ls0.8 - 2 0.1035s 903 760 933s提馏段：0.7 =9036 0.9331 沃 0.092 汉(0.6359 2 汉 0.1035)-29.44L. 1.1253.4.3 .液相负荷下限线3600Ls1 w丿2.841.038型也I 0.54 丿得：Ls = 0.000436m3/s(2)提馏段:2.84勺600Ls 2.843600 LsE=x1.04x1000Il wJ1000、0.540.006 二得：L 0.000434m3/s3.4.4 液相负荷上限线0.035 0.355=0.00245m / s3.4.5 .液泛线液

40、泛线方程： aVs2 二bcL； dL：3(1)精馏段：5Pv51.32a =1.91 102 =1.91 102 = 0.06413PlN802.36570b = Ht -1-；0 =0.5 0.350.5-1 - 0.50.03995 = 0.135050.1530.153c 2 222 - 839.51lwh00.54 汇0.0251 1d = 10 E 0.667 21 0.5 1.038 0.667 21.566lw30.5430.06413Vs2 =0.13505 839.51L2 1.566L?(2)提馏段：5 v50.933a =1.91 105 一=1.91 105厂0.04

41、024PlN2903.76 汉 702b 二 HtT- ；o 心=0.5 0.35 0.5-1 -0.5 0.0396 = 0.13540.153 _0.153lW2ho0.542 0.02622二 764.371E 0.667 21 0.51.04 0.667l 3w120.54 3二 1.5690.04024/f =0.1354-764.37L； -1.569L：3操作性能负荷图Ls/(m3/s)提镏段性能负荷图(1) 精馏段：精馏段性能负荷图由图可知，该塔的操作上 限为过量液沫夹带控制， 下限为漏液控制。由图可 读得：Vs max =1.451m3/S，Vs min=.364m3/S所以

42、，塔的操作弹性为M =1451 =3.986 2Vs min0.364(2) 提馏段：由图可知，该塔德操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得:Vs max 834m3 / s，Vs min =0.433m3/s所以，塔德操作弹性为 皂怛=18里二4.24 . 2(Vs 赢0.433第四章附属设备设计 4.1冷凝器的选择按泡点回流设计，采用25C的水作为冷却剂，逆流操作，水出口温度为40C，塔顶温度81.63 C 下，而 Q =阿十 IDMdlhD )乙醇的气化潜热：L =863KJ /kg水的气化潜热：rB = 2385KJ / kgHd -hD =863 46 0.84081 -

43、0.8408(2385) 18-0.0000396 2385 18 = 40212.53KJ. kmol故 Q =(5+1$16.717沃4021253斗3600 = 1120.05佃，又由于 Q = KAttm则tm(81.63-25) - 81.63-40I 81.63 25 In81.63-40- 2= 48.75 C 因为 K =750J/s.(m .K)” Q 1120.052所以 A1000 = 30.63mK&m750 汉 48.75冷却水的消耗量qm,cQc，Cp,厂4.17kJ/(kg.0C)Cp,c (tt1 )所以qm,cQcCpHrZZ300严Tgh采用饱和水蒸汽间接加

44、热，逆流操作，则Q MrHW -hW 4.2再沸器的选择查的塔釜温度104.55 C下，乙醇气化潜热： =775KJ / kg水气化潜热：rB =2225KJ / kgr2H访* =775 0.0000396 461-0.0000396 2225 18 = 40049.83kJ / kmolV =V = R 1 D = 100.302kmol h故 Q =100.302 40049.83- 3600 =1115.86kj s因为设备蒸汽热损失为加热蒸汽供热量的5%，所以所需蒸汽的质量流量为VQqm,h -r1115.86 3600 1 0.052225=1895.69 kg / hr _加热蒸

45、汽的冷凝潜热，kJ / kg第五章精馏塔设备设计 5.1接管5.1.1 .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：巳=73987kg / m3,巴kg/rm3进料体积流量：FM f 7218 73 453yVsf厂85201 3600 0005518m s取适宜的输送速度故03硏曲融IT8552矶/m3/73.87丿 961.06:巫亟0錘齟021mm经圆整选取热轧无缝钢管,3.14 2.611uf =2“0rm. s，故 d =二 u4Vsf规格：.：=253.5mm，实际管内流速:u4 0.0005528=i233mmss33.

46、14 000025.1.2 釜残液出料管规格：汀=253.5mm实际管内流速:Uf(1(1(293.11氏0)0182T1114nr/s釜残液的体积流量：Vsw = WM w = 55.4634 18.0011 = 0.00029m3/s 取适宜的输送速 亠955 3600度：Uf =伽浊则d店屮舞詈“皿经圆整选取热轧无缝钢管，5.1.3 .回流管回流液体积流量:LM L83.585 32.3472 = 0.00094m3/s，取适宜的回流速度802.365 3600a =i00msSE么二 U4乂i44 0000994= 世0000994(0034饷经圆整选取热轧无缝钢管，规格:.33.44

47、 0150:-38 3mm实际管内流速:Uf44咬(0000913.14 粽(0A0382=0148mf s5.1.4 .塔顶上升蒸汽管4 0.877260 5mm，实际管内流速：Usv如 J.32 41.5424 “.877m3/s取适宜的速度3600 1.325.1.5 .进气管55.60 180.933 3600门 20= 0.236m经圆整选取拉制黄铜管，规格:4 0.8772 =17.88m/ s -0.252=0.298m3, s采用直管进气，取出口气速为:u=15 m/s 则:d3.14 154 0.29 0.159m ,经圆整选取G =16 1.5mm ,实际管内流速：u 4

48、0.298 2 = 22.46m s3.14 0.013 5.2精馏塔塔体521 馏塔塔体材料的选择精馏塔塔体材料：16MnR依据：我们的操作压力是 Pc =119.049kpa，最大的操作温度为104.55C，并且所要分离的 物质是乙醇和水，对材料的腐蚀性不大，在满足条件的材料中16MnR的价格相对便宜，所以选择16MnR。5.2.2 .壁厚的计算精馏塔的内径：Di = 800mm16MnR当：在616mm的范围内时L)-170MPa，操作压力pc = 119.049kpa，设计压力为：p=1.1pc = 130.9539kpa = 0.131MPa,选取双面焊无损检测的比例为全部，所以计算

49、壁厚： JlX - p * j亠170如昇如908，圆整后取取C1 =0.6 ,C2 =1所以莓=0.347+(26 + 1 =1.947 mm后取=6mm (因为选用16MnR材料的设备最小的壁厚为6mm，即fn二6 mm523 校核求水压试验时的应力。16MnR得屈服极限；s=345Mpa ,所以0 .9s =0 . 39 4 =53 1.5MpP a二一Pt 为 Pt = P 0.1，p； -1.25P2efc* t中较大者，计算比较得:fcr J初=p 0=0.1310.1 =0.2M|MPa、e = n -C =6 -126 O4()4mr3.4mm代入得:巧 J023锐 800 咔

50、)Uq.622 43446 ： 0.9J，水压试验满足要求。 5.3封头5.3.1 .圭寸头的选型：标准的椭圆圭寸头选型依据：从工艺操作考虑，对封头形状无特殊要求。球冠形封头、平板封头都存在较大的边缘应力，且采用平板封头厚度较大，故不宜采用。理论上应对各种凸形封头进行计 算、比较后，再确定封头形状。但由定性分析可知：半球形封头受力最好，壁厚最薄，但深 度大，制造较难，中、低压小设备不宜采用；碟形封头的深度可通过过渡半径r加以调节,但由于碟形封头母线曲率不连续，存在局部应力，故受力不如椭圆形封头； 标准椭圆形封头制造比较容易，受力状况比碟形封头好，故可采用标准椭圆形封头。5.3.2 .材料：16MnR5.3.3 .封头的高DDi44-226nmm因为一L =2所以hii2h4其中Di 精馏塔的内径h封头的高直边高度为：h2 =25mm534 .封头的壁厚计算壁厚：