乙醇丙醇筛板式精馏塔的设计

1、 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 乙醇乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计丙醇二元物系筛板精馏塔设计 教教 学学 院院 化学与制药工程学院化学与制药工程学院 专业班级专业班级 学生姓名学生姓名 学生学号学生学号 指导教师指导教师 计海峰计海峰 2013年年 0606 月月 2121 日日 课程设计任务书课程设计任务书 1 1、设计题目：、设计题目：乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计 2 2、工艺操作条件、工艺操作条件 (1) 加料量为： 100kmol/h (2) 加料状态： 泡点进料 (3) 分离要求： 进 料 组 成 441 . 0 x f 馏

2、出液组成 xd=0.941 釜 液 组 成 xw=0.031 （以上均为摩尔分率） 加料热状况 q=1.0 (4) 操作压力： 常压（绝压） ，单板压降0.7kpaatmp1 (5) 回流比： m i n (1. 12. 0)rr 3 3、设计任务：、设计任务： （1） 完成该精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设 计计算。 （2） 画出带控制点的工艺流程图(2 号图纸)、精馏塔工艺条件图(2 号图 纸)。 （3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。 目目 录录 摘摘 要要.1 1 绪绪 论论.2 2 1.1.精馏塔概述精馏塔概述.2 2 2.2.仪器的使用仪

3、器的使用.3 3 第第 1 1 章章 设设 计计 方方 案案.4 4 1.11.1 装置流程的确定装置流程的确定.4 1.21.2 操作压力的选择操作压力的选择.4 1.31.3 进料状况的选择进料状况的选择.4 1.41.4 加热方式的选择加热方式的选择.4 1.51.5 回流比的选择回流比的选择.5 第第 2 2 章章 工工 艺艺 计计 算算 .6 6 2.12.1 物料衡算物料衡算.6 2.1.12.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.6 2.1.22.1.2 物料衡算原料处理量物料衡算原料处理量.6 2.1.32.1.3 平均相对挥发度平均

4、相对挥发度.7 2.1.42.1.4 回流比的确定回流比的确定.7 2.22.2 热量衡算热量衡算.8 2.2.12.2.1 加热介质的选择加热介质的选择.8 2.2.22.2.2 冷却剂的选择冷却剂的选择.8 2.2.32.2.3 比热容及汽化潜热的计算比热容及汽化潜热的计算.8 2.2.42.2.4 热量衡算热量衡算.8 2.32.3 理论塔板数的计算理论塔板数的计算.9 2.3.12.3.1 精馏塔的气、液相负荷精馏塔的气、液相负荷. .9 2.3.22.3.2 求操作线方程求操作线方程. .9 2.3.32.3.3 用逐板法计算理论层板数用逐板法计算理论层板数.10 第第 3 3 章章

5、 板式塔主要工艺尺寸的计算板式塔主要工艺尺寸的计算.13.13 3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算.13 3.1.13.1.1 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 .13 3.1.23.1.2 平均密度计算平均密度计算 .14 3.1.33.1.3 液相表面张力计算液相表面张力计算.15 3.1.43.1.4 精馏塔负荷计算精馏塔负荷计算.16 3.23.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.17.17 3.2.1.3.2.1.塔径的计算塔径的计算.16 3.2.2.3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算.17 3.3.3.3.塔板的

6、工艺尺寸计算塔板的工艺尺寸计算.18 3.3.1.3.3.1.溢流装置计算溢流装置计算.18 3.3.2.3.3.2.塔板布置塔板布置.20 3.4.3.4.筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算.21 3.4.1.3.4.1.塔板压降塔板压降.21 3.4.2.3.4.2.液面落差液面落差.22 3.4.3.3.4.3.液沫夹带液沫夹带.22 3.4.4.3.4.4.漏液漏液.23 3.4.5.3.4.5.液泛液泛.23 3.5.3.5.塔板负荷性能图塔板负荷性能图.24 3.5.1.3.5.1.漏液线漏液线.24 3.5.2.3.5.2.液沫夹带线液沫夹带线.24 3.5.3.3.5.3.液

7、相负荷下限液相负荷下限.25 3.5.4.3.5.4.液相负荷上限液相负荷上限.26 3.5.5.3.5.5.液泛线液泛线.26 3.5.6.3.5.6.负荷性能图及操作弹性负荷性能图及操作弹性.27 3.63.6 塔总体高度计算塔总体高度计算.28 3.6.13.6.1 塔体结构塔体结构.28 3.6.23.6.2 塔总体高度计算塔总体高度计算.29 第第 4 4 章章 辅助设备及选型辅助设备及选型.3131 4.14.1 精馏塔的附属设备精馏塔的附属设备 .31 4.24.2 精馏塔的接管精馏塔的接管 .31 本章符号说明本章符号说明 英文字母英文字母.3434 筛板塔的工艺设计计算结果汇

8、总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表. .3.36 6参考文献参考文献. . .3737 结束语结束语.3 38 8 摘摘 要要 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汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的 方法。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。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。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

9、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的采用。 精馏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 xf=0.441 xd=0.941 xw=0.031 实际塔板数精馏段 13 块，提馏段 15 块。工艺参数的选定泡点进 料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的计计算塔高为21.96m,筛孔数目为 5435 个，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，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合 理的，各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：乙醇；丙醇；精

10、馏段；提馏段；筛板塔。 pick to chemical production often need a liquid mixture separation in order to achieve the purpose of purification and recycling useful components, distillation is the use of liquid mixture volatility of each component in different and with the aid of multiple sections vaporization and c

11、ondensation achieve weight method of separation of components. distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, light industry and other industrial production in occupies an important position. therefore, master gas- liquid balance relationship, familiar with all kinds of to

12、wer operation characteristics, the selection, design and analysis of the various parameters is very important in the process of separation. tower equipment is chemical, oil refining, production in one of the most important types of devices. the design of the sieve plate tower is the main gas liquid

13、mass transfer in chemical production equipment. this design according to the binary system of distillation problem analysis, selection, calculation, accounting, drawing, etc., is a complete distillation design process, the design method is widely adopted by the engineering technical personnel. disti

14、llation design including the selection of design scheme, main equipment of the process design and calculation, material balance = 0.441 xd = 0.941 xf xw = 0.031 the actual number plate rectifying section 13 pieces, stripping section 15 pieces. process parameters selected bubble point feeding and bub

15、ble point back. equipment structure design and process dimension meter calculation height is 21.96 m, mesh number is 5435, auxiliary equipment selection, process flow diagram, figure, etc. the process conditions of the main equipment through the operation of rectification tower, distillation column

16、can be drawn from a variety of design such as tower of the technological process, production operating conditions and physical parameters are reasonable, various over size is reasonable, to ensure the smooth progress of distillation process and efficiency as much as possible. key words: ethanol; pro

17、pyl alcohol; rectifying section; stripping section; the sieve plate tower. 绪绪 论论 1.1.精馏塔概述精馏塔概述 精馏塔（fractionating column）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。 关于各种类型塔板的介绍 主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；网孔塔板； 垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区

18、别于其它塔板的主要结构 特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液 泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据 气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高， 降低了压降。 筛孔塔板筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的， 目前已成为应用最为广泛的一种板型。 舌形塔板舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平， 产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌

19、孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动， 降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下 缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向 的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔， 并在塔板入口处设置鼓泡

20、促进装置。 无溢流塔板无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结 构简单，造价低廉。 2.2.仪器的选用仪器的选用 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。 它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔 径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、 易结焦的物系） 。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体 分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件

21、下生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%， 而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的 操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带 固体粒子的料液。 第第 1 1 章章 设设 计计 方方 案案 1.11.1 装置流程的确定装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产品冷 却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产 能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应 性强等优点，适

22、合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷 凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应 考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将 原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料， 以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷 凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高， 无需进一步冷却，此次

23、分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。 1.21.2 操作压力的选择操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性 物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系， 都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下 馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下 呈气态的物系必须采用加压蒸馏。乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压 下操作就可以。 1.31.3

24、 进料状况的选择进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离 有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合 考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的 摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。 1.41.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重 组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理 论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化

25、。上升蒸汽回流下来的 冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增 加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.51.5 回流比的选择回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优 点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理 或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在 这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设 计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比

26、为最小回流比的 2.0 倍。 第第 2 2 章章 工工 艺艺 计计 算算 2.12.1 物料衡算物料衡算 已知 f=100kmol/h, xf=0.441, xd=0.941, xw=0.031 乙醇的摩尔质量 46/ a mkgkm ol 丙醇的摩尔质量 60/ b mkgm ol 2.1.12.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 _ _ _ x153. 826/ 146. 826/ 159. 566/ ffafb ddadb wwawb mmxmkgkm ol mxmxmkgkm ol mxmxmckgkm ol 2.1.22.1.2 物料衡算

27、原料处理量物料衡算原料处理量 原料液 ：100/fkm olh 总物料流量衡算：fdw 易挥发组分： fdw fxdxw x 联立求解得 ： 0.941-0.441 10054.95/ 0.941-0.031 df dw xx wfkm olh xx 100-54.95=45.05/dfwkm olh 表表 2 21 1 物料衡算结果表物料衡算结果表 温度（露点）-气相组成关系式： (1) 0 00 b a ab pp x pp 温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）： 进料塔顶出料塔底出料 平均摩尔质量 /(kg/kmol) 53.83 46.8359.57 摩尔分数/ % 0.4410.94

28、10.031 摩尔流量/(kmol/h) 10045.0554.95 乙醇： (2) 1652. 05 l g7. 33827 231. 48 a p t 丙醇： (3) 1375. 14 l g6. 74414 193. 0 b p t 各层塔板压力计算公式： (4)1 aaba ppxpx 塔顶：已知乙醇的气相组成 y 为产品组成 0.941，操作压力为常压，则通过联立（1） 、 （2） 、(3)可求得操作温度及组分饱和蒸汽压； 塔底：已知乙醇组成 0.031，操作压力经初步计算为。通过联立（2） 、 （3） 、(4)并进行迭 代可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压。 （计算过程使用 exce

29、l 软件进行迭代计算） 结果如下： 塔顶： kpa 79. 22 d t 104. 954kpa a p 49. 317 b p 塔底： 96. 35 w t 199. 067kpa a p 98. 175kpa b p 进料： kpa 86. 48 f t 138. 038 a ppa66. 618 b pk 2.1.32.1.3 平均相对挥发度平均相对挥发度 ，根据上文求出的数据可得： a b p p 塔顶： 2. 128 d 塔底： 2. 028 w 进料板： 2. 070 f 平均相对挥发度： 3 2. 075 dwf 2.1.42.1.4 回流比的确定回流比的确定 最小回流比 (5)

30、 m i n dq qq xy r yx 因为 q=1 (6) 11 fqx yx qq (7) e 2. 075 11. 07511 ff ff xx y xx （6） ， （7）联立得： 0. 441 f x 0. 6208 f y 代入式（5）可以求得： m i n 0. 9410. 6208 1. 781 0. 62080. 441 r 取操作回流比 m i n 23.562rr 2.22.2 热量衡算热量衡算 2.2.12.2.1 加热介质的选择加热介质的选择 常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽 冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确

31、地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟 道气温可达 1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温 度控制困难。本设计采用 300kpa(温度 133.3)的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、 清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。 2.2.22.2.2 冷却剂的选择冷却剂的选择 常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。本设计建厂吉林地区，吉林夏季最 热月份日平均气温为 25。故选用 25的冷凝水，选温升 10，即冷却水的出口温度为 35。 2.2.32.2.3 比热容及汽化潜热的计算比热容及汽化潜热的计算 乙醇丙醇比热容及汽化潜热与温度关

32、系表乙醇丙醇比热容及汽化潜热与温度关系表 温度60708090100 汽化热879.17859.32828.05815.79792.52乙醇 比热容2.762.883.013.143.29 汽化热757.6741.78725.34708.20690.30丙醇 比热容2.692.792.892.922.96 (1)(1)、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算）、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算） 塔顶温度 td 下的比热容（79.22） 求得 cpd =2.999kj/(kg.k)=137.954kj/kmol.k 80708079.22 3. 012. 883. 01pc乙醇 同理求得

33、 cpd=172.93kj/kmol.k kj/kmol.k-p=c-.pdcdp乙醇dx+c（1 x）=137. 9540. 941+172. 930. 059=14002 同理分别求得进料温度 tf=86.48 cp 乙醇=142.34kj/kmol.k cp 丙醇=177.23kj/kmol.k = (1)=0. 4954 22 wfwf ab xxxx m pas l2 塔底温度 tw=96.35 cp 乙醇=148.24kj/kmol.k cp 丙醇=183.21kj/kmol.k =182. 126kj/ km olkpwc (2)(2)、汽化潜热的计算（方法与次热熔的算法相同）、

34、汽化潜热的计算（方法与次热熔的算法相同） 乙醇 丙醇 79. 22 =830. 489/g =726. 622kj/ kg dt rkjk r 乙醇 丙醇 86. 48 =807. 787/g =714. 687kj/ kg ft rkjk r 乙醇 丙醇 96. 35 =776. 924/g =698. 461kj/ kg wt rkjk r 2.2.42.2.4 热量衡算热量衡算 0时塔顶上升的热量：qv，塔顶以 0为基准 （）(1)205. 518/,160. 468 m ol / hvrdkm olh lr dk 205. 518(139. 76979. 22819. 13846)10

35、019587. 85vpd ddvdqvc tvr m 回流液的热量：qr ,td=79.22 此温度下 qr=l tr=160.468x139.769x79.22=1776781.9kj/h 139. 769/.prckjkm ol k prc 塔顶流出液的热量： 因为塔顶流出液与回流液组成相同 dq =139.769 kj/h pdc 45. 05 139. 769 79. 22498816. 1/(h tm l t ransl at i on f ai l ed)dpd dqdc txxkjh 进料的热量：qf 100 157. 5 86. 481362060/fpf fqfc txxk

36、jh 塔底残液的热量： wq 54. 95 182. 126 96. 35964963. 3/wpw wqw c txxkjh 冷凝器消耗的热量： cq 10019587. 851776781. 9498816. 17743989. 9/cvrdqqqqkjh 再沸器提供的热量： （全塔范围内列衡算式）塔釜热损失为 10%，则=0.1 bqq损bq bfcwdqqqqqq损 再沸器的实际热负荷： 0. 97743989. 9964963. 3498816. 113620607845709. 3/bcwdfqqqqqkjh 计算得 qb=7845709.3 热量衡算计算结果： 项目进料冷凝器塔顶

37、溜出液塔底残液再沸器 平均比热容 kj/kmol.k 157.5_139.769182.126_ 热量 q/(kj/h) 13620607743989. 9498816. 1964963. 38717454 .8 2.32.3 理论塔板数的计算理论塔板数的计算 2.3.12.3.1 精馏塔的气、液相负荷精馏塔的气、液相负荷 3. 56245. 05160. 468/ (1)(3. 5621)45. 05205. 518/ 260. 468/ (1)205. 518/ lr dkm olh vrdkm olh llqfkm olh vvqfkm olh 2.3.22.3.2 求操作线方程求操作线

38、方程 精馏段操作线方程 ，代入数据得： 1 11 d r yxx rr （8） 0. 78080. 2063yx 精馏段操作线方程 ， （） ，代入数据得： 11 w r yxx rr v r w （9） 1. 2674 -0. 0083yx =2.073，则相平衡方程为 （10） 2. 075 (1)2. 0751. 07511. 075 nnn nn nnn yyx x yyx 或y 2.3.32.3.3 用逐板法计算理论层板数用逐板法计算理论层板数 联立（8） 、 （9） 、 （10） yn-1 xn-1 yn xn yn+1 xn+1 在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算

39、，运用操作线方程 表表 2-22-2 塔板物料数据塔板物料数据 层数y 值x 值备注 10.9410.8848 塔顶 20.89720.8079 30.83710.7123 40.76250.6074 50.68060.5066 60.60190.4215 进料板 70.52590.3484 80.43330.2693 90.3330.1939 100.23740.1305 110.15710.0824 120.09610.0487 底层塔板 130.05340.0265 塔釜 （4） 实际板层数的求取 表表 2-32-3 乙醇、正丙醇黏度表乙醇、正丙醇黏度表 t/ 物质 6080100 乙醇

40、0.6010.4950.361 正丙醇0.8990.6190.444 精馏段平均温度 t1=82.85 sa a mpa4756. 0 361. 0 85.82100 495. 0361 . 0 80100 sb b mpa5941 . 0 444 . 0 85.82-100 619 . 0 -444 . 0 80-100 提馏段平均温度 t1=91.42 smpa b 5191 . 0 444. 0 42.91100 619 . 0 -444 . 0 80-100 s a a mpa4185 . 0 361. 0 42.91100 495 . 0 361 . 0 80100 精馏段粘度： s

41、mpa xxxxfdfd l a5122 . 0 ) 2 1 ( 2 1 提馏段粘度： smpa xxxxfwfw l a4954. 0) 2 1 ( 2 2 板效率： 精馏段： 2. 099 0.5122 0. 245 0. 245 0. 490. 492. 0990. 4814 r e l1 提馏段： 2. 042 0.4954 0. 245 0. 245 0. 490. 492. 0420. 4886 r e l2 精馏段实际板层数 ： 1346.12 4814 . 0 6r rn n n精 提馏段实际板层数 ： 1532.14 4886 . 0 7 r e n n r 提 全塔所需总板

42、数： (不包括塔底再沸器)块 提精281513pnnnpp 全塔效率： r 131 100%42.86% 28 r p n e n 加料板位置在 6 13.99 0. 4286 块板处 第第 3 3 章章 板板式式塔塔主主要要工工艺艺尺尺寸寸的的计计算算 3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 乙醇和丙醇物性数据乙醇和丙醇物性数据 表表 3-13-1 液相密度液相密度 温度 t, 708090100110 a,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3 b,kg/m3759.6748.7737.5726.1714.2 表表 3-23-2 液体的表面

43、张力液体的表面张力 温度 t, 6080100 a,mn/m20.2518.2816.29 b,mn/m21.2719.4017.50 表表 3-33-3 液体的粘度液体的粘度 ll 温度 t, 6080100 la mpa0.8990.6190.444 lb mpa0.6010.4950.361 3.1.13.1.1 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶 x0. 941 d 0. 9706 d y 146. 41k/ vd mdadb my mymgkm ol 146. 82/ ld mdadb mx mxmkgkm ol 进料板 0. 441 f x 0. 6207 f y 151. 3

44、1k/ vfmfafb my mymgkm ol 153. 82/ lfmfafb mx mxmkgkm ol 塔釜 0. 031 w x 0. 0622 w y 159. 12k/ vw mwawb my mymgkm ol 159. 56/ lw mwawb mx mxmkgkm ol 精馏段 1 0. 548. 86/ vmvd mvfm mmmkgkm ol 1 0. 550. 32/ lmld mlfm mmmkgkm ol 提馏段 2 0. 555. 21/ vmvd mvfm mmmkgkm ol 2 0. 556. 69/ lmld mlfm mmmkgkm ol 3.1.23

45、.1.2 平均密度计算平均密度计算： 液相平均密度 塔顶 ，通过内差法： 79. 22 d t 3 3 3 80708079. 22 =743. 2/ 742. 3754. 2742. 3 80708079. 22 =749. 5/ 748. 7759. 6748. 7 10. 94110. 941 744. 2/ 743. 79749. 94 ad ad bd bd d d kgm kgm kgm 进料板 86. 48 f t 3 3 3 1009010086. 48 =734. 57/ 717. 4730. 1717. 4 1009010086. 48 =741. 51/ 726. 173

46、7. 5726. 1 10. 44110. 441 731. 9/ 727. 71735. 36 af af bf bf f f kgm kgm kgm 进料板 96. 35 w t 3 aw aw 3 bw bw 3 f w 1009010096. 35 =722. 0kg / m 717. 4730. 1717. 4 1009010096. 35 =730. 3kg / m 726. 1737. 5726. 1 10. 03110. 031 729. 2kg / m 721. 14729. 46 精馏段液相平均密度 lm 1ld mlfm () / 2738 3 kg / m 提馏段液相平

47、均密度 1 () / 2730. 6 lmld mlfm 3 /kgm 气相平均密度 塔顶压强： 100kpap d 精馏段： 1000. 719106. 3kpap f 100106. 3 103. 15 2 mpkpa 提镏段： 1000. 7(2813)110. 5kpa w p 106. 3110. 5 108. 4 2 mpkpa 有理想状态方程计算，即 31 1 103. 1548. 86 1. 703/ 8. 314(82. 85273. 15) mvm vm m p m kgm r t 3 /107 . 2 )15.273415.91(314 . 8 12.59 4 . 108

48、1m 2mkg rt m m vm vm 3.1.33.1.3 液相表面张力计算液相表面张力计算 塔顶,用内差法有： 79.22 d t 80608079.22 =18. 35/ 18. 2820. 2518. 28 80608079.22 =19. 47/ 19. 4021. 2719. 40 (1)18. 42/ ad ad bd bd ld maadabd m nm m nm xxm nm 进料板 : 86.48 f t 1008010086.48 17. 63/ 16. 2918. 2816. 29 1008010086.48 18. 78/ 17. 5019. 4017. 50 (1

49、)18. 27/ af af bd bd lfmaafabf m nm m nm xxm nm 进料板 : 96.35 w t 1008010096.35 16. 65/ 16. 2918. 2816. 29 1008010096.35 16.20/ 17. 5010. 4017. 50 (1)16.21/ aw aw bw bw lw maawabw m nm m nm xxm nm 精馏段平均表面张力 mnlm/m345.18 2 27.1842.18 1 提馏段平均表面张力 mnlm/m24.17 2 )21.1627.18( 2 3.1.43.1.4 精馏塔负荷计算精馏塔负荷计算 摩尔

50、流量 精馏段液相流量: 1 31 1 1 31 1 1 3 (1)4.56245.05205.518/ .48. 86 1. 64/ 360036001. 703 3.562.160.468/ 160.46850.32 0. 0031/ 36003600738 11. 16/ h vm s m lm s lm vrdkm olh vm vms v lr dkm olh lm lms lmh 提馏段液相流量: h2 3vm 2 s2 m 2 3lm 2 s2 lm 2 3 llqf260. 468 km ol / h vv(q1)f205. 518km ol / h vm55. 21 v1. 4

51、9m / s 3600 v36002. 107 lm l0. 0056m / s 36003600730. 6 l20. 16m / h 3.23.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.2.1.3.2.1.塔径的计算塔径的计算 1/ 21/ 2 0. 00313600738 ()()0. 0393 1. 6436001. 703 hl h l vv 取板间距 ht=0.40m, 板上液层高度 hl=0.05m, 则 0. 40. 050. 35 tl hhm 查史密斯关联图得 c20=0.076 0. 20. 2 20 18. 345 ()0. 076 ()0. 0746

52、2020 l cc lv v m ax 7381. 703 uc0. 07461. 54m/ s 1. 703 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 m ax 0. 70. 71. 541. 078/uums 441. 64 1. 39 3. 141. 078 s v dm u 按标准塔径圆整后 d=1.4m 。 精馏段塔截面积为 222 (1. 4)1. 54 44 t adm 实际空塔气速为 1.065m/s 提镏段： 1/ 21/ 2 20. 16730. 6 ()()0. 07 1. 493600 2. 107 hl h l vv 取板间距 ht=0.40m, 板上液层高度 hl=0.0

53、5m, 则 0. 40. 050. 35 tl hhm 查史密斯关联图得 c20=0.076 0. 20. 2 20 17. 24 ()0. 076 ()0. 0737 2020 l cc m ax 730. 62. 107 0. 07371. 37/ 2. 107 lv v ucms 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 m ax 0. 70. 71. 370. 959/uums 441. 49 1. 40 3. 140. 959 s v dm u 按标准塔径圆整后 d=1.4m 。 精馏段塔截面积为 222 (1. 4)1. 54 44 t adm 实际空塔气速为 0.96m/s 3.2.2

54、.3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 (1)(131)0. 44. 8 t znhm精精 提馏段有效高度为 (1)(151)0. 46. 4 t znhm提提 在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.8 米 故精馏塔的有效高度为0. 812zzzm 精提 3.3.3.3.塔板的工艺尺寸计算塔板的工艺尺寸计算 3.3.1.3.3.1.溢流装置计算溢流装置计算 塔径 d=1.4 米可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 （1）堰长 lw 5 0. 70. 71. 40. 98 w ldm （2）溢流堰高度 hw 由 hw=hl-how ,选用平直堰，堰上液层高度

55、 由弗朗西斯公式计算， 2/ 3 2. 84 () 1000 h o w w l he l 近似取 e=1 则 则 2/ 3 2. 840. 00313600 1()0. 014 10000. 98 o w hm 取板上清液层高度 hl=50mm , 故 hw=hl-how=0.05-0.014=0.036m 同理：提镏段 （1）堰长 lw 5 0. 70. 71. 40. 98 w ldm （2）溢流堰高度 hw 由 hw=hl-how ,选用平直堰，堰上液层高度 由弗朗西斯公式计算， 2/ 3 2. 84 () 1000 h o w w l he l 近似取 e=1 则 则 2/ 3 2.

56、 840. 0563600 1()0. 021 10000. 98 o w hm 取板上清液层高度 hl=50mm , 故 hw=hl-how=0.05-0.021=0.029m （3）弓形降液管宽度 和截面积 d w f a 由 /0. 7 w ld 0. 076 f t a a 0. 14 dw d 故 2 222 0. 0760. 0761. 540. 1170 =1. 5381. 54 4 ft t aam admm 0. 140. 141. 40. 196 d wdm 依式 验算液体在降液管中的停留时间, (35) ft a h ls 36000. 11700. 4 =15. 095

57、 0. 0031 ft h a h ss l （符合要求） 36000. 11700. 4 =8. 365 0. 0056 ft h a h ss l （符合要求） 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度 h0 0 , 0w ls h l u 取 u0=0.1 m/s 则 0 0 0. 0031 0. 0316 0. 980. 13600w ls hm l u 同理：提镏段 =0.0571m 0 h 3.3.2.3.3.2.塔板布置塔板布置 （1）塔的分块 因，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 4 块 1400800dm mm m 表 3-4 塔径,mm 800120 0 14001600

58、1800200 0 22002400 塔板分块 数 3456 (2)边缘区宽度确定 ，wc=0.04m s 0. 07 s wwm （3）开孔区面积计算 2 22 2 (si n) 180 a rx axrxarc r 1. 4 ()(0. 1960. 07)0. 434 22 ds d xwwm 1. 4 0. 040. 66 22 c d rwm 故 2 22 2 222 2 (si n) 180 0. 660. 434 2(0. 4340. 660. 434 )si n1. 056 1800. 66 a rx axrxarc r arcm （3）筛孔计算及其排列 本设计选用碳钢板，取筛孔

59、直径 3m m0 5dm m 取空中心 t 为 0 33515tdm m 筛孔数目 22 1. 1581. 1581. 056 5435 0. 015 a a n t 个 开孔率为 22 0. 005 0. 907 ()0. 907()10. 1% 0. 015 o d t 气体通过筛孔的气速 0 0 1. 64 15.37/ 0. 1011. 056 s v ums a 同理提镏段： 0 0 1. 49 13.97/ 0. 1011. 056 s v ums a 3.4.3.4.筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 3.4.1.3.4.1.塔板压降塔板压降 （1）干板阻力计算 c h 筛板开

60、孔率% ， 干板阻力由式计算 15 c h 20 0 0. 051 () () v c l u h c 由，查干筛孔的流量系数图得 0 /5 / 31. 67d 0 0. 793c 故 2 15.371. 703 0. 051()()0. 0441 0. 794738 c hm液柱 同理提镏段： 2 13.972. 107 0. 051()()0. 0455 0. 794730.6 c hm液柱 （2）气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力可由式 ： 计算 l h ll hh 1. 54 1. 0822/ 1. 54-0. 1169 s a tf v ums aa 11 22 0