乙醇水混合液浮阀呢式精馏塔设计

1、惠州学院化学工程系 07 化工（2）班1惠州学院 课课 程程 设设 计计课程设计名称课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 乙醇-水混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 廖银波 学学 号号 070602211 专专 业业 化学工程与工艺 班班 级级 07 化工（2） 指导教师指导教师 金真 提交日期提交日期 2010-12-30 惠州学院化学工程系 07 化工（2）班2任务书（一）（一） 设计题目：乙醇设计题目：乙醇- -水混合液浮阀式精馏塔设计水混合液浮阀式精馏塔设计 年处理量 120000 吨料液初温：25料液浓度：50%(质量分率)塔顶产品浓度大于：95% (质量分率)塔

2、底釜液含量小于 0.3% 至 1%(质量分率)每天实际生产天数：310 天冷却水温度：25设备型式：浮阀塔（f1 型）（二）（二） 操作条件操作条件（1） 操作压力：常压（2） 进料热状态：自选（3） 回流比：自选（4） 塔底加热：间接蒸汽加热（5） 单板压降0.7 kpa（三）设计内容设计内容 1 设计说明书的内容（1） 精馏塔的物料衡算；（2） 塔板数的确定；（3） 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；（4） 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；（5） 塔板主要工艺尺寸的计算；（6） 塔板的流体力学验算；（7） 塔板的负荷性能图；（8） 塔顶全凝器设计计算：热负荷， 载热体用量， 选型（9） 精馏

3、塔接管尺寸计算；（10）对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求：（1）确定精馏装置流程，会出流程示意图； （2）绘制精馏塔装置图（3）相关图表（四）（四） 参考资料参考资料1. 性数据的计算与图表2. 化工工艺设计手册3. 化工过程及设备设计4. 化学工程手册5. 化工原理 惠州学院化学工程系 07 化工（2）班3目目 录录任务书.2目 录.3前 言.51设计简介.52设备选型.53工艺流程确定.74. 设计方案 .8一设备工艺条件的计算.101. 精馏塔物料衡算 .101.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率.101.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.101.3 物料衡

4、算.102. 物性参数 .122.1 平均摩尔质量.122.2 密度.132.3 混合物粘度.142.4 表面张力.142.5 相对挥发度.143. 理论塔板数的确定 .153.1 回流比.153.2 操作线方程.153.3 理论塔板数的确定.164. 塔结构的计算 .184.1 塔径的计算.185. 塔主要工艺尺寸的计算 .205.1 溢流装置的计算.205.2 塔板的布置.22二塔板的流体力学计算.241塔板压降.242液泛计算.263漏液.274液沫夹带量的计算.275板负荷性能图.295.1 雾沫夹带线.295.2 液泛线.305.3 液相负荷上限.315.4 漏液线.315.5 液相

5、负荷下限线.31惠州学院化学工程系 07 化工（2）班4三塔附件及塔高的计算.331进料管.332回流管.333.塔釜出料管.334.塔顶蒸气出料管.335.塔釜进气管.346.冷凝器的选择.347再沸器的选择.348塔高.35四.主设备图.36五流程图.38六计算结果总汇.39七符号说明.40八参考文献.41 惠州学院化学工程系 07 化工（2）班5前前 言言1 1设计简介设计简介（1）设计内容蒸馏是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。精馏操作按不同方法进行分类。根据操作方式，可分为连续精馏和间歇精馏。本设计主要研究连续精馏。塔设备是炼油、石油化工

6、、精细化工、生物化工、食品、医药及环保部门等生产过程中广泛采用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，液体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，气液两相成错流流动，进行传质与传热，但对整个板来说，两相基本上成逆流流动。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作条件下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接

7、触逆流操作。板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较高，本设计目的是分离乙醇-水混合液，处理量大；尽管塔板的流动阻力大，塔板效率不及高效填料塔高，但板式塔的效率稳定，造价低，检修、清理方便，故选板式塔。 （2）设计任务 年产量：120000 吨，液料初温 25c，液料浓度为 50%，塔顶产品浓度为 95%，塔底釜液含苯量小于 1%，每年实际生产 310 天，冷却水温为 252 2设备选型设备选型板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813 年)、筛板塔(1832 年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出惠州学院化学工程系 07 化工（2）班6现了大批新型塔板，

8、如 s 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。（1） 泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为80mm、100mm、150mm 三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于 1000mm，选用80mm 的泡罩；塔径大于 2000mm 的，150mm

9、选用的泡罩。泡罩塔板的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代。在设计中除特殊需要（如分离粘度大、易结焦等物系）外一般不宜选用。（2）筛孔塔板筛孔塔板简称筛板，机构特点为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（孔径为 38mm）和打孔筛板（孔径为 1025mm）两类。工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦等物系）。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

10、体分散均匀，传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可是筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。（3） 浮阀塔板 浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔惠州学院化学工程系 07 化工（2）班7板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有 f1 型、v4

11、型及 t 型等，其中以 f1 行浮阀应用最为普遍。对比其他塔板，具有以下优点：（1）生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故生产能力比泡罩塔的答 20%40%，而与筛板塔相近。（2）操作弹性大。由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔的都宽。（3）塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气液接触时间较长而雾沫夹带量小，板效率较高。（4）塔板压降及液面落差较小。因为汽液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压降及板上的液面落差都比泡罩塔板的小。（5）塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60%80%，而为筛板塔的 1

12、20%130%。3 3工艺流程确定工艺流程确定（1）加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费。担由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便；如采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理复杂，且设备操作费用高。本设计才用泵加料。（2）进料热状况 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，省加热费用。但冷液进料受环境影响较大。采用泡点进料，不仅对稳定塔操作较为方便，且不

13、易受环境温度影响。综合考虑，本设计采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提镏段上升蒸气的惠州学院化学工程系 07 化工（2）班8摩尔流量相等，故精馏段和提镏段塔径基本相等，制造上较为方便。（3）塔顶冷凝方式塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。乙醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器。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。本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器原理。因本设计冷凝与被冷凝流体温差不大，所以选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于即使排出冷凝液。（4）回流方式回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔径，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流

14、冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制比较难。如果需要较高的塔处理量或塔板较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装。且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸气采用冷凝冷却器以冷回流流入塔中。由于本设计是小型塔，故采用重力回流。（5）加热方式加热方式分为直接蒸气和间接蒸气加热。直接蒸气加热是用蒸气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，塔底蒸气对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸气加热通过加热器使釜液部分汽化。上升蒸气与回流下来的冷液进行传质。其优点是使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，缺点是

15、增加加热装置。本设计采用间接蒸气加热。（6）操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力不太低时，对设备的要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压蒸馏。当常压下无法完成操作时，则采用加压或减压蒸馏。对苯-甲苯系统在常压下挥发度相差较大，容易分离，故本设计采用常压蒸馏。惠州学院化学工程系 07 化工（2）班94.4. 设计方案设计方案本设计任务为分离乙醇-水的混合物，应采用连续精馏流程，在常压下进行精馏，泡点进料，通过泵将原料液通过原料预热器加热至泡

16、点后送入精馏塔内，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝器在泡点下一部份回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。以下是浮阀精馏塔工艺简图惠州学院化学工程系 07 化工（2）班10一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算1.1. 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算1.11.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 ma=78.11kg/kmol水的摩尔质量 mb=18.02kg/kmol281. 002.185 . 007.465 . 007.465 . 0fx881. 002

17、.1805. 007.4695. 007.46/95. 0dx00394. 002.1899. 007.4601. 007.46/01. 0wx1.21.2 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kmolkgmf87.2502.18)281. 01 (07.46281. 0kmolkgmd67.4202.18)881. 01 (07.46881. 0kmolkgmw11.1802.18)00394. 01 (07.4600394. 0惠州学院化学工程系 07 化工（2）班111.3 物料衡算物料衡算原料处理量 f=(1200001000)/(3102425.8

18、7)=632.46kmol/h总物料衡算 d+w=623.46苯物料衡算 623.460.281=0.881d+0.00394w联立解得 d=196.94kmol/h w=426.52kmol/h 乙醇乙醇- -水水 t-x-yt-x-y 图图乙醇摩尔数(%)乙醇摩尔数(%)温度 t/液相(x)气相(y)温度 t/液相(x)气相(y)100008227.356.4499.90.0040.05381.532.7358.2699.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.

19、9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.9695.81.6116.3478.75 72.3676.9391.31.4629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.9478.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41利用表中的数据用内插值法可求得 , , ftdtwt：根据示差

20、法，则有ft 0 .825 .810 .82273. 03273. 0273. 0281. 0ft解得 81.93ft惠州学院化学工程系 07 化工（2）班12：根据示差法，则有dt2 .7815.782 .788597. 08941. 08597. 0881. 0dt解得 78.17dt:根据示差法,则有wt8 .991008 .9904. 0004. 000394. 0wt解得 99.98wt：根据以上所求的、，则有_tftdtwt精馏段的平均温度：ctttdf0_105.80217.7893.812提馏段的平均温度：ctttwf0_296.90298.9993.812同理可得： 511.

21、 01x 666. 01y_1t： 0206. 01x 308. 01y_2t2.2. 物性参数物性参数2.12.1 平均摩尔质量平均摩尔质量 精馏段：kmolkgmxmxml/35.3202.18)511. 01 (07.46511. 0)1 (2111_1kmolkgmymymv/70.3602.18)666. 01 (07.46666. 0)1 (2111_1 提馏段惠州学院化学工程系 07 化工（2）班13kmolkgmxmxml/60.1802.18)0206. 01 (07.460206. 0)1 (2212_2kmolkgmymymv/66.2602.18)308. 01 (07

22、.46308. 0)1 (2212_22.22.2 密度密度已知混合液体密度： （为质量分率）bbaalaa1a混合气体密度： （为平均相对分子质量）rtmpvmv_m 精馏段 728. 0)1 (1111baaamxmxmxa 272. 0111abaa查物性数据表得 80.05时，3/61.738mkga 3/85.971mkgb代入数据，解得31/19.790mkglkpapnppdf3 .1087 . 0103 .101131/31. 1)15.27305.80(314. 870.362/ )3 .1083 .101(mkgv 提馏段0510. 002.18)0206. 01 (07.

23、460206. 007.460206. 0)1 (2222baaamxmxmxa 949. 0122abaa查物性数据表得，90.96时 3/55.728mkga 3/63.964mkgb代入数据得32/95.948mkglkpapnppdw4 .1247 . 0333 .101 kpapppfwm4 .11622惠州学院化学工程系 07 化工（2）班1432/03. 1)15.27396.90(314. 866.264 .116mkgv2.32.3 混合物粘度混合物粘度查物性数据表得80.05 smpaa444. 01 smpab355. 0190.96 smpaa369. 02 smpab

24、313. 02精馏段粘度：smpaxxba4005. 0)1 (11111提馏段粘度：smpaxxba314. 0)1 (222222.42.4 表面张力表面张力查物性数据表得80.05 mmna/60.171 mmnb/72.62190.96 mmna/76.162 mmnb/54.602精馏段mmnxxbal/66.39)1 (11111提馏段mmnxxbal/64.59)1 (222222.52.5 相对挥发度相对挥发度组分饱和蒸汽压/kpa塔顶(td=78.170c)进 料(tf=81.930c)塔 顶(tw=99.980c)水43.9751.20101.25乙醇102.58119.3

25、4223.4833. 297.4358.10200bappd, 33. 220.5134.11900bappf, 21. 225.10148.22300bappw精馏段33. 21fd惠州学院化学工程系 07 化工（2）班15提馏段26. 22fw3.3. 理论塔板数的确定理论塔板数的确定3.1 回流比 06. 2281. 0477. 0477. 0881. 0minqqqdxyyxr477. 0281. 0) 133. 2(1281. 033. 211xxyq由于泡点进料 那么fqxx 477. 0281. 0) 133. 2(1281. 033. 211xxyq06. 2281. 0477

26、. 0477. 0881. 0minqqqdxyyxrmin21 . 1rr 取09. 306. 25 . 15 . 1minrr3.23.2 操作线方程操作线方程（1）精馏段操作线方程：215. 0756. 0111ndnnxrxxrry（2）提馏段操作线方程：l=rd=3.09196.94=608.54kmol/hv=(r+1)d=（3.09+1）196.94=805.48kmol/h l=l+f=919.71+623.46=1232.00kmol/hv=v=805.48kmol/h0021. 053. 11mwmmxvwxxvly作图惠州学院化学工程系 07 化工（2）班163.33.3

27、 理论塔板数的确定理论塔板数的确定采用逐板法求理论塔板数 精馏段第一层的汽相组成 881. 01dxyxxyxynn) 1(1215. 0756. 01可求出 x1=0.856，再将 x1代入式可求得 y2=0.860 如此重复计算得 763. 02x 784. 03y 655. 03x 695. 04y544. 04x 603. 05y惠州学院化学工程系 07 化工（2）班17 443. 05x 520. 06y362. 06x 453. 07y 302. 07x 404. 08y 262. 08x 281. 0262. 08fxx故，此精馏段的理论塔板数为 6-1=5 块提馏段xxyxym

28、m) 1(10021. 053. 11由251. 061xx可得出382. 02 y如此重复计算得215. 02x 327. 03y177. 03x 269. 04y140. 04x 212. 05y106. 05x 157. 06y0761. 06x 114. 07y0539. 07x 0800. 08y0371. 08x 0547. 09y0250. 09x 0362. 010y0163. 010 x 0228. 011y0102. 011x 0135. 012y00602. 012x 00711. 013y00316. 013x00394. 000316. 013wxx 则提馏段的理论塔

29、板数为 13 层惠州学院化学工程系 07 化工（2）班1850. 04005. 033. 249. 0)(49. 0245. 0245. 0111）（te53. 0314. 026. 2 .49. 0)(49. 0245. 0245. 0222）（te 实际塔板数精馏段 1050. 051n 提馏段236 .2253. 0122n所需要的实际塔板数3321nnn加料板在第 11 块4. 塔结构的计算塔结构的计算4.14.1 塔径的计算塔径的计算 uvds4maxmax)8 . 06 . 0()(uuu 安全系数 mmmvvlcumax2 . 020)20(lcc取板间距 ht=0.45m 板上

30、液层高度 mhl06. 0则mhhll39. 0精馏段汽液体积流量为smmlllls/0069. 019.790360035.3254.608360031_11 smmvvvvs/27. 631. 1360070.3648.805360031_11c 由史密斯关联图查出，横坐标的数值为20c惠州学院化学工程系 07 化工（2）班190270. 0)31. 119.790(27. 60069. 0)(5 . 05 . 01111vlssvl查得090. 020c 则smuccl/53. 231. 131. 119.790103. 0103. 0)2066.39(090. 0)20(max2 .

31、02 . 0120取安全系数为 0.7，则空塔气速muvdsmuus20. 277. 114. 327. 644/77. 153. 27 . 07 . 01max按标准圆径取整后 d=2.2m则塔截面积为22280. 3)2 . 2(44mdat实际空塔气速 smavuts/65. 180. 327. 6提馏段汽液体积流量为惠州学院化学工程系 07 化工（2）班20smmlllls/0067. 095.948360060.181232360032_22 smmvvvvs/79. 503. 1360066.2648.805360032_22c 由史密斯关联图查出，横坐标的数值为20c0351.

32、0)03. 195.948(79. 50067. 0)(5 . 05 . 022221vlssvl查得090. 020c 则smuccl/40. 303. 103. 195.948112. 0112. 0)2064.59(090. 0)20(max2 . 02 . 0120取安全系数为 0.7，则空塔气速muvdsmuus76. 138. 214. 379. 544/38. 240. 37 . 07 . 02max按标准圆径取整后 d=2.0m则塔截面积为22214. 3)0 . 2(44mdat实际空塔气速 smavuts/84. 114. 379. 55.5. 塔主要工艺尺寸的计算塔主要工

33、艺尺寸的计算5.15.1 溢流装置的计算溢流装置的计算因塔径 d=2.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 堰长wl取mdlw43. 12 . 265. 065. 0出口堰高度wh惠州学院化学工程系 07 化工（2）班21 而 owlwhhh3/2)(100084. 2wnowlleh查图，近似去 e=1则有精馏段：mllehwnow0190. 0)43. 136000069. 0(1100084. 2)(100084. 23/23/2取板上清夜高度 hl=60mm=0.06mmhhhowlw041. 00190. 006. 0提馏段：mllehwnow0187. 0)43. 136

34、000067. 0(1100084. 2)(100084. 23/23/2mhhhowlw0413. 00187. 006. 0验证：owwowhhh1 . 005. 0因此设计合理 弓形降液管宽度 wd和截面积 af由=0.65dlw查弓形降液管的参数表得=0.075 =0.117 tfaadwd故 af=0.075=0.75 3.80=0.285mtawd=0.117d=0.117 2.2=0.257m依式验算液体在降液管中停留时间，即精馏段的停留时间为惠州学院化学工程系 07 化工（2）班22htflha3600ss559.1836000069. 045. 0285. 03600提馏段的

35、停留时间为sslhahtf514.1936000067. 045. 0285. 036003600故降液管设计合理。 降液管底隙高度oh取液体通过降液管底隙的流速为ou0.14m/s，依公式计降液管底隙高度，即精馏oh段：mullhowso0345. 014. 043. 10069. 01验算：mmhhow006. 00065. 00345. 0041. 0故设计合理提馏段：mullhowso0355. 014. 043. 10067. 02验算：0.025moh验算符合要求。 选用凹形受液盘，深度=50mm wh5.25.2 塔板的布置塔板的布置 塔板的分块因 d=2.2m,则塔板分 3 块

36、 边沿宽度的确定由于md2 . 2,mmwc7050，mmws11080惠州学院化学工程系 07 化工（2）班23 取边沿宽度mmwc60 破沫区宽度mmws100 开孔面积计算mwwdxsd743. 0) 1 . 0257. 0(22 . 2)(2mwdrc04. 106. 06 . 12 212228 . 2)56. 039. 0sin180(2mrxrxaa 阀孔计算及其排列取阀孔功能因子13of，用式求孔速 精馏段：smfuvoo/36.1131. 1131 取阀孔的孔径为 0.039m,则求每层塔板上的浮阀数，即精馏段：od46236.11)039. 0(4270. 6421211o

37、osudvn浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mmt75则排间距mmmtnata81081. 0075. 04628 . 21考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 98m,而应小一点，故取，按，mmt80mmt75以等腰三角叉排方式作图得阀孔数460nmmt80按460n重新核算孔速及阀孔动能因数：smuo/41.11460039. 0427. 621 1306.1331. 141.111voouf阀孔动能因数变化不大，仍在 913 范围内塔板开孔率 %14%10041.1165. 1ouu惠州学院化学工程系 07 化工（

38、2）班24 提馏段smfuvoo/81.1203. 113223794 .37881.12)039. 0(479. 5422222oosudvn 阀孔排列按，估算排间距mmmt9 .1001009. 0075. 03708 . 2mmt75考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 96mm,而应小一点，故取，按，mmt80mmt75以等腰三角叉排方式作图得阀孔数370nmmt80smvsu/10.13370039. 04220230.1303. 110.1322voouf阀孔动能因数变化不大，仍在 913 范围内塔板开孔率 %04.14%1

39、0010.1384. 1ouu对于常压精馏，开孔率在 因此以上的计算合理)%1410(二塔板的流体力学计算二塔板的流体力学计算1 1塔板压降塔板压降1.气体通过浮阀塔压降、阻力气体通过阀板压降相当的液柱高度ph （）hhhhlcp干板压降相当的液柱高度ch惠州学院化学工程系 07 化工（2）班25()lcuh175. 009 .19临界空塔气速）(00cuu =)cvuugu00l20(234. 5由=得lu175. 009 .19l20234. 5guv1825. 11 .73vocu 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度lh取充气系数0.5，则omhhlol03. 006. 05000. 0

40、 液体表面张力压降相当的液柱高度h由于很小，因此忽略不计h精馏段：smuvoc/06. 931. 11 .731 .731825. 1则smsmuo/06. 9/41.11 mguhlovc0587. 081. 919.790241.1131. 134. 5234. 5221110.05870.030.0887pclhhhm单板压)(7 . 058.68781. 919.7900887. 011设计允许值kpapaghplpp提馏段： smuvoc/33.1003. 11 .731 .731825. 1smsmuoc/33.10/92.122惠州学院化学工程系 07 化工（2）班26故mguh

41、lovc0493. 081. 995.948292.1203. 134. 5234. 5222220.04930.030.0793pclhhhm单板压降 )(7 . 022.73881. 995.9480793. 022设计允许值kpapaghplpp2 2液泛计算液泛计算为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，)(wtdhhh可用计算为dh dlpdhhhh已知 mhl06. 020153. 0uhd 精馏段muhd003. 014. 0153. 0153. 02201 则 mhhhhdlpd152. 0003. 006. 00887. 0111取 mhw041. 0， 5 .

42、0mhhwt246. 0)041. 045. 0(5 . 0 提馏段 muhd003. 014. 0153. 0153. 02202mhhhhdlpd142. 0003. 006. 00793. 0222mhhwt246. 0)0413. 045. 0(50. 0可见符合防止淹塔的要求。wtdhhh惠州学院化学工程系 07 化工（2）班273 3漏液漏液精馏段取最小 f0=5，相应的气相最小负荷为 vsminmin0204nudvmins smfuv/37. 431. 1510min0smvsmnudvssmin/27. 6/4 . 246037. 4039. 044332min0201 提馏

43、段 smfuv/93. 403. 1520min0smvsmnudvssmin/79. 5/71. 246093. 4039. 044332min0202故全塔无明显漏液现象4 4液沫夹带量的计算液沫夹带量的计算按公式计算泛点率，即%10036. 1bflsvlvakczlv泛点率及%10078. 0vvtflsakcv泛点率板上液体流径长度 mwdzdl69. 1257. 022 . 22板上液流面积 223. 3285. 0280. 32maaaftb苯和甲苯统按附录取物性系数，又由图 4 查得泛点负荷系数0 . 1k126. 0fc以上数值代入上两式，得惠州学院化学工程系 07 化工（2

44、）班28图 5精馏段泛点率：%68.66%10023. 3126. 00 . 169. 10069. 036. 131. 119.79031. 127. 6%10036. 11bflsvlvakczlvf泛点率%41.68%10080. 3126. 00 . 178. 031. 119.79031. 127. 6%10078. 0vv1tflsakcvf泛点率泛点率取 66.68%提馏段的液泛点率：%68.50%10023. 3126. 00 . 169. 10067. 036. 103. 195.94803. 179. 5%10036. 11bflsvlvvakczlve泛点率惠州学院化学工

45、程系 07 化工（2）班29%10.51%10080. 3126. 00 . 178. 003. 195.94803. 179. 5%10078. 0vv1tflsakcvf泛点率泛点率取 51.10%对于大塔,为避免雾沫夹带,应控制泛点率不超过 80%,由以上计算可知,雾沫夹带能够满足的要求。（气）（液）kgkgev/1 . 05板负荷性能图板负荷性能图5.15.1 雾沫夹带线雾沫夹带线精馏段雾沫夹带线 1-1，提馏段雾沫夹带线 1-2 泛点率=s1.36vsllvfbvl zkc a据此可作出符合性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算： (1)精馏段 23. 3126. 00 . 16

46、9. 136. 131. 119.79031. 18 . 01s1slv整理得：1110.5695. 7sslv由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内取任何两个 ls 值，算出 vs。 (2)提馏段23. 3126. 00 . 169. 136. 103. 195.9481.038 . 02s2slv整理得：2270.6988. 9sslv惠州学院化学工程系 07 化工（2）班30)/(31smls0.00150.0020精馏段)/(31smvs7.877.84)/(32smls0.00150.0020提馏段)/(32smvs9.789.745.25.2 液泛线液泛线精馏段液泛线 2-1 ，

47、提馏段液泛线 2-2dllclpwthhhhhhhhhhcdh由此确定液泛线，忽略式中h3/202023600100084. 21153. 0234. 5wswwslovwtllehhllghhnvs200d4 精馏段 3 / 2224221243. 136001100084. 25 . 0143. 10345. 0153. 019.790281. 9460039. 014. 331. 1434. 5246. 011swsslhlv整理得：3/22211152667.41906123sssllv 提馏段3/224222243. 136001100084. 20413. 05 . 0178. 0

48、0497. 0153. 095.948281. 9460039. 014. 303. 1434. 5246. 022sssllv整理得：3/22222278966670184sssllv在操作线范围内，任取诺干 ls值，算出相应的 vs值：惠州学院化学工程系 07 化工（2）班31)/(31smls0.00120.00130.00140.0015精馏段)/(31smvs10.8110.8010.7910.78)/(32smls0.00120.00130.00140.0015提馏段)/(32smvs13.2313.2113.1913.175.35.3 液相负荷上限液相负荷上限液相负荷上限线 3液

49、体的最大流量应保持降液管中停留的时间不低于 35 s 液体降液管内停留时间 s53fstlha 以=5 s 作为液体在降液管内停留时间的下限，则 m3/s 0068. 054 . 00846. 05maxtfshal5.45.4 漏液线漏液线精馏段漏液线 4-1 提馏段漏液线 4-2 对于 f1型重阀，依 f0=5 作为规定气体最小负荷的标准，则，020d4nvsvf0 精馏段 smvins/40. 231. 15460039. 0432m1 提馏段 smvins/71. 203. 15460039. 0432m25.55.5 液相负荷下限线液相负荷下限线液相负荷下限线 5惠州学院化学工程系

50、07 化工（2）班32取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线006. 0how为与气相流量无关的竖直线。 006. 03600100084. 23/2minwslle取 e=1.0，则 smls/0012. 0360043. 10 . 184. 21000006. 032/3min负荷性能图由塔板的负荷性能图可以看出: 在规定任务的气液负荷下的操作点 p1(0.0069,6.27) p2(0.0067,5.79)(设计点),处于适宜操作区内. 精馏段的气相负荷上限由雾沫夹带控制，提馏段的气相负荷上限由液泛控制，操作下限都由漏液控制 由图中知精馏段：气相负荷上限smvs/88

51、. 7)(3max气相负荷下限smvs/40. 2)(3min惠州学院化学工程系 07 化工（2）班33则操作弹性28. 340. 288. 7提馏段：气相负荷上限smvs/80. 9)(3max气相负荷下限smvs/71. 2)(3min则操作弹性62. 371. 280. 9三塔附件及塔高的计算三塔附件及塔高的计算 1进料管进料管 本设计采用直管进料，管径计算如下： 取 uf =1.8 m/s ， kg/m3fsvdu4744.44d 43312 10100.0060/310 24 3600 744.44svms m = 65.2mm4 0.00600.065265.23.14 1.8dm

52、mm 查标准系列选取 68 3.5 2回流管回流管 采用直管回流管，取m/s ,6 . 1ur 144 0.0069d0.069869.83.14 1.8srlmmmu 查表取 73 4 3.3.塔釜出料管塔釜出料管 取 m/s ，直管出料，6 . 1wu244 0.00670.068968.93.14 1.8swldmmmu查表取 73 4 4.4.塔顶蒸气出料管塔顶蒸气出料管惠州学院化学工程系 07 化工（2）班34直管出气，取出口气速 m/s ，则 20u 144 6.276323.14 20svdmmu查表取640 10 5.5.塔釜进气管塔釜进气管采用直管，取气速 m/s ，20u

53、244 5.796073.14 20svdmmu查表取630 8 6.6.冷凝器的选择冷凝器的选择本设计取hk）23600/(kkjm出料液温度： 78.17(78.17 c(c饱和汽）饱和液）冷却水温度： c 35c 25 逆流操作： 1t53.17oc2t43.17oc 0121253.1743.1748.0053.17lnln43.17mtttctt 由 查乙醇的汽化热得078.17dtc38.79/kj mol乙醇又气体流量， 805.48/vkmol h塔顶被冷凝量7805.48 38.79 10003.12 10/qkj h冷凝热量：723.12 10/27.003600 (48.

54、00273.15)maq k tma则传热面积选型：f400-2.5-277 7再沸器的选择再沸器的选择 选用 130饱和乙醇蒸气加热，传热系数取hk）co23600/(kkjm 料液温度：99.98101，热流体温度：120120cocococo 逆流操作： , 1t19oc2t20.02oc惠州学院化学工程系 07 化工（2）班35 12m12tt20.02 19t19.5120.02tlnln19toc由 查乙醇的汽化热得099.98wtc36.512/kj mol乙醇又气体流量， 805.48/vkmol h塔顶被冷凝量7805.48 36.512 10002.94 10/qkj h换

55、热面积： 722.94 1027.913600 (19.51273.15)mqamk t 选用热虹吸式再沸器dn mmpn mpa换热面积 m25002.528.38 8塔高塔高 塔顶空间高度mh35. 145. 03h3t顶m3裙h塔的底部空间高度martlhtvsb09. 16 . 080. 3/ )15. 0600067. 05()7 . 05 . 0(/ )60(2 塔立体高度mnhnht15.1526 . 045. 0)233(6 . 01塔的总高度mhhhhhb59.2035. 1309. 115.151顶裙惠州学院化学工程系 07 化工（2）班36四四.主设备图主设备图20.59

56、m惠州学院化学工程系 07 化工（2）班37符号名称指标1操作压力常压2工作介质乙醇、水、水蒸气3塔板类型f1 浮阀塔4塔径2.2m5塔高20.59m接管表符号公称尺寸（mm）用途a620塔顶产品出口b68回流液出口c61进料口d614塔釜进气入口f68塔底釜液出口惠州学院化学工程系 07 化工（2）班38五流程图五流程图e -3e -2e -1p -2p -1e -6e -7e-8e-9e-10e-11e-12e-13v -1v -2v -4v -7v -9v -10v -12v -13v -15v -16v -18e-14e-15v -21v -22v -23v -24e-16p-3p-4

57、p-5p -3p-6p-8p -9p-5p -10p -11p -12p -13p -14p -15p -17p-11p-18p -19p -20p -11p -21p-22p-4p-23p -24p-25p-13p-26p -27p -28p-29p -12p -30p-12v -26v -27p-32p -33p -11p-34p-35p -36p -37p -4p -36p-38p-39p -4p-40p -41v -28v -29p-7v -8p-5v -30v -31p -15v -17p -16v -19v -32p-42p-43p-44pp-46p -47p -48p -49下水道sccwrdlwlp-50v -33p -52p -53le -18p-56v -35