乙醇水溶液连续板式精馏塔设计

1、武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计0一、 课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、 课程设计的内容1 设计方案的确定2 带控制点的工艺流程图的确定3 操作条件的选择（包括操作压强、进料状态、回流比等）4 塔的工艺计算（1） 全塔物料衡算（2） 最佳回流比的确定（3） 理论板及实际板的确定（4） 塔径的计算（5） 降液管及溢流堰尺寸的确定（6） 浮阀数及排列方式（筛板孔径及排列方式）的确定（7） 塔板流动性能的校核（8） 塔板负荷性能图的绘制（9） 塔板设计结果汇总表5 辅助设备工艺计算（1）换热器的面积计算及选型（2）各种接管管径的计算及选型（3）泵的扬程计算及选型6塔设备的结构设计

2、：（包括塔盘、裙座、进出口料管）三、 课程设计的要求1、 撰写课程设计说明书一份2、 工艺流程图一张3、 设备总装图一张四、 课程设计所需的主要技术参数原料： 乙醇-水溶液武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计1原料温度： 30处理量： 1.5 万吨/年，1.75 万吨/年，2 万吨/年原料组成（乙醇的质量分数）：50%产品要求：塔顶产品中乙醇的质量分数：90%，92%,94%；塔顶产品中乙醇的回收率：99%生产时间： 300 天（7200 h） 冷却水进口温度：30加热介质： 0.6MPa 饱和水蒸汽五、 课程设计的进度安排1、 查找资料，初步确定设计方案及设计内容，1-2 天2、 根据

3、设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，2-3 天3、 撰写设计说明书，总装图，答辩，4-5 天六、 课程设计考核方式与评分方法指导教师根据学生的平时表现、设计说明书、绘图质量及答辩情况评定成绩，采用百分制。其中：平时表现 20%设计说明书 40%绘图质量 20%答辩 20%指导教师：王为国 学科部负责人： 2012 年 6 年 18 日武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计2 前言前言乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，所以，想得到高纯度的乙醇很困难。要想

4、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，塔内装有若干层塔板和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。浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形，特别是在石油

5、，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的是 F1 型和 V-4 型。F1 型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1.生产能力大。2.操作弹性大。3.塔板效率高。4.气体压强降及液面落差较小。5.塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计3目录目录第第 1 1 章章 设计条件与任务

6、设计条件与任务.71.11.1 设计条件设计条件.71.21.2 设计任务设计任务.7第二章绪论.72.1 1 设计方案设计方案.72.22.2 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明..1 选塔依据选塔依据.8第三章 塔板的工艺设计.103.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算..1 原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数..2 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量..3 物料衡算进料处理量物料衡算进料处理量..4 物料

7、衡算物料衡算.103.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算.113.2.1 乙醇水系统 t-x-y 数据.113.2.2 温度的计算.113.2.3 密度的计算.123.2.4 混合液体表面张力.143.2.5 混合物的黏度计算.163.2.6 相对挥发度计算.173.3 理论塔的计算理论塔的计算.183.3.1 最小回流比及实际回流比确定.183.3.2 操作线方程.193.4 塔径的初步设计塔径的初步设计..1 气、液相体积流量计算气、液相体积流量计算..2 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算..3 提馏段塔径的计算提馏段塔径的

8、计算.233.5 溢流装置溢流装置.233.5.1 堰长堰长的计算的计算.23lW.2 弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积..3 降液管底隙高度降液管底隙高度.253.6 塔板布置及浮阀数目及排列方式塔板布置及浮阀数目及排列方式.253.6.1 精馏段精馏段.253.6.2 提馏段提馏段.26第四章 塔板的流体力学计算.274.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降.274.1.1 精馏段.284.1.2 提馏段提馏段.284.2 淹塔淹塔.284.2.1 精馏段精馏段.284.2.2 提留段提留段.284.3 雾沫夹带雾沫夹带.29

9、4.3.1 精馏段精馏段.294.3.2 提留段提留段.294.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.29武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计44.4.1 雾沫夹带线雾沫夹带线.294.4.2 液泛线液泛线.304.4.3 液相负荷上限液相负荷上限.314.4.4 漏液线漏液线.314.4.5 液相负荷下限线液相负荷下限线.31第五章 塔附件设计.325.15.1 接管接管.325.25.2 釜残液出料管釜残液出料管.335.35.3 回流液管回流液管.335.45.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管.345.55.5 水蒸汽进口管水蒸汽进口管.34第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设

10、计.346.16.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度.346.26.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度.356.36.3 进料板空间高度进料板空间高度.35FH6.46.4 塔总体高度塔总体高度.35第七章 附属设备设计.367.17.1 数据与说明数据与说明.367.27.2 预热器计算预热器计算.367.37.3 冷却器计算冷却器计算.377.47.4 离心泵选型离心泵选型.37第 8 章 附属高度确定.378.18.1 筒体筒体.378.28.2 封头封头.378.38.3 塔顶空间塔顶空间.388.48.4 塔底空间塔底空间.388.58.5 人孔人孔.388.68.6 支座支座.

11、38第九章 设计结果汇总.39附录一附录一 设计所需技术参数设计所需技术参数.41设计小结.42参考文献.43武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计5第第 1 1 章章 设计条件与任务设计条件与任务1.11.1 设计条件设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离乙醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理乙醇-水混合液 1.5 万吨(300 天/年）原 料：乙醇含 50%(质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶乙醇含量为 92% 塔顶产品中乙醇的回收率为 99%原料温度：30冷却水进口温度：30加热介质：0.6Mpa 的饱和水蒸汽1.21.2 设计任务设

12、计任务1 全塔物料衡算2 最佳操作回流比的确定3 理论塔及实际板数的确定。4 塔径的计算。5 降液管及溢流装置尺寸的确定。6 浮阀数及排列方式。7 塔板流动性能的校核。8 绘制塔板的负荷性能图。9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、塔底(蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型。10 精馏塔各接管尺寸的确定。11 绘制精馏塔系统工艺流程图。12 绘制精馏塔装配图。13 编写设计说明书。第二章第二章 绪论绪论2.1 1 设计方案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

13、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。该物系属易分离物系，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计62.22.2 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明.1 选塔依据选塔依据 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物

14、料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从 200mm到 6400mm，使用效果均较好。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为 400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的12013

15、0。.2 加热方式：直接蒸汽加热加热方式：直接蒸汽加热蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸汽加热由于塔底产物基本是水，又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸汽加热。.3选择适宜回流比选择适宜回流比 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法为：先求出最小回流比 R，根据min经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取 1.5，即：R 1.5R；采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，min节约能源。武汉工程大学化工与制药学院

16、化工原理课程设计.4 回流方式：泡点回流回流方式：泡点回流泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。.5 操作流程说明操作流程说明乙醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔低蒸汽输入，由冷凝器中的冷却介质将余热带走。 乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔 进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板

17、溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计8第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计3.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）FxD：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成DxW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx.1 原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数19246 = =0.8182 9284618DADDABwMDwwMMx15046 =0.2813 50504618FAFFABwMFwwMMx

18、80.52 0.2813 20.94 0.8182=0.0457 120.72FDWFxDxxW.2 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量(1-) =40.91kg/kmol DDADBMx MxM (1-) =19.28kg/kmol WWAWBMx MxM(1-) =25.88kg/kmol FFAFBMx MxM.3 物料衡算进料处理量物料衡算进料处理量15000 1000/(300 24 25.88)80.52kmol/hF .4 物料衡算物料衡算已知 R=1.92 （由下面的计算所得）总物料衡算(直接

19、蒸汽加热）： FSWD轻组分(乙醇）衡算： 99%FWDDFFxWxDxDxFx由恒摩尔流假设得：(1) SLDRD求解得到：F=80.52kmol/h D=20.94kmol/h S=61.14kmol/h W=120.72kmol/h武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计93.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算3.2.1 乙醇乙醇水系统水系统 t-x-y 数据数据表 3.1 常压下的乙醇-水的气液平衡数据 t/xyt/xy1000081.50.32730.582695.50.0190.1780.70.39650.6122890.07210.389179.80.50790.6564

20、86.70.09660.437579.70.51980.659985.30.12380.470479.30.57340.684184.10.16610.508978.740.67630.738582.70.23370.544578.410.74720.781582.30.26080.55878.150.89430.89423.2.2 温度的计算温度的计算利用表中数据用插值法求得：= =82.05tF82.3 81.50.26080.327382.30.28130.2608FttF：= =78.28tD78.41 78.150.74720.894378.410.81820.7472DttD ：=

21、 =98.22tW10095.500.0191000.04750WttW精馏段平均温度 =80.16t12FDtt82.0578.282提馏段平均温度 =90.14t22Fwtt82.0598.222武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计103.2.3 密度的计算密度的计算已知：混合液密度 依式 =（a 为质量分数，为平均相对分子质L1BBAAaaM量）混合汽密度 ： 022.4ovT MT 精馏段：=80.16t1液相组成： 1x1180.7 79.880.16 79.8;0.46330.6122 0.65640.5079xx气相组成：1y1180.7 79.880.16 79.8;0.

22、63870.6122 0.65640.6564yy所以 1146 0.4633 181 0.463330.97/46 0.6387 181 0.638735.88/LVMkg kmolMkg kmol提馏段：=90.14t2液相组成：2x2295.5 89.090.14 89.0;0.06280.019 0.07210.0721xx气相组成： 2y2280.7 79.880.16 79.8;0.35070.17 0.38910.3891yy所以 2246 0.0628 181 0.062819.76/46 0.3507 181 0.350727.82/LVMkg kmolMkg kmol武汉工

23、程大学化工与制药学院化工原理课程设计11表 3-2 不同温度下乙醇和水的密度 温度/3/ kg m乙醇3/ kg m水温度/3/ kg m乙醇3/ kg m水80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与=下的乙醇和水的密度（单位：）t1t23/kg m31858080.168080.16/730735735Ckg mt乙醇乙醇 3858080.1680971.70/968.6971.8971.8kg m水水 =90.14 t23959090.1490/720724724kg m乙醇乙醇 3959090.1490965.20/9

24、61.85965.3965.3kg m水水 在精馏段13110.4633 46 0.4633 46 18 (1 0.4633)1 0.6881734.84971.70795.54/LLkg m 液相密度： 气相密度： 3135.88 273.151.24kg /22.4273.1580.16Vm在提镏段武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计1223210.0628 46 0.0628 46 18 (1 0.0628)1 0.1462723.89965.2920.39/LLkg m 液相密度： 气相密度： 3227.82 273.150.934kg /22.4273.1590.14Vm3.2

25、.4 混合液体表面张力混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 1/41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswswsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角标，w,o,s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo 指主体部分的分子数，Vw、Vo 主体部分的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。（1）精馏段： 180.16 Ct31822.63/795.54wwwmVcmmol34637

26、.09/1.24ooomVcmmol武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计13表 3-3 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m264.362.660.758.8乙醇表面张力：908016.2 17.1517.139080.1616.2乙醇乙醇 , 水表面张力： 90809080.1662.5760.762.660.7水水 , 2211o1111WWoWWx VxVx VxV21 0.463322.630.4633 37.09 1 0.463322.63 0.4633 37.090.292l

27、glg0.290.54WoB 2/32/30.4410.909ooWWVqQVTq 0.540.9091.449ABQ 联立方程组： 2lg1SWSWSOSOA , 代入求得： 0.828SWSO=0. 172 , 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计141/41/41/40.17262.570.82817.1322.10mm , （2）提镏段： =90.14t2 31819.56/920.39wwwmVcmmol 34649.25/0.934ooomVcmmol乙醇表面张力：1008015.2 16.216.1910090.1415.2乙醇乙醇 , 水表面张力： 1009010090.

28、1460.758.860.758.8水水 , 2Wo21 0.062819.560.710.0628 49.251 0.062819.560.0628 49.252lglg5.070.71WoB2/32/30.4410.68ooWWVqQVTq 0.71 0.680.03ABQ联立方程组： 2lg1SWSWSoSoA , 代入求得： 0.37SWSo=0. 63, 1/41/41/40.6360.70.3716.1939.10mm , 3.2.5 混合物的黏度计算混合物的黏度计算 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计15表 3-4 水在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 温度黏度mPa

29、s 810.3521900.3165820.3478910.3130表 3-5 乙醇在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 800.4951000.361=80.16查表得： =0.355mPa.s =0.445 mPa.st1水醇=90.14查表得： =0.313mPa.s =0.398 mPa.st2水醇精馏段黏度：11110.445 0.46330.3551 0.46330.398xxmPa s醇水 提馏段黏度：22210.398 0.06280.3131 0.06280.319xxmPa s醇水 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计163.2.6 相对挥发度计算相对挥发度计算（1）

30、 精馏段挥发度： 112212210.4633,0.63870.5367,0.36130.63870.53672.050.36130.4633xyxyy xy x由得所以 =（2）提镏段挥发度：112212210.0628,0.35070.9372,0.64930.35070.93728.060.64930.0628xyxyyxyx由得所以 =3.3 理论塔的计算理论塔的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据 1.01325105Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 xy 曲线图，并

31、绘出最小回流比图。3.3.1 最小回流比及实际回流比确定最小回流比及实际回流比确定 根据 101.325KPa 下，乙醇-水的汽液平衡组成关系绘出乙醇-水 x-y 图，因为乙醇-水相平衡线具有下凹部分，在操作线与平衡线的交点尚未落到平衡线上以前，操作线已于平衡线相切，所以采用从(XD.XD）做相平衡线下凹部分做切线，从图知切线的切点 e 的坐标为(0.6789，0.740)由此可求出Rmin(见图 3.2）：由下图可得min0.81820.741.280.740.6789DeeexyRyx确定回流比 R=(1.1-2.0）Rmin通过尝试比较板数初步取实际操作回流比为理论回流比的 1.5 倍

32、R=1.5Rmin=1.51.28=1.92武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计17 图 3.1 最小回流比的确定 3.3.2 操作线方程操作线方程(1）精馏段操作线方程： 10.660.2811DnnnxRyxxRR (2）提馏段操作线方程：11.970.0938nnWnWWyxxxSS图 3-2 图解法求理论板数武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计18在图上作操作线，由点（0.8182，0.8182）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.0475 为止，由此得到理论 NT=15 快（包括再沸器） ，加料板为第 13 块理

33、论板。板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。0.2450.49TLE其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa.s。L（1）精馏段已知 12.050.397Lmpa s =0.49=0.515 =25.2 块ET0.245(2.05 0.397)P精ENTT130.515故=26 块P精武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计19为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 27 块板。（2）提馏段已知 28.060.319Lmpa s =0.49=0.389 =2.57

34、 块TE0.245(8.06 0.319) 提ENTT2 10.389故=3 块 提为了安全起见，提馏段再加一块板，总共为 4 块板。全塔所需实际塔板数：= + =27+4=31 块NPP精 提全塔效率：1431TTPNEN%=45.2%加料板位置在第 28 块塔板3.4 塔径的初步设计塔径的初步设计.1 气、液相体积流量计算气、液相体积流量计算（1）精馏段 1.92 20.9440.2/11.92 120.9461.14/LR Dkmol hVRDkmol h则质量流量：111130.9740.201244.99/35.88 61.142193.7/LVLM Lkg hVM

35、Vkg h则体积流量：311131111244.991.56/795.542193.71769.11/1.24SLSVLLmhVVmh（2）提馏段 q=1.020.94 1 80.52120.72/LLqFkmol h 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计20161.14/VVqFkmol h则质量流量：222219.76 120.722385.43/27.82 61.141700.9/LVLMLkg hVM Vkg h则体积流量：322232222385.432.59/920.391700.91821.1/0.934SLSVLLmhVVmh.2 精馏段塔径的计算精馏段塔

36、径的计算有=(安全系数)，安全系数=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯关联图查出c图 3-3 史密斯关联图武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计21横坐标数值为 1122111.5610.021769.111795.54()()1.24SSLVLV取板间距 则-0.45TmH0.07LmhHT0.38Lmh查图可知 200.076c=c0.20.220(0.0760.07822.10)()2020mcmax1.240.0781.971.24u795. 54=0.7=0.7 D=0.56uumax1.97 1.379114uVS4 1769.113.14 1.97 360

37、0圆整 塔截面积 0.6mD220.284TmAD实际空塔气速为 =1u1769.111.76/0.28 36m s.3 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计22横坐标数值为 1122222.5920.0451821.12920.39()()0.934SSLVLV取板间距 则-0.45TmH0.07LmhHT0.38Lmh查图可知 200.076c=c0.20.220(0.0760.08739.10)()2020mcmax920.390.9340.0872.73/0.934m su=0.7=0.7 =0.58muumax2.73 1.91/

38、m s224 1821.13.14 1.91 36004SVDu圆整 ,均取=0.6m 塔截面积 0.6mDD220.284TmAD实际空塔气速为 =2u1821.1/0.28 3600m s1. 81由于精馏段与提馏段塔径相差不大,故塔径都取 0.6m。3.5 溢流装置溢流装置3.5.1 堰长堰长的计算的计算lW取=0.7=0.65 0.6=0.42mlWD本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算=hOWhOW(近似取 E=1)(32100084. 2lLwhE（1）精馏段：=hOW232.840.006810001.56()0.42m武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程

39、设计23堰高 =0.07-0.0068=0.0632mhhhOWLw（2）提馏段：=hOW232.840.009610002.59()0.42m堰高 =0.07-0.0096=0.0604mhhhOWLw.2 弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积 图图 3-43-4查图得 =0.150.094FTAADWD则 20.094 0.28 0.026FmA0.15 0.6 0.09DmW验算降液管内停留时间武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计24精馏段： 10.026 0.45271.563600s提馏段：20.026 0.4516.262.593600s停留时间5

40、s 故降液管可以使用.3 降液管底隙高度降液管底隙高度图 3-5 降液管示意图（1）精馏段： 取00.0060.06320.057(0.02 0.025)whhmm（2）提馏段： 取00.0060.06040.0060.054(0.02 0.025)whhmm故降液管底隙高度设计合理3.6 塔板布置及浮阀数目及排列方式塔板布置及浮阀数目及排列方式 本设计塔径 D=0.6m。3.6.1 精馏段精馏段取阀孔动能因子，则孔速为 120F01usmFuV/78.1024. 1121001每层塔板上浮阀数目为3978.10039. 0785. 049. 0420201udVNS取边缘区宽

41、度，mWc06. 0mWs10. 0计算塔板鼓泡区面积，RxRxRxAaarcsin1802222武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计25 mWDRc24. 006. 026 . 02mWWDxsd115. 0)10. 0085. 0(26 . 0)(22222106. 024. 0115. 0arcsin24. 0180115. 024. 0115. 02mAa浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距mmt55排间距(50)mmNAtta37075. 039106. 0以等腰三角形排列，排得阀数为 35smu/73.1135039. 0449. 0201 塔板开孔率1324

42、. 173.110F%00.15%10073.1176. 101uu图 3-6 精馏段浮阀数目排列的确定3.6.2 提馏段提馏段取阀孔动能因子，则孔速为 120F02usmFuV/42.12934. 0122002每层塔板上浮阀数目为3542.12039. 0785. 051. 04202202udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距以等腰三角形排mmt55列排间距(50) 排得阀数为 32mmNAtta40075. 035106. 0 smu/35.1332039. 0785. 051. 02029 .12934. 035.1302F武汉工程大学化工与制药学院化工原理课

43、程设计26开孔率%56.13%10035.1381. 1022uu图 3-7 提溜段浮阀数目的确定第四章第四章 塔板的流体力学计算塔板的流体力学计算4.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降可根据计算hhhhlcp4.1.1 精馏段精馏段（1）干板阻力 smuVc/34. 924. 11 .731 .73825. 1825. 1110武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计27因，故 010 1cuu22101115.34 1.24 11.735.340.05822795.549.8VcLuhmg（2）板上充气液层阻力取0100.5,0.5 0.070.035lLhhm（3）液体表

44、面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 10.0580.0350.093phm 1110.093 795.549.8725.06ppLphgPa4.1.2 提馏段提馏段（1）干板阻力 1.8251.8250 220/0.934cVum s因，故 020 2cuu22202225.340.934 13.355.340.04922920.399.8VcLuhmg（2）板上充气液层阻力取0200.5,0.5 0.070.035lLhhm（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 20.04

45、90.0350.084phm 2220.084920.399.8757.67ppLphgPa4.2 淹塔淹塔为了防止淹塔现象，要求控制降液管中清液高度，即()dTwHHhdpLdHhhh4.2.1 精馏段精馏段（1）单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 10.093phm（2）液体通过降液管的压头损失 422511014.33 100.153()0.153()4.97 100.420.0572sdwLhml h（3）板上液层高度 ，则0.07Lhm410.0934.97 100.070.163dHm 取已选定0.510.45 ,0.0632TwHm hm 则1 1()0.5 (0.450.63

46、2)0.541TwHhm 可见所以符合防止淹塔的要求11 1()dTwHHh4.2.2 提留段提留段（1）单板压降所相当的液柱高度 20.084phm（2）液体通过降液管的压头损失 ： 422422027.19 100.153()0.153()1.52 100.420.0544sdwLhmL h（3）板上液层高度： 则0.07Lhm420.070.0841.52 100.154dHm 取，则0.522()0.5 (0.450.0604)0.255TwHhm武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计28 可见 ，所以符合防止湮塔的要求222()dTwHHh4.3 雾沫夹带雾沫夹带 泛点率 = 1

47、11111.36100%vSsLLVFbVL ZKC A 泛点率 = 1111100%0.78vSLVFTVKC A板上液体流经长度：20.620.0850.43LdZDWm板上液流面积；20.2820.0260.228bTfAAAm4.3.1 精馏段精馏段取物性系数，泛点负荷系数1.0K 0.115FC 泛点率 = 41.240.491.364.33 100.43795.541.24100%57.35%1.00.115 0.228泛点率 = 1.240.49795.541.24100%77.08%0.78 1.00.115 0.28对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，

48、由以上计算可知雾沫夹带能满足（g 液 kg 气）的要求0.11e /4.3.2 提留段提留段取物性系数，泛点负荷系数1.0K 0.111FC 泛点率 = 40.9340.511.367.19 100.43920.390.934100%65.89%1.00.111 0.228 泛点率 = 0.9340.51920.390.934100%67.05%0.78 1.00.111 0.28由计算可知，符合要求4.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图4.4.1 雾沫夹带线雾沫夹带线 泛点率 = 1.36VsSLLVFbVL ZKC A据此可计算出负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点率 80%计算：（1）精馏段1

49、11.241.360.43795.50.115 0.228SsVL整理得：，即110.0210.040.585SSVL110.525 14.625SSVL武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计29由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出1sL1SV（2）提馏段220.9341.360.43920.390.9340.81.00.111 0.228SSVL整理得：，即220.02020.0320.585ssVL220.631 18.28SsVL由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出2sL2SV0.0120.00007精馏段 0.34950.523976250.00010

50、.012提馏段0.6291620.410444.4.2 液泛线液泛线()TwpLdclldHhhhhhhhhh由此确定液泛线，忽略式中h2/3220036002.84()5.340.153 ()(1)21000vossTwwLwwuLLHhhEgl hl而0204SVud N（1）精馏段222/31112245.34 1.242.84 36000.2410.153()1.5 0.0632()0.785350.039795.5429.80.420.0.057210000.42SSSVLL 整理得：222/31110.601090.167.34sssVLL（2）提留段222/32222245.34

51、0.9342.8436000.2550.153 ()1.50.0604()0.785320.039920.3929.80.420.054410000.42sSSVLL 整理得：222/32220.871547.519.42sssVLL在操作范围内，取若干，算出相应的值sLsV0.00040.0000010.00080.0013精馏段0.799795740.7750703190.8139757370.8280019260.00040.0010.000080.000001提溜段0.9596311930.9811485570.9420613580.9332427334.4.3 液相负荷上限液相负荷上

52、限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于 35 s)/(31smLS)/(31smVS)/(32smLS)/(32smVS)/(31smLS)/(31smVS)/(32smLS)/(32smVS武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计30液体降液管中停留时间s3 5fTsA HL以s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则53max0.0260.45()0.0116/55fTsA HLms4.4.4 漏液线漏液线对于型重阀，依=5 作为规定气体最小负荷的标准，则1F0F2004sVd u N（1）精馏段215()0.039350.188/41.24sVm s（2）提留段225()0.039

53、320.198/40.934sVm s4.4.5 液相负荷下限线液相负荷下限线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0.006owh 2/3min36002.840.0061000swLEl取，则1.0E 3/243min0.006 10000.42()1.92 10/2.84 13600sLms由以上 15 作出塔板负荷性能图图 4 精馏段塔板负荷性能图武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计31图 5 提馏段塔板负荷性能图由图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜操作区的适中位置（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制（3）

54、按固定的液气比，由图查出精馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷max()0.355sV下限 提留段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限 min0.188sVmax()0.418sV min0.198sV所以：精馏段操作弹性= ，提留段操作弹性= 0.3551.890.1880.4182.110.198第五章第五章 塔塔附件设计附件设计5.15.1 接管接管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： 342/920.39/80.5225.880.000629/3600 920.394 0.00062920.013.142SFLSVDum

55、 skmol huVmsDmm , 取 , 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计32查标准系列选取 25 2校核设计流速：smdFuF/816. 19.3920)2002. 0025. 0(4788.50422经校核，设备适用。5.25.2 釜残液出料管釜残液出料管釜残液的体积流量： 33120.72 19.32.44/0.000678/954.4wSWwWMVmhms取适宜的输送速度 ，则1.5/Wum s 40.0006780.0241.5dm计经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 30 2mm实际管内流速： 24 0.0006781.38/0.025Wum s5.35

56、.3 回流液管回流液管回流液体积流量 3365.85 36.132.99/0.000831/795.54LSLLLMVmhms利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 ，那么0.5/Lum s 4 0.0008310.0470.5dm计经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 57 3.5mm实际管内流速： 24 0.0008310.42/0.050Wum s武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计335.45.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： 3361.14 36.131781/0.495/1.24SVVmhms取适宜速度 ，那么20/Wum s 4 0.

57、4950.17820dm计经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 190 5mm实际管内流速： 24 0.49519.5/0.180SVum s5.55.5 水蒸汽进口管水蒸汽进口管通入塔的水蒸气体积流量： 3361.14 181178/0.327/0.934SOVmhms取适宜速度 ，那么02.5/um s4 0.3270.4082.5dm计经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格： 420 5mm实际管内流速：024 0.3272.48/0.410um s第六章第六章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计6.16.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶

58、第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为 1200mm。武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计346.26.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取 10min。V 釜液=0.0007196000.43m332324141()()(0.433.140.3)(3.140.3 )1.463232WWHVRRm6.36.3 进料板空间高度进料板空间高度FH 进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 FHFH 比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安 TH 装防冲实施，如防冲板，入口堰，缓

59、冲管等，应保证这些实施的安装。FH6.46.4 塔总体高度塔总体高度由下式计算：(1)1.2(31 15)0.455 618.71DTTFWHHNS HSHHHm 式中：-塔顶空间高度，mDH -塔板间距，mTH -开有人孔的塔板间距，mTH -进料段空间高度，mFH -塔底空间高度，mWH N实际塔板数； S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间人孔）本设计的塔体总高：武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计35H=18.71m。第七章第七章 附属设备设计附属设备设计7.17.1 数据与说明数据与说明全凝器一个：将塔顶蒸汽冷凝,提供产品和一定量的回流。冷却器一个：将产品冷却到

60、要求的温度后排出。管程壳程K 值范围预热器料液水蒸汽280850W/m2s冷却器冷水有机溶液8501500 W/m2s计算前均假定换热器的损失为壳方气体传热量的 10%，即安全系数为 1.05。下面3 个换热器的计算均按照这个假定。7.27.2 预热器计算预热器计算 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为 82.05，而原 料温度为30。釜残液的温度为 98.22，其主要成分是水，比热比 原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点， 只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以 稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至 40排出，以用于他途。 F=0.57