乙醇-水物系连续精馏塔的设计

1、第一章概述21.1精僧操作对塔设备的要求21.2板式塔类型21.3精镉塔的设计步骤4第二章设计方案的确定52. 1操作条件的确定52.2精傳流程示意图72.3确定设计方案的原则7第三章精f留塔的工艺计算93. 1物料衡算93.2理论塔板数估算103. 3各种操作条件及相关的物性估算133.4气液相负荷估算233.4.1精锚段气液相负荷233.4.2 提憎段气液相负荷233.5工艺尺寸估算243.6塔板设计263.7 流体力学验算313.8 塔板负荷性能图35结果与结论414.1设计计算结果414.1设计工艺参数及设计条件43第五章塔附件计算445. 1接管445. 2筒体与封头455. 3裙座

2、465.4 吊柱475. 4人孔475.5 塔总体高度设计485.5.1 塔的顶部空间485.5.2 塔的底部空间485.5.3 塔的立体高度48第六章其他486. 1冷凝器486.2再沸器49第一章概述1.1精馅操作对塔设备的要求精憎所进行的是气（汽）、液两相之间的传质，而作为气（汽）、液两相传质所用的 塔设备，首先必须要能使气（汽）、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。 但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：（1）气（汽）、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦 液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气（汽）、液负荷

3、有较大范围的变动时， 仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠 性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消 耗，从而降低操作费用。对于减压精馆操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持 必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况口上述要求中有些也是互相矛 盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主 要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型气一液传质设备主要分

4、为板式塔和填料塔两大类。精憾操作既可采用板式塔，也 可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触元件 的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮 动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔仃832年），其后，特别 是在本卅纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新 型塔板，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

5、塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。1.2. 1筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80% 左右。(2) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。(3) 塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。(4) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2) 操作弹性较小(约23)。(3) 小孔筛板容易堵塞。本次设计选用筛板塔。1. 2. 2浮阀塔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

6、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料方面，又不及泡罩塔可靠。 浮阀塔广泛用于精憾、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200価到6400mm,使用效 果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m,塔高可达80m,板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：(1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040%,而接近于筛板塔。(2) 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。(3

7、) 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660n/m2o(5) 液面梯度小。(6) 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。(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080%,为筛板塔的120130%o1.3精馅塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：(1) 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精憾装置的流程、操作条件、主要 设备型式及其材质的选取等进行论述。(2) 蒸憎塔的工艺计算，确定塔高和塔径。(3) 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、 泵等，并画出塔的操作性能图。(4) 管路及附属设

8、备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5) 抄写说明书。(6) 绘制精憎装置工艺流程图和精憎塔的设备图。第二章设计方案的确定2. 1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精憾装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指 标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝 方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设 计的需要，对某些问题作些阐述。2. 1. 1操作压力蒸憾操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理 物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作 有利于分离相对挥发度较大组分及热

9、敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同吋 还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行 蒸憾。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下, 适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馆的原因，则在于提高 平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从 而减少蒸憾的能量消耗。2. 1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产 中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由 于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡

10、点进料时，精镭 段与提憾段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2. 1.3加热方式蒸憎釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽 加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大（如酒精与水 的混合液），便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的 蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作 费用和设备费用。然而，育接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释 作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低， 因而塔板数稍有增加。但对有些物系（如酒精与水的二元混合液），当残

11、液的浓度稀薄 时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸 汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便 克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0. o. 7kpa （表压）。饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱 和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要 求加热温度超过180°c时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差， 从而提高传热效率，但蒸汽压力

12、的提高对锅炉提岀了更高的要求。同吋对于釜液的沸 腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深 井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定， 出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同吋 温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不 宜超过50°c,否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传 热。2. 1. 5热能的利用精憾过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合

13、理地利用 精憎过程木身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时, 合理利用精憾过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、懾出液和釜液间的熔差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再 沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却 剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级 低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸憾系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸 器和中间冷凝器的流程，可以提高精績塔的热力学效率。因为设置屮间再沸器，可以利用温

14、度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可冋收温度比塔顶高的热量。2.2精馅流程示意图本任务，处理量比较大，采用连续精係过程。甲醇-水溶液经卧式列管式换热器 预热后，送入连续浮阀精惚塔。塔顶上升蒸气采用列管式全凝器冷凝后，流入冋流罐, 部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图见下图1。图1精饰过程示意图2.3确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使 牛产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原 则。为此，必须具体考虑如下儿点：(1)满足工艺和操作的要求所设

15、计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要 稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取 相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调 节，必要吋传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中 安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到牛产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置, 以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采 取相应措施。(2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基

16、建费用。如前所述在蒸镭过程中如能适 当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。乂 如冷却水岀口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积 的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有 很大影响。降低牛产成木是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用 哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求 总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区， 冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选 低一些，以节省传热面积。(

17、3) 保证安全生产例如苯属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。 又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到 破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原 则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的 考虑。第三章精憾塔的工艺计算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量为：i?=46. otks/lmol水的摩尔质量为：萨02ke/knl原料液摩尔分率：zf" 0.3s/46. ot fr (14). 3s) /18.0

18、2塔顶采出液中乙醇摩尔分率：_0.94s/46.0tzl=0. m5/4s. 07 4- (l-0.94£) /ib. 02塔底采岀液中乙醇摩尔分率：0.001/46.07* xr=sc=0.0009工 a 00l/46. of f (l-o.ood/18.023. 1.2全塔物料衡算每小时塔顶产品质量流量:lttooxlooo24x300=1388.889 kgai塔顶产品的摩尔流量:8歸 x"xgms)46.0718.02联列:得原料混合液的摩尔流量:xr -zk0.1740-0.0003914塔底产品的摩尔流量：9=16i. 051-32.728=131.323knl

19、/h3.2理论塔板数估算本次设计采用图解法计算精僧塔的理论塔板数。因为该塔是常压塔，所以精懈塔 塔内各处的压强仅仅比常压略高，根据常压下乙醇-水汽液平衡数据来计算，即可求 出精憎塔的理论板数。3.2.1常压下乙醇-水汽液平衡数据查阅常压下乙醇-水气液平衡数据，并记录于下表1：表1常压下乙醇-水汽液平衡数据温度/°cx （乙醇）/%y （乙醇）/%温度/°cx （乙醇）/%y （乙醇）/%99.90. 0040. 0538227. 356. 4499.80. 040.5181.333. 2458. 7899.70. 050. 7780.642. 0962. 2299.50.

20、121.5780. 14& 9264. 7099.20. 232.9079. 8552. 6866. 2899.00.313. 72579.561.0270. 2998. 750. 394.5179.265. 6472. 7197. 650. 79& 767& 9568. 9274. 6995.81.6116. 3478.7572. 3676. 9391.34. 1629. 927& 675. 9979. 2687.97.4139. 167& 489.281.8385.212. 6447. 497& 2783. 8784.9183. 7517.4

21、151.677& 285. 9786. 4082.325. 7555. 747& 1589.4189.41根据表1中乙醇-水气液平衡数据绘制出t-x-y图，见下图2：液相中乙醇的摩尔分率图2常压下乙醇-水气液平衡相图3. 2.2精憎塔操作线和梯级图1.0080.6y0.40.2xwxfxd0.00.20.a0.60.8 °x图3操作线和梯级图在图3中分别作出q线、操作线。由图3可知，切点q(o. 1740, 0.8169)是夹紧点，直线aq与y轴相交于点p(0. 000, 0.2419)o那么，-=cl 2419,故最小回流比 =2-598503.2.3作图求理论板数

22、选取合适的实际回流比：r=l-. 8x2. 5985=4.6tt3,则寻=ol533。从塔顶产品要求的浓度点a开始，在乙醇-水气液平衡线和两作线之间作阶梯图, 直到阶梯的横坐标越过塔釜产品所要求的浓度0. 0003914结束。由图3可以看出，精馅段的理论板数n萨23块，提馆段的理论板数n提二3块(不 包含再沸器)，另外，梯级数为全塔的理论板数，即2二26块(不包含再沸器)，进料板 位置血二24。另外，由图3得，塔顶第1块塔板：岭-去-o.9to5,液相组成：z. -a 8680进料板的气相组成：岭=0460?,液相组成：xr=0l1147塔釜的气相组成：斥=0.00458?,液相组成：x7=t

23、t07103.3各种操作条件及相关的物性估算3. 3.1操作温度估算因为塔内压强仅略高于常压，所以可以利用常压下的乙醇-水气液平衡数据估算 出精僧塔各部位的的物料温度。(1)求塔顶第1块塔板温度匸估算78.20-78.15 _0.8s9t-0.8941 =0.8680-0.8941彌.t:=78.19x3(2)求进料板温度毎估算87.9-«5.2_t7-ss.20.0741-0.12640.1147-0.12641tf=85. vfc(3)求塔釜温度口估算99.9-99.8tw-99.80.00004-0.0004 0.0003710-0.0004mi t=99.81x：(4)精憾段

24、的平均温度估算(5)提僧段的平均温度t客估算空二弐竺空it(6)全塔的平均温度t潜估算”伞#00乎肌换毗3. 3.2液相平均粘度估算3. 3. 2. 1纯液体粘度估算由第1块塔板温度tl=t8. l9x：进料板tt=85. 80t、塔釜温度片99. 81匕查化学化工物性数据手册（有机卷）575页，得乙醇的粘度数据如表5所示:表5乙醇的粘度数据温度（°c）6080 100粘度(mpa s)0. 6010. 4950. 361查化学化工物性数据手册（无机卷）12页，得水的粘度数据如表6所示：表6水的粘度数据温度（°c）7879878899100粘度(mpa s)0. 36550

25、. 36100. 32760. 32390. 28680. 2838利用插值法分别估算塔顶、进料板和塔底的液相粘度:q）第1块塔板液相粘度估算第1块塔板温度t：=78l兀下乙醇的粘度估算:80-60- 78.19-600.495-0.-0.601l £> 求祐 ri . =0.504 ipa-s第1块塔板温度t.78. l9x：下水的粘度估算:t9-78_ t8.19-780.3610-0.3655 =jl -o.36s5耳求琳（b）进料板上液相粘度估算进料板温度tf=85.80x：下乙醇的粘度估算:l00-b0- 8s0b00.361-0.49s" ji -0.49

26、5fa求得.片严伽tfa-a进料板温度tf=85.80r下水的粘度估算:86-85_ 8s. 80-bs0.331s-0.3355=n -o.33ssje(b)塔釜液和粘度估算塔釜温度tk=99.81x：下乙醇的粘度估算:loo-bo _ 99.8l-800.361-0.495=n 4).4951fa求祐 幔=0362 apa-s塔釜温度tk=99.81x：下水的粘度估算:100-99_ 99.81-990.2838-o.2868=n -0.2868je求毎.4亠284 tfa-sat3. 3. 2. 2混合液粘度估算塔顶温度t.=78. ut下混合液粘度:1 $叮)-£=(0868

27、0x0.5044(1 -0.8680)x0.365 b =0.484 皿p进料温度t7=85.80匸下混合液粘度：£ &11 5片逵=(£乞匕巧=(oa 1147x0.456 h-(l-0.ll4t)x0.332 訂=4).345塔釜温度g=998fc下混合液粘度:£ ?zc=(sz:llc2) =(0.0003710x0.362 h-(l-0.0003710)x0.284 訂=0284 apas3. 3.2.3平均粘度估算精馆段的平均粘度：a=0.415提憎段的平均粘度：u=0.3163. 3.4相对挥发度估算塔顶的相对挥发度:a =-x-z<(1

28、-x;) 0.870s w (g 8680) . _(1-y ) =0. 8680 x (1-0.870s) =l进料板上的相对挥发度:ax(l-ir) _0.4s0t vo07u4f(1-0-1147) (hj.46ot)=8.593塔釜的相对挥发度:吨x牆二膜x豊譜二5精憾段:a,+af 1.022 4«.5«3 2 2=3.提憾段:一空空里竺空竺a ft" 2f =9505因为在精憾塔内，当压力和温度的变化都比较小时，可取塔顶与塔底相对挥发度的几何平均值作为全塔的平均值相对挥发度，即°丁卜/才皑阪 x9.505 =6.0163. 3. 3总板效率估

29、算(1) 精憾段总板效率kt=0.49(a 睜 |1 l 毎)j49x 808x ° 口5) “ 此=0 4381(2) 提憎段总板效率ettc=0.49(a 誓 |1 l 掃)9 火=0 49x(9. s05x 0.315)、岀=0 37463.4.5实际板数估算(1)精憾塔精憾段实际板数计算:n 一一 =53叫唏et省g 43丑(2)精憾塔提憾段实际板数计算：实际总板数：%恿89=62加料板在第54块)3. 3.6操作压力估算这里取每层塔板压降：fip=0-71cpa精憎塔第1块塔板上的气相压强：p =101. 325*4=104. 32su>8进料板上的气相压强：32&a

30、mp;to. tx53=142.425kpa塔釜的气相压强：pz=104.325h». 7x62=w8. tzskpa精憾段的平均压强:104.325m42.4252=lz3.8tskpa提憎段的平均压强:148.725142.4252=145.s7skpa3. 3.7平均摩尔质量估算3. 3.7. 1塔内液相估算第 1 块塔板：兀=« 8680x46 074(1-0. m80) * 血 02=42.37 kg/lnol进料板：«lf=0.1147x46.07+(1-0114tx18 02=21.24 kg/kaol塔釜：il1.=0 0003710x 46. 0

31、t4-(l-0.0003710)x 18. 02=18. 03 sol精憾段:比如-42.3?+2l21=31.80 kk/knl提憾段:2l242=19.93 kg/knl3. 3. 7. 2塔内气相估算第 1 块塔板：巴=0 8705x46叶(1-0 8t0s) x 18 02=4244 kg/kml进料板上：1=0.4607x46.qthlt 460t)x 18.02=3094 b/kmol塔釜：恬=a 00458tx46. ottcl-0.004587) x18.02=18.15 kg/kil精憎段:耳护岁注輒虫严94 =36的砂“提僧段：v尹“ 18. is *30.91*±

32、;5=3. 3.8平均密度估算3.3.& 1塔内液相估算由第1块塔板温度tl=t8. l9x：进料板tt=85. 80t、塔釜温度妒91 81匕查化学化工物性数据手册（有机卷）559页，得乙醇的密度数据如表3所示:表3乙醇的密度数据温度/°c406080100密度 /(kg/m3)787.9765.7742.3717.4查化学化工物性数据手册（无机卷）3页，得水的密度数据如表4所示：表4水的密度数据温度/°c7580859095100密度/ (kg/m3)974.89971.83968.65965.34961.9295& 38利用插值法分别估算塔顶、进料板和

33、塔底的液相密度：q)第1块塔板液相密度估算第1块塔板温度t.=78. l9x；下乙醇的密度估算:80-60'19-60 ,求樹 p - 42第1块塔板温度t.78. l9x：下水的密度估算:t8.19-75 母杠971.83-974.89 p吋80-75-974.89p .le=972.94 誉那么，第1块塔板上液相密度估算:0.8680 1-0.8680p .l =768.24(b)进料板上液相密度估算进料板温度tf=«5.80x；下乙醇的密度估算:loo-flo 85.80-00h7.40-t42.3=p -t42.31f la求那 p ri =735. ct thr l

34、a进料板温度tf=85. sou下水的密度估算:90-85_ 85.80h965.34-968.65 =p那么，进料板上液相密度估算：1 吟 1-i7 ail4y l-c. 114t=+=+p p 736. or 968.12 tl ? fx flep 九孑9m.15 kc/w(c)塔釜液液和密度估算塔釜温度tk=99. sir下乙醇的密度:100-8099.81-807lt.40-t42.3 p说亍求得'卩和小“ “r wla塔釜温度tk=99.81x：下水的密度:99.81-9510095.5 3 wc -4mto e z -958,38-l92=p 61.92-卩58 52&qu

35、ot;厂wle那么，塔釜液相密度估算:叮t兀nt m9sb.52p %孑958的 kc/w(d)精馅段液相平均密度估算:=851.19 kg/h(c)提憎段液相平均密度估算:958.40 +934.15=946.27 tg3. 3.8.2塔内气相平均密度估算假设气相为理想气体，则卩罟第1块塔板:=1.530 z点104.325x42.44rt, "8.3l4x(273.15ft8.19)进料板:vf¥7_142 425 x 30.94rtf "8.314x(273.1sfr85?80)=1.477 kg/h塔釜:148,t2sx24,ss3l4x (273.15w

36、9.81)精憾段气相:_pp 了-1.530 m.4772 2=1.503 zg提馆段气相:=1.174 kgk_p*pj).8to +1.4ttv 摊二2 =23. 3.9精憾塔内各部位液相平均表面张力估算查化学化工物性数据手册（有机卷）580页，得乙醇的表面张力数据如表7所刀十表7乙醇的表面张力数据温度（°c）406080100表面张力（mn/in）22. 1920. 2518. 2816. 29查化学化工物性数据手册（无机卷）15页，得水的表面张力数据如表8所示:表8水的表面张力数据温度（°c）708090100表面张力（mn/m）64. 3662.6960. 795

37、8.91第1块塔板上液相第1块塔板温度t：=78l兀下乙醇的表面张力估算:80-60_ 78-19-6018.28 吨 25=j严疔求特.o、=1846 mnfmi必第1块塔板温度t.78. l9x：下水的表面张力估算:80-to_ t8 19-to62.69-64.36'a -64.36"求得.j”=6299 mn/m塔顶第1块塔板上液相表面张力估算:b. =x a -fd-xja rf=0.8680x18.46 f (1-0.8680)x62 99 =24.34 rif/k1el -厶llc(2)进料板上液相进料板温度t.=85.80r下乙醇的表面张力估算:100-808

38、5.80-00 屮毎16.29-18.28 >-18.28-柯进料板温度匚二80匸下水的表面张力估算:90-8085.80-80母範60.旳吨/%严e彌1进料板上液相表面张力估算:=x7a /hd-xjat f=0.114tx17.70 1-(1-0.1147)x61.59 =s6s5f 3.* ila.* jlb(3)塔釜液和塔釜温度tk=99.8113下乙醇的表面张力:100-80_ 99.81-80 申饵16.29-18.28 = a -18.28'fla塔釜温度tk=99.8ir度下水的表面张力：100-9099.8lt0 出加58.91-60.79 a-60. t91

39、邪得,塔釜液相表面张力估算：%=58.95 列bp =xaf=o. 0003nox 16.31 1-(1-0.0003710)x58.95 =s8.93 *(4)精憎段平均表面张力:b jb±_2434 *58.552 二 2=40.45 *(5)提镭段平均表面张力:3.4气液相负荷估算3.4.1精f留段气液相负荷l=rd=4 6773x 32. 728 =153. 080 kaol/hv¥?=(r*1)d=(4.6773h) x32.728 =185.808 knl/hk =lil =153.080 x 31.80 =4868.309 kg/hv,峙=185.808x 3

40、6. 69 =6817. 264 kg/hr j 4868.309 p .851.19=s. tlw/h=l. s89x 10'v/a6817.2641.503=4534.447/h=l. 260/s3.4.2提f留段气液相负荷l 再=l4xf=ls3.0804-1x164.051131kml/h冬 h1f>2185 80flknl/hl =4-gil =317-131 x 19-63 f226. 512k8av二再 也兀崔=185 808 x24.5s =4560. t89kg/hlk 护=亠=晋=6 s8ta/hfl. 828x10*w/s 珀提9«272=空=眾兽

41、=3886.173ta7h=l 079/s 上叭提11743.5工艺尺寸估算3. 5.1塔径的设计3. 5. 1. 1精憾段塔径假定精憎段板间距：比铐=3s0m,板上清液层高度h“=5g。根据比和b的数值，查阅负荷因子曲线图得c23=a062,则修正负荷因子：40 45 ° 2=0.062x (')=0.07120精馄段最大空塔气速估算：唏屮宅 卜:务=0on f 阿=16ot |/so -j 炜3 i精憾段空塔气速的估算：u=0. txu =k =0. 7x1. 69t =1.188 m/日。根据经验，得到精徭段的计算塔径为:=1. 162b查阅相关国家标准，取精憾段的塔径

42、：d话=12bf120(j。实际空塔气速： =£=1.114 b/so所以，安全系数估算应=0.656 ,在相关标准的要求的0.60.8范围之 晞h lu%内，所以初步认定假设的板间距和塔径符合设计要求。3. 5. 1.2提憎段塔径假定提憾段板塔板间距：h腹=350，板上清液层高度hlj5=60k由干哑 pl.b»«xl0g叭j 5=0.048根据和瓦的数值，查阅负荷因子曲线图得c2d=am5,则修正负荷因子:ct t4 0 2=0.04sx=0.056提憎段最大空塔气速估算：u捺=1.579d/so精憎段空塔气速的估算：11=0. txu =£ =0.

43、7x1. s79 =1.10w3o根据经验，得到提憎段的计算塔径为：d崔诗查阅相关国家标准，取提憎段的塔径：d=1.2«=120qmo实际空塔气速：嗨需。所以，安全系数估算芒二鸞=0伽在相关标准的要求的0.6“范围之内, 所以初步认定假设的板间距和塔径符合设计要求。3. 5.2塔的有效高度精憎段的有效高度：z,t=(53-l)x350«f18.20n提憾段的有效高度：zfr|=(9-l)x3s0hw«.80b总有效高度：z$=18. 20bf280af210qb3.6塔板设计3.6.1溢流装置设计3.6. 1. 1精僧段溢流装置精憾段塔径d=l.2»,液

44、相体积流量鼻产卡几，依据相关标准，精憾段 的降液管型式为弓形降液管，溢流方式为弓形单溢流，各项计算如下：(1) 精憾段溢流堰根据经验，本精憎塔设计选用平直型溢流堰。精憎段堰长：取u =0.7x d,?=0.7x1.2=0.84<该段醫>瘁4，严“根据该数据查阅液流收缩系数关系图可以 得到精僧段液流收缩系数e二1. 02o因为在精憾段中，本设计采用平直溢流堰，所以可以利用弗兰西斯公式计算精憾 段的堰上液层高度：2.84xi. 02x(5 7190.84)"=o. 010to=10. j该值略大于6mm,基本符合平直堰要求。那么，精憾塔的精憾段堰高:ti送-si込 hy 违-

45、1031« 6(2) 精憾段降液管设计估算查表对精憎段降液管宽度进行估算：睜=01sd=o. 15x1.2=0. lfc查表对精憎段降液管面积进行估算：af 愴=0的4« =0. 094x xi. 2=0.1063nr液体在该段降液管内滞留的时间估算:=23.4叫 吟斗 3600 x 0.1063x0. 35s. 719这初步证明精憾段的溢流垠长度l"甲的取值是正确的。假设精镭塔精镭段降液管底隙高度转=20，则流体流过降液管的流速:s.t19% 胃360% 譬3600x0.84x0.020介于0. 060. 25m/s之间；且汕厝h決=39.>。故假设基本合

46、理。(3) 受液盘的设计估算精倔塔精倔段塔径为d=1.2m>0. 6m,根据经验采用凹形受液盘，不设置入口垠。 精憾段受液盘的深度为h哼=«03.6. 1.2提镭段溢流装置提憾段塔径dg=1.2h,液相体积流量-雷$80 -mi，依据相关标准，精憾段的降液管型式为弓形降液管，溢流方式为弓形单溢流，各项计算如下：(1) 提馆段溢流堰根据经验，本精懾塔设计选用平直型溢流堰。提镭段堰长：取u=0.7xdfe=0.7x1.2=0.8te書根据该数据查阅液流收缩系数关系图可以得到精憎段液流收缩系数e=l. 02o因为在提憾段中，本设计采用平直溢流堰，所以可以利用弗兰西斯公式计算提憾 段的

47、垠上液层高度：xl. 02心6.5800.84)=0.01140=11.4k那么，精馅塔的提馅段堰高:入掩捱丸砍=60-us6(2) 提镭段降液管设计估算查表对提憾段降液管宽度进行估算：*凉=01sd=o. 15x1.2=0.180n查表对提憾段降液管面积进行估算:a?f,=0. c94a, j,=0. o94xx1.2:=0.1063 h液体在该段降液管内滞留的时间估算:36叫搖比捺 3600x0)063 x0.35.%=l3=閒勺-4 s>ss这初步证明提徭段的溢流堰长度l幵搖的取值是正确的。假设精憎塔提憎段降液管底隙高度山热=20，则流体流过降液管的流速:=0.10ws. s -6

48、.5805 -"3600u"3600x0.84x0?介于0. 06"0. 25m/s之间；且攝4i理=436 -2428.6nx，故假设基木合理。(3) 受液盘的设计估算精憾塔提憾段塔径为d=1.2m>0. 6m,根据经验采用凹形受液盘，不设置入口堰, 提憾段受液盘的深度为入去=60nr3.6.2塔板设计3. 6. 2. 1精僧段塔板精憾段塔径是1200mm,根据经验精憾段所采用的塔板应该分成三块。q)塔板的布置设计估算根据经验，初步假设该段溢流垠前安定区宽度取值为w,=0.065,降液管后安三尸壬才¥）求有效传质面积。式中定区取值为=0.065,

49、精僧段屮，靠近精僧塔内壁的无效区曲疔0040亍-虬厝地网）=罟-（018w65）=035s睜二罟tmo=0s6«i所以该段有效传质面积为:=2(0.355v 0.s6 2"°-3ss2+ x0.56 2 x sin l7382 卞（b）开孔排列设计选用厚度6=3.01-的碳钢板，根据经验，可取筛板塔筛孔的肓径d产5.*。精憎段的筛孔按照等边三角形排列，取两筛孔之间的中心距离是筛孔直径珀的三 倍：t=3xd3=3x5.0=15ko筛孔数冃：1.155xl 1.155xa?392rt=:=3790严0.01s"开口率：4> =0.907() =0.90

50、7(?) =10.0m t0.015开孔率e在5%i5%z间，所以初步认定精憎段塔板设计合理。气体通过筛孔的气速:1,2600. l01x0.7382=15.93 *3. 6. 2. 2提憾段塔板提憾段塔径是1200mm,根据经验提憾段所采用的塔板应该分成三块。q)塔板的布置设计估算根据经验，初步假设该段溢流垠前安定区宽度取值为h?=0-06s,降液管后安 定区取值为=0.065,精憾段中，靠近精憾塔内壁的无效区艮舟疔a 040。根据公式厶=2(吋忑匚4三rvrt冷)求有效传质面积。式中-01° 聲 4起 )=-c0.1840.065)=0.3ss所以该段有效传质面积为：=2(0.3

51、5sv 0. s67t180x0.56x占器hz0.56(b)开孔排列设计选用厚度6=3.0®的碳钢板，根据经验，可取筛板塔筛孔的直径d产5*。提憎段的筛孔按照等边三角形排列，取两筛孔之间的中心距离是筛孔育径血的三 倍：t=3xda=3x5.0=lso筛孔数目：i.l55xl 1.155&7332乍:一"=3790严0.015开口率：0=0.907() =0.907(?) =10. oat t0.015开孔率®在5%15%之间，所以初步认定精憾段塔板设计合理。气体通过筛孔的气速:<4.51 s上捲一 non l01x0.t382 o3.7流体力学验算

52、3. 7. 1精憎段流体力学验算3. 7.1.1塔板压降的估算q)干板阻力h估算因为i=l£=i.6t,根据该数据查阅干筛孔的流量系数曲线图，得co=0.t81.s035 '851.19(b)上升气相穿过塔板上混合液的阻力估算1.2601.1310-d. 1063根据此数据查阅充气系数关系图得，0=0158,故hl=p (恥加=0 s8x0.050=0.0290ntt柱(c)液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力:4x40.4s xiq8s1.19 x9.glx0.00s=0.0039 液柱气相穿过液层的高度估算:虬=也_卅。=0.0424w. 0290h). 00

53、3口. 0t53 n覆柱气体通过液层的压降估算:站=加 p lg=l 0t53 x 851.19 x 9.81=628.97 pa<0. 7kpac®|允軸）3. 7. 1.2液面落差因为筛板塔的液面落差比较小，并且本次设计的精憾塔塔径和气液相负荷都不 大，所以页面落差完全可以忽略。3. 7. 1.3液沫夹带量h7=2.shl=2.5xq.1125ks.7x1o_z % . c=-55.7x10'c40.45 x10 '0.3s-0.125“0823小于0. lkg液/kg气，在本次设计的精馆塔中精馆段液沫夹带量®在精馆塔设计允许的范围内。3. 7. 1.4 漏液精憾段漏液点的气速估算:(0. 00wh). 13hl-hg)pl也=匕=44弼'l.s03m.4x0.78x13x 0.050-0.0039 )x851.19=7. 41 a/s而实际孔速=16.9稳定系数为1=-=4-=2.29 >1.5,所以在本设计屮无明显漏液。3. 7. 1.5 液泛对乙醇-水物系，取4值为0.5,那么4)(hr«t)=o. sx (o. 35*00396)r1948 板上不设进口堰h)153(uj)=r 153x0.095 2=0.0014 瞬治去*k地=° 0753 f0.029&