年产2万吨乙醇—水精馏塔设计

1、成绩化工原理课程设计说明书设计名称：年产两万吨乙醇-水精徭塔年级专业： 2013级化学工程与工艺 姓 名：指导老师：2016年1月15日目录1概述错误!未定义书签。设计题目及要求错误!未定义书签。设计题目 错误!未定义书签。设计任务错误!未定义书签。设计参数错误!未定义书签。精镭过程简介错误!未定义书签。2工艺设计部分错误!未定义书签。全塔物料衡算错误!未定义书签。乙醇-水的气液平衡数据错误!未定义书签。确定几n及工业生产常用/?的选择错误!未定义书签。板效率、塔板数的计算和进料位置与状态的选择.错误!未定义书签。理论塔板数M的求取错误!未定义书签。全塔效率任错误!未定义书签。实际塔板数M错误

2、!未定义书签。加料位置与状态的选择错误!未定义书签。物性参数计算错误!未定义书签。定性压力A错误!未定义书签。定性温度九错误!未定义书签。平均分子质量错误!未定义书签。平均密度Q错误!未定义书签。液体的平均表面张力错误!未定义书签。液体的平均粘度"错误!未定义书签。汽液负荷计算错误!未定义书签。精镭段气液负荷计算错误!未定义书签。提镭段汽液负荷计算错误!未定义书签。塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算错误!未定义书签。塔径的设计计算错误!未定义书签。塔板工艺结构尺寸的设计与计算错误!未定义书签。校核计算错误!未定义书签。精镭段校核计算错误!未定义书签。提镭段校核计算错误!未定义书签。塔

3、板负荷性能图的计算与绘制错误!未定义书签。精镭段塔板负荷性能图错误!未定义书签。提镭段塔板负荷性能图错误!未定义书签。3 设备设计及辅助设计部分错误!未定义书签。塔体结构的初步设计错误!未定义书签。筒体和封头厚度计算错误!未定义书签。椭圆封头的选型错误!未定义书签。换热器的计算与设计选型错误!未定义书签。预热器错误!未定义书签。再沸器错误!未定义书签。冷凝器错误!未定义书签。冷却器错误!未定义书签。管道计算及规格选择错误!未定义书签。管道设计步骤错误!未定义书签。算例错误!未定义书签。管道设计结果汇总表错误!未定义书签。泵的计算及设计选型错误!未定义书签。原料泵错误!未定义书签。冷却水泵错误!

4、未定义书签。储罐的计算与选型错误!未定义书签。原料储罐错误!未定义书签。产品储罐错误!未定义书签。热水储罐错误!未定义书签。4 设计数据总汇表错误!未定义书签。物性参数数据工艺设计数据5 认识与体会6 参考文献.错误!未定义书签.错误!未定义书签错误!未定义书签,错误!未定义书签,1概述1.1设计题目及要求1.1.1设计题目年产两万吨乙醇-水连续精徭塔（筛板塔）1.1.2设计任务由设定值浓度xf的酒精-水二元均相混合物作原料，根据所需要的年产量D、塔顶产品浓度xd、塔釜浓度xd等参数设计出酒精连续精镭塔。1.1.3设计参数生产任务：年产量D二20000T/y加热蒸汽压力：（表压）冷却器进口水温

5、度：20“C冷凝器出口水温：503C原料浓度：xf = 25% （质量分率）塔顶产品浓度：xd = 93. 1% （质量分率）塔釜浓度：xw<1% （质量分率）12精馆过程简介图1为连续精餾塔。乙醇水混合液自塔的中部某适当位置连续地加入塔内， 塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液, 其余作为塔顶产品（镭出液）排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和 回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器以加热液体产生蒸 汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排除部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组分向

6、液相传递，而回流液中的 轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，使上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升高。只要有足够的相际接触表面和足够的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组原料冋流饰岀液A(B)分。塔的上半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重组分，因而称为精饴段。汽液残液B(A)在塔的加料位置以下，下降液体(包括回流液和加料液中的液体)中的轻组分向气相传递，上升蒸汽中的重组分向液相传递。这样，只要两相接触面和上升蒸汽量足够，到达塔底的液体中所含的轻组分可降至很低，从而获得高纯度的重组分。塔的下半部完成了下降液体中重组分的提浓即提出了轻组分，因而称为提餾段。一个完整的精餾塔应包括精餾段和提镭段

7、，再这样的塔内可将一个双组分混合物连续地、高纯度地分离为轻、重两组分。精镭与蒸馅的区别在于“回流S包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的气相回流，回流是构成气、液两相接触传质的必要条件，没有气液两相的接触也就无从进行物质交换。另一方面，组分挥发度的差异造成了有利的相平衡条件(y> x)o这使上升蒸汽在与自身冷凝回流液之间的接触过程中，重组分向液相传递，轻组分向气相传递。相平衡条件y> x使必需的回流液的数量小于塔顶冷凝液的的总量，即只需要部分回流，而无需全部回流。唯有如此，才能从塔顶抽出部分凝液作为产品。因此，精餾过程的基础是组分挥发度的差异。2工艺设计部分2.1全塔物料衡算F =

8、 D + WFxp = Dxd + Wx«质量分率化为摩尔分率，得xd = 0. 8407, xw = 0. 0039, xF 二 0. 1153D 二 20000T/y 二 2525.25kg/h 二 60.3kmol/h （按一年330个工作日计算）D _ 啲 一 xfF xw 一 xd0.0039 - 0.11530. 0039 - 0.8407 伽WD-=1 - - = 1 - 0, 1331 二 0.8669F 二 60. 3 三 0.1331 二 453. ikmol/h 二 9630. 3kg/hW = 453.0 X 0. 8669 = 392.7kmol/h = 7

9、119.4kg/h2.2乙醇-水的气液平衡数据图2乙醇一水相平衡曲线图1009590t/°C 85807500.10.20.30.40.50.60.70.80.91X图3乙醇-水等压相图（尸1atm）2. 3确定及工业生产常用/?的选择根据图得必“时精餾段操作线斜率为二 Rmin + 1 二 *最小回流比Rm i n 二 1 67回流比（仁220）取回流比R =8陷叽则R = 1.8 X 1.67 = 32.4板效率.塔板数的计算和进料位置与状态的选择2.4.1理论塔板数"的求取精镭段操作线方程:R + 1Xn * R + 131 0 84073 + 1Xn + 3 + 1

10、化简，得yn + 1 二 0. 75xn + 0. 2102提徭段操作线方程:RD + FF - DYn + 1 (R + 1)DXn + (R + 1)DXW_ 3 X 60.3 + 453. 0453. 0 - 60. 3Yn + 1 =(3 + 1) X 60.3 Xn * (3 + 1) X 60.3化简，得X 0. 0039yn + 1 二 2. 6279xn 一 0. 0063根据气液相平衡数据及精镭段、提徭段操作线方程，利用MATLAB编程计算理论板数，得图4oA NTi = 15,NT2 = 3即理论板数Nt = 18(含塔釜)2.4.2全塔效率6采用0 conne I I法，

11、根据Et = 51 - 32.5lg(uLa)可得：U A 二 0. 37mPa. s, p g 二 0. 315mPa. sML = U AXF + UB(1 - XF)塔顶相对挥发度：Va/xA塔顶温度：二78. 28°C代入数值，结合相平衡曲线计算得aD 二 1.0938. aw 二 13. 7462相对挥发度a 二、f'aDaw 二 3. 8776全塔效率Et 二 47. 90%2.4.3实际塔板数您以塔釜作为一块理论板，根据Nt精徭段塔板数Npi 二?二 32 块Et(1 - Va)/(1 - xa)提徭段塔板数*2 - 1Np2 二一Z二 4 块Et总塔板数NP

12、二 36块2.4.4加料位置与状态的选择加料位置：第33块塔板进料状态：泡点进料2.5物性参数计算2. 5.1定性压力久取每层塔板压降为0.5 kPa计算塔顶：PD 二 101.3kPa加料板：PF 二 101.3 + 0.5 X 32 二 117. 3kPa塔底压力：PW 二 101.3 + 0.5 X 38 = 120. 3kPa精徭段定性压力：pmi 二(101.3 + 117. 3)/2 二 109. 3kPa提餾段定性压力：Pm2 = 110. 8kPa2.5.2定性温度匕塔顶温度：to 二 78. 3°C加料板温度:tF 二 85. 7°C塔底温度：tw 二 9

13、8. 8'C精徭段定性温度：tmi 二（tD + tF）/2 二 82. or提徭段定性温度：tm2 二（tF + 琉/2 二 92. 2“C2. 5.3平均分子质量AC塔顶：xD = yi = 0, 8407, xi = 0. 8283Mvo.m = 0. 8407X46. 07 +(1 -0. 8407)X18. 02二 4L6016kg/kmolMLD.m 二 o. 8283X46. 07 +(1 -0. 8283)X1& 02=41. 2543kg/kmol加料板：yF 二 0. 4608, xf二0. 1153Mvr.m 二 0. 4608X46. 07 +(1 -0

14、. 4608)X18. 02二 30. 9454kg/kmo IMLF.m = 0. 1153X46. 07 +(1 -0. 1153)X18. 02二 2L2542kg/kmol塔底：X底二 6. 3365 X 10 4,y底二 0. 0086Mw,m 二 6. 3365 X 10 _ 4 X 46.07 +(1 - 6. 3365 X 10 _ 4) X 18. 02Mw.n,二 18. 2624kg/kmolMLW,m 二 0. 0086 X 46. 07 + (1 - 0. 0086) X 18. 02 二 15. 9715kg/kmol精镭段：精惚段定性温度82. 0“C,由t -

15、x - y图可知xmi = 0- 2737, ymi = 0. 5646气相平均分子质量：Mv,mi 二 0. 5636 X 46.07 + (1 - 0.5646) X 18.02 二 36. 2735kg/kmol 液相平均分子质量：ML,mi 二 0. 2737 X 46. 07 + (1 - 0. 2737) X 18.02 = 31.2542kg/kmol提徭段：提谄段定性温度为92. 2“C由t - x - y图可知ym2 二 0. 2723, xm2 二 0. 0352Mv,m2 二 0. 2723 X 46.07 + (1 - 0. 2723) X 18.02 = 24. 60

16、39kg/kmolX 18.02 = 18. 6128kg/kmolMl, m2 二 o. 0352 X 46. 07 + (1 - 0. 0352)2.5.4平均密度Q1、液相平均密度PL.rn塔顶：塔顶温度78. 3'C下查得水的密度为980. 2kg/m3,乙醇的密度为734. 8kg/m3oPLD.m 二 734. 8 WD + 980. 2(1 - wD)(为质量分数)PLD.m 二 74& 8595kg/m3进料板：加料板温度85. 7下查得水的密度为974. 8kg/m3,乙醇的密度为727. 0kg/m3op LF.m 二 727. 0 u)f + 974. 8

17、(1 - u)f)PLF.m = 898. 2788kg/m3塔底：塔底温度98.8'C下查得水的密度为973.8kg/m3,乙醇的密度为712. 8kg/m3oP LW.m 二 712. 8+ 973. 8(1 -p LW.m 二 979. 6705kg/m3精徭段：精徭段定性温度82. 03C下查得水的密度为979. Okg/3,乙醇的密度为 731.0kg/m3oP Lmi = 731. 0 a）nji + 979. 0（1 - u）mi）P 51 二 839. 728kg/m3提镭段：提镭段定性温度92.2“C下查得水的密度为975. 9kg/m3,乙醇的密度 为 720. 1

18、kg/m3oP Lm2 = 720. 1 U）ni2 + 975.9（1 -从2）Pl,m2 二 947. 179kg/m32、气相平均密度PV.rrPm1 V, ml., qP v.mi = 一 = 1. 3403kg/m3X 'mlPrr2Mv,rr2八八“八 /P V,m2 =二 0, 9586kg/m3K I m22.5.5液体的平均表面张力塔顶：塔顶温度78. 3“C下查得水的表面张力为0. 0624N/m,乙醇的表面张力 为为 0.0174oOpA 二 62.4mN/m0D.B 二 17. 4mN/mc o.m - 0D,AX1 + a d（b（1 - xi）二 25. 1

19、257mN/m加料板：加料板温度85.7“C下查得水的表面张力为0.0610N/m,乙醇的表面张力为0. 0.0167N/mo*f.A 二 61. OmN/m。F, B 二 16 7mN/mo* F.m = f,axf + Of.bU 一 xp）二 55.8922mN/m塔底：塔底温度98. 8C下查得水的表面张力为000584N/e 乙醇的表面张力为 0.0154N/mo5 A 二 58. 4mN/m5 b - 15. 4mN/m-。忆AX底 + a w,B(1 - X底)二 5& 3728mN/m精惚段：精镭段定性温度82. 0“C下查得水的表面张力为0. 0605N/m,乙醇的

20、表面张力为0.017lN/moa A1 二 0.0605, Qbi 二 0. 0171mN/m0 011 二 C A1 Xml + a Bl(1 - xmi)二 4& 6208mN/m提徭段：提镭段定性温度92. 2“C下查得水的表面张力为为0. 0597N/m,乙醇的表面张力为0. 016lN/mOa2 - 59. 7mN/m, a B2 - 16. imN/m0m2 二 o A2Xm2 + o B2 (1 一 xm2)- 58. 1655mN/m2. 5.6液体的平均粘度如“塔顶：在塔顶温度78.3“C下，查得水的黏度为0.364mPa?s,乙醇的黏度为0. 439mPa?sop

21、LD.m 二 0- 439xi + 0.364(1 - xi) = 0. 4261mPa?s加料板：在加料板温度85. 7'C下，查得水的黏度为0. 330mPa?s,乙醇的黏度 为0.394mPa?s。p LF.m 二 0. 394xf + 0. 330 (1 - xp)二 0. 3374mPa?s塔底：在塔底温度98. 8C下，查得水的黏度为0.283mPa?s,乙醇的黏度为 0.327mPa?SoH LW.m 二 0. 327xw + 0. 283 (1 - xw) - 0. 2830mPa?s精镭段：在精镭段定性温度82. 0C,下查得水的黏度为0.317mPa?s,乙醇的黏度

22、为 0.415mPa?Sop L.m!二 0- 415xmi + 0. 317 (1 - xm2)二 0. 3438mPa?s提馅段：在提镭段定性温度92.2C下，查得水的黏度为0305mPa?s,乙醇的 黏度为0. 358mPa?sPl,m2 二 0.358x2 + 0. 305(1 - xm2)二 0. 3069mPa?s2. 6汽液负荷计算2. 6.1精馅段气液负荷计算气相摩尔流率：v = (R + 1)D = (3 + 1) X 60.3 二 241.3kmol/h气相体积流量：VMv加3600 p Vtm11.8105m%Vh = 6517. 9m3/h液相回流摩尔流率：L 二 RD

23、 二 181.0kmol/h液相体积流量：LM“3600 P L,m1=0. 0019m%Lh 二 6. 7352m3/h2. 6.2提馅段汽液负荷计算气相摩尔流率：v = v = (R + 1)D = 241.3kmol/h气相体积流量：3600 p v.012=1.7143m3/sVh 二 6182. 5m3/h液相回流摩尔流率：匸二 L + F 二 RD + F 二 634. ikmol/h液相体积流量：3600 P Lrm1二 00035n?/sLh 二 12. 4595<n3/h2. 7塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算2. 7.1塔径的设计计算初选塔板间距Ht二450mm?及

24、板上液层高度M二50mm,则Hy - hL = 0. 45 - 0. 05 二 0. 40m按Smith法求取允许的空塔气速fax （即泛点气速uf）0 50. 0258門严,叫 _ (0. 0019)(839.728) 忆丿丿"(匚 8105/340P L,m2P V,m20.50. 0035W947. 17921?143丿(0?9586 丿0. 0633查Smith通用关联图，得C20縉=0084,C20長=0082负荷因子:Ci C2 =0. 10150. 1015泛点气速:umax1ClPL.nd 一 PV.MP Vt ml0.5二 2. 5369m/sUmax2 二C2P

25、Lm2 一 P V2P Vfm23. 1869m/s操作气速：取U二OTUmaxUj 0. 7lJniax1 二 1.7758/sU2 二 0. 7umax2 二 2. 2308m/s精镭段塔径:提徭段塔径:o2J n U20. 9900m圆整，取Dt = 1200mm此时的泛点气速：4VSUmaxl 二 - 16009m/s n Df4VUmax2 = R 二 t 5185m/snDf操作气速u二0- 7Umax:Uj 0. 7lJniax1 二 1 1206/sU2 = 0. 7Umax2 = 1 0629m/s2. 7.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算1、塔板工艺结构尺寸的设计与计算(1)

26、 溢流装置：a.精徭段采用单溢流型的平形溢流堰、弓形降液管、平行受液盘，且不设进口内堰。 溢流堰长（出口堰长）LW1：取Si = o. 6DtLwi = 0. 6Dt = 0. 6 X 1.2 = 0.72m,堰上溢流强度：Lhi/Lwi 二 6.7352/7.2 二 0. 9354m3/（m?h） <30m3/（m?h）满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 出口堰高hwi：hwi 二 h|_ - howl式中：h|_板上液层高度，mh°w堰上液层高度，m对平直堰：hw = 0. 00284E（Lh/Lj 3）由Lwi/Dt 二 0.6及Lh讥钟=15.3115,查图得E = 1.0

27、4,于是，howi 二 0. 0131mhwi = Hl - howi = 0. 0369m圆整，取hwi = 0. 04m 降夜管的宽度和降夜管的面积Af由Wi/Dt二0.7,查弓形降夜管几何关系图，得：Wdi/DT 二 0. 1, Af/AT 二 0. 051即Wdi 二 0.12mAy二1. 131m2（塔体的截面积）Af 二 0. 0577m2液体在降夜管内的停留时间为：H 二 AfHT/Ls 二 13.8736s > 5s （满足要求） 降夜管的底隙高度h“：液体通过降夜管底隙的流速一般为0.070. 25砒$,取液体通过降夜管底隙的流速为u。= 0. 08m/s,则Lshoi

28、 二r 二 0. 0325mI Wob.提徭段（计算过程与精徭段相似） 溢流堰长（出口堰长）：Lw2 - 0. 6Dt - 0. 72m堰上溢流强度：Lh2/|_w2 二 12.4595/7.2 二 1.73m3/（m?h） < 100130斥/（皿?满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 出口堰高：hw2 二 0. 03m 降夜管的宽度和降夜管的面积Wd2 = 0. 12mAf 二 0. 0577m2液体在降夜管内的停留时间为：T 2 二 7. 4996s 降夜管的底隙高度：h02 二 0. 0601m（2）塔板布置a.精憎段段塔板布置 塔板分块因Dt二1200mm,根据塔板分块数与塔径的关系

29、图将塔板分作 边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度Wc： 一般为5070mm, D > 2m时,礼可达100mm。安定区宽度虬：规定Dt < 1.5m时，¥仏=75mmo本设计取V/c = 60mm, Ws = 75mm 开孔区面积Aax = DT1/2 - (Wdi + Ws) = 0.4050mR = Dt/2 - Wc = 0. 54m» Aa 二 2 “r2 二 x2 + R2sin - 二 0. 7839异b.提谄段塔板布置 塔板分块因Dt二1200mm,根据塔板分块数与塔径的关系图将塔板分作 边缘区宽度与安定区宽度Y/c 二 60mm, Ws 二 75m

30、m 开孔区面积Aax = Dt/2 - (Wd2 + Ws) = 0. 4050mR = Dt/2 - Wc = 0. 54m» Aa 二 2 “r2 二 x2 + R2sin - 二 0. 7839异(3) 、开孔数和开孔率a.精憎段开孔数和开孔率取筛孔的孔径d。二5mm,正三角排列，筛板采用碳钢，其厚度6 = 3mm,且 取t/d。= 2.8,故孔心距ti = 2. 8 X 5 = 14mm每层塔板的开孔数汽严卜二4632每层塔板的开孔率010, 9070.1157每层塔板的开孔面积Ao1 二 e Aa 二 0. 0907m2气体通过筛孔的孔速uoi = Vs/A。二 19. 9

31、643m/sb.提惚段开孔数和开孔率孔心距t2 二 3 X 5 二 15mm每层塔板的开孔数每层塔板的开孔率020, 9070. 1008每层塔板的开孔面积Ao2 = 4)Aa = 0. 0790m2气体通过筛孔的孔速u°2 = 乂/A。= 21. 7388m/s(4) 塔高计算Z = 36 X 0.45 X 1.2 = 19.44m2.8校核计算2. 8.1精馆段校核计算hf = hc + h(1) 气体通过干板的压降忆2/uo P VFm1hci 二 0. 051 二 0. 0508mWo/ P LP ml式中，孔流系数C。由do/b二，查图得出C。二 0. 8(2) 气体通过板

32、上液层的压降hehe1 二 0 (hwi + howl)二 B hu式中，充气系数B的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速51,对单流型塔板有:切二貯玄"7827m/s动能因子Fai = Ug! / P Vr ml 2. 0657查图，得B = 0.57,(一般可近似取B二0506)。也1 = P hLi = 0, 0285m(3) 气体通过筛板的压降(单板压降)hf和？pp hfi = hci + hei = 0.0793m?PP1 = p Lmighfi 二 653, 1494kPa < 700kPa2、雾沫夹带量的校核气体实际通过塔裁面的速度uni = = 1.6869

33、m/sAt - Afi雾沫夹带量:©V15. 7 X 10 - 丫 u”° ml Hy 一 Hfj0. 0228kg液/kg 气式中，取板上泡沫层高度Hf!二2. 5hL!eVi = 0. 0228kg液/kg气 < 0.1kg液/kg%校核结果说明不会产生过量的雾沫夹带。3、漏液的校核漏液点气速计算公式：u卯=4. 4Co/0- 0056+0.13hL - h a） p L/ p v4 X 10 _ 3am1Ahai =:二 4.7218 X 10 _ 6m（>#液柱）P L.ndgd。故漏液点气速为：Uocd 二 4. 4CO/0-0056 + 0. 13h

34、Li - hai） PL,rri/pV ni1 = 9. 6810m/s筛板的稳定性系数Ki = = 2. 06222 1.52 （不会产生过量漏>液）uom14、液泛的校核为防止降夜管发生液泛，应使降夜管中的清液层高度也W（Ht + hw）Hji 二 hfi + Hl + hdihdi 二 0. 153（, L ）二 9. 7920 X 10 - 4mIL瞅 m2 h。/Hdi 二 0. 1303m相对泡沫密度取0.5,则有<P （Hj + %1）二 0. 2434mHdi W（Ht + h初）成立，故不会产生液泛。通过流体力学校核，可认为精徭段塔径及塔板各工艺结构尺寸合格。2.

35、8.2提馆段校核计算(1) 气体通过干板的压降hez 、2/ uo P V, m2也=0. 051 二 0. 0382mWo/ P L, m2(2) 气体通过板上液层的压降悅he2 二 P (hw2 + ho«2)二 3 h|_2式中，充气系数B的求取如下：气体通过有效流通裁面积的气速si,对单流型塔板有:Vs1.6910m/s动能因子Fa2 = Ua2* P V,m2 = k 6570查图，得B = 0.57,(一般可近似取B二0.506)。于是he2 二 0. 0285m(3) 气体通过筛板的压降(单板压降)hf和？pphf2 二 hc2 + he2 二 0. 0667m?PP2

36、 二 P L,m2ghf2 二 &19. 543Pa < 700Pa2、雾沫夹带量的校核vsUn2 = T = 1.6001m/sAt - Af2雾沫夹带量:0. 0161kg液/kg 气式中，取板上泡沫层高度论2二2. 5hL2校核结果说明不会产生过量的雾沫夹带。3、漏液的校核4 X 10 一心血名 ，h°2 =:二 5.0078 X 10 " 6m (清液柱)P L.m2gd。故漏液点气速为：Uom2 = 4. 4Co/0-0056 + 0.13hL2 - h c2) P L,m2/p v>m2 = 12. 1587m/s筛板的稳定性系数K2 = =

37、 1.7879 M 1.52.(不会产生过量漏液)uon24、液泛的校核为防止降夜管发生液泛，应使降夜管中的清液层高度也W(Ht + hw)Hd2 二 hf2 + Hl + hj2hd2 二 0. 153(,二 9. 7920 X 10 - VsIL谢 0120/Hd2 = 0. 1177m相对泡沫密度取0.5,则有O (Ht + hw2)二 0. 2401Hd2 W(Ht +九2)成立，故不会产生液泛。通过流体力学校核，可认为精餾段塔径及塔板各工艺结构尺寸合格对板式塔 负荷性能图的计算。2.9塔板负荷性能图的计算与绘制2.9.1精馆段塔板负荷性能图5.7 X 10° ml1、 液沫

38、夹带线©V1式中Vs _ 25000VsAt 一 Afi 8541 nHf1 二 2. 5hL1 二 2. 5（hw1 + "J 二 2.5卜讷 + 0. 00284E（3600Ls/Lw1）（2/3） =0. 007384（5000Ls）2/3 + 0. 09222而液沬夹带量eyi = 0. 1 kg 液 /kg 气0.09317%0.1 二 0.00011720. 007384（5000Ls） ° - 0. 3578.化简，得Vs 二 3. 164 - 0. 0653 X （5000. OLs）2/3于是可做出液沫夹带线2、 液泛线（气相负荷上限线）（Ht

39、+ 亦）=（hfi + hwi + howi + hji）二 0.5创（S）= 0 051how1 = 0. 00284E（Lh/Lw1）（2/ 二 0. 02954（5000Ls）2/3P V.mAohc = 0. 051二 0.01549V? P L, mVhei 二+ howi）二 0. 001684（5000Ls）2/3 + 0.02103hfi 二 hc1 + hei 二 0. 001684（5000Ls）2 + 0.01549V? + 0. 02103hd1 二 9.792 X 10 -4于是，计算得到Vs, max = 5.291 X 10 - 1OV4. 255 X 1019

40、- 1.69 X 1018（5000. 0Ls）2/33、液相负荷上限线Ls, maxHTAf1T1LStniax - o. 0052m3/s4、漏液线（气相负荷下限线）hL 二 hwi + h初 二 0. 002954（5000Ls）2/3 + 0. 03689漏液点气速1 2Uomi = 3. 520. 2401(5000Ls)2/3 + 6.498】Vs,min = AqUqhiIVs,min = 03192j02401 X(50000. 0Ls)2/3 + 604985、液相负荷下限线平堰堰上液层高度h加=0. 006m0. 00284E(3600Lsin)0. 002954(5000

41、Ls)2/3Ls,min 二 5.7907 X 10 " V/s6、操作线与操作弹性工作点为：Ls 二 0.0019m%, Vs 二 1 8105m%操作气液比:Ls1-81050. 0019952.8947i±(0, 0)和工作点在图中做出操作线o7、做出精镭段塔板负荷性能图如下图5精餾段塔板负荷性能图操作线的上限由夹带线控制，下限由漏液线所控制，其操作弹性为Vs,minVs&K 0830:=0. 15 5.0Ls,max Lsin 5 2 0. 62.9.2提馆段塔板负荷性能图1 液沫夹带线VsHf2 = 2. 5hL2 二 2. 5(hw2 + how2)二

42、2. 5帖 + 0. 00284E(3600匸s/L® 網 经 计算，得Vs = 3. 346 - 0. 06906(50000. 0Ls)2/3于是可做出雾沫夹带线2、液泛线(气相负荷上限线)(Ht +h2)=(hf2 + hw2 + h艸2+ hd2)也 =0. 00284E(Lh/Lw1)(2/3)= 0. 02954(50000030.051P Ym2P Lrm2.0. 01294Vs22( Pvm2he2 二 0(%2 + how2)二 0. 001684(5000Ls)2/3 + 0.02103hf2 = hc2 + he2 = 0. 001684(5000Ls)2 +

43、0.01549疋 + 0. 02103 max 二 5.788 X 10 10a-4. 255 X 1019 - k 069 X 1018 X 5000. 0Ls2/33、液相负荷上限线HTAf2T20. 0052m3/s4、漏液线（气相负荷下限线） hL = hw2 + 二 0. 002954(5000Ls)2/3 + 0. 03689 漏液点气速iW 二 3. 520. 3788(5000Ls)2/3 + 10.25】"VSjmin = 0. 2781 x,'o?3788 X(5000. 0Ls)2'35、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度h。也二0. 006m0.

44、 00284E(3600L*in)0. 02954(5000Ls)2/3Ls,min 二 5.7907 X 10 " V/s6、操作线与操作弹性操作气液比Vs1.71430. 0035二 489. 87、做出提镭段塔板负荷性能图如下夹带线液泛线漏液线下阴线上限线操作线 米 工作点|图6提餾段塔板负荷性能图操作弹性Vs,minVsin 0. 93 2=0. 17 5. 3 Ls,max Lsin 6 / U. O3设备设计及辅助设计部分3.1塔体结构的初步设计3.1.1筒体和封头厚度计算塔体圆筒高度：，设计压力Q：,许永应力O： 170MPa塔体内径Di： 1200mm,塔体焊接接头系

45、数？：计算过程整理如下表：表1塔体和封头厚度计算及校核过程计算内容计算公式计算结果塔内液柱高度h/mh液柱静压力PH/MPaPH = 10 6pgh<计算压力PcAlPaPc 二 P + PH圆筒计算厚度uP°Di& 一 . 2|ap? - pc.圆筒设计厚度5c/mm&c 二 & + C圆筒名义厚度5 Vmm6n8圆通有效厚度be/rnm&e 二5 n - C6封头计算厚度bh/mm2|a |S - 0. 5pc封头设计厚度$ hc/mm& he 二 & h + C封头名义厚度bhn/mm6 hn8封头有效厚度5屁/mm&

46、; he 二 & hn - C6圆筒厚度：8mm,封头厚度：8mmo3.1.2椭圓封头的选型公称直径(DN) :1200mm,名义厚度：8mm,材质为16MnR总深度:325mm内表面积：容积:m332换热器的计算与设计选型3.2.1预热器1、 预热器的设计计算预热器入口温度：25ac,出口温度：tF二85. 7'c预热定性温度：25 + 85. 7_t预热二7 55. 4 C蒸汽压力，即查表，下蒸汽温度为：t汽二148.取传热系数K = 1500W/m2?C对数平均推动力?b - ?t2(14&1 一 25) - (148. 1 - 85.7)硏=89- XC查定性温

47、度9下水的摩尔热容Cp,B二7.527 X 104J?kmol _ 1?K - 1,乙醇的摩尔热容Cp,A 二 1.258 X 105J?kmol _ 1?K _ 1CF 二 xFCA +(1 - xF)CB = 8. 110 X 104J?kmol " 1?K 热负荷：Q 二 TTCp.F(tF - 25)X 1.05 二 619.56kJ/s oOUU传热面积：Q 二 KA?切=4. 8544m2高压蒸汽汽化潜热：r蒸汽3. 831 X 107J/kmoI,密度:p 蒸洗2. 1331kg/m3蒸汽用量：QM 水2476.804 X 103 X 1 & 02qv 二二;二

48、 0. 5462m7sr P 3. 831 X 107 X 2.1331qv预热二 0. 5462m3/s2、预热器的设计选型前端管箱型式：封头（整体端盖）（B）壳体型式：单程壳体（E）后端管箱型式：有背衬的浮头（S）公称直径：恥325mm公称压力:换热面积：A二6. 4m2换热管长度：U3m换热管外径：d二25mm管程数：W二4预热器型号为：3BES 325 - 2. 50 - 6. 4 - - 4 I3.2.2再沸器1、再沸器的设计计算塔底温度：tw = 98. 8°C塔底温度°C下，查得水的汽化潜热为4.086 X 107J?kmol _ 1,查得乙醇的汽化潜热为3.

49、694 X 107J?kmol ' 1rm 二 3. 694 X 107xw + 4. 086 X 107（1 - xw）二 3.700 X 107J?kmol 1取传热系数：K 二 2000W/m2?C热负荷：推动力:?tm = 148. 1 - 98. 8 = 49. 35°C传热面积:12. 51m2高压蒸汽汽化潜热:谯汽=3. 831 X 10?J/kmol,密度:p蒸汽二2. 1331 kg/蒸汽用量：0. 0417m%_ QM水qv再沸2、再沸器的设计选型前端管箱型式：封头(整体端盖)(B)壳体型式：单程壳体(E)后端管箱型式：固定管板(M)公称直径：DN二273

50、mm公称压力：换热面积：A二13. 1m2换热管长度：LN二换热管外径：d二25mm管程数：Nt = 1再沸器型号为：4.5BEM 273 - 2. 50 - 13. 1 - - 1 I3.2.3冷凝器1、冷凝器的设计计算塔顶温度：tD = 78. 3°C塔底温度“C下，查得水的汽化潜热为4.178 X 107J?kmol _ 1,查得乙醇的汽化潜热为3.865 X 107J?kmol _ 1rm 二 3. 865 X 107xw + 4. 178 X 107(1 - xw)二 4. 128 X 107J?kmol _ 1 取传热系数：K 二 1500W/m2?C热负荷：Q 二(二X

51、 1.05 二 3766.747k J/s13600 )推动力:冷凝器出口水温：503C(78. 3 - 25) - (78. 3 - 50)?切= 融=39. 47C传热面积：A = 49. 06m2冷凝水用量：qv冷凝二 0. 0417m3/s2、冷凝器的设计选型前端管箱型式：(A)壳体型式：单程壳体(E)后端管箱型式：固定管板(S)公称直径：恥500mm公称压力：换热面积：A二54. 1m2换热管长度：LN换热管外径：d二19mm管程数：Nt = 2冷凝器型号为：4.5AES 500 - 2. 50 - 54. 1 - - - 2 I193.2.4冷却器1、冷却器的设计计算定性温度：t冷却二51.65 C定性温度“C下，查得水的摩尔比热容为7. 525 X 104J?kmol " 1?K _ 查得乙醇的汽化潜热为1.239 X 105J?kmol " 1?K _ 1冷却水定性温度：37. 5“C取传热系数：K = 900W/m2?°C热负荷：Q 二 1.037kJ/s推动力：?tm = 11.8858'C传热面积：A = 10. 1787m2冷却水用量：qv冷却二 0.001909m%2、冷却器的设计选型前端管箱型式：(A)壳体型式：单程壳体(E)后端管箱型式：(L)公称直径：恥400mm公称压力