乙醇水溶液连续板式精馏塔设计说明

1、 . . . 1 / 41化学与环境工程学院化学与环境工程学院化工原理课程设计化工原理课程设计 题目：乙醇水溶液连续精馏塔设计 系别：化学与环境工程学院 专业：过程装备与控制工程 第一章前言第一章前言 3 3第二章绪论第二章绪论 3 32.1 设计方案 32.22.2 设计方案的确定与流程说明设计方案的确定与流程说明 .1 选塔依据选塔依据 .3 选择适宜回流比选择适宜回流比 42.2.4 回流方式：泡点回流 .5 操作流程说明操作流程说明 4第三章塔板的工艺设计第三章塔板的工艺设计 4 43.13.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算

2、 43.23.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算 53.2.3 密度的计算 63.2.6 相对挥发度计算 133.33.3 理论塔的计算理论塔的计算 143.43.4 塔径的初步设计塔径的初步设计 163.4.2 精馏段塔径的计算 173.4.3 提馏段塔径的计算 183.53.5 溢流装置溢流装置 19 . . . 2 / 413.5.2 弓降液管的宽度和横截面积 193.63.6 塔板的塔板的结构尺寸、浮阀数目与排列结构尺寸、浮阀数目与排列 21第四章塔板的流体力学验算第四章塔板的流体力学验算 24244.14.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降 244.24.2 液泛

3、液泛 254.34.3 雾沫夹带雾沫夹带 264.44.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 27第五章塔附件设计第五章塔附件设计 31315.25.2 人孔人孔 336.26.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度 336.3 进料板空间高度33FH6.46.4 塔总体高度塔总体高度 33第七章附属设备设计第七章附属设备设计 34347.17.1 数据与说明数据与说明 347.27.2 预热器计算预热器计算 347.37.3 全凝器计算全凝器计算 357.47.4 冷却器计算冷却器计算 36第八章设计结果汇总第八章设计结果汇总 3737参考文献参考文献 3838附录一设计所需技术参数附录一设计所需

4、技术参数 3939附录二乙醇附录二乙醇水系统水系统 T TX XY Y 数据数据 4141第一章第一章 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进行，塔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

5、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，已成为国应用最广泛的塔形，特别是在石油，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，广泛应用在化工与炼油生产中，现已列入部颁标准（168-68） ，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

6、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，气体压强降与液面落差较小。5，塔的造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大与有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。 . . . 3 / 41第二章绪论第二章绪论2.1 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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下的部分回流至塔，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 1.4 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔

7、底产品经冷却后送至储罐。2.22.2 设计方案的确定与流程说明设计方案的确定与流程说明.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、生产能力以与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，又不与泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以与脱吸等传质过程中。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

8、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。粘度稍大以与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120130。.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

9、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，根据经验取操作回流比为最小回流比min的 1.22.0 倍，考虑到原始数据和设计任务，本方案取 1.4，即：R 1.4R；采用釜液产品去min预热原料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。2.2.4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

10、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 . . . 4 / 41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。热量自塔底蒸汽输入，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。第三章第三章 塔板的塔板的工艺设计工艺设计3.13.1 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）

11、：塔顶组成DxW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx44F30/ 4614.430/ 4670/1892.5/ 4692.5/ 460.075/18992 10 / 0.3 461 0.318F=2 10 t/y=0.1712koml/s365 24 3600F+S=D+WFXFDdFDxxDxFxDXWX原料乙醇组成：塔顶组成： 塔底组成： 进料量： 物料衡算式为： D=0.015kmol/s, W=0.1562kmol/s,S=0.0355kmol/sW联立代入求解：3.23.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算.1 乙醇乙醇水系统水系统 t-x-yt-x-y

12、 数据数据表 3-1 乙醇水系统的气液平衡数据乙醇摩尔数/%乙醇摩尔数/%沸点t/液相气相沸点t/液相气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.78 . . . 5 / 4199.70.050.7780.642.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3

13、676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41 .2 温度的计算温度的计算利用表中数据用插值法求得：=85.32tF41. 764.129 .872 .8541. 74 .129 .87tFtF：=78.30tD82.7987.834 .7827.7882.79834 .78tDtD：=95.11tW61. 116. 48 .953

14、.9161. 128 .95tWtW精馏段平均温度 =81.81t12FDtt23 .7832.85提馏段平均温度 =90.22t22Fwtt211.9532.85 . . . 6 / 4.3 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，为平均相对分子质量）L1BBAAaaM混合汽密度 依式 0022.4vPMRTM塔顶温度：=78.3Dt气相组成：=84.2078.478.2778.3078.2781.83 84.9110084.91DyDy进料温度：=85.32Ft气相组成：=47.1287.985.285.3285239.1647.4910047.4

15、9FyFy塔釜温度：=95.11wt气相组成：=18.4295.891.395.1191.316.3429.9210029.92wywy 精馏段：液相组成：1x1/2DFxxx147.7x 气相组成：1y1/ 2DFyyy165.66y 所以 1146 0.477 181 0.47731.36/46 0.6566 181 0.656636.38/LVMkg kmolMkg kmol提馏段液相组成：2x2/2wFxxx27.2x 气相组成：2y2/2wFyyy232.77y 所以 2246 0.0.072 181 0.07220.02/46 0.3277 181 0.327727.18/LVMk

16、g kmolMkg kmol表 3-2 不同温度下乙醇和水的密度 温度/3/ckg m3/wkg m温度/3/ckg m3/wkg m . . . 7 / 4180735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在与下的乙醇和水的密度（单位：）3/kg m385808578.3078.30736.7/730735730DCDCDtCkg m 385808578.3972.89/968.6971.8968.6WDWDkg m 310.92581 0.9258750.21/736.7972.89DDkg m 390859085.3285.32

17、729.62/724730724FCFCFtCkg m 390859085.32968.39/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.2651 0.265891.11/729.62968.39FFkg m 3W1009595.11 9595.11719.91/716720720WCCWtCkg m 31009595.11 95961.77/958.4961.85961.85WWWWkg m 310.04971 0.0497945.97/719.91961.71WWkg m 所以 3132891.11750.21820.66/22893.58924.64918.54/22FDLF

18、WLkg mkg m . . . 8 / 414611841.24/LDDDMxxkg kmol4611821.47/LFFFMxxkg kmol4611818.56/LWWWMxxkg kmol141.2421.4731.36/22LDLFLMMMkg kmol218.5621.4720.02/22LWLFLMMMkg kmol4611841.58/VDDDMyykg kmol4611831.19/VFFFMyykg kmol4611823.16/VWWWMyykg kmol141.5831.1936.39/22VDVFVMMMkg kmol223.1631.1927.18/22VWVFVM

19、MMkg kmol1.293 105.325 22.4 145273.1585.3229VF1.293 105.325 22.4 41.581.508.3145273.1578.3029VD1.293 105.325 22.4 23.160.7968.3145273.1595.1129VW311.10 1.501.30/2Vkg m . . . 9 / 41321.100.7960.948/2Vkg m.4 混合液体混合液体表面力表面力二元有机物-水溶液表面力可用下列各式计算 1/41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx V

20、x 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、有机物与表面部分；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、有机物的表面力，对乙醇q = 2。 4662.44736.7CCDCDmVmL4663.90719.91CCWCWmVmL4663.05729.62CCFCFmVmL1818.59968.39WWFWFmVmL1818.50972.89WWDWDmVmL . . . 10 / 411818

21、.72961.77WWWWWmVmL表 3-3 不同温度下乙醇和水的表面力温度/708090100乙醇表面力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面力（单位：10-3Nm-1）,DFWttt乙醇表面力：908085.328016.6416.2 17.1517.15CFCF , 807078.37017.2917.15 1818CDCD , 1009095.11 9015.6915.2 16.216.2CWCW , 水表面力： 908060.762.661.5985.328062.6WFWF , 80706

22、2.664.362.8978.37064.3WDWD , 1009058.860.759.7395.11 9060.7WWWW , 塔顶表面力：2211DWDWDCDDCDDWDDWDxVx VxVx V21 0.8318.500.83 62.44 1 0.8318.500.83 62.440.00352lglg0.00352.4594WDCDB . . . 11 / 412/32/30.4410.7629CDCDWDWDVqQVTq 2.45940.76293.2223ABQ 联立方程组： 2lg1SWDSWDSCDSCDA , 代入求得： 0.976SWDSCD=0. 024 , 1/41

23、/41/40.02462.890.97617.2917.93DD , 原料表面力：2211FWFWFCFFCFFWFFCFxVx VxVx V21 0.12418.590.124 63.051 0.12418.590.124 63.051.4072lglg1.4070.1484WFCFB2/32/30.4410.7395CFCFWFWFVqQVTq 0.14840.73950.5911ABQ 联立方程组： 2lg1SWFSWFSCFSCFA , 代入求得： 0.606SWFSCF=0. 394 , 1/41/41/40.39461.590.60616.6429.36FF , 塔底表面力：221

24、1WWWWWCWWCWWWWFCWxVx VxVx V . . . 12 / 412(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.720.02 63.9013.422lglg13.421.128WWCWB2/32/30.4410.709CWCWWWWWVqQVTq 1.1280.7090.419ABQ联立方程组：2lg1SWWSWWSCWSCWA , 代入求得： 0.227SWWSCW=0. 773 , 1/41/41/40.77359.730.22715.6945.75WW , （1）精馏段液相表面力：=12/)(DF65.232/ )93.1736.29(（2）提馏段液

25、相表面力：22/ )(WF56.372/ )75.4536.29(.5 混合物的黏度计算混合物的黏度计算 表 3-4 水在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 温度黏度mPa 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 . . . 13 / 41=81.81查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.st1水醇=90。22查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.st2水醇精馏段黏度：11110.4770 0.4830.34861 0.477

26、00.4127xxmPa s醇水 提馏段黏度：22210.427 0.0720.31571 0.0720.3237xxmPa s醇水 .6 相对挥发度计算相对挥发度计算由 =0.4712 =0.124 yFxF得：F124. 014712. 01124. 04712. 06.30由 =0.8420 =0.83yDxD=1.09D83. 018420. 0183. 08420. 0由 =0.1842 =0.02yWxWW02. 011842. 0102. 01842. 011.06（1）精馏段相对挥发度 16.30 1.092.620（2）提馏段相对挥发度26.30 11.068

27、.3473.33.3 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，并绘出最小回流比图。图 3-1 确定最小回流比的计算 . . . 14 / 411.00.1240.41087qqqxy , , 所以 min0.830.410871.4610.410870.124DqqqxyRyxmin1.41.4 1.4612.0454RR已知：精馏段操作线方程：10.67160.272511DnnxRyxxR

28、R提馏段操作线方程：13.42140.0684DFnnnDxFxLyxxVV图 3-2 图解法求理论板数 . . . 15 / 41在图上作操作线，由点（0.8387，0.8387）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 0.001176 为止，由此得到理论 NT=21 快（包括再沸器） ，加料板为第 17 块理论板。板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质与流体力学性质有关，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 m

29、Pa.s。L（1）精馏段已知 12.2600.4127Lmpa s =0.49=0.481 =35 块ET)4127. 0260. 2 (245. 0P精ENTT481. 017为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 36 块板。 . . . 16 / 41（2）提馏段已知 28.3470.3237Lmpa s =0.49=0.384 =8 块TE)3237. 0347. 8 (245. 0 提ENTT384. 03为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 9 块板。全塔所需实际塔板数：= + =36+9=45 块NPP精 提全塔效率：2045TTPNEN%=44.44%加料板位置在第 37 块

30、塔板3.43.4 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、液相体积流量计算根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得：min1.461R取 min1.41.4 1.4612.0454RR（1）精馏段2.0454 0.0150.0307/12.0454 10.0150.0457/LR Dkmol sVRDkmol s则质量流量：111130.99 0.03070.962/36.39 0.04571.6614/LVLM Lkg sVM Vkg s则体积流量：3311131110.9621.17 10/820.661.66141.278/1.3SLSVLLmsVV

31、ms（2）提馏段 q=1.00.0307 1 0.12550.1562/LLqFkmol s 10.0457/VVqFkmol s则质量流量：222220.02 0.15623.1273/27.18 0.04571.241/LVLMLkg sVM Vkg s . . . 17 / 41则体积流量：3322232223.12733.44 10/918.541.2411.309/0.948SLSVLLmsVVms.2 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算有=(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 史密斯关联图横坐标数值为 0

32、23. 03 . 11017. 111)3 . 166.820()(2132111VLVLSS取板间距 则-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查图可知 071. 020c=c073. 0071. 01()2065.23()202 . 02 . 020c . . . 18 / 41833. 13 . 13 . 166.820073. 0maxu=0.7=0.7D=1.126uumax283. 1833. 1114uVS283. 114. 3278. 14圆整 塔截面积 mD2 . 1mDAT221304. 14实际空塔气速为 =1usm/131. 11304. 1278. 13

33、. 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算横坐标数值为 0818. 0309. 11044. 322)948. 054.918()(2132122VLVLSS取板间距 则-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查图可知 074. 020c=c0839. 0074. 02()2056.37()202 . 02 . 020csmu/610. 2948. 0948. 054.9180839. 0max=0.7=0.7=0.955muumaxsm/827. 1610. 2827. 114. 3309. 142224uVDS圆整 ,均取=1m 塔截面积 mD1DmDAT22130

34、4. 14实际空塔气速为 =2usm/158. 11304. 1309. 1由于精馏段与提馏段塔径相差不大,故塔径都取 1.2m。3.53.5 溢流装置溢流装置.1 堰长堰长的计算的计算lW取=0.65=0.651.2=0.78mlWD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hOW . . . 19 / 41=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精馏段：=hOWm009. 03100084. 2)78. 010212. 43600(32堰高 =0.06-0.009=0.051mhhhOWLw（2）提馏段：=hOWm018. 031

35、00084. 2)78. 010384.123600(32堰高 =0.06-0.018=0.042mhhhOWLw.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 3-4 . . . 20 / 41查图得 =0.1814. 0AATFDWD则 21583. 01304. 114. 0mAFmWD18. 0118. 0验算降液管停留时间精馏段：130.1583 0.454.121.17 10s提馏段：230.1583 0.418.413.44 10s停留时间5s 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：取降液

36、管底隙流速 ,则smu/14. 00m 取0107. 014. 078. 01017. 13010ulLhWS00.01hm（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/14. 00m 取0315. 014. 078. 01044. 33010ulLhWS00.03hm3.63.6 塔板的塔板的结构尺寸、浮阀数目与排列结构尺寸、浮阀数目与排列采用轻型重阀，重量为 32g，孔径为 39mm。.1 塔板的结构尺寸塔板的结构尺寸由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。图 3-6 分块式塔板示意图 . . . 21 /

37、 41本设计塔径 D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。.2 浮阀数目与排列浮阀数目与排列（1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=11，孔速为：01u=9.648001V1Fu111.3m/s每层塔板上的浮阀数目为：=111 个12001VNd u4S21.2780.0399.6480. 785（）取边缘区宽度 Wc=0.06m，破沫区宽度 Ws=0.06m。计算塔板上的鼓泡区面积，按式计算2221aRA2sin180Rxx Rx其中：DSD1.2W +W0.180.060.3622xm（）=cD1.2RW0.060.5422m所以：=0.715aA2223.14

38、0.540.3620.360.540.36sin1800.54arc2m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 t=0.075m . . . 22 / 41则排间距：=0.092matAtN0.715111 0.07因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 0.092m，而应小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为 115t个。图 3-7 精馏段浮阀数目的确定按 N=115，重新核算孔速与阀孔动能因子：=9.31=9.3101u21.2783.140.0391154（）m/s=9.31=10.61501F

39、1.3阀动能因子变化不大，仍在 913 围。塔板开孔率=12.18%01u100%u1.134100%9.31（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：0F02u=11.3V002Fu110.948m/s每层塔板上的浮阀数目为： . . . 23 / 41=97 个s22002VNd u421.3090.7850.03911.3（）取 t=0.070m则排间距：atAtN0.105397 0.07m0. 715=同上取=90mm，则排得阀数目为 101 个。t图 3-8 提馏段浮阀数目的确定按 N=101，重新核算孔速与阀孔动能因子：s20222V1.309u10.85m/s0.7850.0

40、39101d N402F10.850.94810.56阀动能因子变化不大，仍在 913 围。塔板开孔率02u1.158100%=10.67u10.85 . . . 24 / 41第四章第四章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算4.14.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降根据，计算。pclhh +hhLpph g 1.精馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250c173.173.1u9.077m/s1.3V因，故01u0c1u22v101c11u1.3 9.648h5.345.340.04m22 9.8 820.66Lg（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.06m，l0L

41、hh0.5 0.060.03m（3）液体表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：pc11hh +h0.040.030.07m1L1p1ph g=0.07 820.66 9.8=562.97Pa2.提馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u10.82m/s0.948V因，故02u0c2u22V202cL2u0.948 10.85h5.345.340.0331m22 9.8 918.54g（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.06m，20Lhh0.5 0.060.03mL（3）液体表面力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，

42、因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：p2h0.0331 0.030.0631m=568pa2L2p2ph g=918.54 0.0631 9.8p4.24.2 液泛液泛为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度，dTwHHh . . . 25 / 41即dpLh +hhdH 1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07mph（2）液体通过降液管的压头损失：2231d01.17 10h0.1530.1530.0030.78 0.0107swLml h（3）板上液层高度，则，则Lh0.06mdpLh +h +h0.0030.060.070.133dHm取，已选定0.50

43、.40.051TwHmhm，则T0.50.040.0510.2255TwHhm可见，所以符合防止液泛的要求。11dTwHHh2.提馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：p2h0.0631m（2）液体通过降液管的压头损失：223d203.44 10h0.1530.1530.0030.78 0.0315swLml h（3）板上液层高度，则，则Lh0.06md2pLdh +h +h0.0631 0.0030.060.1261Hm取，已选定0.50.4 ,0.042TwHm hm则，420.221TwHhm可见，所以符合防止液泛的要求。d2H2TwHh4.34.3 雾沫

44、夹带雾沫夹带泛点率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZKC A板上液体流经长度：=LZ21.22 0.180.84dDWm 板上液体流经面积：221.13042 0.15830.8138bTFAAAm . . . 26 / 41取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.10FC(1)精馏段：1111111.36100%VsSLLVFbVL ZKC A泛点率=31.31.2781.36 1.17 100.84820.66 1.364.2%1.0 0.10 0.8138对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。ve(

45、2)提馏段：取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.101 则FC泛点率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A31.3090.9481.36 3.44 100.84918.540.94856.53%1.0 0.10 0.8138由以上计算知，符合要求。4.44.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图1. 雾沫夹带线泛点率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率 80%计算。（1 1）精馏段）精馏段1.31.36 0.84820.66 1.31.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03981.1424SS

46、SSVLVL , 即=1. 636-28. 704 . . . 27 / 41由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作围任取两个 Ls 值，可算出 Vs。（2 2）提馏段）提馏段0.9481.36 0.84918.540.9481.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03211.1424SSSSVLVL , 即=2. 028-35. 589在操作围，任取若干个，算出相应的值。SLSV表 4-1 雾沫夹带线数据精馏段提馏段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.00616187780.0011.9924110.0021.5785720.0051.85

47、00550.00614637760.0131.5653430.011.348960.0141.529754由上述数据即可作出雾沫夹带线1. 液泛线根据pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh确定液泛线，由于很小，故忽略式中的hh22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精馏段：22/321112241.30.22555.341689.5915.0.051 0.7872 9.8 0.7851150.039820.66SSSVLL整理得： 222/31116.51 95917.951

48、.55SsSVLL在操作围任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表 4-2：sLsV . . . 28 / 41表 4-2 精馏段液泛线数据SL0.0050.00550.0060.0065SV2.60472.0022681.3548120.662029由上表数据即可作出液泛线。（2）提馏段：同理可得：222/32228.42 13131.7661.19SSSVLL在操作围任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表 4-3：sLsV表 4-3 提馏段液泛线数据2SL0.0010.010.0120.0142SV7.7949684.2666363.3217632.291779由上表数据即可

49、作出液泛线。2. 液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 35s。液体在降液管中停留的时间由下式：3 5FTsA HsL以作为液体在降液管停留时间的下限，则：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。3. 漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则1F05F 由知：2004sVd Nu（1）精馏段：231 min3.145()0.0391150.602/41.3SVms（2）提馏段：232min3.145()0.0391010.619/40.948SVms据此可作出与液体流量无关的漏液线

50、。5.液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线为与气相0.006owhm流量无关的竖直线。由式： . . . 29 / 41 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0则： 3/23min0.006 10000.000665/2.84 1.03600wSlLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。根据以上数据作出塔板负荷性能图图 4-1 精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图012345678900.0050.010.015LS2/(m3/s)VS2/(m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线由塔板负

51、荷性能图可以看出：1. 在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区的适中位置。2. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。 3max1.7/SVms气相负荷下限。 3min0.55/SVms所以，精馏段操作弹性=1.7/0.55=3.09 。图 4-2 提馏段负荷性能图 . . . 30 / 41精馏段负荷性能图00.511.522.500.0050.010.015Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线由塔板负荷性能图可以看出：4. 在任务规定的气液

52、负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区的适中位置。5. 塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。6. 按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。 3max2.0/SVms气相负荷下限。 3min0.7/SVms所以，提留段操作弹性=2.0/0.7=2.86 。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：742/891.119.7 100.003023600 891.114 0.0030243.863.142SFLSVDum suVDmm , 取 ,

53、 . . . 31 / 41查标准系列选取 573.5校核设计流速：smdFuF/536. 158.893)20035. 0057. 0(4694. 2422经校核，设备适用。2.回流管采用直管回流管，取1/Rum s4 0.962/750.210.040440.43.14 1Rdmmm查表取 573.5校核设计流速：smu/597. 066.820)20035. 0057. 0(4962. 02经校核，设备适用。3.塔底出料管取 ，直管出料1.3/Wum s4 0.1562 18.02/945.970.054543.14 1.3Wdmmm查表取 573.5校核设计流速，smu/844. 09

54、7.945)20035. 0057. 0(4899. 22经校核，设备适用。4.塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速为：u=15 m/s 则：44 1.2780.3293293.14 15VDmmmu查表取 3778校核设计流速：smu/49.123 . 1)2008. 0377. 0(46614. 12经校核，设备适用。5.塔底进气管采用直管进气，取出口气速为：u=23 m/s 则： . . . 32 / 4144 1.3090.2692693.14 23VDmmmu查表取 3007.5校核设计流速：smu/53.20)20075. 03 . 0(4241. 125.25.2 人孔人孔人孔是安

55、装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔 10 块塔板才设一个人孔，本塔中共 45 块板，则 S 为：411045S在设置人孔处，板间距为 800mm，直径为 500mm，人孔伸入塔部应与塔壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形与垫片用材，一般与塔的接管法兰一样，本设计也是如此。第六章 塔总体高度的设计6.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为 1200mm。6.26.2 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

56、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 V 釜液釜液=0.00344600=0.003446002.064m2.064m3 3mRRVHWW03. 2)6 . 014. 3()216 . 014. 334064. 2()()2134(23236.36.3 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：83.2203. 28 . 08 . 044

57、 . 0)4245(2 . 1)2(WFTTDHHSHHSNHH . . . 33 / 41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，mWHN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：H=22.83m。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预热器一个：预热进料,同时冷却釜液。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：将产品冷却到要求的温度后排出。管程壳程K 值围预热器料液水蒸汽280850W/m2s全凝器冷水物料蒸汽280850W/m2s

58、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 85.32，而原 料温度为 20。釜残液的温度为 95.11，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 35排出，以用于他途。F=2.694kg/s,W=2.899kg/sF=2.694kg/s,W=2.899k

59、g/sCtttm66.52232.85202泡点进料根据温度，查相关表得：CP 水=4.1748KJ/(kg), CP 乙醇2.7025KJ/(kg)。 . . . 34 / 41sKJtFCQPm/97.695)2032.85(694. 2955. 3吸收取总传热系数 K=700=0.7KJ/2m Ctm21.12203532.8511.95ln/203532.8511.95243.81)21.127 . 0/(97.695)/(mtKQAm取安全系数 1.1，则实际传热面积为：A=89.57。2m作为传热管，管心距 PT为 32mm5 . 225传热管长度定为 4.5m，根据传热面积计算管

60、的根数 n2315 . 4025. 014. 343.8100ldAn换热器的直径mLdAPCTPCLDR62. 05 . 4025. 028. 157.8985. 01637. 0637. 020020取 Do=0.70m,管程为 6，管子根数 4，换热管长度为 4500mm，换热面积为5 . 225105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-180-62m校核：A=105.0A=105.02mQ=105.00.712.21=897.44KJ/sQ=105.00.712.21=897.44KJ/ssKJQ/47.20197.69544.897所以传热足够，设计满足要求。7.37.