乙醇水精馏塔浮阀塔课程项目设计方案

1、乙醇水精馏塔浮阀塔课程项目设计方案一 设计任务书1.1 设计条件处理量： 106000吨/ 年操作条件：精馏塔塔顶压强： 1. 03 atm （绝对压强 ） 进料液状态：自选回流比：自选 加热蒸汽压力：低压蒸汽 单板压降：75mn液柱 乙醇-水平衡数据自查液料组成（质量分数）：45%塔顶产品质量组成（质量分数）：93%塔顶易挥发组分回收率： 99%每年实际生产天数： 330 天1.2 设计任务精馏塔的物料衡算塔板数的确定 精馏塔的工艺条件及有关数据的计算 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 塔板主要工艺尺寸的计算塔板的流体力学验算塔板负荷性能图精馏塔接管尺寸的计算1.3设计容工艺设计 选择工艺流程和工

2、艺条件1）加料方式：贮罐一加料泵精馏塔。2）进料热状态：泡点进料，进料根据能量充分合理利用和节能原则，可利 用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热至沸点。3）塔顶蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热, 饱和液体进入回流罐，饱和气体然后在全凝器中进一步冷凝成饱和液体进入回流 罐。4）再沸器加热方式：间接加热。5）塔顶产品的出料状态：塔顶产品冷却至常温后进产品贮槽。塔底采出物 流的能量另作它用。精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量。 确定适宜回流比。精馏塔设备设计 塔板设计和流体力学计算对精馏段和提馏段分别进行塔板设计和流体力学计算。确定溢流装置的设 计，塔盘布置，塔盘流动性能的校

3、核。 绘制塔板汽液负荷性能图分别画出精馏段和提馏段的塔板汽液负荷性能图。 精馏塔机械结构和塔体附件a.接管规格：根据流量和流体性质，选取经验流速，确定进料管、塔顶蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器进液管和蒸汽管的接管规格b. 全塔高度：包括上下封头、裙座高度。附属设备设计和选用完成塔底再沸器的详细设计计算。泵选型。 换热器选型：对原料预热器、塔顶产品冷却器等进行选型。 塔顶冷凝器设计选型： 根据换热量、 回流管流速、 冷凝器高度对塔顶冷凝 器设计选型。 原料和产品储罐的设计计算。 输送管路的设计计算。 控制仪表的选择参数。 编写设计说明书设计说明书是将本设计的详细介绍和说明。 设计说明书应根据设计指

4、导思想 阐明设计特点， 列出设计主要技术数据， 对有关工艺流程和设备选型作出技术上 和经济上的论证和评价。 应按设计程序列出计算公式和计算结果， 对所选用的物 性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图， 精馏塔、塔板结构和再沸器工艺 条件图，计算机程序框图和源程序。设计说明书具体包括以下容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条 件；塔工艺和设备设计计算； 塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算； 设 计结果概览；附录；参考文献；设计体会等。图纸用 2# 图纸绘制带控制点的工艺流程图 1；第二章 设计方案确定及流程说明塔设备是炼油、 化工、 石油化工等生

5、产中广泛应用的气液传质设备。 根据塔 气液接触部件的形式，可以分为填料塔和板式塔。 板式塔属于逐级接触逆流操作， 填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求： （1）生产能力大（ 2） 分离效率高（ 3）操作弹性大（ 4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。本设计的任务为分离乙醇水二元混合物， 采用连续精馏流程。 本设计采用 泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。 塔顶上升蒸汽采用全 凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔， 其余部分经产品冷却器冷却后送至 储罐之中。 回流比根据经济核算得到， 且最适宜回流比与最小回流比的关系围为 Ropt （1.1 2.0）Rmin

6、。塔底采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 塔板类型选择浮阀塔的优点是结构简单、 制造方便、造价低；塔板开孔率大， 生产能力大； 由于阀片可以随气量的变化自由升降， 故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层， 气液接触时间长，塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物性时，阀片易 于塔板粘结， 故操作过程中有时会发生阀片脱落和卡死等现象， 导致塔板效率下 降。但乙醇水物系属于不易结焦、低粘度物系，因而不存在上述问题。综合考 虑各类塔板的优缺点和待分离物系特点，确定选择浮阀塔，类型为常用的F1 型。 操作压力的选择条件设定塔顶操作压力为常压， 不需设置真空设备或加压设备。 塔底压力略 高于常

7、压， 但非常压下物系平衡数据较难获得， 故在计算过程中不考虑压力变化 引起的物系组成变化和温度变化，这是本设计的一个不足之处。 进料热状况的选择本设计采用泡点进料，此时，进料热状态参数q=1，精馏段和提馏段气体摩尔流量相同，体积流量也相近，塔径基本相同。加热方式的选择本设计采用间接蒸汽加热，塔底设再沸器，加热蒸汽温度120C。能量的利用问题精馏塔塔底再沸器输入的能量大部分被塔顶冷却剂带走，能量利用率较低， 故利用温度较高的产品（乙醇）或副产品（水）以及冷凝后的加热蒸汽对原料液 进行余热，也可通过别的方式利用余热。图2 1乙醇-水精馏塔工艺流程简图第三章塔板的工艺设计3.1全塔物料衡算原料液质量

8、组成（乙醇，下同）f 0.45摩尔组成XF0.45 / 460.24250.45 / 460.55 / 18质量流量106000 103qmF3302413383.8384( kg / h)平均摩尔质量Mf0.2425460.75751824.79(kg / kmol)摩尔流量qnF13383.838424.79539.89 (kmol / h)塔顶采出液质量组成D0.93摩尔组成X D0.93/ 460.83870.93/ 460.07 / 18质量流量qmDqmFF13383.83840.450.996411.29kg / h)D0.93平均摩尔质量Md0.8387460.16131841

9、.4836( kg / kmol)摩尔流量qnD6411.29154.49( kmol /h)41.4836塔底采出液质量流量 qmW 13383.83846411.296972.5484 (kg / h)质量组成 W13383.83840.456411.290.936972.54840.0087摩尔流量 qnW539.89154.49385.4( kmol / h)摩尔组成Xw539.890.2425154.490.8387385.40.0035平均摩尔质量 Mw0.0035460.99671818.1016(kg / kmol)3.2塔混合液物性计算温度常压下乙醇一水物系的平衡数据见表2,

10、利用拉格朗日插值法（或安托因方程）求的各点温度。表3 1常压下乙醇-水系统t-x-y数据进料温度（泡点）82.782.323.37 26.08t F 82.324.25 26.08t F 82.57 (r)塔顶温度78.4178.1578.15 89.43tD 78.15t D 78.25 ( r)塔底温度（泡点）100.095.5019t w 95.50331999.17( r)精馏段平均温度t1tD tF282.5778.25280.41提馏段平均温度t299.1778.2590.87密度1已知：混合液密度-混合气密度VMVTo P22.4 TP。T0 MV22T平均摩尔质量精馏段t180

11、.779.839.6550.7980.779.839.6550.790.431646).625946(190.87(r)95.589.01.907.2180.41 ( r)液相组成气相组成液相组成0.6259)18(10.4316)所以Ml1提馏段t280.4179.8y165.6480.4179.8x150.7990.8789.0x27.2118X1y143.16%62.59%30.084( kg /35.52( kg / kmol)0.43160.6259kmol)x25.68%0.0568气相组成95.589.090.8789.0y232.68%0.326817.0038.91y238.

12、91所以Ml20.056846(10.0568)1819.59 (kg /kmol)Mv20.326846(10.3268)1827.15(kg /kmol)324液相质量组成0.660.431646精馏段 乙30.084水=1-0.66=0.34提馏段乙'0.05684619.590.13347水= 1-0.1334=0.86663.2.5 纯物质密度不同温度下乙醇和水的密度见表 2 表32不同温度下乙醇和水的密度温度/ Cp乙醇p水温度/ Cp乙醇p水80735971.895720961.8585730968.6100716958.4 90724965.3精馏段 t；80.41C)

13、乙醇858080.4180乙734.59( kg / m3)730735乙735水858080.4180水 971.5376( kg / m3)968.6971.8水971.68提馏段 t；90.87 ( C )720724乙 965.3水959090.8790961.85965.3水965.3液相密度90.8790乙醇 9590723.304(kg / mi)水'964.6997(kg / mi)精馏段L1(0.66(734.591 0.66 )971.5376 )801.02( kg / m3)提馏段 L20.1334723.30410.1334964.699L2923.58(kg

14、 / m3)气相密度T 0 MV22.4 T精馏段273.1535.52V122.4(273.1580.41)1.23( kg/ mi)提馏段V2273.1527.1522.4(273.1590.87)0.91( kg表面力二元有机物一水溶液表面力可用下式计算公式1/41/4mw wo1/4o式中，下标w和o分别代表纯水和纯有机物，上标c代表表面层,分别代表水和有机物在表面层的比体积分数，由下列诸式联立求出:()qolgoW 0.44耳(°vO/3V 2/3) W v W /而体积分数 w和o分别为x Vw wX w V w XoVoXoVoX w VwXoVo式中，q为与有机物特征

15、和大小有关的常数，对于乙醇，q=2。不同温度下乙醇和水的表面力见表3精馏段t；表33不同温度下乙醇和水的表面力温度(C)708090100乙醇表面力(dyn/cm2)1817.1516.215.2水表面力(dyn/cm2)64.362.660.758.880.41C)表面力:乙醇908080.41 8016.217.150117.11(dyn / cmf)908080.41 8016.217.15w1171562.522(dyn / cm?)摩尔体积:乙醇V。4637.40(cm3 / mol)Vm18801.0222.47(cm3 / mol)已知 X=0.4316,X w=1-X1=1-0

16、.4316=0.56842(XWVw)0 x 0V c( XWVwX 0V 0)0.4316(0.568437.40(0.568422.47)22.470.431637.40)0.3492w B1lg( ) Ig 0.3490.458oQ 0.4412273.1580.41(17.1137.40 2/362.52222.48 2/3 )1.004b1IgW1)21.462sws0联立解得SW0.17S00.830.1762.5221/40.8317.145”42.1672m122.05(dyn / cm)提馏段t;90.87 (°C)表面力：乙醇1009090.839015.216.

17、21096.21/4 ml90.839016.117(dyn / cm2)摩尔体积:1009058_60760.760.542(dyn / cm)乙醇V04650.55(cm3 / mol)品 100019.49(cm3/ mol)2W(XWVw)219.49) 20X0Vq xwVwX0V 0)(0.94320.05685.5450.55(0.943219.490.0568所以:B12W lg()olg 5.540.744已知 Xo' =0.0568 ,X W =1-Xo' =1-0.0568=0.943250.55)216.11750.552/32/3Q'0.441

18、(-60.54219.49)0.794273.1590.872b2lg (防B20.05sws01o2联立解得SW0.60S00.401/4m20.6060.5421/40.4016.1171/42.475m237.53(dyn / cm)329粘度t；80.41C)查表得： 二0.4 9(mpa s)S =0.35 (mpa s)1290.87 ( C)查表得： 二0.40(mpa s) 水 =0.31 ( mpa s)乙醇和水见表4表34液体粘度数据关联温度C708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.

19、2589根据公式提馏段粘度：1=乙X+ 水(1-Xi) =0.490.4316+0.35(1-0.4316)i=0.4104( mpa s)根据公式提馏段粘度：2=乙 X2+ 水(1-X2)=0.40.0568+0.31(1-0.0568)2=0.3151 ( mpa s)相对挥发度精馏段挥发度：由 xA 0.4316, yA 0.6259,得xB 0.5684, yB 0.3741YaXb0.62590.56841yBxA0.37410.4316提馏段挥发度：由x'A0.0568, y：0.3268,彳i1 1y xA B0.32680.94321iiy xBA0.67320.056

20、82.218.06x 0.9432, yBB0.67323.3适宜回流比331最小回流比根据表1,用AutoCAD软件作出常压下乙醇一水物系的x-y图（图1）,过塔顶采出点D （0.8387, 0.8387）作平衡曲线的切线，故最小回流比读得（图1）：、q 0.4791 , XqX10.2425，Rmin0.83870.47910.47910.24251.5199取实际回流比 R 1.5 Rmin 1.51.51992.2799X100图3 1最小回流比塔物料气液相体积流量计算精馏段摩尔流量:L R D 2.2799154.49352.222( kmol / h)质量流量:2.943( kg

21、/ s)V1M/1 V35.52(506.71 / 3600)5kg / s)体积流量：,L12.9433,3Ls13.6710 (m / s)L1801.02L1M1 L30.084(352.222 / 3600)V1V151234.065( m3 / s)提馏段摩尔流量:L1VLVFL312.222D RD539.89D (R892.112(kmol / h)1)D506.71 (kmol / h)质量流量:L2ML21L19.59(892.112/ 3600)4.855( kg / s)V2MV21V27.15(506.71/ 3600)3.82( kg / s)体积流量:LS2L2L2

22、4.8555.2610 3( m3 / s)923.58V23.819V524.197( m/ s)V20.91理论塔板数关于理论板层数的计算，通常可以采用图解法和逐板计算法 精馏段操作线方程为：yn 10.6951 x 0.2257RXnR 1精馏段操作线方程为：y = 0.6951 x - 0.2257提馏段操作线方程为:yn 1 L qFXwWw1.7606 X 0.0027L qF w L qF w根据点(0.8387, 0.8387)起在平衡线和操作线间画阶梯与平衡线交点小于0.0035为止，得理论值NT=19块，进料板为16块。提馏段操作线方程为：y =1.7606 x - 0.0

23、027图32理论塔板数理论塔板数如图，理论塔板数：含再沸器理论塔板数为 理论塔板数NT115，提馏段理论塔板数NT219,进料板是第16块。精馏段4 (含进料板)335塔板效率本体系为非理想体系,故根据分别计算精馏段和提馏段塔板效率。Et0.491.1( 0.245L)精馏段Et10.49(2.210.4104) 0.2450.5019提馏段0.49(8.060.3151) 0.2450.39实际塔板数精馏段Np1NT11Et1150.501929.8930提馏段Np2叫2 10.4289（包括进料板，不含再沸器）总板数NpNp1Np230737（不含再沸器）全塔效率NlNp19 137100

24、%49%塔径的初步计算塔径的设计以避免塔气液两相的异常流动为原则， 即使他的空塔气速低于发 生过量液沫夹带液泛的气速，然后，根据空塔气速计算塔径。精馏段3.6710 34.065801.021.230.023C1C20 (計°.084(22.05、0.2 (20) 0.086Umax1C1L1V10.086V1801.021.23 2.193( m/ s)1.23安全系数取0.7，安全气速u931.5351 ( m / s)圆整D4 VSi塔径D3.142.0(U1Umax44.0651.53511.836( g提馏段气液流动参数L2V25, 923580.044

25、.197, 0.91塔板间距Ht0.45 m, h0.05 m,则 HTh 0.40 m由费尔关联图,可得C200.085CC20(20)0.20.085(200.096Umax2C2_ L2 V2V20.085 严.58°912.707(m/s)V 0.91安全系数取0.7，安全气速U20.7U max0.72.7071.8949( m/ s)塔径D24 VS244.1971.6797( m1.7( m)U23.141.8949圆整D22.0( m>塔截面积A- D2T43.144-2.023.14 m2空塔气速提馏段：Ui AT4.0653141.29(

26、m/ s)精馏段：U2VS24.1973.141.33m/ s)热量衡算乙醇与水的比热容见表五：表35乙醇与水的比热容温度tD=78.25 CtF=82.57 Ttw=99.17 T乙醇的摩尔比热容149.5151.8水的摩尔比热容75.675.6加热蒸汽用量的计算原料液平均摩尔比热容：Cp 151.80.242575.6(10.2425)94.079 kJ /(kmol/k)原料液的焓：hFCPtF94.07982.577768.103(kJ / kmol)原料液带入的热量：QF F hF 539.897768.1034.194106( kJ / h)回流液的焓近似取纯QH5OH的焓：hLC

27、Pt78.25149.511698.375( kJ / kmol)回流液带入的热量：Q L hL2.2799154.4911698.3754.12106(kJ / h)r44160kJ / kmol塔顶蒸汽的热焓近似地取纯乙醇蒸汽的焓：Hv rCPt44160 11698.3755.59104( kJ / kmol)塔顶蒸汽带出的热量:QVVHv (R1)DHv(2.27991)154.495.581 042.8271 07(kJ/ h)塔底产品的焓近似地取纯水的焓：HWCPt 99.1775.67497.25( kJ / kmol)3.4溢流装置因塔径D = 2.0m，可选用单溢流弓形降液管

28、，采用平直堰，凹形受液盘各项计算如下。(1)堰长：lw 0.65 D 0.652.01.3( m)(2)溢流堰高度:hL how1采用平直堰，堰上液层高度由公式求得。2.84 旦严)'3 (取 E=1)w精馏段：2.84,“ 3.6710low 11(-10001.3故：hw1nhow10.05提馏段：2.845.2610how21(10001.3故:hw2hLhow20.051000弓形降液管宽度0.0180.032( m)0.0140.036( m)"30.014( m)0.018(m)(3)Wd和截面积Af由乍 0.65，查弓形降液管参数图，得：查图可知，A 0.072

29、1，WD0.124则，A 0.07213.140.226( mi) , Wd0-1241.30.2232(m)验算液体在降液管停留时间：精馏段:t1AB0.2260.453.6727.71(s) ? 5(s)提馏段:t2AHt|_S20.2260.453-5.261019.33(s) ? 5s)故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度：hoqvL3600w Uh对于精馏段取降液管底隙流速：U00.13(m/ s)0.0217 m_S13.67103l wj01.30.13hw1h010.0360.02170.0143( m)0.005(罚对于提馏段取降液管底隙流速:u00.13(m/ s)_S2

30、5.2610 3l w u01.470.150.031mh20.006( m)h0 合理b2故降液管底隙高度设计合理。3.5塔板布置与浮阀数目及排列塔板分布由于塔径大于800mm故采用单溢流型分块式塔板，以便于人孔拆装塔板。浮阀数目与排列因D = 2.0m > 1.5m，取破沫区的宽度 Ws 0.10m,边缘区宽度 Wc 0.06m本设计采用F1型重阀，孔径d。 0.039(m)，取浮阀动能因子 F。12n精馏段孔速：u01F。12V11.2310.82( m/ s)每层塔板上浮阀数:VS1N1d00144.0653.144315块0.039210.82塔板上鼓泡区面积按照下式计算:Aa

31、 2R2sin180其中XWdWs2.0"T0.22320.100.7( m)则:AaWc2.0T0.060.94 (m)0.7,0.84 20.723.14 O.94.1800.71.8( m2)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距:11=0.075m则排间距t2-Aa180.077( m>N t10.075360考虑到塔径较大，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，因此排间距应小些，取 t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式作图，排得浮阀数目为N = 342个。塔板布置如图3。按照N = 342，重新核算孔速及阀孔动能因子:U01VS1

32、4.0659.96( m/ s) 3 14-一0.039 2342)19.96、1.2311.05，在 913之间开孔率：11 29100%100%13.35%9.960-0Q-0 OO QQ oo aooooococaOOOOCKIOCOOO 000000a DO DO O X<OOCQJQQO<tlQCQQOOOO O O Q Q o 口 OQOOO 0 Q 口口口 0-4) OQQOQ-OCiO CJ口 c Q o O OO-OGQ-OOO&llQOC-OOOCtO O 0 " 0 c o 0 ooooooootpcdQdoo&o0 O<5 O

33、O OO OdiOCOOOODO图33精馏段塔板浮阀布置图提馏段孔速：U02 乞每层塔板上浮阀数：12.0.9112.579( m/ s)VS24d0uo24.1973.144279.82800.039212.579塔板上鼓泡区面积：Aa 1.8( m2)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m则排间距t2AaNT11.80.0752800.086( m)考虑到塔径较大，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，因此排间距应小些，以等腰三角形叉排方式作图,ooooooooooooooooaq)aQoooQOQ OOOOOOOOOooooooooOao

34、oooooo003000000图3 4提馏段塔板浮阀布置图排得浮阀数目为N = 300个。塔板布置如图4。按照N = 300，重新核算孔速及阀孔动能因子:4 197U0211.72( m/ s)3 140.039 23004开孔率：U1 332 u：100%11.72100%11.34%吒111.18，在 913 之间3.6塔板流体力学计算塔板压降精馏段干板压降11825由式确定临界流速Uoc解得：u°ci9.377(m/ s) ,u ,则hd5.34V1 U012 Llg5.341.239.96 22801.029.80.042m气体通过充气液层的压降计算公式为

35、hhL0.5hL11hL0.50.050.025 m液体表面力阻力引起的压降可以忽略525.95(Pa)故 hp1hc1h 10.0420.0250.067 m每层板的压降Pp1L1 g hp1801.029.80.067提馏段(1) 干板压降解得：u0C211.06( m/ s), u°2u°c2，则hc25.34V2U025.340.9111.72 20.037m2 L2g2923.589.80.5(2) 气体通过充气液层的压降计算公式为hhLhL11 hL0.50.050.025 m(3) 液体表面力阻力引起的压降可以忽略hp2hc2hL20.0370.0250.06

36、2( m)每层板的压降:巳2L2 g hp2923.589.80.062561.17( Pa)降液管液泛校核为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管清液层高度hphLhdHd ( Hthw)0.5(0.450.036)0.243( m) , Hd精馏段塔板阻力hp10.067(m)流动阻力hd10.153Lsilwho10.153(3.67(13""103)20.024)0.0021(m)板上清液层高 hL10.05(m)Hd1hp1hL1hd10.0670.050.00210.1191( m)Hd10.243m,符合防止淹塔要求提馏段塔板阻力hp20.062(m)流

37、动阻力hd20.153LS2lw ho10.153(5.2610、0.0019( mi板上清液层高 hL20.05(m)hp2hL2hd20.0620.00190.050.1139( m)，Hd20.243 m雾沫夹带本设计中控制泛点率在0.8以，来避免过量液沫夹带泛点率通过公式计算：q vv1 .36qvL ZLL V©Ab其中液相流程长 ZLD2Vy2.020.22321.757(m)液流面积AA2A3.142 0.2262.688( m2)并取物性系数K=1精馏段根据气相密度与塔板间距，由泛点负荷因子关联图（图5）,得泛点负荷因子CF10.103泛点率4.0651.23F1 8

38、01.0211.231.363.6710 31.7570.1032.6880.600.84.065F2I801.021.2310.780.1033.140.640.8提馏段泛点负荷因子CF10.103泛点率4.197F10 913 1.365.2610 31.757 923.580.911 _0.103_2.6880.51850.84.197F2091： 923.580.9110.780.1033.140.520.8由以上计算，雾沫夹带能满足 eV<0.1（kg液/kg气）气的要求。03占0.15ininnit= . w=- b . " r(tllllllLIIHHBIIIII

39、Ilim 【H 川 I 阿I 1HIIII1MIM艸：inll工二 岂二”11肌监Mllll It *Sliitlll(ll«aillll1!li nitiliHMaiiiiiiiiiO.SlOmJIItiSililiimini0.05臨翩腔譜删悟淵呗删呗叫0.01 0.04 5.10.203 L0 2.04.0 10 20 <060100fvi kg/m3图5泛点负荷因子关联图364漏液前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过，阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作围，不会造成漏液。3.7塔板性能负荷图雾沫夹带上限线按泛点率为80%t定气液流量关系，求出雾沫夹带线方程

40、，并作出雾沫夹带 上限线。精馏段 V5.6761.28 Ls提馏段 Vs 7.177.1 Ls最后得表:表36物沫表带线上的气液体积流量精馏段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)5.05725.184.75084.44提馏段L's(cm3/s)0.010.0080.0150.02V' s(cm3/s)6.3296.48326.99356.958降液管液泛线根据Hd hf hL hd(Ht hw)，降液管液泛线方程为公式5.342V U02g L0.153(蛊)2(1)hw2.8410003600Lslw且U0Vsd°N4精馏段 Vs

41、226.7427243.84 LS1118.84提馏段 VS285.1041540.63 LS2370.43 ©液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3-5S，取降液管停留时间5s为液相负荷上限，则精馏段 max 学竺6 濟0.02( mi / s)(提馏段同)55液相负荷下限线0.0062.84103 E 360心馬 31 w取堰上液头高度为0.006m作为液相负荷下限条件，E=1.0，即精馏段(Ls)min2.841000)32(0.0061.10810 3(m3/s)(提馏段同)气相负荷下限线对于Fi型重阀，以F05作为规定气体最小负荷的标准，则Vsd0Nq4

42、精馏段：(Vsi)min3 140.039 228841.55( m3 / s)提馏段：(VS2 )min3 140.039 228841.8( m3 / s)塔板负荷性能图根据7.1 7.5计算结果,作出塔板负荷性能图。在任务规定的气、液符合下的操作点 P (设计点)处在适宜操作区的适中 位置。塔板的气相符合上限完全由物沫夹带控制，操作下限由漏液控制。 精馏段在图中做出精馏段的操作点，如图，连接操作点与原点，交负荷性能图于两点，并由此确定气相负荷上限(VS)max5.3450( m5 / s),气相负荷下限1.5426( m5 / s)，操作弹性5.34501.54263.46 。士冃0.0

43、0&a .0050.0 to£>.0150.02；Ls(ms)图3 6精馏段负荷性能图 提馏段在图中做出精馏段的操作点，如图，连接操作点与原点，交负荷性能图于两点，并由此确定气相负荷上限(VS)max6.5109( m5 / s)，气相负荷下限(VS)min1.8472( m3 / s)，操作弹性6.51091.84723.52O.OG：.OO6O.OIO0.&20蛊4Wt紆上* 住IHattJtfTTnF-激武tt图3 7提馏段负荷性能图3.8塔高度确定裙座为了制作方便一般采用圆筒形裙座，由于裙座径大于800mm故裙坐壁厚取16 nm基础环径：Dbi(2000

44、2 16) (0.2 : 0.4)10 31732( mr)i基础环外径： D。(2000216)(0.2 : 0.4)10 32332( mm圆整Dbi=1800mm,Dbo=2300mmS础环厚度。考虑到腐蚀余量取18nm考虑到再沸器，裙座高度取3m,地脚螺栓直径取30m人孔人孔：是一般每隔6-8块塔板才设一个人孔，本塔中共 37块板，需设置4个人孔。每个孔直径为450mm在设置人孔处，板间距为 450mm裙座上应开设2个人孔，直径450mm383顶部空间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，顶部空间高度，取除沫器到第一块板的距离为 450mm塔顶部空间高度为1200mm

45、底部空间塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取 5min，Rv=0.142tLs2 60R/(0.50.7)55.2610 3600.1423740.61.06( m)进料板进料板板间距取HiHTn 5 150 450 ( 370 1) 5 150 16950nm 16.95m塔体总高H H1HBH裙H封16.951.063 0.491.222.7( m)第四章附属设备设计4.1冷凝器的选择按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且回流，冷却水的进口温度为25C，出口温度为45 C逆流操作。由化工原理(祖荣主编)“液体比热容共线图”可以查得在不同温度下乙 醇、水的比热容

46、，得表4 1。热负荷Qc表4 1不同温度下水和乙醇的汽化热20 C80 C90 C100C140C乙醇88.93838.14815.8792.5768.3水2331.22307.82283.12258.42232.0塔顶tD78.25(C )，插值法求得乙醇的汽化热：ro 841.84(kJ / kg)水的汽化热：rw2311.90(kJ / kg)平均汽化热:0.8387841.8446(10.8387)2311.901839190.73(kJ / kmol)Qc W rqnv3600506.71360039190.735516.2( kw / s)冷却水用量qm2取冷却水的进口温度20C，出口温度40C，水的比热容为4.174KJ/(kg -C)Qc5516.2,则qm2Cpg t26