乙醇-水溶液连续精馏塔设计

1、 设计题目设计题目: 乙醇乙醇-水溶液连续精馏塔设计水溶液连续精馏塔设计设计时间：设计时间：设计成绩：设计成绩：指导教师：指导教师：审阅时间：审阅时间： 筛板精馏塔设计任务书筛板精馏塔设计任务书一、设计名称：乙醇-水溶液连续精馏塔设计二、设计条件1 进精馏塔的料液含乙醇 25%（质量） ，其余为水；2产品乙醇含量不得低于 94%（质量） ；3残液中乙醇含量不得高于 0.1%（质量） ；4生产能力为日产 94%（质量）乙醇产品（200+5*56）吨/天； 5 操作条件 （1）塔顶操作压力 4kPa（表压） ； （2）进料热状况（自选） ； （3）回流比（自选） ； （4）加热蒸气为低压蒸汽； （

2、5）全塔效率 60% 。 （6）单板压力降 kPa6工作日：每年 330 天，每天 24 小时连续运行。三、设计要求：1设计方案的确定及流程说明；2塔的工艺计算： （1）物料衡算；（2）计算塔顶 、塔底及加料板温度；（3）计算平衡数据；（4）计算塔板数：作 X-Y 图；求最小回流比及适宜回流比；求理论塔板数和实际塔板数。 3塔 和塔板的主要工艺尺寸计算 ：1 塔体和塔板主要尺寸的确定 ：塔径；溢流装置（溢流堰长 、出口堰高 、降液管的宽度及面积 、降液管下端与塔板间距离） ；塔板设计（塔板布置：包括开孔区 、溢 流区 、安定区 、无效区；筛孔数或浮阀数：包括孔径 、塔板厚度 、开孔面积 、开孔

3、率 、孔数或浮阀数 、浮阀的选型；排列方式及孔心距） 。2 塔板的液体力学验算：塔板压力降；雾沫夹带；漏液点气速；液泛（即淹塔）。3 塔板负荷性能图。4设计结果一览表5板式塔的结构：（1）塔体结构：塔顶空间；塔底空间；人孔；视镜；支座；塔高；封头及容器法兰。（2）塔板结构及安装方式。6附属设备的计算及选型（1）再沸器（即蒸馏釜） ；（2）塔顶回流冷凝器；（3）料液预热器；（4）塔顶 、塔底产品冷凝器； （5）主要接管尺寸及法兰：包括塔顶蒸气出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管 、饱和水蒸气管的管径 及各接管的法兰。（6）蒸气喷出器。7绘图：生产工艺流程图 、精馏塔的工艺图 、塔板构造图。8

4、对本设计的评述和有关问题的分析讨论。目录目录第第 1 章章 设计方案简介设计方案简介1第第 2 章章 工艺流程草图及说明工艺流程草图及说明2第第 3 章章 塔板的工塔板的工艺艺计算计算33.1 精馏塔全塔物料衡算33.2 乙醇和水的物性参数计算33.2.1 温度33.2.2 密度53.2.3 混合液体表面张力 63.2.4 相对挥发度73.2.5 混合物黏度73.3 理论板数和实际板数的计算83.4 操作压力的计算10第第 4 章章 塔塔体体的的主主要工艺尺寸计要工艺尺寸计算算114.1 塔体的主要工艺尺寸计算11 塔经的初步计算11 溢流装置计算134.1.3 塔板设计154.2 筛板的流体

5、力学验算174.2.1 气相通过浮阀塔板的压降164.2.2 淹塔184.2.3 物沫夹带194.2.4 漏液点气速204.3 塔板负荷性能曲线214.3.1 物沫夹带线214.3.2 液泛线22222323第第 5 章章 板板式式塔的结塔的结构构25总高的计算2525252526265.2 接管2727272728285.2.6 除沫器285.3 法兰2929第第 6 章章 附属附属设设备的计备的计算算306.1 热量衡算306.1.1 0的塔顶气体上升的焓H306.1.2 0的塔顶气体上升的焓 Qv30回流液的焓HR31塔顶馏出液的焓HD31冷凝器消耗的热量QC31QF31QW326.2

6、附属设备的选型32再沸器323233塔底产品冷凝器333334蒸汽喷出器35浮阀塔工艺设计计算结果列表35第第 7 7 章章 设计设计评评述述37参考文参考文献献38附页（带控制点的工艺流程图、精馏塔主体设备图、塔板构造图）第第 1 1 章章 方案简介方案简介精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气、液两相多次直接接触和分离，利用也想混合物中各组分挥发度的不同，是易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。而塔设备就是使气

7、液两相通过精密接触达到相际传质和传热的气液传质设备之一1。塔设备主要包括板式塔和填料塔，而板式塔主要有浮罩塔、浮阀塔和筛板塔等，本次课程设计用的是筛板塔。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。它的优点是：结构简单，易于加工，造价为浮泡罩塔的 60%左右，为浮阀塔的 80%左右；相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%-40%；塔板效率高，比泡罩塔高，而稍低于浮阀塔；气体压降较小。缺点是：小孔筛板易堵塞，不适合处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性小2。本设计对乙醇水二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等过程，要求能运用所学的

8、知识，来解决实际化工问题，做到独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。第第 2 2 章章 流程图草图及说明流程图草图及说明乙醇水原料混合液由泵从储罐中引出，先进入原料预热器预热到泡点温度（即84），后送入连续板式精馏塔（筛板塔）。进入塔中的混合物中具有气相混合物，又有液相混合物。气相混合物的塔中上升，到塔顶时遇到冷凝器，温度降到了泡点温度，部分被冷凝下来作为产品进入乙醇的储罐，其余的液体乙醇回流到塔中。液相混合物在塔中下降，部分混合物进入到产品冷凝器中，其余的进入再沸器，在再沸器中在加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的原料液不断重复上述过程，而进料口不断有新鲜原料加入。最终

9、完成乙醇与水的分离。装置流程图如下：1-筛板塔；2-冷凝器；3-产品冷凝器；4-乙醇储罐；5-泵；6-再沸器；7-原料预热器第第 3 3 章章 塔板塔板的的工工艺艺计算计算 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算2F:进料量，kmol/s D:塔顶产品流量，kmol/s W：塔底残液流量，kmol/sXF ：原料组成，（mol）% XD ：塔顶组成（mol）% XF ：塔底组成，（mol）%原料乙醇组成：XF=4%187546254625塔顶组成: XD=底组成: XW=0.04%189 .99461 . 0461 . 0馏出液量 D= kmol/s3600*24)46

10、94. 01806. 0(*1000*56*5200）（物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW联立代入求解:F=mol/s W=0.8308kmol/s3.2 乙醇和水的物性参数计算乙醇和水的物性参数计算3.2.1 温度温度 常压下乙醇和水气液平衡组成与温度的关系2温度 T液相中乙醇的摩尔分率%气相中乙醇的摩尔分率%100利用表中数据，由拉格朗日插值法求 tF、tD、tW tF：: := = tF66. 921. 77 .860 .8921. 754.110 .89Ft tD: := tD42.7443.8941.7815.7843.8998.8515.78tD tW := tW

11、 90. 105 .95100004. 0100wt全塔平均温度 =_t42.92294.8491.992DWtt 精馏段平均温度:=1t2DFtt221.7849 .84 提留段平均温度:=32t2FFtt291.9949 .84 塔顶气相组成 yD: yD=86.83%43.8910015.7821.7843.8915.7815.7841.78Dy 进料气相组成 yF: yF= 47.45%Fy10091.3849 .840 .8975.4391.387 .860 .89 塔底气相组成yw: yw=0.34%wy100091.991000 .1705 .95100精馏段液相组成 x1:%6

12、7 .482%45 .11%98. 5821FDxxx气相组成 y1:%14.672%45.47%83.8621FDyyy所以molkgML/65.31)6487. 01 (*186487. 0*461molkgMV/80.36)4671. 01 (*184671. 0*461 提留段液相组成 x2:%97 . 52%45 .11%04. 022FWxxx气相组成 y2:%90.232%45.47%34. 022FWyyy所以molkgML/62.19)9057. 01 (*189057. 0*462molkgMV/96 .24)9023. 01 (*189023. 0*4623.2.2 密度

13、密度已知:混合液密度: （a 为质量分率，为平均相对分子质量）4BBAAlaa1M混合气密度: 004 .22 TPMPTV不同温度下乙醇和水的密度如下表【3】：温度/80859095100/kgm-3。735730724720716/kgm-3水tF 3kg/60 . 473mF乙63.968F水3/mkg 63.96825. 0160 . 47325. 01F3/97kg.968mFtD 72.733D乙3/mkg3/87.972mkgD水 87.97294. 0172.73394. 01D3/70.744mkgDtW 53.717W乙3/mkg3/46.958mkgW水 46.95800

14、1. 0153.717001. 01w3/14.958mkgw所以31/84.820270.74497.8962mkgDFL32/56.927214.95897.8962mkgWFL300/237 . 015.27349 .84)4688. 0*184115. 0*46(3 .101*1203. 01203. 04 .22mkgTMPTTPPMVF3/215 . 115.27321.78)0241 . 0*185988 . 0*46(*)3 .1014(*1203. 0mkgVD3/588. 015.27391.99)9996. 0*180004. 0*46(*3 .101*1203. 0mk

15、gVW31/221 . 12215 . 1227 . 02mkgVDVFV32/565. 02588. 0227 . 02mkgVWVFVkmolkgxxMDDLD/70 .4218*)1 (46*kmolkgxxMFFLF/32 .2118*)1 (46*kmolkgxxMWWLW/01.1818*)1 (46*kmolkgyyMDDvD/85.4218*)1 (46*kmolkgyyMFFvF/92 .3118*)1 (46*kmolkgyyMWWvW/10.1818*)1 (46*3.2.33.2.3 混合液体表面张力混合液体表面张力乙醇和水在不用温度下的表面张力如下表【2】：温度/20

16、406080100乙醇的表面张力，Nm-2水的表面张力，Nm-2由内插法求 tF tD tW下的乙醇和水的表面张力乙醇表面张力 CF=16.67N/m2 CD=17.30N/m2 CW=15.21N/m2水表面张力 w F2 w D2 w W2塔顶表面张力 N/m241414130.17*8598. 062.99*1402. 0CD31.21D原料表面张力 N/m2 41414167.16*1154. 074.61*8846. 0CF16.54F塔底表面张力 N/m241414121.15*0004. 093.58*9996. 0CW90.58W(1)精馏段的平均表面张力 1=(21.31+5

17、4.16)/2=37.74 N/m2 (2)提馏段的平均表面张力：2=（58.90+54.16）/2=56.53 N/m23.2.43.2.4 相对挥发度相对挥发度由 xF=11.54% yF=47.45% 得29 . 64115. 014547. 014115. 04547. 0F由 xD=85.98% yD=86.83% 得80 . 15988 . 018683. 015988 . 08683. 0D由 xW=0.04% yw=0.34% 得25 . 80004. 010034. 010004. 00034. 0W(1)精馏段的平均相对挥发度27 . 280 . 1*29 . 6（2）提馏

18、段的平均相对挥发度86 . 725 . 8*29 . 63.2.53.2.5 混合物的粘度混合物的粘度不同温度下水和乙醇的粘度如下表【4】：温度/乙醇的粘度/mpas水的粘度/mpas80100 查表，得 水s, 醇s1t 查表，得 水s, 醇s2t(1)精馏段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.484*0.4876+0.349*(1-0.4876)=0.415 mpas(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.310*0.0579+0.310*(1-0.0579)=0.304 mpas3.33.3 塔板的计算塔板的计算（1）作乙醇-水的气液平衡组成相同，即 X-Y 曲线图，并作

19、进料线泡点进料，q=1。与平衡线的交点坐标为 q(11.54%,44.77%)最小回流比 24. 14115. 04774 . 04774 . 05988 . 0minqqqDxyyxR（2）用简捷法求理论塔板数 NT【5】 由 芬斯克方程 计算最小理论板数 N min ，式1-lg)xx-1)(x-1x(lmWWDDmingN中为全塔平均相对挥发度，当变化不大时，。mmWDm=WDm53. 8*08. 104. 3lg)0040 . 00.0004-1)(0.8598-10.8598(lgminN .220186. 1240. 1-860. 11-minRRR由的值查吉利兰关联图，得1min

20、RRR2minNNN确定精馏段理论板数 N精m=1-lg)xx-1)(x-1x(lgmFFDDmin精N72. 2lg)1154. 00.1154-1)(0.8598-10.8598(lg在吉利兰关联图查得 2minNNN精算得 N精所以总理论板数 NT=14.39,加料板为第 7 个板。（3）全塔总效率 ET由奥康奈尔公式计算全塔效率。245.-049. 0）（TTE实际板数的计算：精馏段 2.72，s1 245.-01415. 0*72. 249. 0）（TE 14.7 块476. 07TTPENN精15精PN提馏段 =7.68 s2 -0.2450.304)*(7.68*49. 0TE

21、=18 398. 039. 7TTPENN提实际塔板数 NP=15+18=33全塔效率=45.8%458. 03315TE3.43.4 操作压力的计算操作压力的计算以精馏段为例塔顶压力 kPapD3 .1053 .1014取每层塔板压降 Pap7k. 0则进料板压力 kPapF.81157 . 0*513 .1053.53.5 气液负荷计算气液负荷计算 精馏段 提馏段 q=1 L V第第 4 4 章章 主要主要工工艺艺尺尺寸计算寸计算4.14.1 塔体主要尺寸的确定塔体主要尺寸的确定4.1.14.1.1 塔径的初步计算塔径的初步计算4.1.1.14.1.1.1 气液体积流量计算气液体积流量计算

22、（1）精馏段 质量流量： skgLMLL/77. 72455. 0*65.3111 skgMVVV/99.135773 . 0*06.3711体积流量：smLLLS/64009. 084.82077. 73111 smVVVS/47.12221 . 199.133111（2）提留段 质量流量：skgLMLL/23.68208. 1*62.1922 skgVMVV/324. 93775. 0*70.2422 体积流量：smLLLS/0255. 056.92768.233222 smVVVS/24.14655. 0324. 932224.1.1.24.1.1.2 精馏段塔径计算精馏段塔径计算由 u

23、=(安全系数)* u max0.8，u max=LVVc横坐标数值：102. 0122. 184.820*7412.64009. 0*1111VLSSVL取板间距 Ht=0.60m,清液层高度 hL=0.06m,则 Ht-hL查 Smith 图得 C20C=C20=0.12*2 . 020）（2 . 02074.37）（u max=0.13*=0.13*3.51 m/sVVL-122. 1122. 1-84.8201max54m. 22.46*14. 34*47.12*4111uVDS按标准塔径圆整后 D1塔截面积222.62*785. 04DAT实际空塔气速为smAVuTS/.3525.30

24、712.4714.1.1.34.1.1.3 提馏段塔径计算提馏段塔径计算横坐标数值： 670 . 0565. 056.927*24. 412550 . 0*2222VLSSVL取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则 Ht- hL查 Smith 关联图可知 C20=0.12，15. 0)2053.56(*12. 0)20(2 . 0120CCsmu/64. 5565. 0655. 0-56.92715. 0max取安全系数为 0.7 ，则空塔气速smuu/95.364.5*7.07.0max1muVDS41 . 259 . 3*24. 41*4*4222按标准塔径圆整后为2D塔截

25、面积为222307. 56 . 2*785. 04mDAT实际空塔气速为smAVuTS/68. 2307. 524.1424.1.1.44.1.1.4 精馏塔有效高度计算精馏塔有效高度计算精馏段有效高度4m. 860. 0*) 151 (1Z提馏段有效高度2m.1060. 0*) 181 (2Z4.1.24.1.2 溢流装置的计算溢流装置的计算（1）溢流堰高度 精馏段：因塔径 D=2.6m,可选用双溢流弓形降液管w双溢流：，取7 . 05 . 0DlwmDl69. 165. 01w WhWLOWhhh选择平直堰，堰上层高度2/32.84(/)1000OWhWhE Ll2 . 9)69. 1 (

26、3600*64009. 0)(5 . 25 . 2whll查液流收缩系数图【6】得 E=1.03，则m202. 069. 1360094600. 003. 1100084. 2h32OW取板上清液层高度 hL=0.06m, =0.06-0.022=0.038m WLOWhhh提馏段：因塔径 D2=2.6m,可选用双溢流弓形降液管。w双溢流：lw-0.7）D，取m69. 16 . 2*65. 1wl WhWLOWhhh选用平直堰，堰上液层高度how可用 Francis 计算，即2/32.84(/)1000OWhWhE Ll近似取 E=1.03，则m420 . 069. 136005502. 00

27、3. 1100084. 2h32OW取板上清液层高度 hL=0.06m, =0.06-0.042=0.018m WLOWhhh（2）弓形降液管宽度和截面积dWfA由查图得，56 . 0DlW750 . 0TfAA13. 0DWd精馏段：Af75AT75 *=0.398m2Wd=0.13*D=0.13 * 2.6=0.338m验算降液管内停留时间 5s25.2s94600. 06 . 0398. 01STfLHA故降液管可使用提馏段：2398. 0307. 5750 . 0750 . 0mAATfmDWd338. 06 . 213. 013. 0验算降液管内停留时间5s36s. 95502. 0

28、6 . 0398. 01STfLHA故降液管可使用。（3）降液管下端与塔板间距离取sm/25. 0u0精馏段： mulLhws022. 025. 0*69. 100946. 0010提馏段：mulLhws060. 025. 0*69. 10255. 0020受液盘凹形和平形两种，对于塔径为以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结mm800构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在 50mm 以上。选用凹形受液盘：深度55Whmm （1）本设计塔径 D=2.6m 采用分块式塔板。浮阀的选型：F1Q-3B 型阀片厚度 1.5mm，阀重 24.3g，塔板厚 3mm.（

29、2）浮阀数目与排列 精馏段 取阀孔动能因子 F0=12. 则孔速32m/s.11221 . 1121001VFu 每层塔板上浮阀数目为个92232. 11*039. 0*785. 047. 214/201201udVNS 边缘区宽度 (mm)，一般为 5075， 取边缘区宽度（即无效区）CW 破沫区宽度（即安定区），双溢流中间降液管宽度，mWC06. 0mWS07. 0 计算塔板上的鼓泡区面积，即RxRxRxRxRxRxAa1221211222sin2sin2 其中24. 106. 026 . 22CWDR 145. 007. 0215. 021sdWWx08. 107. 015. 026 .

30、 22sdWWDx故21222122219. 224. 108. 1sin24. 1145. 024. 1145. 0224. 108. 1sin24. 108. 124. 108. 12mAa浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0 应尽可能在 34 的范围内，在此取同一个横排的孔心距（）mmdo039. 0 则排间距：mmNtAta02120. 0*92219. 2 按 t=120mm , 以顺排方式作图，排得阀数 919 个mmt02按 N=919 开孔面积：22200110. 1919*039. 0*785. 04mNdA重新核算孔速及阀孔动能因子 smu/36.11919*039. 0*7

31、85. 0742.121c030 .12221 . 1*101couF 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 范围内 塔板开孔率%7 .206 . 2039. 0*919/4/4*22220DdN提馏段 取阀孔动能因子 F0=12. 则孔速2m/s8 .14556 . 0122002VFu 每层塔板上浮阀数目为个80428 .14*039. 0*785. 024. 414/202202udVNS 按 t=120mm ,估算排间距mmNtAta32120. 0*80419. 2取 t=120mm , 以顺排方式作图，排得阀数 817 个mmt23 按 N=817 开孔面积：222002975. 0

32、817*039. 0*785. 04mNdA重新核算孔速及阀孔动能因子 smuc/60. 41817*039. 0*785. 024. 412208 . 11556 . 0*22ocouF 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 范围内 塔板开孔率%4 .186 . 2039. 0*817/4/4*22220DdN4.24.2 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算64.2.14.2.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压力降hhhfcph(1) 精馏段 干板阻力 hC 临界流速 u0c2 故mguhLVC042. 081. 9*282.1456.927655. 034

33、. 5234. 5220222板上充气液层阻力取 则 mhL60 . 0mhhLol03. 05 . 0*06. 0（3）液体表面张力所造成的阻力mgdhL00064. 0039. 0*81. 9*56.92753.56*10*410*430223hhhhlcp2单板的压力降KPapghpaLpp7 . 066181. 9*56.927*6207. 0222提馏段平均压降KPaP89 . 5112166. 0*813 .1014632. 0*513 .1014(2）4.2.24.2.2 淹塔淹塔3为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度，)h(HWTdH。dlphhhHd（1）精馏段

34、单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度mpl0785. 0h 液体通过液体降液管的压头损失 =20ws1l)lL(153. 0hhd0099. 0)0.022*1.690.00946(153. 02 则mhL60 . 0mhhhHdLpd4841 . 00990 . 060 . 05807. 011取，已选定 5 . 0mHT60. 0mhW830 . 0则mHhTW931. 060. 0380 . 0*5 . 0可见所以符合防止淹塔的要求。（2）提馏段单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度mhp7260 . 02液体通过液体降液管的压头损失 0970 . 0600 . 0*96 . 12550

35、. 0153. 0153. 022022hlLhWSd板上液层高度 则mhL60 . 0mhhhHdLpd1423. 00970 . 060 . 07260 . 022取，已选定 mHT60. 0mhW210 . 0则mHhTW31. 060. 0210 . 0*5 . 0可见所以符合防止淹塔的要求。可见所以符合防止淹塔的要求。4.2.34.2.3 物沫夹带物沫夹带4（1）精馏段 泛点率=%100 x36. 1-b11111sAKCZLVFLSVLv板上液体流经长度：mWDZddL862. 0.10-.3380-3 . 1b-221）（板上液流面积：2f15 . 4983 . 0*2073 .

36、 52mAAATb取物料系数 K=1.0，由和塔板间距0.135.31/122k. 1mgVTHFC泛点率%7815 . 4*531 . 0*0 . 1862. 0*64009. 0*36. 1221 . 184.820221 . 174 . 211为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，82. 08 . 01F物沫夹带能够满足的要求。)/kg(kg1 . 0气液V（2）提馏段取物性系数 K=1.0，由和塔板间距655. 02VTHFC泛点率%6515 . 4*351 . 0*0 . 1762. 0*2550 . 0*36. 1565. 056.927565. 022.

37、 412为了避免过量物沫夹带，一般大塔应控制泛点率 F1-0.82，由以上计算可知，物沫夹带能满足的要求。)/kg(kg1 . 0气液V4.2.4 漏液点气速。漏液点气速。当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作，故漏液点为筛板的下限气速。漏液点气速由下式计算，即VLLhhCu/13. 00056. 04 . 40（1）精馏段 查干筛板的流量系数图【6】得 C0=0.52 11001/13. 00056. 04 . 4VLLhhCu= 122. 184/.

38、820*0.00048-06. 0*13. 00056. 052. 0*4 . 4）（1.561. 17.0332.110101uuk（2）提馏段 查干筛板的流量系数图【6】得 C0 smu/72. 9565. 0/56.92740006. 060 . 0*13. 00056. 052. 0*4 . 402 1.552. 172. 928 .140202uuk塔板负荷性能曲线塔板负荷性能曲线4.3.14.3.1 物沫夹带线物沫夹带线据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率 80%计算：精馏段 0.8=15 . 4*531 . 0*0 . 1762. 0*36. 1221 . 184.820

39、221 . 1SSLV 整理得： SSLV04. 1037. 0874 . 0 即SSLV14. 216.13 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出 提留段 0.8=15 . 4*351 . 0*0 . 1762. 0*36. 1556 . 056.927565. 0SSLV 整理得： SSLV04. 1602. 0487. 0 即SSLV14. 218.73在操作范围内任取两个值算出SLSVLs (m3/s)0. 020. 1精馏段 Vs (m3/s)Ls (m3/s)提馏段 Vs (m3/s) ，其中。（1）精馏段3/212124221267 . 0570 . 068.1

40、1081. 9*2*84.820*919*039. 0*785. 0*221 . 1*34. 5413 . 0SSSLLV整理得 3/2121212342357032829SSSLLV（2）提馏段3/212124222267 . 0270 . 088.1481. 9*2*56.927*804*039. 0*785. 0*655. 0*34. 531. 0SSSLLV整理得：3/2121223457708573481SSSLLV在操作范围内任取若干个值，算出相应得值： Ls (m3/s)0. 0010. 010. 03精馏段Vs (m3/s)Ls (m3/s)0.0011提馏段 Vs (m3/s

41、)液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于s53 液体降液管内停留时间 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则smHALTfS/7704. 0560. 0*983 . 0)(3min 对于 F1 型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则(1) 精馏段 smFuV/27 . 4221 . 151001 smVS/2 . 527 . 4*919*039. 0*414. 3)(32min1(2)提留段smFuV/18. 6556 . 052002smVS/93. 518. 6*804*039. 0*414. 3)(32min2 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，该线为与气相mh

42、ow022. 0流量无关的竖直线。 022. 03600100084. 23/2minwSlLE 取 E=1.0 3 则smlLws/10 . 0360003. 1*84. 21000*022. 0)(32/3min）（由以上 15 作出塔板负荷性能图塔板负荷性能图（精馏段）05101520253035404500.020.040.060.080.10.120.14Vs (m3/s)Ls (m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限漏液线液相负荷下限操作线由图可知，该塔的操作上限为液泛，下限为漏液控制。由图可看出smVsmVSS/13,/253min3max故 弹性操作为：270 . 2128 .

43、 42min,max,SSVV塔板液相负荷图（提馏段）05101520253035404500.020.040.060.080.1Ls (m3/s)Vs (m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限液相负荷下下限漏液线操作线由图可读出 ，smVS/34.53max,smVS/173min,故 弹性操作为：203. 2175 .34min,max,SSVV第第 5 章章 板式塔板式塔的的结构结构75.1.15.1.1 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第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。 mH2 . 1顶5.1.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度 m

44、.5 . 13/46.958mkgLwsmVh/6002. 041 .958*189996. 0460004. 03201 . 03mZ0367. 06 . 2*14. 3*360*15*6002. 02mH5367. 15 . 10367. 0底人孔人孔人孔是安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，一般每隔块塔板才设一个人孔， ，需经常清洗时每隔块塔板才设一个人孔.8643本塔中共 33 块板，需设置 4 个人孔，每个孔直径为 450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人

45、孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此，取人孔所在板增至 800mm.5.1.45.1.4 裙座裙座塔底常采用采用裙支座，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。选取裙座壁厚为 16mm。基础环内径： mmDbi22321000)4 . 02 . 0()1620026(基础环外径： mmDb24321000)4 . 02 . 0(-)1620026(0按标准圆整后取，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取mmDbi2400mmDb0026018mm；考虑到再沸器，裙座高度取 5m。进料所在板的板间距由 600mm

46、 增至 700mm。5.1.55.1.5 筒体与封头筒体与封头（1）筒体 由 D=2.6m, 选钢板材料为：GB 3274 则，100%探伤 MPat1131 mmPPDt52. 110*331.1200 . 1*113*22600*10*331.120*1 . 1233mmn3125. 052. 1取壁厚为 4mm 封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2600mm，100%探伤1 mmPPDt52. 110*331.120*5 . 00 . 1*113*22600*10*331.120*1 . 15 . 0233，取壁厚为 4mmmmn3125. 05

47、2. 1得曲面高度，直边高度。选用封头 N26008,JB1154-73mmhi650mmh250塔总高：塔总高：mHHHHHHHL1117. 82)025. 065. 0(2 . 15 . 13670 . 056 . 08 . 0*26 . 07 . 0) 133(*60. 0）（封顶底裙增5.25.2 接管接管5.2.15.2.1 进料管进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T 型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： ，取适宜的输送速度，进料温度时4SFVDusmuF/0 . 2CtF94. 48 kg/m397. 689FsmMFVFFSF/023. 097.89

48、621.23*9628. 03_mdF121. 00 . 2230 . 04查标准系列选取2.5mm125x 5.2.25.2.2 回流管回流管 采用直流回流管 取 smuR/5 . 1muLdFR900 . 01.5*14. 300946. 0*441s查标准系列选取mm3001塔底出料管塔底出料管取 直管出料smuW/0 . 23/56.927mkgLwsMWVLWW/0161m. 056.92701.18*8308. 032_mmdw0110 . 2*14. 30161. 0*4查标准系列选取4mm081塔顶蒸汽出料管塔顶蒸汽出料管直管出气 取出口气速20/um s smVSD/4901

49、. 041 .958*180214. 0465988 . 07753 . 03mmuVdFsD3120*14. 30149. 0*441查标准系列选取2mm23 塔底进气管塔底进气管采用直管 取气速 sm/20u 3/41 .958mkgLwsmVSw/7100. 041 .958*189996. 0460004. 07753 . 03 mmDw2120*14. 37100. 0*4查标准系列选取2mm255.2.65.2.6 除沫器除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫

50、器有折流板式除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、重量轻、空隙大及使用方便等优点。设计气速选取： 系数LVVuK0.107K sm/89. 2122. 1122. 1-84.820107. 0u 除沫器直径：44 0.4190.463.14 2.53SVDmu选取不锈钢丝网除沫器5.35.3 法兰法兰公称公称直径直径/mm法兰法兰外径外径/mm螺栓孔中螺栓孔中心圆直径心圆直径/mm螺栓孔螺栓孔直径直径/mm/mm螺栓螺栓孔数孔数/mm/mm螺螺纹纹/mm/mm法兰法兰厚度厚度/mm/mm法兰法兰内径内径/mm/mm法兰法兰重量重量/kg进料管进料管12512

51、524024020020018184 4M16M161818135135塔顶蒸汽管塔顶蒸汽管3232100100757511114 4M12M1214143939塔底出料管塔底出料管10810824024020020018188 8M16M162020塔底进气管塔底进气管2525909010010011114 4M10M1014143333回流管回流管10810832032020020018188 8M16M162020由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰、平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HGT/20607-20

52、09 钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片5.45.4 视镜视镜公称直径：50mm 尺寸标准：Pg2.5Pg50JB93-14-1 连接面形式：平面第六章第六章 附属设备附属设备的的计算计算6.16.1 热量衡算热量衡算6.1.16.1.1 00的塔顶气体上升的焓的塔顶气体上升的焓 H H， Dt13.54/()PCKJKg K24.25/()PCKJKg KKJ/(kgK)64. 31402. 0*25. 48598. 0*54. 3)1 (21DPDPPDxCxCC=30温度下， 1t)./(59. 21KKgKJCP)./(174. 42KKgKJCP (Kg.K)/81. 214. 0*17

53、4. 486. 0*59. 2)1 (211KJxCxCCDPDPDP)./(173. 49996. 0*174. 40004. 0*59. 2)1 (211KKgKJxCxCCWPWPWP 温度下，即 99.91 。 Wt13.88/()PCKJKg K24.24/()PCKJKg K KKgKJxCxCCWPWPPW./24. 49996. 0*24. 40004. 0*88. 3)1 (21 温度下，即 78.21 。Dt 1720rKJ kg22117rKJ kgkgKJxrxrrDD/86.9150214. 0*21175988 . 0*720)1 (216.1.26.1.2 00的

54、塔顶气体上升的焓的塔顶气体上升的焓 QvQv塔顶以 0为基准到 30的s/2 .49293085.42*86.915*47.1221.78*64. 3*47.1211kJMrVtCVHQDVDPDVV热量变化 skJtCVtCVQPDPD/4 .280330*81. 2*99. 3121.78*64. 3*99. 3111111到 30的热量变化sKJtCVtCVQPDPW/5 .278230*173. 4*324. 991.99*24. 4*324. 911222回流液的焓回流液的焓 HR用内差法查得回流液组成下的。Dt此温度下： 13.52/()PCKJKg K24.22/()PCKJKg

55、 KKKJxCxCCDPDPPkg./62. 30214. 0*22. 45988 . 0*52. 3)1 (21回流液组成与塔顶组成相同，故skJCLHQDPRR/2 .219815.78*62. 3*77. 7t1塔顶馏出液的焓塔顶馏出液的焓 HD 因馏出口与回流液口组成一样，所以KKJCPkg./62. 3skJCDHQDPDD/4 .160121.78*62. 3*85.42*1320. 0t冷凝器消耗的热量冷凝器消耗的热量 QC s/489130.64 .1601-2198.2-2 .492930kJQQQQDRVC进料口的热量进料口的热量 QF温度下，即 Ft )./(64. 31

56、KKgKJCP)./(253. 42KKgKJCP)./(17. 48846. 0*25. 41154. 0*54. 3)1 (21KKgKJxCxCCFPFPPF =25温度下， 2t)./(49. 23KKgKJCP)./(1875. 44KKgKJCp )./(99. 3885. 0*174. 4115. 0*59. 2)1 (432KKgKJxCxCCFPFPP sKJtCMFtCMFQPLFFPWLFF/5 .532225*99. 3*32 .21*9628. 049 .84*24. 4*32 .21*9628. 022塔釜残液的焓塔釜残液的焓 QWskJCWQWPW/7 .5729

57、91.99*24. 4*01.18*7510. 0t6.26.2 附属设备的选型附属设备的选型6.2.16.2.1 再沸器再沸器8塔釜热损失为 10%, 则0.9设再沸器损失能量 Q损 BCDBFWQQQQQQ损加热器实际热负荷0.9CDBWFQQQQQs/kJ5 .4912745 .53224 .16017 .57296 .130489skJQB/2 .710545再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取 K=900 C。120）/(m2W 料液温度： 91.9994.84水蒸气：120120 加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol水蒸气的用量 m水= QB/ r=skg

58、/434718*5 .22592 .710545查表得水蒸气温度为 t=120，取 k=650 ，J/(kg.)）/(m2W88.2691.99-12094.84-120ln94.84-91.99ln2121tttttm4347*4.187*1032)t/(KmpmCA 选取型号为：G500I-16-40 6有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为 5001500)2/(KCalmh 本设计取 K=900）/(m2W出料液温度：（饱和液）饱和气CCO。21.78)(21.78冷却水温度：2540逆流操作：t1=53.21 t2 .304521.3821.53ln21.3821.53n2121ttltttm231200030.45900/10*489130.6/mKQAmCt）（出料液温度：5321.78冷却水温度： CCO。4025逆流操作：t1=33.21 t2=10 34.191021. 33ln1021. 33n2121ttltttm23139 34.19900/10*5 .2424/1mKQAmt）（选用列管式换热器。6.2.4 塔底产品冷凝器塔底产品冷凝器出料液温度：CCO。3591.9