化工原理课程设计说明书

1、前言乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置， 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。一般有板式塔和填料塔，板式塔可分为泡罩塔、浮阀塔和筛板塔。泡罩塔是最早使用的板式塔，其优点是操作

2、弹性大，液气比范围宽，使用多种介质，操作稳定可靠，但是其结构复杂，造价高，安装维修不方便，气相压降大，故限制了它的使用。浮阀塔可根据气体流量的大小而上下浮动，可自行调节开度，而且结构简单，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；气液接触时间长，塔板效率高，操作弹性大。缺点是处理易结焦、高黏性的物料时，阀片易与塔板黏结，有时阀片会脱落或卡死，使塔板效率及操作弹性降低。筛板塔是在塔板上钻有均布的筛孔，气体经筛孔与液体密切接触。优点是结构简单，制造维修方便，造价低，生产能力高于浮阀塔，塔板效率与之相当。缺点是操作范围窄，孔径易堵塞。综合考虑生产能力、塔板效率、成本及操作弹性等因素，本设计选用筛板塔更有优势

3、。影响精馏操作的主要因素有：操作压力和物料特性、生产能力和产品质量、塔顶回流比和回流液的温度、进料热状况参数和进料口位置、全塔效率、再沸器和冷凝器的传热性能、加热介质和冷却介质的温位。精馏过程是能量消耗较大的单元操作，降低精馏过程的能量消耗具有重要的经济意义，减少有效能损失是精馏过程节能的基本途径。一般的方法有提高分离因子、降低向再沸器的供热量、热泵精馏、多效精馏、热能的综合利用。因此在操作过程中要主要节能，提高节能意识。目录前言1第一章 设计方案的确定4（一)装置流程的选定4（二）进料热状况的选择5（三）加热方式的选定5（四）操作回流比的选定5第二章 板式精馏塔的工艺计算6（一）塔的物料衡算

4、61.料液及塔顶、塔釜产品含乙醇的摩尔分数62.平均摩尔质量63.物料衡算6（二）塔板数的确定61.理论板NT的确定62.乙醇和水的物性参数73.塔效率ET94.实际塔板数N9(三）精馏段、提馏段气液负荷计算91.精馏段92.提馏段9（四）塔和塔板主要工艺尺寸的设计9 1.塔径的计算92.有效塔高的计算103.溢流装置与液体流型104.塔板设计11第三章 流体力学验算13（一）筛板的流体力学验算131.塔板的压强降P13 2. 雾沫夹带量eV(kg液/kg气）143.漏液的验算144.液泛验算14（二）塔板负荷性能图151.雾沫夹带线152.液泛线153.液相负荷上限线164.漏液线（气相负荷

5、下限线）165.液相负荷下限线176.塔的操作弹性17（三）工艺设计计算总表18第四章 板式塔的结构与附属设备20（一）塔附件设计201.接管和法兰202.筒体和封头213. 除沫器214.人孔215.塔顶空间和塔底空间226.裙座227. 塔高H228.塔板结构22（二）精馏塔的附属设备221.再沸器（塔釜）222.预热器233. 塔顶产品冷却器234. 塔釜废液冷却器235.进料泵246.压缩机24第五章 总结25附录261.主要字母符号的说明26 2.参考的书籍和文献273.附图一 乙醇水气液平衡yx图284.附图二 塔板负荷性能图28第1章 设计方案的确定（一)装置流程的选定一个完整的

6、精馏装置一般包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器等，原料液可用高位槽进料，也可以通过泵输送原料液，为了保持塔的操作稳定性，本设计选用泵进料。 在进行精馏 时，需加热和冷却，耗能量很大，为了节约能量，采用热泵精馏。将塔顶蒸汽经压缩升温后作为塔底再沸器的热源，冷凝液经节流阀减压降温后一部分作为产品出料，另一部分作为塔顶回流液回流。热泵精馏一般分为间接式热泵精馏、塔顶气体直接式呵塔釜液体闪蒸再沸式三种，本设计选用直接热泵精馏，因为直接热泵精馏设备简单，节能和经济效益显著。图 11 工艺流程图（二）进料热状况的选择进料热状况有冷流体进料、泡点进料、气液进料、露点进料和过热蒸汽进料五种，本设计选择泡点

7、进料，即q=1,这样进料温度就不会受季节、气温等变化的影响，塔的操作就比较容易控制，此外泡点进料也便于数值的计算。（三）加热方式的选定加热方式有直接加热和间接加热，但直接加热加入的蒸汽会使塔内溶液稀释，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液组成相应降低，需在提馏段增加塔板以达到分离要，故选间接加热。（四）操作回流比的选定从经济观点出发，力求使设备费和操作费最低，一般经验值为R=（1.12.0）Rmin,本设计选择操作回流比R=1.5 Rmin。第二章 板式精馏塔的工艺计算（一）塔的物料衡算乙醇和水的物理性质表2-1 1项目分子式摩尔质量M沸点/临界温度Tc/临界压强Pc/kPa乙醇

8、C2H646.0778.42416137水H2O18.02100374220601.料液及塔顶、塔釜产品含乙醇的摩尔分数进料处：xF=(0.3/46.07)/(0.3/46.7+0.7/18.02)=0.1436塔顶：xD=(0.94/46.07)/(0.94/46.7+0.06/18.02)=0.8597塔釜：xW=(0.OO5/46.07)/(0.30.00546.7+0.995/18.02)=0.00202.平均摩尔质量进料处：MF=O.1436*46.07+（1-0.1436）*18.02=22.05 kg/kmol塔顶：MD=0.8597*46.07+（1-0.8597）*18.02

9、=42.13kg/kmol塔釜：MW=O.0020*46.07+（1-0.0020）*18.02=18.08 kg/kmol3.物料衡算F´=5*104*103/(300*24)=6944.4 kg/hF=6944.4/22.05=314.94 kmol/h总物料衡算：F = D + W = 314.94 易挥发组分的物料衡算： 0.8597D + 0.0020W = 0.1436*314.94 通过 和 解得：D=51.99 kmol/h W=262.95 kmol/h（二）塔板数的确定1.理论板NT的确定根据M.T图解法求理论板数，根据乙醇-水的气液平衡数据作y-x图，数据如下：

10、乙醇-水的气液平衡表2-2 2温度/。C液相中乙醇的含量x%气相乙醇的含量y%1000095.51.91789.07.2138.9186.79.6643.7585.312.3847.0484.116.6150.8982.723.3754.4582.326.0855.881.532.7359.2680.739.6561.2279.850.7965.6479.751.9865.99温度/。C液相中乙醇的含量x%气相乙醇的含量y%79.357.3268.4178.7467.6373.8578.4174.7278.15求最小回流比Rmin,在乙醇-水的y-x图中，对角线上点e(0.1436,0.143

11、6),因为泡点进料，q=1,过e点作x轴的垂线，即为q线，交平衡线于点（0.1436,0.4915），与点（0.8597，0.8597）的连线与平衡线有两个交点，不合常理，故移动该线与平衡线相切，交q线于点（0.1436,0.3785），改点即为最小回流比点。根据Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=(0.8597-0.3785)/(0.3785-0.1436)=2.05，操作回流比R=1.5Rmin=3.075精馏段操作线方程为：y=(R/(R+1)*x-xD/(R+1)=0.7546x+0.2110在y-x相图上作梯级，求的理论板NT=（17-1）=16，精馏段为14层，提馏段为2层，

12、第15层为进料板。2.乙醇和水的物性参数 (1)操作压力Pm塔顶：PD=4+101.3=105.3 kpa 进料处：PF=105.3+31*0.7=127 kpa 塔釜：PW=105.3+37*0.7=131.2 kpa故精馏段平均操作压力：Pm1=（105.3+127)/2=116.15 kpa提馏段平均操作压力：Pm2=（131.2+127)/2=129.1kpa （2） 操作温度根据xF=0.1436,xD=0.8597,xW=0.002,通过内插法在乙醇-水的气液平衡数据表2-2中，得tF=85.23,tD=78.21,tW=95.38 精馏段平均温度： t1 = (tD +

13、 tF)/2 =(78.21+85.23)/2=81.72 提馏段平均温度： t2 = (tw + tF)/2 =(95.38+85.23)/2=90.31 （3）平均摩尔质量M塔顶：y1=xD=0.8597 ,x1=0.8450MmDV=O.8579*46.07+(1-0.8579)*18.02=42.13 kg/kmolMmDL=0.8450*46.07+(1-0.8450)*18.02=41.72 kg/kmol进料处：xF=0.1436, yF=0.49MmFV=O.0.49*46.07+(1-0.49)*18.02=31.76 kg/kmolMmFL=0.1436*46.07+(1-

14、0.1436)*18.02=22.05 kg/kmol塔釜：xW=0.002 ，yW=0.0179MmWV=0.0179*46.07+(1-0.0179)*18.02=18.52 kg/kmolMmWL=0.002*46.07+(1-0.002)*18.02=18.08kg/kmol 精馏段平均摩尔质量：MmDV=（42.13 + 31.76）/2=36.95kg/kmol , MmDL= (41.72 + 22.05)/2=31.89kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：MmwV=（18.52 + 31.76）/2=25.14kg/kmol , MmwL= (18.08 + 22.05)/2=

15、20.07kg/kmol（4）液体黏度L表2-3乙醇-水不同温度下的黏度3温度t/60708090100乙醇*10³/Pa·s0.580.510.440.380.35水*10³/Pa·s0.470.410.360.310.28根据L=xii，由内插法求得，塔顶：xW=0.8597，1=0.453 pa·s ,2=0.369 pa·sLD=0.8579*0.453+(1-0.8579)*0.369=0.441 pa·s进料：xF=0.0.1436，1=0.409 pa·s ,2=0.334 pa·sLF=0

16、.1436*0.409+(1-0.1436)*0.334=0.345 pa·s塔釜：xW=0.0.002，1=0.364pa·s ,2=0.294 pa·sLW=0.002*0.364+(1-0.0.002)*0.294=0.294 pa·s则精馏段平均液相黏度：Lm1=(0.441+0.345)/2=0.393 pa·s提馏段平均液相黏度：Lm2=(0.294+0.345)/2=0.320 pa·s (5)相对挥发度m塔顶：y1=xD=0.8597 ,x1=0.8450D=(y1(1-x1)/(x1(1-y1)=(0.8597*0.

17、155）/(0.1430*0.8450)=1.124进料处：xF=0.1436, yF=0.49 ,同理可得F=5.730塔釜：xW=0.002 ，yW=0.0179 ,同理可得W=9.095则精馏段平均相对挥发度 ： m1=(1.124+5.730)/2=3.427提馏段平均相对挥发度 ： m2=(9.095+5.730)/2=7.41（6）平均密度m表2-4乙醇-水在不同温度下的密度4温度t/60708090100乙醇/kg/m³755746735730716水/kg/m³983.2977.8971.8965.3958.4液相密度Lm,根据 1/Lm=aA/LA +aB

18、/LB (a为质量分数）塔顶：aAD=0.94 , aBD=0.06通过内插法查上表得，乙醇=736.97kg/m³水=972.87kg/m³1/LmD=0.94/736.97+0.06/972.87 得LmD=747.85kg/m³进料处：aAF=0.3 , aBF=0.7通过内插法查上表得，乙醇=732.79kg/m³水=968.40kg/m³1/LmF=0.3/732.79+0.7/968.40 ， 得LmF=883.03kg/m³塔釜：aAW=0.94 , aBW=0.06通过内插法查上表得， 乙醇=722.47kg/m

19、79;水=961.59kg/m³1/LmW=0.3/722.47+0.7/961.59 ， 得LmW=960.00kg/m³故精馏段平均液相密度：Lm1=（747.85+883.03）/2 =815.44 kg/m³提馏段平均液相密度：Lm2=（960.00+883.03）/2 =921.52 kg/m³气相密度VmVm1=（Pm1MmDV)/(RT1）=（116.15*36.95)/(8.314*354.87)=1.44kg/m³Vm2=（Pm2MmwV)/(RT2）=（129.1*25.14)/(8.314*363.46)=1.045kg/

20、m³(7)液体表面张力m根据m=xii表2-5乙醇-水在不同温度下的张力 5温度t/60708090100乙醇1*10³/N/m18.81817.1516.215.2水2*10³/N/m66.764.362.660.758.8塔顶：tD=78.21,内插法查上表求得1=17.30mN/m 2=62.90mN/mmD=0.8597*17.3+(1-0.8597)*62.9=23.70mN/m进料处：tF=85.23,1=16.65mN/m 2=61.50mN/mmF=0.1436*17.316.65+(1-0.1436)*61.50=55.06mN/m塔釜：tW=9

21、5.38,1=15.66mN/m 2=59.68mN/mmW=0.002*15.66+(1-0.0.002)*59.68=59.59mN/m则精馏段平均表面张力：m1=（23.7+55.06）/2=39.38mN/m提馏段平均表面张力：m2=（59.68+55.06）/2=57.32mN/m3.塔效率ET根据O´connel法关联式：ET=0.49（L）-0.245 6精馏段塔效率：ET1=0.49（3.427*0.393）-0.245=0.456提馏段塔效率：ET2=0.49（9.101*0.303）-0.245=0.3974.实际塔板数N精馏段：N1=NT/ET1=14/0.45

22、6=30.731提馏段：N2=NT/ET2=2/0.397=5.036实际塔板数：N=N1+N2=37 塔板总效率： ET=NT/N=16/37=0.432(三）精馏段、提馏段气液负荷计算1.精馏段根据qn,V=qn,L+qn,D ,R=qn,L/qn,D得qn,L=qn,DR=51.99*3.075=159.87kmol/hqn,V=159.87+51.99=211.86kmol/h 气相 VS=( qn,VMmDV )/(3600Vm1 )=(211.86*36.95)/(3600*1.44)=1.51m³/s 液相 LS=( qn,LMmDL )/(3600Lm1 )=(159

23、.87*31.89)/(3600*815.44)=0.0017m³/s2.提馏段根据qn,L´=qn,V´+qn,W , qn,L´=qn,L+qqn,F ,q=1得 qn,L´= 159.87+1*314.94=474.81kmol/hqn,V´= 474.81-262.95=211.86koml/h 气相 V´S=( qn,V´MmWV )/(3600Vm2 )=(211.86*25.14)/(3600*1.045)=1.42m³/s 液相 L´S=( qn,L´MmWL )/(3

24、600Lm2 )=(474.81*20.07)/(3600*921.52)=0.00287m³/s（四）塔和塔板主要工艺尺寸的设计1.塔径的计算表4-1板间距与塔径的关系 6塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距HT = 0.4 m,取板上液层高度hL=0.06 m(1) 精馏段因为经验值u=(0.60.8)umax ,最大空塔气速umax= ,C为负荷系数通过Smith关联图 7 ，得 (LS/ VS )*(L/V)0.5=(0.0017/1.51)*( 81

25、5.44/1.44)图4-1 Smith关联图得 (LS/ VS )*(L/V)0.5=(0.0017/1.51)*( 815.44/1.44)0.5=0.0268HT-hL=0.4-0.06=0.34m ,查得C=0.08通过C=C20（/20)0.2校正到物性表面张力为=39.38mN/m得C=0.08*（39.38/20)0.2=0.0916umax= =2.178m/s ,u=0.7umax = 0.7*2.178=1.525m/sD=1.12m圆整D=1.2m,则空塔气速u=1.34m/s(2)提馏段同理查得C=0.081,校正C=0,.081*（57.31/20)0.2=0.1um

26、ax = 2.97m/s,u=0.7*2.97=2.079m/sD´=圆整D´=1m ,则空塔气速u=1.81m/s2.有效塔高的计算精馏段：ZT1=（N1-1）HT=（31-1）*0.4=12m提馏段：ZT1=（N1-1）HT=（6-1）*0.4=2m3.溢流装置与液体流型板式塔溢流装置包括溢流堰、降液管及受液盘，液体流型有U型流、单溢流、双溢流、阶梯溢流，降液管有圆形和弓形两种。已知塔径D=1.2m,液体流量L=6.1210.332m³/h,根据选择流体形式参考表8,选择单溢流的具有弓形降液管的溢流装置。（1） 溢流堰为维持塔板上一定高度的均匀流动的液层，采用

27、平直溢流堰堰长lw单流堰一般为（0.6 0.8）D, Lh/lw100130m³/(m/h)精馏段： Lh =0.0017*3600=6.12 m³/h ,取 lw =0.6*1.2=0.72m提馏段：l´w =0.6*1=0.6m堰高hw和堰上液层高度how根据hL=hw+how ,可通过，根据液流收缩系数计算图9查出系数E精馏段：(Lh/lw2.5)=13.91,lw/D=0.6 ,查图得E=1.02m ,hw=0.06-0.0121=0.0479提馏段：同理，(Lh/lw2.5)=0.0197，lw/D=0.6 查得E=1.04h´ow =0.01

28、97m ,h´w=0.06-0.0.0197=0.403m(2) 降液管降液管的宽度Wd截面积Af因为是弓形降液管，故可用lw/DWd/D或Af/AT 的关联图10计算精馏段：lw/D=0.6，查图得Wd/D=0.1，Af/AT=0.055Wd =0.1*1.2=0.12m，Af=0.055AT=0.055*3.14/4*1.22=0.0622停留时间=（Af·HT）/Ls=0.0622*0.4/0.0017=14.6s提馏段：lw/D=0.6，查图得Wd/D=0.1，Af/AT=0.055W´d =0.1*1.0=0.1m，A´f=0.055AT=0.

29、055*3.14/4*12=0.0432停留时间´=（Af·HT）/Ls=0.0622*0.4/0.0017=14.6s降液管底隙高度ho经验值 ho = hw-(0.006 0.012）精馏段： ho = hw-0.01=0.0479-0.01=0.0379m提馏段： h´o = h´w-0.01=0.0403-0.008=0.0323m（3） 受液盘及进液口采用平行受液盘，不设置进口堰4.塔板设计（1）塔板布置塔板分为安定区、开空区、溢流区和无效区安定区：选取安定区宽度Ws=0.08m,W´s=0.07m无效区：选取无效区宽度Wc=0.04

30、m,W´c=0.03m溢流区：溢流区面积Af=0.0622，A´f=0.0432开空区：对于垂直弓形降液管的单流型塔板开空区面积可按下式计算， ， 其中x=D/2-(Wd+Ws),R=D/2-Wc精馏段：可得x=0.6-(0.12+0.08)=0.4m,R=0.6-0.04=0.56m代入公式可得 Aa=0.8123提馏段：可得x=0.5-(0.1+0.07)=0.33m,R=0.5-0.03=0.47m代入公式可得 Aa=0.5648（2）筛板的筛孔和开孔率孔径d0 : 乙醇-水表面张力为正系统物系，故选d0=5mm筛板厚度考虑到乙醇-水物系腐蚀性不大，对钢材没有特殊要求

31、，为了经济性，一般选用碳钢 Q235-A,=0.6d0=3mm孔心距t筛孔在筛板塔上一般按正三角形排列，经验式一般t=(2.55)d0选取t=2.6d0=13开孔率筛孔按正三角形排列可按下式计算：根据=A0/Aa=0.134=13.4%筛孔数n按三角形排列时，筛板上筛孔数按下式计算：精馏段： （个）提馏段： （个）第三章 流体力学验算（一）筛板的流体力学验算1.塔板的压强降P根据气流流过筛板的压降P以相当的液柱高度表示可由公式：(1)干板阻力hc根据经验公式精馏段：开孔面积A0=Aa=0.134*0.8123=0.1088筛孔气速u0=Vs/A0=1.51/0.1088=13.89m/s干筛孔

32、的流量系数C0通过查图法11得到,因为d0/=5/3=1.67, 查图得C0=0.79代入公式提馏段：开孔面积A´0=A´a=0.134*0.5648=0.07568筛孔气速u0=V´s/A0=1.42/0.07568=18.76m/s干筛孔的流量系数C0通过查图法11得到,因为d0/=5/3=1.67, 查图得C0=0.79代入公式得 （2）气体通过液层的阻力h1根据经验公式 h1=0hL=0(hw+how),0为充气系数，根据0与Fa的关联图12可查得，Fa为气相动能因素，有 ， 精馏段：m/s,查得0=0.57代入公式得h1=0.57*0.06=0.0342

33、提馏段：m/s,查得0=0.52代入公式得h´1=0.52*0.06=0.0312（3） 液体表面张力的阻力根据公式精馏段： m提馏段： m（4）单板压降Pp精馏段：=0.0278+0.0342+0.00394=0.06594m单板压降Pp=hpLg=0.06594*815.44*9.81=527.5 pa=0.5275kpa<0.7kpa故精馏段在设计的允许范围内。提馏段：=0.03261+0.0312+0.00507=0.6888m单板压降P´p=hpLg=0.06888*921.52*9.81=622.7 pa=0.6227kpa<0.7kpa故提馏段在设

34、计的允许范围内。2. 雾沫夹带量eV(kg液/kg气）雾沫夹带会影响塔板分离效率，为保持塔板一定效率，控制雾沫夹带量eV < 0.1kg液/kg气本设计采用Hunt的经验式13计算雾沫夹带量： ,hf为塔板上鼓泡层高度，hf=2.5hL精馏段:kg液/kg气 < 0.1kg液/kg气故精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带提馏段:kg液/kg气 < 0.1kg液/kg气故提馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带3.漏液的验算漏液点气速uow根据下式计算：精馏段：m/s筛板稳定系数K=u0/uow =13.89/8.045=1.73 > 1.5故精馏段不会发生过量漏液提馏段

35、：m/s筛板稳定系数K=u0/uow =18.76/9.42=1.99 > 1.5故提馏段不会发生过量漏液4.液泛验算降液管内清夜层高度Hd =hp+hL+hd ,为防止液泛，Hd（HT+hW),取=0.5。不设进口堰，hd可用下面经验式计算： ，精馏段：mHd=0.06594+0.06+0.0006=0.12654m,（HT+hW)=0.5*（0.4+0.0479）=0.2240m因为 Hd < （HT+hW) ，故不会发生液泛提馏段：mHd=0.06888+0.06+0.00336=0.13223m,（HT+hW)=0.5*（0.4+0.0403）=0.220m因为 Hd &l

36、t; （HT+hW) ，故不会发生液泛（二）塔板负荷性能图1.雾沫夹带线根据，,hf=2.5(hw+how)精馏段：已知E=1.02,hw=0.0479，lw=0.72可求得eV 的极限值为0.1,=39.38*10-3N/m,HT=0.4,ua=0.936VS代入 整理得：Vss2/3在操作范围内取若干Ls值，列于下表，依据下表数据做出雾沫夹带线表3-1Ls/m³/s0.6*10-41.5*10-33.0*10-34.5*10-36*10-3Vs/m³/s2.282.0791.9451.8321.731提馏段：已知E=1.04,h´w=0.0403，l´

37、;w=0.6可求得e´V 的极限值为0.1,=57.32*10-3 N/m,HT=0.4,u´a´S代入 整理得：V´s´s2/3在操作范围内取若干L´s值，列于下表，依据下表数据做出雾沫夹带线表3-1´L´s/m³/s0.6*10-41.5*10-33.0*10-34.5*10-36*10-3V´s/m³/s1.9071.7251.6041.5031.4132.液泛线根据Hd=（HT+hW)=hp+hw+how+hd ， ， ， ,h1=0(hw+how) ,精馏段：已知E=1.02

38、，lw=0.72m ,hw=0.0479 m,0=0.57 ,C0=0.79 ,A0=0.1088代入求得 ， , ,将=0.5，HT=0.4 代入Hd=（HT+hW)=hp+hw+how+hd得整理得：在操作范围内取若干Ls值，列于下表，依据下表数据做出液泛线表3-2Ls/m³/s0.6*10-41.5*10-33.0*10-34.5*10-36*10-3Vs/m³/s3.423.223.072.932.77提馏段：已知E´=1.04，l´w=0.72m ,h´w=0.0479 m,0=0.57 ,C0=0.79 ,A´0=0.10

39、88代入求得 ， , ,将=0.5，HT=0.4 代入Hd=（HT+hW)=hp+hw+how+hd得整理得：在操作范围内取若干Ls值，列于下表，依据下表数据做出液泛线表3-2´Ls/m³/s0.6*10-43*10-34.5*10-36.0*10-38.0*10-3Vs/m³/s3.062.712.522.362.053.液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间=4s,根据Ls=（HT*Af）/精馏段：m³/s在V-L坐标图上作出垂直横轴的垂线Ls=0.00622，即为精馏段的液相负荷上限线精馏段：m³/s在V-L坐标图上作出垂直横轴的垂线L&

40、#180;s=0.00432，即为提馏段的液相负荷上限线4.漏液线（气相负荷下限线）根据 ,精馏段：整理得：在操作范围内取若干Ls值，列于下表，依据下表数据做出漏液线表3-3Ls/m³/s0.6*10-41.5*10-33*10-34.5*10-36.0*10-3Vs/m³/s0.80780.86930.90790.93910.9661提馏段：整理得：在操作范围内取若干Ls值，列于下表，依据下表数据做出漏液线表3-3´Ls/m³/s0.6*10-41.5*10-33*10-34.5*10-36.0*10-3Vs/m³/s0.60300.6732

41、0.71630.75040.77965.液相负荷下限线取平直堰上液层高度how =0.006m作为液相负荷下限线条件，根据精馏段：整理得：在Vs-Ls图中作垂直横轴的垂线Ls,min=5.96*10-4 m³/s提馏段：整理得：在Vs-Ls图中作垂直横轴的垂线L´s,min=4.83*10-4 m³/s6.塔的操作弹性精馏段：从精馏段的负荷性能图可知，P为操作点，OP为操作线，OP线与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为Vs，max=2m³/s ,OP线与漏液线的交点相应气相负荷为Vs，min=0.84m³/s ,可知本设计塔板上限由雾沫夹带线控制，

42、下限由漏液线控制。操作弹性=Vs，max/Vs，min=2/0.84=2.38提馏段：从提馏段的负荷性能图可知，P为操作点，OP为操作线，OP线与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为V´s，max=1.6m³/s ,OP线与漏液线的交点相应气相 负荷为V´s，min=0.68m³/s ,可知本设计塔板上限由雾沫夹带线控制，下限由漏液线控制。操作弹性=V´s，max/V´s，min=1.6/0.68=2.35（三）工艺设计计算总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强Pkpa116.15129.1各段平均温度tm0C85.5994.18

43、平均流量气相Vsm3/s1.511.42液相LSm3/s0.00170.00287塔效率ET0.4560.397实际塔板数N块316板间距HTm0.40.4塔的有效高度Zm122塔径Dm1.21空塔气速um/s1.341.81塔板液流型式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长LWm0.720.6液上液层高度howm0.01210.0197堰高hwm0.04790.0403降液管底隙高度h0m0.03790.0323降液管截面积Af0.06220.0432溢流堰宽度Wdm0.120.1开孔区积Aa0.81230.5648安定区度Wsm0.080.07无效周度Wcm0.040.03板上清液层高

44、度hLm0.060.06孔径d0mm55筛板厚度mm33孔间距tmm1313孔数n23521636开孔率13.40%13.40%开孔面积A0m20.07568塔板压降P0KPa0.70.7气体通降PPKPa0.52750.6227漏液点速uowm/s8.0459.42稳定性数K1.731.99液体在降液管停留时间s14.66降液管内清液层高度Hdm0.126540.13223雾沫夹带evkg液/kg气0.0370.067负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液线控制漏液线控制气相最大负荷Vmaxm3/s21.6气相最小负荷Vminm3/s0.840.68操作弹性2.382.35第四章 板式

45、塔的结构与附属设备（一）塔附件设计1.接管接管一般有弯管接管、直管接管和T型接管（1） 进料管采用直管泵输入进料，选定进料速度uF=2 m/s进料流量m³/s进料管径查标准14取标准进料管45×3.5（2） 回流管采用直管泵输送回流，选定回流速度uR=1.5m/s回流量 ,回流管径 查标准14取标准进料管57×3.5（3） 塔釜釜液出料管采用直管出料，选取釜液出塔速度uw =0.6m/s塔釜出料流量出料管径查标准14取标准进料管76×4（4） 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速uD=20m/s蒸汽出料流量 m³/s出料管径 查标准14取标准进料

46、管219×6（5）塔釜蒸汽进料管直管进气，取进口气速u=25m/s塔釜蒸汽进料流量 m³/s塔釜进料管径查标准14取标准进料管351×12（6）塔釜下降液出料管采用直管出料，选取釜液出塔速度uw =0.6m/s 塔釜出料流量出料管径查标准14取标准进料管89×4（7） 法兰 根据塔径D=1200，各种管子的公称直径，选择： HG 2059297 DN25 ,D100；HG 2059297 DN32 ,D120 HG 2059297 DN50 ,D110；HG 2059297 DN250 ,D375；HG 2059297 DN300 ,D440。 2.筒体

47、和封头（1）筒体 15筒体厚度根据公式精馏段：P=4kpa ,D=1.2m ,乙醇-水物系腐蚀性不强，且是常压操作，对选材无特殊要求，从经济性考虑，选用碳素钢钢板Q235-A,GB 3274 ,许用应力=113Mpa,因双面焊缝，故，腐蚀裕度C=2mm因为所选用的材料标准最小厚度为4.5mm,故选t=6mm提馏段：P=25.1kpa ,D=1.2m ,乙醇-水物系腐蚀性不强，且是常压操作，对选材无特殊要求，从经济性考虑，选用碳素钢钢板Q235-A,GB 3274 ,许用应力=113Mpa,因双面焊缝，故，腐蚀裕度C=2mm因为所选用的材料标准最小厚度为4.5mm,故选t=6mm（2） 封头本设

48、计选用椭圆形封头，由D=1200mm,查表16得封头曲面高度h1=300mm,直边高度h2=40mm封头厚度由公式 ,形状系数求得K=1，f=1.2mm查标准17,圆整 f=6mm ,封头型号DN 1200×6 ,JB/T 4737-953. 除沫器采用丝网除沫器，有比表面积大，质量轻，空隙大，使用方便等优点空塔气速除沫器直径4.人孔18每隔6层设一人孔，有37块塔板，故须6个人孔，在塔顶处设一人孔，提馏段1个，精馏段4个，设人孔直径d=450mm,人孔处板间距为HP=600mm,伸出塔体的筒长=200mm5.塔顶空间和塔底空间根据要求19，塔顶空间HD=（23）HT,取HD=2HT

49、=0.8m ；塔低空间HB=12m,取HB=1.5m6.裙座20裙座有圆形裙座和锥形裙座两种，本设计选用圆形裙座，考虑到要用再沸器，取裙座高度Hq=3m .7. 塔高H假设进口处板间距HF=0.6mH=（N-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+h1+h2+h2+Hq代入得H=(37-1-5-1)×0.4+1×0.6+5×0.6+0.8+1.5+0.34+0.04+3=21.28m8.塔板结构21塔板结构大致可分为整块式和分块式两类，根据下表要求，D=1200mm的单流型塔板，采用分块式塔板，分块数为3块。表4-1 塔板分块数塔径/mm800120

50、0140016001800200022002400塔板分块数3456（二）精馏塔的附属设备1.再沸器（塔釜）表4-2 乙醇和水的比热容cp22温度/60708090100110乙醇cp/kj/(kg·)2.933.103.203.353.563.78水cp/kj/(kg·)4.1784.1874.1954.2084.2204.250表4-3 乙醇和水的汽化热r23温度/60708090100110乙醇r/kj/kg879.23862.48845.73828.99812.24795.49水r/kj/kg236023302310228022602240对于乙醇-水，管壳式换热器

51、作加热器，传热系数K的范围5701150W/（·）24取K=1000W/（·）=3600kj/(·h·)，采用饱和乙醇蒸汽加热，热流体走壳程，冷流体走管程。料液温度：95.38 100 ，热流体温度：110110 逆流操作:乙醇蒸汽t =110 ，查表4-3,乙醇汽化热r=795.49kj/kg换热面积因为热流体进料压力大于出料压力，故可选热虹吸式再沸器选型25 :立式热虹吸式重沸器（JB/T 4716-92）换热管25基本参数 公称直径：1200mm ,公称压力：0.6Mpa ,管程数：1 ，管子根数：1115，中心排管数：37 ，换热管长度：2000

52、mm ,换热面积：1652.预热器常温25的物料经预热器成为饱和液体，用饱和水蒸气预热，K=3600kj/(·h·)进料温度：2585.23 ，热流体温度：10090 ，热流体走管程，冷流体走壳程。逆流操作：查表4-2，tF=85.23 ,cmp=0.3×3.29+0.7×4.125=3.977kj/(kg·)换热面积选型25 :固定管板式换热器（JB/T 4715-92）换热管19基本参数 公称直径：325mm ,公称压力：1.6Mpa ,管程数：2 ，管子根数：88中心排管数：10 ，换热管长度：3000mm ,换热面积：15.23. 塔顶

53、产品冷却器热流体温度：7840 ，冷却水：2535tDm =（78+40）/2=59 ,查表4-2，得cmp=0.95×2.93+0.05×4.178=2.99kj/(kg·)kj/h对于乙醇-水，管壳式换热器作冷却器，热流体走壳程，冷流体走管程。取K=600W/（·）=2160 kj/(·h·)换热面积选型25：立式热虹吸式重沸器（JB/T 4716-92）换热管25基本参数 公称直径：400mm ,公称压力：1Mpa ,管程数：1 ，管子根数：98，中心排管数：12 ，换热管长度：1500mm ,换热面积：10.84. 塔釜废液冷却器热流体温度：95.3840 ，冷流体温度：2535tFm =（50+95.38）/2=72.69,查表4-2，得cmp=4.190kj/(kg·)kj/h对于水-水，管壳式换热器作冷却器，热流体走壳程，冷流体走管程。取K=1800W/（·）=6480kj/(·h·)换热面积 选型25：立式热虹吸式重沸器（JB/T 4716-92）换热管25基本参数 公称直径：400mm ,公称压力：1Mpa ,管程数：1 ，管子根数：98，中