乙醇水精馏塔课程设计

1、Yanching Institute of Technology(2017)届制药工程专业课程设计任务书题目：乙醇一一水混合液精储塔设计学院：化工与材料工程学院专业:制药1301学号： 130120004 姓名： 张世宇指导教师：林贝教研室主任(负责人)：林贝化工原理课程设计 乙醇水混合液精馏塔设计张世宇制药工程1301 班 学号 130120003指导教师林贝摘要本设计是以乙醇水混合液为设计物系， 以筛板塔为精馏设备分离乙醇和水。 筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。关键词： 乙醇 - 水精馏 筛

2、板塔 连续精馏塔板设计前 言 错误！未定义书签。第1章设计任务书 2第2章 设计方案的确定及流程说明 4第2.1节设计方案的确定 4第2.2节设计流程 6第3章精储塔的工艺设计 8第3.1节精储塔的物料衡算 8第3.2节理论板的计算 9第3.3节平均参数的计算 16第3.4节塔径的初步设计 21第3.5节塔高的计算 23第4章 塔板结构设计 24第4.1节溢流装置计算 24第4.2节塔板及筛板设计 25第4.3节 塔板流体力学验算 26第5章塔板负荷性能图 28第5.1节雾沫夹带线 28第5.2节液泛线 28第5.3节液相负荷上限线 28第5.4节漏液线 28第5.5节液相负荷下限线 29第5

3、.6节塔板负荷性能图 29第6章 附属设备设计 错误!未定义书签。第6.1节冷凝器 29第6.2节再沸器 30第7章设计结果汇总 32第7.1节各主要流股物性汇总 32第7.2节筛板塔设计参数汇总 33参考文献 37附录 38、乙前言1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液（ 气相冷却而成） 是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精储是多次简单蒸储的组合。精储塔底部是加热区， 温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对

4、塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一： 生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二： 效率高： 气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四： 有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热

5、敏性，起泡性等。第1章设计任务书1. 设计题目 ：乙醇水混合液精馏塔设计2. 设计任务及条件2.1 生产能力：年处理量3 万吨乙醇. 。2.2 进精馏塔料液含乙醇34%（质量分数）。2.3 料液初温：452.4 塔顶产品乙醇含量93%（质量分数）。2.5 残液中乙醇含量不得高于0.5%（质量分数 ）。2.6 每年实际生产天数：300天（24小时，一年中有两个月检修）2.7 设备型式：筛板塔2.8 操作条件：精储塔顶压力 4kPa（表压）进料状况泡点进料回流比R/Rmin = 2.0单板压降0.7kPa加热蒸汽压力101.325kPa（表压）3. 设计内容及要求3.1 设计方案的确定及流程说明3

6、.2 精馏塔的工艺计算（包括物料衡算、理论塔板数、回流比、总板效率、平均参 数、塔高、塔径设计等）3.3 塔板结构设计及流体力学验算3.4 塔板负荷性能图的绘制3.5 附属设备的设计（包括产品冷却器和接管选型）3.6 设计结果汇总（包括主要设备尺寸及衡算结果等）3.7 附图：图解理论板，塔板负荷性能图，生产工艺流程图（2号图）。2.9 厂址：廊坊地区第2章 设计方案的确定及流程说明第2.1节设计方案的确定2.1.1 塔的类型选择本设计任务为分离乙醇一水混合物。对二元混合物的分离，应采用连续精储 流程。板式塔的空塔速度较高，因而生产能力较大，塔板效率稳定，操作 弹性大, 且造价低，检修、清洗方便

7、，因而在工业上应用较为广泛。因考虑到设计、制造及生产技术的成熟稳定性，所以决定采用板式塔进行精储操作。2.1.2 塔板类型的选择板式塔的类型有许多，例如泡罩塔、浮阀塔、筛板塔，筛板塔结构简单，造 价低廉，板效率高。所以使用筛板塔。2.1.3 塔压确定工业精储可在常压、加压或减压下进行。确定操作压力主要是根据处理物料的 性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。一般来说，常压精储最为简单经济，可减少因加压或减压操作所增加的增、 减压设备费用和操作费用，提高经济效益。若无特殊要求，应尽量在常压下操作。 加压精储可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或可以使用较便宜的 冷却剂，减少冷凝和冷

8、却费用。在相同的塔径下，适当提高塔的操作压力还可以 提高塔的处理能力。减压精储可以防止某些易分解组分在精储过程之中受热分解。乙醇一一水混合液在操作温度下非常稳定，在综合平衡操作可行性及设备、 操作费用各因素之后，确定采用塔顶压力为(101.325+4)kPa进行操作。2.1.4 加料方式加料方式有两种：高位槽加料和泵直接加热。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速。通过重力加料，可以节省一笔动力费用。 但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加热，进料受到泵的影响，流量 不太稳定，流速液忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单、安装方便，而 且泵还具有以下优点：满足工艺上

9、对流量和能量的要求；结构简单，投资费用低; 运行可靠，效率高，日常维护费用低；能适用被输送流体的特性，如腐蚀性、粘 性、可燃性等。因此，从实际考虑，使用泵直接加料更为合理，而本设计采用的 就是泵直接加料。2.1.5 进料热状况的选择工业上均采用接近泡点的液体进料或泡点进料，这样可以保证进料温度不受 季 节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作也比较容易控制。因此本设 计采用泡点进料。2.1.6 塔釜加热方式的确定蒸储塔塔釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。但本设计案例 具有其特殊性，塔底产物接近于纯水，而且在实际生产中直接蒸汽加热有更高的 热效率。结合设计任务要求，确定其塔釜加热方

10、式为蒸汽直接加热。2.1.7 塔顶冷凝方式泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约能源。2.1.8 塔板溢流形式U形流的液体流径比较长，可以提高板效率，具板面利用率也高，但是液面 落差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流的液体流径较长，塔板效率较 高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。双溢流的 优点是液体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低， 一般用于直径大于2m的塔中。阶梯式双溢流的塔板结构最为复杂，只适用于塔径 很大、液流量很大的特殊场合。通过对本例中的液体流量、塔径等进行初步估计，确定选用单溢流塔板2.1.9 塔径的选取板

11、式塔的塔径依据流量公式计算，在设计时，一般依据严重液沫夹带时的极 限空塔气速来决定。在估算出塔径后，还应按塔径系列标准进行圆整，并进行流 体力学验算。精储段和提储段的汽液负荷及物性是不同的，故设计时两段的塔径 应该分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径；若二者相差较大，应采 用变径塔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 Rmin,根据经验取实际操作回流比 为最小回流比的1.2-2.0倍。乙醇一一水混合物系属易分离物系，最小回流比较 小，结合此设计任务要求，操作回流比取最小回流比的2.0倍。

12、第2.2节设计流程首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后, 通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料 口进入到精储塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相 混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精微塔中上升，而液相混 合物在精微塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合 物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间 然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精储塔中，这个过程就叫做 回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸 器，在再沸器中被加热到泡点

13、温度重新回到精储塔。塔里的混合物不断重复前 面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。本设计乙醇一一水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1送入 精储塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐, 塔釜采用直接蒸汽加热, 塔底产品冷却后, 送入贮罐。第3章精储塔的工艺设计第3.1节精储塔的物料衡算F().34/4(6.07原XF收0%4胃(kmol/s ) x此0.93/400k矶2 (摩 0166新0 8386xD0.93/46.070.07/18.02D( x).005. 4 r6.07ccccU- 0 00

14、20塔4W产电00弛(kmol/s )6x070塔95缈成隋尔万救0W塔底残液流量（kmol/s ）Xw塔底组成（摩尔分数）V0加热蒸汽量（kmol/s ）叱醇=46.07 kg/kmolMMK = 18.02 kg/kmol3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率原料塔顶塔底液组成Xf组成Xd组成Xw3.1.2原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量3.1.3全塔物料衡算 全塔物料衡算F D W轻组分乙醇物料衡算FxF DxD WxW所以将总物料衡算与乙醇物料衡算联立并带入数据183.359 0.16770.002W 0.8386D解得 D 36.317 W 147.042第3.2节理论板的计算3

15、.2.1 最小回流比的计算根据1.01325 Xl05Pa下乙醇一一水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即x-y曲线图。已知乙醇一一水为非理想物系，具平衡曲线有下凹部分，当操作 线与q线的交点尚未落到平衡线上之前，操作线已经与平衡线相切，对应的回 流比为最小的回流比。最小回流比的求法是由点(0.8386, 0.8386)向平衡线的下凹部分作切线，该线与q线的交点坐标为(xq0,1677 yq 0.5082)。q 1.0, xqXF 0.1677, Xd0.8386yqX1 (1)x5.1282 0.16771 (5.12821) 0.16770.5082故最小回流比为RminXDYqYq xq0.

16、8386 0.5082 0.97030.5082 0.1677操作回流比为 R 2.0 Rmin2.00.97031.9406精储段操作线方程为:图1最小回流比计算图精微段操作线过(Xd，Xd )提储段操作线过(Xw，Xw ) , q线方程为:x XF 0.1677精储段操作线方程，提储段操作线方程和q线方程交于同一点，所以联立精储段操作线方程和q线方程解出交点为(0.1677,0.3959 ),又有提储段操作线过(0.0020,0.0020 ),即0.39590.00200.1677 a b _ 解得0.0020 a ba 2.3772b 0.0028解得提储段操作线方程为：y 2.3772

17、 x 0.00283.2.2 理论板数的计算已知精储段操作线方程为y0.6599X0.2852以此类推：X3 0,1343 XF 0.1677提储段操作线方程y 2.3772X 0.0028以此类推：x9 0,0014 XW 0.0020理论塔板数为9块，其中第3块为进料板，精储段的理论塔板数为3块。提储段 的理论塔板数为6块。3.2.3 塔板效率的计算(1)各段温度计算利用附表中数据由内差法可求得t F ，t D ，t Wt F :85.283.75t F83.75t F83.94C0.12640.17410.16770.1741t D :78.478.27t D83.75t D78.27C

18、0.79820.83870.83860.8387t W -99.599.2t W99.2t W99.28c0.00120.00230.00200.0023精储段平均温91.61 C tF+tW 83.9499.28t o ：222t F+t D83.9478.27281.105 c提储段平均温度：(2)精储段：t1液相组成xi :气相组成yi :各组分的计算81.105 C81.3 80.633.24 42.0981.3 80.658.78 62.2281.105 80.6x142.0981.105 80.662.22得 x135.71%得 y159.74%解得12.6714所以 ML146.

19、07 0.357118.02 (10.3571)28.04kg / kmol提储段：,291.61 C95.891.391.6191.3X。1.614.16 x94.16/曰放相组成x2 :2得 x23.98%气相组成y2:95.891.316.3429.92所以91.6191.3 得 V228.98%N 229.9219.14kg / kmolML246.07 0.0398 18.02 (10.0398)(3)相对挥发度精储段挥发度：由相平衡方程x1 (1)x则y10.59740.357111) 0.3571精储段挥发度：由相平衡方程(1)xy20.28981 (0.0398 22 1) 0

20、.0398解得 29.8446则全塔平均相对挥发度:,2.67149.84465.1282(4)液体平均粘度计算对于多组分系统L可按下式计算，即XiLiLi液相任意组分i的黏度，mPa?s；Xi液相中任意组分i的摩尔分数。塔顶物系粘度:t d 78.27 80 70LD乙醇, 01305078.27 70 解得-0.50ld 乙醇=0.442180 7078.2770LD水. 0.35650.4061-0.4061解得 ld水=0.3651进料板物系粘度:t F 83.94 c100 8083.9480LF乙醇. 0.3610.495-0.495解得 LF乙醇=0.468690 800.316

21、50.356583.9480-0.3565解得lf水=0.3407塔釜物系粘度:LW乙醇：100 800.361 0.49599.28 80lw乙醇-0.495解得lw乙醇0.3658LW水：100 900.2838 0.316599.28 90lw水-0.3165解得lw水0.2862所以 LLF LW 0.42970.36210.2864330.35943.2.3 塔板效率的计算塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关系，由于影响因 素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板效率的估算方法大体分为两类。 一类是较全面的考虑各种传质和流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全

22、塔效率；另一类是简化的经验计算法。奥康奈尔方法目前被认为是较好的简 易方法。对于精储塔，奥康奈尔法将总板效率对液相黏度与相对挥发度的乘积进 行关联，表达式如下：所以全塔效率Et0.49(l) 0 450.49 (5.12820.3594) 0.2450.42183.2.4 实际板数的计算实际板数：NNTP Et90.421821板数:精储段实际 提储段实际板数第3.3节平均参数的计算3.3.1 操作压力的计算塔顶压强：PD 101.325kPa取每层塔板压降P 07kpa进料板压强：Pf 101.32514 0.7 111.125kPa塔釜压强：PW101.3257 0.7106.225kPa

23、精微段平均操作压强:PDPf2101.325 111.125 106.225kPa2提储段平均操作压强：Pm2Pw尾2111.125106.225108.675kPa23.3.2 气液两相平均密度的计算(1)各液相平均密度的计算利用附录4中不同温度下乙醇和水的密度,由各进、出料口液相组成求取个液相平均密度。,单位kg m3塔顶物系密度:t d 78.27 LD 乙醇.8070735 74678.27 70 w 解得LD乙醇=736.892 kg/ m3-7468070971.785977.75978770解得LD7K =972.819 kg/ m3-977.759质量分率：a乙醇二0.8386

24、46.070.838646.0710.838618.020.9300水= 1-乙醇=1-0.9300=0.0700所以乙醇LDLD乙醇进料板物系密度:t f 83.94 LF乙醇,9080'730 73590 80乙醇 水lZ醇ldK即83.94 80-735965.304971.785质量分率:a乙醇二a 水= 1-LD解得83.9480-971.785所以0.93000.0700749.618 kg . m3736.892972.819LF乙醇=733.030 kg/m3解得 LF7K =969.231 kg m30.167746.070.167746.0710.167718.02

25、0.3400乙醇=1-0.3400=0.6600LF乙醇 水乙醇 水塔釜物系密度:LF乙醇LF乙醇LRK即LF0.3400733.0300.6600873.53 kg. ml969.231100 9099.28 90lw乙醇.716 730 lw乙醇-730解得LW乙醇 717.01 kg m3100 9099.28 90lw7K. 958.345965.304LW7K-965.304解得lw水 958.85 kg m3质量分率:乙醇0.0020所以LW乙醇LW乙醇则精储段的液相平均密度:提储段的液相平均密度:0.0020 46.0746.07 (1 0.0020)18.020.0052乙醇L

26、W0.00520.9948957.17 kg m3LW&醇LWK717.01958.85LDLF749.618873.53Lm1LWLm2811.574 kg. m3LF957.17873.53915.35 kg. m3(2)各气相平均密度的计算PMRT计算Pm1Mvm1Vm1精储段的气相平均密度:106.225 34.758.314 (273.15 81.105)1.25 kg m3Vm2提储段的气相平均密度:Pm2M vm2RTn2108.675 26.218.314 (273.15 91.61)0.94 kg m33.3.3液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm

27、Xi i(1)塔顶液相平均表面张力的计算由tD 78.27 C,通过查表4并计算:d乙醇=17.256mN/ m80 7078.27 70D乙醇 . 17.1 18.018.080 7078.27 7062.6 64.364.3D水=62.894mN/ m(2)进料板液相平均表面张力的计算由tF 83.94 C,通过查表4并计算:90 8083.94 8016.2 17.117.1吃醇=16.745 mN / m90 8083.94 8060.7 62.662.6时=62.894 mN/ mW乙醇15.550mN/mWK 58.937mN/m(3)塔底液相平均表面张力的计算由tw 99.28

28、C ,通过查表4并计算:100 9099.28 90w乙醇,15.5 16.2w乙醇 16.2100 9099.28 90w7K.58.8 60.7wk 60.7所以精储段液相平均表面张力为:LmLDm224.622 54.864一LFm 39.455mN/ m提储段液相平均表面张力为:LWmLFm58.850 54.287Lm256.569mN/ m3.3.4气液两相平均体积流率的计算在前面的计算中已经得出：最小回流比为：Rmin0.9703操作回流比为:2.0Rmin2.0 0.97031.9406(1)精储段摩尔流率1.9406 36.31770.48kmol/ h质量流率体积流率(2)

29、提储段摩尔流率质量流率体积流率Lm1(R1)MVVLnUvmL qFD (1.9406 1)28.0470.4834.78106.791976.26811.574 36003714.161.25 360070.48 1V 106.79cmol/ hML2L3 IMVVLm2Ln2Vm236.317 106.79kmol/ h1976.26 kg / h3714.16 kg / h30.00068m / s30.8254mi / s183.359 253.83版mol/ h19.14 253.83926.15 106.794858.48915.35 36002792.560.9436004858

30、.48kg / h2792.56kg / h0.00147m3 / s0.8252m3 / s第3.4节塔径的初步设计3.4.1精储段塔径的计算 0.2由 Umax Cj_V-其中 C C20v20其中的C20需从史密斯关系图中查出。1 2横坐标为：LS1上VS1V10.00068 811.5740.82541.250.020990.02取板间距HT 0.45m ,板上液层高度hL 0.07m ,则查图2史密斯关系图得：C20 0.075m/s所以0.0859811.5741.251.252.1871m/ s取安全系数为0.6 ,则空塔气速为按标准塔径圆整后为 D 0.9 m塔截面积为A1-D

31、2应0.6362m244则空塔气速为u1V1竺竺41.30m/s1 A10.6362a t5一3.4.2 提储段塔径的计算由 umax其中 C C200.2L20其中的C20需从史密斯关系图中查出。横坐标为:S2V21 2L2V21 20.00147 915.350.82520940.0556取板间距Ht 0.45m ,板上液层高度hL 0.07m ,则查图2史密斯关系图得:C200.075m/s915.350.94L V 0.09234 2.88 m/ s0.94第4章 塔板结构设计取安全系数为0.6 ,则空塔气速为按标准塔径圆整后为D20.8 mD20 82c塔截面积为AT2080.503

32、m244则空塔气速为 u2VS20.82521.641m/ s0.9mAT20.503由于精储段与提储段塔径相差不大,故精储塔径取为D第3.5节塔高的计算3.5.1 塔的有效高度精储段有效高度提储段有效高度全塔有效高度3.5.2 塔高计算塔高二H (n nF np 1 ) H T nF H f n p H p H d H s第4.1节溢流装置计算因塔径D 0.9m,可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液管 各项计算如下。4.1.1 堰长lw的计算4.1.2 溢流堰高度hW的计算由hwhL how ,选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算其中近似取E 1对于精储段有how2.841000

33、2 30.00068 36000.82540.006 m取板上精液高度 hL0.07m ,则 hw0.07 0.0060.064m对于提储段有how2.84110002 30.00147 36000.82520.010m则 hW0.07 0.0100.060 m4.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af的计算由显0.66 查弓形降液管的参数 D得 A 0.0722,Wd- 0.124 ATD所以 A 0.0722 AT0.0722 0.785 0.056浦验算液体在降液管中停留的时间，即精储段提情段236f3600 0.1111 0.40 37.345s5s0.00119 3600故降液管设计

34、合理。4.1.4降液管底隙高度h0对于精储段取降液管底隙流速u01 0.10m / s对于提储段取降液管底隙流速u02 0.10m/s故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw 60mm第4.2节塔板及筛板设计4.2.1塔板的结构尺寸(1)塔板的分布：因D 900mm选用分块式塔板(2)边缘区宽度确定：取破沫区宽度WS WS' 0.060m,无效区宽度Wc 0.030m(3)鼓泡区面积的计算鼓泡区面积Aa按下式计算其中 X D (Vd vy): (0.1116 0.060) 0.3984m2所以 A2 (0.3984,0.422 0.39842- sin 1 984)0.546

35、5nf1800.424.2.2 筛孔 取筛孔孔径dd=5mm筛孔厚度孔心距tA 0.9070.907（t / d3.5则塔板开孔率y k 7.40%筛孔数n第4.3节塔板流体力学验算4.3.1气相通过筛板塔板的压降可以根据式hphch1 h , ppLhpg来计算干板压降he的计算,h.U 20.051（）2C。d 0,_ do、2, d 0 3C00.88060.0677（ 一）0.00732（ 一）0.000338（ 一）15.295 21.0950.7447863.462所以 hc 0.051 （）2 0.02733m板上液层压降工计算公式为：匕 0hL0（hw how）液体表面张力所引

36、起的压降由下式计算：44 48 012 103h/上 一448.01030.000454m （液柱）L1gd0863.462 9.81 5 103因止匕hp1hc1 h11 h 10.0027330.0441 0.00454 0.07597rl（液柱）每层板的pp1L1ghp10.07597 9.8 863.462 642.86Pa 70CPa4.3.2 液泛为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度Hd (Ht hw)。此处取0.5。Hdhp hd hL0液泛计算单层气体通过塔板压降为：hpi0.07957mp液体通过降液管的压头损失为：板上液层高度hL1 0.07m贝Hd1hp1hd1 M

37、0.07597 0.00153 0.070.502m已知 Ht 0.45m, hW10.062m有(Hth)0.5 (0.450.062)0.256m显然Hd (Ht hw),因此精储段满足条件，不会发生液泛。4.3.3 雾沫夹带4.3.4 漏液的验算Uow 4.4C00.0056 0.13h h l/v4.4 0.74470.0056 0.13 0.0441 0.00454863.4621.0957.5837筛板的稳定系数故在设计负荷下不会产生过量漏液第5章塔板负荷性能图第5.1节雾沫夹带线依式式中 ua VS- VS 1.373VsAT Af0.785 0.05673.2代入得 0.155

38、.7 10 3解73Vs 2/348.012 100.3 2.2LSs第5.2节液泛线E 1.03 lw 0.66m近似取2/333600Ls2/3how 2.84 10 3 1.03 s0.9064LSowsLWHt 0.45m hw 0.06m 取 0.5将联立可得第5.3节液相负荷上限线液体的最大流量应满足其再降液管内停留的时间不低于3-5s。以5s作为液体在降液管中的停留时间下限，则：第5.4节漏液线由hlhw how 0.06 0.9064Ls2/3、u°w ”代入漏液点气速式得A将玲=0.05396而代入上式整理，得据此可以做出与液体流量无关的漏液线，即气相负荷下限线。第

39、5.5节液相负荷下限线取堰上液层高度how 0.008m作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线, 该线为与气相流量无关的竖直线。由式：解得LS0.0003657m5 / sS min据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。第5.6节塔板负荷性能图根据上面求出的各段的符合性能曲线分别画出塔板负荷性能曲线图。第6章附属设备设计第6. 1节冷凝器1 .冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间 需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。2 .冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为 8

40、3.94 C o原料温度为 45Co釜残液温度为99.28 C,拟定将釜液降至55排出1， F F Mf =183.359 22.724=1.157kg/s36001W W Mw=147.042 18.076 0.738 kg/s3600t进料 t泡点245 83.94264.47 C根据温度查相关表得Cp水 4.1748KJ/(kg )cp醇 2.7025KJ /(kg C)Cpm =0.00892*2.7025+ (1-0.00892 ) 4.1748=4.043KJ/ (kg* C)2取传热系数K=0.7KJ /m * Ctm(95.11 83.94) (55 45)ln95.11 83

41、.9455 4510.66 C取安全系数为1.1 ,则实际传热面积A 23.18m2冷凝器计算取水进口温度为25C,水的出口温度为35C,塔顶全凝器出来的有机液 D=0.6237kg/s,温度为78.3 C,降至35c按产品冷却前后的平均温度查表算比热容所用水量M水QC pm水出85.52534.174 102.049kg / s2取总传热系数K 0.90KJ / m C22.71 C(78.27 35) (35 25)tm ,78.27 35ln 35 25取安全系数为1.1则A 4.81m2第6.2节再沸器采用饱和水蒸汽间接加热，逆流操作做全塔平衡式：F I进料 Qb Qc D I顶W I

42、釜解得：Qb =134066.25(kJ/h), C p 塔顶 Cp 塔顶.3.6154 2.4950. _ _ _ . . . . iI 塔顶 t塔顶 -t 83.94 273.150 1082.61 kJ .kg压力=121.4kPa(表)时，因为设备蒸汽初损失为加热蒸汽供热量的5%所以所需蒸汽的质量流量为：,Cp 进料板 Cp 进料板 114.1473 3.9540 ” “" c y - 1、I进料板 t进料板-t 99.28 273.15-01510.53 kJ .kg ):加热蒸汽的冷2E潜热2塔釜产品温度不变，为121.32 C,由液态转变为气态，蒸汽温度也不变，为130

43、C, 由气态转变为液态T1 130 121.32 8.68 CT2 130 121.32 8.68 CT1T2Tm 8.68 C选择 K 1000W； m2 K取安全系数为0.8,则：采用加热管白直径为：19X 2mm表6.1塔釜再沸器规格公称直 公称压力径/mmPg . MPa管程数N管子根数n400108管程流通面积计算换热面换热管长/ m2积/ m2度/mm0.004819.33000第7章设计结果汇总第7.1节各主要流股物性汇总表1各主要流股物性汇总项目符号单位塔顶D进料F塔底W温度C78.2783.9499.28压力（绝压）101.325111.125106.225液相组成0.838

44、60.16770.0020液相平均密度749.618875.53925.35液体平均粘度0.42970.36210.2864表面张力24.62254.28758.850第7.2节筛板塔设计参数汇总表2筛板塔设计参数汇总项目符号单位精储段提储段最小回流比Rmin0.9703回流比R1.9406各段平均压力P106.225108.675各段平均温度tc81.10591.61摩尔流率气相Lkmol/h70.48253.839液相Vkmol/h106.79106.79质量流平气相Lmkg/h1976.264858.48液相Vmkg/h3714.162792.56体积流率气相Lsm3/s0.000680

45、.00147液相Vsm3/s0.82540.8252液相平均组成x0.35710.0398气相平均组成y0.59740.2898液相平均密度749.618915.35气相平均密度1.250.94液相平均分子量27.9619.15气相平均分子量34.7526.21液相表面张力39.45556.569理论板数NT36塔径Dm0.9板间距HTm0.450.45塔板形式单溢流弓形降液管（分块式塔板）空塔气速um/s0.380.38堰长l Wm0.5940.594堰图hwim0.0060.006筛孔数n个2066筛孔孔径domm5筛孔厚度mm2.5开扎率d7.40%孔心距tm0.075降液管内清液层图度Hdm0.1475气相负荷上限Vsmaxn3/s2.2943.062气相负荷卜限Vsminn3/s0.7390.669液相负荷上限Lsmaxn3/s0.005103液相负荷卜限Lsminn3/s0.0003657参考文献1 贾绍义，柴诚敬主编化工传质与分离过程北京：化学工业出版社，20092 柴诚敬，张国亮主编化工流体流动与传热北京：化学工业出版社，20083 贾绍义， 柴诚敬主编化工原理课程设计（ 化工传递与单元操作课程设计） 北京：化学工业出版社，20064 刘光启，马连湘，邢志有主编化工