课程设计-精馏塔

1、目录第一章设计任务书1第二章设计方案的确定及流程说明2塔类型的选择22.1塔板形式的选择32.2设计方案的确定42.3第三章塔的工艺计算6物料3.1. 6理论板数，板效率及实际板数的计算103.2平均参数、塔径、塔高的计算143.3第四章塔板结构设计21塔板结构尺寸的确定214.1塔板流体力学计算234.2第五章塔板负荷性能图285.1精馏段285.2提馏段30第六章附属设备设计336.1产品冷却器336.2接管346.3其他35第七章设计方案的比较与. 36第一章 设计任务书一、设计题目：乙醇水精馏塔本设计是根据生产实际情况并加以一定程度的简化而。二、设计任务及条件1.2.3.4.5.进精馏

2、塔料液含乙醇 25%（质量），其余为水。产品乙醇含量不得低于 94%（质量）。残液中乙醇含量不得高于 0.1%（质量）。生产能力为日产（24 小时）50 吨 94%的乙醇产品操作条件：精馏塔顶压力：4KPa（表压）进料状况：泡点进料回流比：R/Rmin=1.6单板压降：不大于 667 Pa加热蒸汽压力：101.3kPa（表压）设备形式：浮阀塔6.7.厂址：地区1第二章 设计方案的确定及流程说明2.1 塔类型的选择塔设备的种类很多，按操作压力可分为常压塔、加压塔和减压塔；按塔内气液相接触构件的结构形式又可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔和填料塔各有适用的环境，具体板式塔和填料塔性能的比较可见下表

3、 1：表 1板式塔和精馏塔的比较类 型板 式 塔填 料 塔每层板上装配有不同型式的气液接触元件或特殊结构，如筛板、泡罩、浮阀等；塔内设置有多层塔板，进行气液接触塔内设置有多层整砌或乱堆的填料，如环、鞍型填料等散装结构特点填料，格栅、波纹板、脉冲等规整填料；填料为气液接触的基本元件微分式接触，可采用逆流操作，也可采用并流操作操作特点气液逆流逐级接触大尺寸空塔气速较大，小尺寸空塔气速较小；低压时分离效率高，高压时分离效率低，传统填料效率较低，新型乱堆及规整填料效率较高；空塔速度（亦即生产能力） 高，效率高且稳定；压降大，液气比的适应范围大，持液量大，操作弹性小设备性能大尺寸压力降小，小尺寸压力降大

4、；要求液相喷淋量较大，持液量小，操作弹性大直径在 600mm 以下的塔安装困难，安装程序较简单，检修清理容易，金属材料耗量大新型填料复杂，造价高，检修清制造与维修理，可采用非金属材料制造，但安装过程较为处理量大，操作弹性大，带有污垢的物料处理强腐蚀性，液气比大，真空操作要求压力降小的物料适用场合在本设计中，之所以选用板式塔，塔底为直接蒸汽加热，板式塔塔底无需再添加气体初始分布装置，且塔顶和进料口位置无需添加液体初始分布装置；另一方面，塔板所需费用要远低于规整填料，正式是因为板式塔的结构简单，造价较低两大优点，导致具有比较大的经济优势。22.2 塔板形式的选择塔板形式很多，常见的有泡罩塔板、筛孔

5、塔板、浮阀塔板、网孔塔板、垂直塔板、无降液管塔板（常见的有穿流式栅板、穿流式筛板）、导向筛板、多降液管塔板和斜喷型塔板（常见的有舌型塔板、斜孔塔板、浮动舌型塔板、浮动喷射塔板）等。泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它由升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有80、100 和150mm 三种尺寸，可根据塔径大小选择。泡罩下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。优点是操作弹性较大，液气比范围较大，不易堵塞，适用于处理各种物料，操作稳定可靠。缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低，除特殊需要，一

6、般不选用。筛孔塔板简称筛板，其结构特点是在塔板上开有许多均匀小孔，孔径一般为 38mm。筛孔在塔板上为正三角形排列。塔板上设置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液层。优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高。缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可上下浮动的阀片，将阀腿底脚拨转 90，以限制阀片升起的最大高度，阀片本身连有几个阀腿，阀并防止阀片被气体吹走。阀片周边冲出几个略向下弯的定距片，当气速很低时，由于定距片的作用，阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，可防止阀片与板面的粘结。

7、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；由于阀片可随气量变化升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，汽液接触时间较长，故塔板效率较高。缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性降低。表 2塔板性能的比较塔盘类型优点缺点适用场合泡罩板结构复杂、造价高、塔板阻力大、处理能力小较成熟、操作稳定特别容易堵塞的物系效率高、操作范围宽浮阀易脱落分离要求高、负荷变化大浮阀板结构简单、造价低、塔板效率高筛板易堵塞、操作弹性较小分离要求高、塔板数较多舌型板结构简单且阻力小操作弹性窄、效率低分离要求较低的闪蒸塔3表

8、3 主要塔板性能的量化比较塔板类型生产能力塔板效率操作弹性压降结本泡罩板1.01.2-1.31.2-1.41.3-1.51.01.11.21.11.1593310.60.50.8复杂10.7-0.90.4-0.50.5-0.6浮阀板筛板一般简单舌型板简单本设计采用浮阀塔板，因为浮阀具有生产能力大、操作弹性宽、塔板效率高等优点。本设计采用技术成F1 型浮阀，F1 型浮阀已有系列标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。F1 型浮阀分为轻阀（代表符号 Q）和重阀（代表符号 Z）两种。轻阀采用厚度为 1.5mm的薄板冲压制成，质量约 25g；重阀采用厚度为 2mm 薄板冲压制成，质量约为 33g。一般

9、重阀应用广泛，轻阀泄漏量大，只有在要求压降小的时候（如减压蒸馏）才采用。本设计采用应用最广泛的 F1 型重阀。2.3 设计方案的确定(1)装置设备：包括精馏塔、原料预热器、塔顶全凝器、釜残液冷却器、馏出液冷却器、产品贮罐、塔顶回流泵（一开一备）、进料泵（一开一备）、低压蒸汽透设备。(2)操作压力：乙醇-水采用常压精馏就能够实现初步分离要求，考虑实际情况，塔顶压力设置至 4kPa（表压）。(3)进料热状况：精馏塔一般采用泡点进料，其优势在于将物料温度加热到泡点所需要的蒸汽品味，相比塔釜加热所需热品味要低很多，可以用较低温流股等预热，有利于节省总能耗；泡点进料能平衡精馏段和提馏段的气液相负荷，维持

10、塔内气相负荷相对稳定，塔径较接近，无需变径；泡点进料易达气液平衡，塔板效率高，理论板数相对于过热和过冷进料要少；此外，泡点进料为液体进料，进料接管管径较小，开孔对塔壁影响小。(4)塔釜加热方式：直接蒸汽加热使用与含有水且水为重组分的物系。因此，对于乙醇-水的混合物，可以采用直接蒸汽加热的方式，这样只需在塔釜内安装鼓泡管，省去一个再沸器，且可利用压力较低的蒸汽来进行加热，操作费用和设备费用均可降低。但由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液的轻组分浓度降低，所需的塔板数略有增加。而在本设计中，乙醇-水物系低浓度时的相对挥发度很大，所增加的塔板数并不多，采用直接蒸汽加热是合理的。(5)塔顶冷凝方式：考虑到

11、塔顶乙醇为最终产物，冷凝所需能耗不大，因此本设计采用全凝器，以便于准确的控制回流比和塔器操作的稳定。4(6)塔板溢流方式：溢流方式与降液管布置方式有关，常见的布置方式有U 形流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。U 形流液体流经长，可以提高板效率，但液面落差大，适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流流经较长，塔板效率较高，结构简单，加工方便，适用于直径小于 2.2m 的塔。双溢流液体路径短，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。阶梯式双溢流可在不缩短液体流经的情况下减小液面落差，但是结构复杂，适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合。结合本设计的精馏塔尺寸，选用单溢

12、流方式。(7)精馏塔装置流程：见附图生产工艺流程图。5第三章 塔的工艺计算3.1 物料1.计算各流股的摩尔分数水的摩尔质量：=18.015kg/kmol 乙醇的摩尔质量： =46.069kg/mol因此：进料摩尔分数：0.2546.069= 0.2546.069 + 0.7518.015 =0.1153馏出液摩尔分数：0.9446.69 = 0.9446.069 + 0.0618.015 = 0.8597釜液摩尔分数：0.00146.069 = 0.00146.069 + 0.99918.015 = 0.00042.计算各流股平均摩尔质量：进料：MF = 46.069 0.1153 + 18.

13、015 (1 0.1153) = 21.25kg/kmol馏出液： = 46.069 0.8597 + 18.015 (1 0.8597) = 42.13kg/kmol釜液： = 46.069 0.0004 + 18.015 (1 0.0004) = 18.03kg/kmol3.计算最小回流比：查资料得常压下乙醇水系统的 t-x-y 数据如下：表 4 常压下乙醇水系统的t-x-y 数据6沸点/乙醇(分子%)液相乙醇(分子%)气相沸点/乙醇(分子%)液相乙醇(分子%)气相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.77

14、80.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.799.20.232.979.8552.6866.28根据数据作出乙醇水系统的汽液平衡相图可知，该曲线存在凹陷段，因此不能用一般的方法求其最小回流比，需要通过作切线确定。图 1 最小回流比求解图初步估计切点在曲线凹段，因此用 origin 将曲线后半段 10 个点进行拟合7990.313.72579.561.0270.2998.750.394.579.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.67

15、5.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.482.325.7555.7478.1589.4189.41图 2 最小回流比切线图得其方程： = 3.57874 10.02083 + 10.93112 4.8680 + 1.3801（1）求导得,= 14.31503 30.06252 9.7360 + 1.3801（2）对于过点（，）的切线，设其切点为（0，0），满足方程（2），则该曲线在曲线上点（0，0）的切线方程为 = , ( 0) + 0（3）0将（2

16、）代入方程（3）， = 85.97，并于（1）联立，解得：0 = 0.7686 0 = 0.7982切线纵截距：b = 0.2787 = + 1算得 = 2.085184.确定回流比根据生产任务： = 1.6因此 = 1.6 = 1.6 2.0851 = 3.33615.确定精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线方程：13.33611 = + = + 0.8597 = 0.7694x + 0.2042（4） +1 +13.3361 + 13.3361 + 1饱和液体进料，所以 q 线方程为： = = 0.1153 （5）则由（4）、（5）得 q 线与精馏段操作线的交点为： = 0.1153 =

17、0.4573连接点(，)、（，0）即得提馏段操作线方程： = 3.9781 0.00166.进行物料直接蒸汽加热精馏塔全塔物料： + 0 = + （6）其中：F进料流量，kmol/s；0蒸汽流量，kmol/s；D馏出液流量，kmol/s； W釜液流量，kmol/s；根据生产任务，D=50t/d= 501000 =49.44kmol/h41.98524根据恒摩尔流假设，物料式如下：1000 501000 50= 0.0137 kmol/s（7） =3600 24 3600 24 42.13乙醇的物料： = + （8）由（6）、（7）、（8）解得 = 0.05185kmol/s = 0.03810

18、kmol/s0 = + = + = 0.0137 + 0.0137 3.3361 = 0.0594 kmols = 213.86 kmolh93.2 理论板数，板效率及实际板数的计算1.理论板数确定根据汽液平衡相图以及精馏段、提馏段操作线方程作梯级图由图得理论板数： = 26其中：精馏段 22 块板，提馏段 4 块板图 3图解理论板10图 4图解理论板（塔顶局部放大）图 5图解理论板（塔底局部放大）112.塔顶温度计算对非理想物系，有修正的定律： = 0 + (1 )0 （9）式中，0，0为纯组分 A，B 的饱和蒸汽压；，为组分 A,B 的活度系数。压力、温度和浓度对活度系数的值都有影响。压力

19、影响较小，一般可忽略。温度的影响可按照下面的经验公式估算， lg = 常数式中常数C 对不同物系、不同组成，数值不同。可用一组已知数据求取，步骤如下：（a） 按已知的液相组成 = 0.8597在常压 t-x-y 相图上查对应的温度0 = 351.33及气相组成1 = 0.8640;（b） 用 Antoine 方程分别计算0温度下 A，B 组分的饱和蒸汽压0，0 ：表 5 乙醇和水的 Antoine 方程系数方程形式：lg （ 0kPa） = (K) + 则有1630.868lg （ 0kPa） = 7.30243 351.33 43.5690 = 100.84kPa同理：0= 44.02kPa

20、(c)用修正的定律计算活度系数 101.325 0.8640= 1.009800100.84 0.8597101.325 (1 0.8640)(1 )0 = 0(1 =)= 2.231144.02 (1 0.8597)(d) 对组分 A，B 的常数分别为, ，于是： = 0 lg0 = 351.33 lg1.0098 = 1.4922 = 0 lg0 = 351.33 lg2.2311 = 122.451300 + 10(1 ) = 10 12ABC温度范围（K)乙醇 o7.302431630.868-43.569273-3536.848061358.124-71.034370-464水 w7

21、.0740561657.459-46.13280-441解此方程得 = 352.333.塔釜温度估算：设板效率 = 0.4628，则精馏段实际塔板数： =22 48（圆整）0.4628提馏段实际塔板数 =4 9（圆整）0.628总实际板数 = + = 57假设单板压降为要求的最大值 667Pa因此，塔釜压力： = 4 + 0.667 57 + 101.3 = 141.985kPa有因为塔釜液相组成： = 0.0039 查得： = 0.00451试差计算，得到： = 367.324.板效率计算：平均温度： + 352.33 + 362.57= 357.4522查资料得该温度下乙醇、水的黏度分别为

22、：乙醇 = 0.3108mPa s水 = 0.3020mPa s则料液在塔顶塔底平均温度下的平均黏度为： = 乙醇 + (1 )水 = 0.1153 0.3108 + (1 0.1153) 0.3020 = 0.3340mPa s由经验公式，总板效率为： = 0.17 0.616lg = 0.17 0.616 lg0.3340 = 0. .4634，与假设相同，假设是正确的。133.3 平均参数、塔径、塔高的计算1.平均压力：塔顶压力： = 4kPa(表压) = 105.3kPa假设单板压降为要求的最大值 667Pa，则塔釜压力： = 4 + 0.667 57 + 101.3 = 143.34

23、kPa进料板压力： = 4 + 0.667 48 + 101.3 = 137.34kPa精馏段平均压力： + = 121.33kPa2提馏段平均压力 + = 143.34kPa22.平均温度：由以上步骤算得：塔顶温度： = 352.33；塔釜温度： = 367.01进料板处： = 361.16因此，精馏段平均温度： + = 356.752提馏段平均温度： + = 364.0823.气液相平均分子量：塔顶：1 = = 0.85971 = 0.8537则塔顶气液两相平均相对分子质量为： = 46.07 0.8597 + 18.02 (1 0.8597) = 42.13kg/kmol = 46.07

24、 0.8537 + 18.02 (1 0.8537) = 41.96kg/kmol同理，对进料板： = 0.1153 = 0.4554则进料板气液两相平均相对分子质量为： = 30.79kg/kmol， = 21.25kg/kmol同理，对塔釜： = 0.0004 = 0.0060则塔底气液两相平均相对分子质量为： = 19.28kg/kmol， = 18.13kg/kmol因此，精馏段气液两相平均相对分子质量为14气相 + = 36.55kg/kmol,2液相 + = 31.69kg/kmol,2提馏段气液两相平均相对分子质量为气相 + , = 25.07kg/kmol2液相 + , = 1

25、9.69kg/kmol24.气液两相平均密度：查资料得：塔顶温度下乙醇、水的密度分别为：735.89 kg3， 972.29 kg3进料处温度下乙醇、水的密度分别为：740.00 kg3， 966.60 kg3塔底温度下乙醇、水的密度分别为：724.60 kg3， 962.64 kg3塔顶：气相平均密度：= 1.5192kg/m3液相平均密度：1=+ = 746.79kg/m3同理，对进料：气相平均密度： = 1.4107kg/m3液相平均密度： = 894.52g/m3对塔釜：气相平均密度： = 0.9059kg/m315液相平均密度： = 962.32kg/m3则精馏段气液平均密度为：气相

26、： + = 1.4650kg/m3,2液相： + = 820.66kg/m3,2提馏段气液平均密度为：气相： + = 1.1583kg/m3,2液相：, = 928.42kg/m35.平均表面张力：二元有机物水溶液的表面张力在宽浓度范围内，可用下式求取：14 = 14 + 14 + = 1 = lg(2 ) = + 2323 = 0.441 ( ) ( ) = lg(2 ) = + = + 下标 w,o,s 分别指水、有机物及表面部分；x 为分子分数；V 为摩尔体积，cm3/mol； ，为纯水和有机物的表面张力，dyn/cm2；q 值取决于有机物的形式和分子大小，对于乙醇，q=2.对塔顶，有：

27、水的摩尔体积：1618.02 1000 = 18.53cm3/mol =972.29乙醇的摩尔体积：46.07 1000 = 61.98cm3/mol =735.89查得塔顶温度下水的表面张力： = 62.74 dyn/cm2乙醇的表面张力： = 17.74 dyn/cm2则 = 0.9539 + = 1 = 0.0461 = lg(2 ) = 2.65242323 = 0.441 ( ) ( ) = 0.7601 = + = 3.4125又有：lg(2 ) = + = 1以上两式联立解得： = 0.0195 = 0.980514 = 14 + 14则塔顶溶液表面张力： = 17.73dyn/

28、cm2同理，进料溶液表面张力： = 29.79dyn/cm2塔釜溶液表面张力： = 55.89dyn/cm2因此，精馏段平均表面张力： + = 23.77dyn/cm22提馏段平均表面张力： + = 42.84dyn/cm22176.气液两相的平均体积流率精馏段：液相摩尔流率： = = 0.0458kmol/s体积流率：,= 0.0024m3/,气相摩尔流率： = ( + 1) = 0.0596kmol/s体积流率：,= 1.7049m3/,提馏段：液相摩尔流率 = = 0.0977kmol/s体积流率：,= 0.0013m3/,气相摩尔流率 = 0 = 0.0596kmol/hr体积流率：,

29、= 2.1171m3/,7.平均参数表综合以上计算结果，平均参数列表如下：表 6 平均参数表8.计算塔径精馏段：设计塔板间距为 = 0.35，板上液层高度 = 0.05m18平均参数计算温度 k压力kPa气相平均分子量液相平均分子量气相平均密度 kg/m3液相平均密度 kg/m3平均表面张力 dyn/cm2气相平均体积流率 m3/s液相平均体积流率 m3/s精馏段356.75121.3336.5531.691.4650820.723.771.70490.002387提馏段364.08140.3425.0619.691.1583928.442.842.11710.001268则： = 0.35

30、0.05 = 0.3m又因为液气动能参数1/2）,1/2）=17.09821.6（= 0.0331,关系图得：14724.11.443查图 6关系图20 = 0.062负荷因子：C = ()0.2 = 0.06422020极限空塔气速：, ,= = 1.4902ms,空塔气速取： = 0.8 = 1.1921m/s则精馏：4 = = 1.349m将塔径圆整为 = 1400mm = 1.4m199.计算塔高由上面知塔板间距 = 0.35，塔板数n = 57人孔：本设计为乙醇和水物系，比较清洁，不需要经常，因此可简单设置为：每个10 块塔板处设一个人孔，人孔处板间距为 = 700mm = 0.7m

31、，人孔直径取 450mm。因此，人孔数 = 5510 = 6，分别位于第 3,13,23,33,43,53 块板下方。塔顶空间：塔顶空间是指塔的最高一层塔板到塔顶之间的距离（不包括上封头部分）。为了减少塔顶出口气体中携带的液体量，塔顶空间高度取为： = 2 = 700mm。塔底空间：塔底空间是指塔的最后一块塔板到塔底之间的距离，它由两决定： 防止精馏操作的波动对后续设备操作的影响，塔底空间应起着贮槽的作用，以保证液体能有足够的量使塔底不致流空。考虑到本设计条件塔顶的采出占全部采出的很大部分，且该工段之前的精馏塔有一定的缓冲作用，因此取塔底产品停留时间为 5 分钟，因此有：停留体积 = = 0.

32、38063下封头取标准椭圆封头，且直边长度取 40mm，会部分液体，能够容纳体积1 4 = 0.359232 32 2 4常液面高度 = 0.0139m1（ 2 ）4 为使从再沸器进到塔内的蒸汽能均匀分布，并有一定分离空间，从塔底液面到最下一块踏板之间预留取Hb2 = 2 = 700mm的空间综上，塔底空间进料段高度：液相进料，取 = = 0.45m,进料孔数： = 1 由上述数据，塔高 = ( 2) + + + + ( 1) = 22.064m20第四章 塔板结构设计4.1 塔板结构尺寸的确定精馏段：塔径D = 1.4m，选用 F1 重阀浮阀塔盘，单溢流弓形降液管，凹型受液盘结构进行设计。根

33、据浮阀塔标准，选型如下1.堰长与堰宽： = 903m， = 1652.堰上液层厚度：由 = 2.5查询液流收缩系数计算图，液流收缩系数E = 1.030则堰上液层高度：2.842.8417.09 1.025 (23 )23 = 0.0131m 0.006m=()=100010001.3083.堰高：板上液层高度 = 0.05m所以 = = 0.0369m显然堰高在 0.030.05 之间，符合一般要求。降液管面积：4.= 0.0663其中为塔截面积， = 24 = 1.5390m2因此： = 0.1020m2验算液体在降液管中停留时间：3600 = = 14.95s 5s降液管设计合理。5.降

34、液管底隙高度0：降液管底隙流速 = 0.070.25m/s，取流速为0.07m/s，则21 = 0.0378m36006.阀孔动能因子取 F1 型浮阀，其阀孔直径 = 39mm，塔板采用碳钢材质，且按等腰三角形叉排，塔板厚度 = 3mm，阀距 = 65mm、孔数 = 118个、叉排高度 = 80mm。 = 12.09m/s36002/4阀孔动能因子 = = 14.64介于817之间,满足一般要求。提馏段：1.堰长与堰宽： = 903m， = 1652.堰上液层厚度：由 = ， 2.5查询液流收缩系数计算图，液流收缩系数图 7 液流收缩系数计算图E = 1.022则堰上液层高度：2.84=()2

35、3 = 0.0086m 0.006m1000223.堰高：板上液层高度 = 0.05m所以 = = 0.05 0.0086 = 0.0414m堰高在 0.030.05 之间。4.降液管截面积： = 0.1020m2验算液体在降液管中停留时间：3600 = 28.14s 5s故降液管设计合理。5.降液管底隙高度0：液体通过降液管底隙的流速 = 0.070.25m/s，取流速为0.07m/s，则 = 0.0201m36006.阀孔动能因子取 F1 型浮阀，其阀孔直径 = 39mm，塔板采用碳钢材质，且按等腰三角形叉排，塔板厚度 = 3mm，阀孔的孔速距 = 65mm、孔数 = 118个、叉排高度

36、= 80mm。 = 15.02m/s36002/4阀孔动能因子 = = 16.13，介于817之间。4.2 塔板流体力学计算精馏段：1.(1)塔板压降：干板压降： 2 = 5.37 = 0.0375m 2g(2)气体通过充气液层的压降：液相为乙醇和水，充气因数取 = 0.5 = = 0.025m23(3) 液体表面张力所产生的阻力：4 103 = 0.00303m g因此有： = + + = 0.0628m = g = 505Pa 667Pa故压降符合要求。2.液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从： （ + )对乙醇水物系，取校正系数 = 0.5，则：( + ) = 0.1934m

37、= + + 精馏段液体通过降液管底隙的流速 = 0.16 ms，则液体流经降液管阻力2 = 0.153( )又板上液层高度 = 0.05，压力降阻力 = 0.0628所以 = 0.1136m 6故无明显漏液。提馏段：1.(1)塔板压降：干板压降： 2 = 5.34 = 0.0344m 2g(2)气体通过充气液层的压降：液相为乙醇和水，充气因数 = 0.525 = = 0.025m(3) 液体表面张力所产生的压降：4 103 = 0.00483m g其中 h 为浮阀开度，取为 0.0025m因此有： = + + = 0.0599m = g = 545Pa 667Pa故压降符合要求。2.液泛为防止

38、塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从： （ + )对乙醇水物系，取校正系数 = 0.5，则：( + ) = 0.1957m = + + 精馏段液体通过降液管底隙的流速 = 0.16 ms，则液体流经降液管阻力2 = 0.153( )又板上液层高度 = 0.06，压力降阻力 = 0.0400所以 = 0.1102m 6故无明显漏液。27第五章 塔板负荷性能图5.1 精馏段1.漏液线：当动能因子 5时会产生严重漏液，故取 = 5计算漏液点气速。= 故：,2= 0.58m3/s= , ,4据此可作出与液体流量无关的漏液线 1.2.液沫夹带线令泛点率 = 0.80，得 0.5 ()+ 1.36 = 0

39、.8代入之前所得数据整理得 = 5.65 5.37由此可做出液沫夹带线 23.液相负荷下限线对平直堰，取堰上液层高度 = 0.006m作为最小液体负荷标准2.843600=()23 = 0.006m1000解得,min = 0.000737m3/s。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3。4.液相负荷上限线以 = 5s作为液体在降液管中停留时间的下限，有： = 5s故有：0.45 0.226= 0.0071m3/s,max5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。285.液泛线降液管发生液泛的条件为： = ( + )由 = + + = + + = = 联立得： + ( 1)

40、 = ( + 1) + + + ，忽略，将与；与；与的关系式代入上式，并整理得：2 = 5.64 5.372 45.072/3由此可做出漏液线 5图 9 精馏段负荷性能图根据以上各线方程，可作出负荷性能图，确定操作点 A，连接 OA，即图可看出，精馏段的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。操作线。由1 = 3.70295.2提馏段6.漏液线：当动能因子 5时会产生严重漏液，故取 = 5计算漏液点气速。= 故：,2= 0.58m3/s= , ,4据此可作出与液体流量无关的漏液线 6.7.液沫夹带线令泛点率 = 0.80，得 0.5 ()+ 1.36 = 0.8代入之前所得数据整理得 = 7.84

41、 2.73由此可做出液沫夹带线 78.液相负荷下限线对平直堰，取堰上液层高度 = 0.006m作为最小液体负荷标准2.843600=()23 = 0.006m1000解得,min = 0.000745m3/s。据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 8。9.液相负荷上限线以 = 5s作为液体在降液管中停留时间的下限，有： = 5s故有：0.45 0.226= 0.0071m3/s,max5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 9。10.液泛线降液管发生液泛的条件为： = ( + )30由 = + + = + + = = 联立得： + ( 1) = ( + 1) + + + ，忽略

42、，将与；与；与的关系式代入上式，并整理得：2 = 7.84 2.732 64.222/3由此可做出漏液线 10图 10 提溜段负荷性能图根据以上各线方程，可作出负荷性能图，确定操作点 A，连接 OA，即图可看出，精馏段的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。操作线。由2 = 4.0231设计的浮阀塔设计结果如总汇表所示：表 7浮阀塔设计结果总汇表32项目符号计算数据精馏段提馏段各段平均压力PkPa121.33140.34各段平均温度TK356.75364.08平均流量气相Vhm3/s1.70492.1171液相Lhm3/s0.0023870.001268实际塔板数N块479板间距HTmm35

43、0350塔的有效高度Hmm22064塔径Dm1.400空塔气速uom/s1.0521.170塔板液流型式单溢流单溢流溢流装置溢流管型式弓形降液管弓形降液管堰长lwmm903903堰高hwmm369414溢流堰宽度Wdmm165165降液管底隙高度homm3820浮阀数目n个118118排列形式等腰三角形叉排等腰三角形叉排排间距tmm6565距tmm8080阀uom/s12.1015.02阀孔动能因子Fo14.6416.13单板压力降pPa503541气相最大负荷（Vh）maxm3/s2.152.51气相最小负荷（Vh）m3/s0.580.58操作弹性3.704.02第六章 附属设备设计6.1

44、产品冷却器产品冷却器用于将塔顶全凝器冷凝至泡点温度的产品继续冷却，其详细任务如下：热流股：塔顶产品，94w%乙醇进口温度为1 =352.33K,质量流量 = 4186.8kg/s，出口温度为2 =40股：冷却水，进口温度1 =25，出口温度设计为2 =60。为强化对流传热，选用逆流传热方式。对数传热温差(1 2) (2 1)= 16.84( )12ln()2 1)热物流的恒压比热容 = 2659J/(kg ）冷物流的恒压比热容 = 4200J/(kg ）热物流转移给冷物流的热量 = (1 2) = 5.946W冷物流质量流量 = ) = 1.613kg/s ( 21估算总传热系数 = 500W

45、/(m2 ）最小换热面积243588.9= 7.06m2=700 16.55考虑到实际操作情况，设置安全系数为 1.1，则设计换热面积 = 1.1 = 7.76m2选用25 2.5mm规格换热管，换热器外径1 = 25mm，壁厚 2.5mm，内径2 = 20mm，换热管长度取 1.5m，换热管中心距 =32mm当量直径1 2 = 0.0224m1ln 2所需管束根数 = = 73.55 7433管束采用正三角形排列，位于管束中心线上的管数 = 1.1 = 1.1 110 = 9.4 10管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离 = 1.3 = 1.3 25 = 32.5mm估算壳体内径 =

46、( 1) + 2 = 32 (12 1) + 2 32.5 = 353mm，向上圆整为 400mm因为换热器并不是本次设计的主要内容，只是进行了基本尺寸的计算，在核算压降和核算总传热系数，设计数据满足要求后，还需要对换热器的各种附件进行设计和选型，此处略去。6.2 接管（1） 塔顶蒸汽出口管接管：此管的直径必须适当，以免产生过大的压力降。取蒸汽流速为1 = 20m/s。则塔顶蒸汽出口管直径 4,1 = = 0.284m 299mm（圆整）136001采用299 7.5mm的无缝（2） 回流液管：，配用具有凸面密封的板式平焊管法兰。用泵输送，流速取2 = 2.5m/s，则回流液管直径 4,2 =

47、 = 0.041m 42mm（圆整）136002采用42 2.5mm的无缝，配用具有凸面密封的板式平焊管法兰。（3） 加料管径：料液由泵送入塔内时，速度取为3 = 2.5m/s，则加料管径： 4,3 = = 0.027m 28mm（圆整）136003采用28 2.5mm的无缝，配用具有凸面密封的板式平焊管法兰。（4） 残液排出管径：流速取4 = 1m/s，则残液排出管直径34 4,4 = = 0.037m = 38mm136004采用38 2.5mm的无缝，配用具有凸面密封的板式平焊管法兰。（5） 加热蒸汽管径蒸汽流速取5 = 30m/s，则加热蒸汽管直径 4,1 = = 0.257m 273mm（圆整）136001采用273mm 6.5mm的无缝，配用具有凸面密封的板式平焊管法兰。6.3 其他除了物料进出所需接管外，精馏塔设备还需测温口、测压口和液位计口接管。考虑在塔顶和塔底分别设置测温口接管、测压口接管各一