乙醇-水筛板精馏塔设(化工原理课程设计)

(一)设计题目乙醇—水二元物系筛板式精馏塔的设计(二)设计条件常压：P=1atm处理量：100kmol/hTOC\o"1-5"\h\z进料组成：0.45馏出液组成：0.88釜液组成：0.12塔顶设全凝器，泡点回流加料热状况：q=0.98回流比R=(1.1-2.0)R.回流比min单板压降□0.7kPa(三)设计内容(1)精馏塔塔体工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算(2)绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设计条件图。(3)撰写精馏塔的设计说明书。化工原理单元设计任务书错误！未定义书签。TOC\o"1-5"\h\z第一章前言1精馏原理及其在工业生产中的应用1精馏操作对塔设备的要求1常用板式塔类型及本设计的选型2本设计所选塔的特性3第二章精馏塔的工艺设计5全塔物料衡算5温度计算5气相组成计算6摩尔组成计算8混合液体表面张力计算9平均相对挥发度的计算13精馏段和提馏段操作线方程14逐板法确定理论板数及进料位置14理论板数的计算14实际塔板数及加料位置的计算错误！未定义书签。全塔效率的计算16粘度计算16板效率计算16第三章热量衡算18加热器热负荷及全塔热量衡算18热量衡算19第四章精馏塔的主要工艺尺寸的计算20.1体积流量的计算20塔径的计算21溢流装置的计算22堰长lW22溢流堰高度22A弓形降液管宽度W和截面积f23d降液底隙高度23塔板布置24边缘区宽度确定24开孔区面积计算24筛孔计算及其排列24口有效高度Z（以精馏段为例25总高度计算25第五章精馏塔立体力学计算27塔板压降27液面落差28液沫夹带29漏液29液泛30第六章塔板负荷性能图31漏液线31液沫夹带线32液相负荷下限线33液相负荷上限线33液泛线33结束语37主要符号说明38附录1错误！未定义书签。参考文献40化工单元设计教师评分表错误！未定义书签。摘要精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本设计采用浮阀精馏塔，进行甲醇－水二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。本设计是以乙醇--水物系为设计物系，以筛板塔为精馏塔设备分离乙醇和水。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，是叫完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板9块，，回流比为1.3，算出塔效率为0.45，实际板数为20块，尽料位置为第9块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为米，通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据交均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键词：乙醇--水，精馏，筛板塔AbstractDistillationisoneofthemostcommonlyusedmethodsofseparation,whichisbasedontheprincipleofmultiplepartialcondensationtoachievecontinuoushighpurityseparation.Thedesignusesfloatvalvedistillationcolumnfortheseparationofmethanolwatertwoyuansystem,thisdesignforthetwoelementsystemofdistillationcolumnanalysis,calculation,calculation,drawing,soastoachievethepurposeoftwoyuan.Thisdesignisinethanolwatersystemdesign,thesieveplatedistillationtowerequipmentseparationofethanolandwater.Sieveplatetoweristhemaingasliquidmasstransferinchemicalproductionequipment,thisdesigntosolvetheproblemofbinarysystemofethanol-waterdistillationanalysis,selection,calculation,accounting,drawingandsooniscalledacompletetheprocessofdistillationdesign.Byplatecalculatedtheoreticalplatenumber9,refluxratiois1.3,thecalculatedcolumnefficiencyof0.45,theactualnumberofboardfor20blocks,asrawmaterialsforthe9,towerdiameteris1meter.Bycalculatingthefluidmechanicsofthesieveplatetower,Mingtheindicatordataofthecrossareinlinewiththestandardscouldobtainedinthedesignandcalculationofthemainprocessdimensionofplatetower.Thedesignprocessisthenormaloperationright.Keywords:ethanol-waterdistillationtraytower第一章前言第一章前言1.1精馏原理及其在工业生产中的应用（1）精馏原理：化工生产常需将液体混合物分离以达到提纯或回收有用组分的目的。分离互溶液体混合物有许多种方法，蒸馏是广泛应用的一种方法。液体具有挥发而成为蒸汽的能力。各种液体的挥发能力不同，因此，液体混合物汽化后所生成的蒸汽组成与原来液体的组成是有差别的，蒸馏就是藉液体混合物中各组分挥发性的差异而进行分离的一种操作。（2）精馏应用：在精馏时，共沸组分能以恒沸物的形式从精馏塔顶蒸出，工业上把这种操作称为恒沸精馏。恒沸精馏的过程中，所加入的共沸组分必须从塔顶蒸出，而后冷凝分离，循环使用。因而恒沸精馏消耗的能量（包括汽化共沸剂的热量和输送物料的电能）较多。恒沸精馏生产无水酒精有很大的优点。作为塔底产品的乙醇并不汽化,要分出的水只占料液的极小部分共沸物）相对较小。三元恒沸物的冷凝液分为轻重两相质量进一步提高.所示的工艺适于生产质量要求不高品。用该法生产的无水酒精,可广泛应用于化学、也适用于汽油醇等方面。（无水酒精）,又不需要很大的回流比,故汽化量（三元,夹带剂易于分离,循环利用。,只对酒精度有严格要求的产医学、医药、电子、化妆品等行业。1.2精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气液两相之间的传质，而作为气液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：气液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。（2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。（6）塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.3常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔可分为泡罩塔、筛板塔、浮阀塔。①泡罩塔:塔板上开有若干个孔，孔上焊有短管作为上升气体的通道，称为升气管。短管上覆以泡罩，泡罩下部周边开有许多齿缝，齿缝一般有矩形，三角形及梯形三种，常用的是矩形；泡罩在塔板上依等边三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持塔板上有一定厚度的流动液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成了鼓泡层和泡沫层，为气液两相提供了大量的传质界面。在泡罩塔板上由于有升气管，即使在很低的气速下操作，也不至于产生严重的漏液现象，当气液负荷有较大波动时，仍能保持稳定操作，塔板效率不变，即操作弹性较大；塔板不易堵塞，适用于处理各种物料。其缺点是结构复杂、造价高；气体流径曲折，塔板压降大，生产能力及板效率较低。□□□：□□□□□□□□□□□□,□□□□□3口8mm,□□□□□□□□三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰，使板上能维持一定厚度的液层，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，气液间密切接触而进行传质。在正常操作气速下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。筛板的优点是结构简单，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，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。□□□：□□□□□□□□□□□□□□①39mm□□,□□□□□□□□□□上下浮动的阀片。目前国内已采用的浮阀有五种，但最常用的型式为F1型、V-4型及T型。阀片本身有三条“腿”，插入孔后将各腿底脚扳转90°角□□□□□□□□□（8.5mm）；□□□□□□□□□□□□□□□□□,时，靠这三个定距片使阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，阀片与塔板间始终保持2.5mm的开度供气体均匀地流过，避免了阀片启闭不匀的脉冲现象，的点接触也可防止停工后阀片与板面粘结。操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板间的间隙与板上横流的液体接触。浮阀开度随气体负荷而变。在低气量时，开度较小，气体仍能以足够的气速通过缝隙，避免过多的漏液；在高气量时，阀片自动浮起，开度增大，使气速不致过大。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，由于阀片可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，故塔板效率高。其缺点是处理易结焦、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下降。本设计采用的是浮阀式精馏塔。1.4本设计所选塔的特性本设计之所以采用筛板精馏塔，是因为具有以下特性：（1）气液处理量大；2）操作稳定，弹性大；3）流动流体的阻力小；4）结构简单，材料耗能小，造价和安装容易；5）耐腐蚀不易堵塞，方便操作，调节和检修；6）塔内的滞留量小。筛板塔是板式塔中较早出现的塔形之一，它综合具有结构简单，生产能力大，塔板效率较高，压降小等优点，不足之处是操作弹性较小，筛孔也易堵塞。使用曾一度受限制，但是近几十年来，经过大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方案法，还开发了大孔径筛板，导向筛板等形式，使筛板的不足得到补救，即合理的设计可以保证较高的操作弹性。现在，筛板塔已经成为生产上最广泛采用的塔径之一。，用以限制阀片在当气速很低阀片与塔板生产能力大；制造维修方便，第二章精馏塔的工艺设计2.1全塔物料衡算将各项组成由摩尔分数换算为质量分数：已知x/46x/46+1—x/18

x/46x/46+1—x/18x/461746+1^7718=0.45=0.88=0.12F=D+WXFXDXW换算为质量分数x=67.65%x=94.93%x=25.84%解得D=43.42W:55.582.2温度计算由附表1中数据，利用插值法求得tD、tW、tFt80.7-79.8t—80.7进口温度f：=—F39.65-50.7945-39.65tF=80.27℃tn78.15-78.41_t—78.15塔顶温度d：=—D89.53-74.7288—89.43tD=78.18℃t95.5—89.0t—95.5塔底温度:=tW=85.46℃1-11_11_11_1@・w1.90—7.2112-1.90_t+1□□□□□□□：t1=尸2口=80.27+78.1812t+1Fw80-27+8546=79.23℃提馏段平均温度：\=2=二___二^=82.87℃22t+1+1t“-W~D80.27+78.18+85.46.全塔平均温度：［=3=3=81.30℃2.3气相组成计算已知：混合液体密度：混合气体密度：1aa已知：混合液体密度：混合气体密度：1aa=+—BPLPAPB口a□□□□□，TPMP二一0v224Tp0M为平均相对分子质量）塔顶温度：tD=78.18℃气相组成：yD=88.11%y.78.41-78.15二78.18气相组成：yD=88.11%D：=78.15—89.43100y—89.43D进料温度：tF=80.27℃气相组成：y80.7-79.880.7-80.27yyF:=yF=63.33%61.22—65.6461.22-100yF塔底温度：tW=85.46℃气相组成：y86.7—83.386.7—85.46y%:=%=4.66%43.75—47.0443.75-100yW精馏段：平均液相组成1nx+X0.88+0.451：―^——f==66.50%22平均气相组成yny+y0.8811+0.6333，：-DF==/5./2%22液相平均分子量：M=46x0.6650+18x(1-0.6650)=36.62kg/kmolL1气相平均分子量：M=46x0.7572+18xG-0.7572)=39.20kg/kmolv1提馏段：平均液相组成x&+X_0.12+0.452：^f==28.50%22平均气相组成y口y.十九0.4666+0.6333,2：rF==55.00%22液相平均分子量：ML2=46x0.285+18x(1-0.285)=25.98kg/kmol

气相平均分子量：M=46x0.55+18x(1-0.55)=33.40kg/kmol气相平均分子量：V2t=80.27℃85-80_85-80.27p=734.73kg/m3OF730-735730-pOF85-80_85-80.27p=971.63kg/m3WF968.6-97.18730-pWF10.6765p734.73F1-0.0675+971.63p=800.00kg/m3FtD=78.18℃85-80_85-78.18p=737.00kg/m3OD730-735730-pD85-80_85-78p=973.08kg/m3WD968.6-971.8968.6-pWD10.9493p737D1-0.9493一+973.08p=746.27kg/m3D根据附表3中数据，利用插值法求得在。□W□I□□□□□□□□□t=85.46℃100-95100-95.38p=729.45kg/m3716-720716W—pOWOW90-8590-85.46p=968.30kg/m3965.3-961.85965.3-pWWWW10.25841-0.2584p=892.76kg/m3—二+p729.70W968.30Wpp+p800+746.27精馏段平均密度L:p=F-p-D-==773.14kg/m3L122pp+p800+892.76提馏段平均密度L2:p=jD==846.38kg/m3L222

2.4DDDDDDM=xx46+G—x)x18=42.64kg/kmolDDDM=xx46+G—x)x18=30.6kg/kmolFFFF=xx46+G—x)x18=21.36kg/kmolM+MLDLF242.64+30.6=36.62kg/kmolM+MLFLW230.6+21.36=25.98kg/kmolMvd=46xy+G—y)x18=42.67kg/kmolMvdMvf=46xy+G—y)x18=35.73kg/kmolMvfMV1MV2PVDPVW=58xy+G—MV1MV2PVDPVW=58xy+G—y)x18=31.07kg/kmolwM+M——VDVF2M+M——VWVF2=39.20kg/kmol=33.40kg/kmol二35.73+273」5、=1.23kg/m322.4x273.15+80.27)42.67+273.15、22.4x(273.15+78.18)=1.48kg/m331.07+273.15、22.4x(273.15+85.46)=1.06kg/m31.55+1.24=1.40V11.55+0.76,“=1.1622.5DDDDDDDDDD□□□□□q=2)o14=中o14+中o14swswsoxV+xVSWWsoxVB=lgswsoA=lgQ=0.441q注□□□□ODOWOFWFoV23-oV23w、o、saaaaaD□□□□□□□□□□□46□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□q=2。POD737=62.42mL46POW729.45=63.06mL46POF734.73=62.61mL18971.63=18.53mLWFm18=-==18.50mLwdp973.08WD=mW^=18=18.58mLWWp968.30WW□□：tD=78.18□tF=80.27□tw=85.461□□□□4□□□□□□4□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□90—8016.2—17.1590—80.27—16.2—oOF80—70_17.15—1880—78.18=17.15—oOD100—9015.2—16.2100—85.46=15.2—oOWtD□tw□tF□□□□□□□□□□□o=16.300Fo=17.32ODo=16.65OWoo=62.41WFo=62.94WDo=61.56WW□□□□□□□□□□□□□□a90—8060.7—62.690—80.27—60.7—oWF80—7062.6—64.380-78.18=62.6—oWD100—9058.8—60.7100—85.46=58.8—oWW□□□□□□□：①2[G—XVIWD=DD\WD①xV1—xV+xVODDODDWDDOD旗—0.88»18.5010.98x62.42x5—0.88)x18.50+0.88x62.241=1.41x10-3

B=lg］疆］=1gG.64x10-5)=—2.85即OD」Q=0.441Q=0.441x专xOV232—ODOD—OV3qWDWD=0.441xx273.15+78.1817.32xG242'3=0.441xx273.15+78.182=—0.76A=B+Q=—2.85—0.76=—3.61A=1g①+PA=1gSWDSCD3=3=0.015SWD3=0.985SODo=17.72MDo14=0.015x(62.94)14+0.985x(17.32)14o=17.72MD□□□□□□□：①2［G—XVIWF=FF\WF=1①xV1—xV+xVJOFFOFFWFFOF二J1—0.45)x18.531r0.45x63.61x5—0.45)x18.6153+0.45x63.61J=0.09B=1gl^wfI=1g0,09=—1.046LOF」Q=0.441x专x

OV232—OFCF—OV3qWFWF=0.441x—62.41x(18,53>32r=0.441x—62.41x(18,53>3x273.15+80.272=—0.78A=B+Q=—0.78—1.046=—1.83

A=lgq+9=1SWFSOF□□□□□□：①□□□□□□：①=0.1144SWF①=0.8856SOFo=19.45MFo14=0.1144x(62.41)14+0.8856x(16.30)14o=19.45MF□□□□□□：①2[G-XVIWW=WW\WW=1①XV1-XV+XVJOWWOWWWWWOW二[1-0.12)x18.581.0.12x63.06x5-0.12)x18.58+0.12x63.06J=1.477B=lgl9wwI=lg1.477=0.169Lqow」Q=0.441x*Q=0.441x*xoV23—OWOW-oV3qwwww=0.441xx273.15+85.4616,65x(63.06)3-61.56x(18.58=-0.74=-0.74+0.169=-0.571A=A=lg(9J、SOW/9+9=1SWWSCW①=0.40SWW

①=0.60SOWoo=29.59MWo14=0.9426x(61,56)：+0.0574x(16.65)14=2.332DF18.6018.60-24.52o+o17.72+19.45TOC\o"1-5"\h\zO=—MFMD--二i22o+o29.59+19.45O——MFMW-2222.6DDDDDDDDDDyxA」a二yx=BxF=0.275yF=0.6333yxA,yxBA=1—xjy^!C=0.6333G-0.45)FFG—0.6333力.45aF=2.11D=0.88yD=0.8811yxA」yxBA=1—xjy^xD~=0.8811G—0.88)DDG—0.8811力.88d=1.01xw=0.02yw=0.1777yxAByxAByxBAa-6.41

WG-x)-y>fW=0.4666(1-0.12)WWG-0.4666力.0121.01+2.111”=1.5622.11+6.41…=4.26a□□22.11+1.01+6.41=3175a-aD-aw-2.72

□2.7精馏段和提馏段操作线方程平衡线方程dxx2.72x平衡线方程dxxy=1+(a-1)x-1+1.72xq线方程q

qq线方程q

q-1xq-1xF0.98-0.020.02联立上述两方程，解得联立上述两方程，解得xq=0.0052yq=0.6858最小回流比Rmin0.88-0.6858y-x0.6858-0.4452qq=1.2R=1.1R=1.3min精馏段下降蒸汽量：L=RD=3.1x44.79=138.85kmol/h精馏段上升蒸汽量：V=(R+1)D=(3.1+1)x44.79=183.64kmol/h提馏段下降蒸汽量：L=L+qF=154.45kmol/h提馏段上升蒸汽量：V=V用q-1DF=97.86kmol/h带入数据得出精馏段操作线方程：yn+1R1.3x=——xR+12.3提馏段操作线方程：ym+1LxVmWxxW=1.578x-0.069Vm2.8逐板法确定理论板数及进料位置2.8.1理论板数的计算已知：平衡方程：dxxy=1+td-^2.72x1+1.72x精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：y=0.565x+0.382

n+1ny=1.304x-0.0061

m+1my=x=0.88一™1D口馏a-(a-1)yi0.880.88+2.72G—0.88)=0.81=0.565x=0.565x0.81+0.382=0.84^方>=0.565x0.66+0.382=0.76^平衡方0>口口一等二0.660.84+2.72U—0.84)0.760.76+2.72G-0.76)".=0.565=0.565x0.54+0.382=0.88—方>0.69+2.72G—0.69)".y5y5二0.565x0.49+0.382二0«0.66+2.72(1-0.66);.X=0.42<X=0.45,□□□□□□□5F□□□□□□□y=1.578x0.42-0.069=0.59382"变=0.34960.5938+2.7(1-0.5938口口y=1.578x0.3496-0.069=0.4827—平衡方程——>30.4827X30.4827+2.7(1-0.4827-0.2554y4-1-578x0.2554-0.069-0.33400.3340口馏口馏0.3340+2.7(1-0.3340-0.1557平衡方程>y5二1.578xg-0.069二0.1平衡方程>-二0.0-二0.0□x50.24661767+2.7(1-0.17因为x<x-0.12,□□□□□□□□9块5W2.9全塔效率的计算2.9.1粘度计算已知：T=79.23℃1t-87.83℃根据附表22中数据，利用插值法求得：0.3439—0.355N—0.35582.79-8079.23-80H=0.3584mpa水0.433—0.495日—0.495I:-^醇乙醇82.79—8079.23—80日-0.5121mpa乙醇小0.3148-0.355J-0.35590—8082.87—80W-0.3665mpa水乙醇0.406-0.495从‛—0.495——乙醇90—8082.87—80H'=0.5205mpa乙醇□□□□：h=hx+hG—x)=0.5121x0.6650+0.3350x0.3584=0,46061乙醇1水1□□□□：h-H'x+H'G-x)=0.5205x0.2850+0.7250x0.3665-0.47772乙醇2水22.9.2板效率计算□□□□□□□□□□□ET=0.49xQ匕I。。式中：a--塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度HL--塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mpa.s精馏段*=1.56《=0.4606所以E=0.49xG.56x0.4606K*=0.53N=Ni=3=8]tp精E0.53T1提馏段a2=3.71%=0.4777所以E'=0.49x(3.71x0.3=0.4777=0.42TN5N=—T2-==12]P提E0.42T22.8.2实际塔板数及加料位置的计算N=N+N=8+12=20]pp精p提得出全塔共20块板，进料位置是第9块板。第三章热量衡算3.1加热器热负荷及全塔热量衡算已知：tD=78.18℃tF=80.27℃tW=85.46℃(1)塔顶温度tD下的比热容对于乙醇查液体比热容共线图t=78.18口，查得C=3.46kJ/(kg-k);159.16kJ/(kmol-k)DPOC-C4.195-C80-78.18.尸W,80尸W,78.0018=尸W,78.18=C—C4.195—4.18580—70PW,80PW,70C=4.193kJ/(kg•k)=75.47kJ/(kmol•k)PW,78.18C=Cx+C(1-x)=157.49kJ/(kmol・k)PDPODPWD(2)进料温度tF下的比热容t=80.27℃，查得C=3.51kJ/(kg-k);161.46kJ/(kmol-k)FPOC-C4.208-C90-80.27-PW,90PW,8270=PW,8270=C-C4.208-4.19590-80PW,90PW,80C=4.179kJ/(kg•k)=75.22kJ/(kmol•k)PW,80.27C=Cx+C(1-x)=114kJ/(kmol・k)PFPOFPWF(3)塔底温度tW下的比热容t=85.46口，查得C=2.94kJ/(kg-k)=135.24kJ/(kmol-k)WPOC-C4.220-C90-85.46-PW,90PW,8546=PW,8546=C-C4.220-4.20890-80PW,90PW,80C=4.216kJ/(kg•k)=75.80kJ/(kmol•k)PW,85.46C=Cx+C(1-x)=76.99kJ/(kmol・k)PWPOWPWW

(4)塔顶温度下的汽化潜热Y=598.01kJ/kgy=1241kJ/(kmol-k)OWY=yx+y(1-x)=598x0.98+1241x0.08=610.86kJ/kgODWD3.2热量衡算FBDWCQf=0所以DWCFBDWCQf=0所以DWC由于塔釜热损失为10%，则“=90%所以Q，=QB=71329.19kJ/hBH式中：QB加热器理想热负荷，kJ/hQB'--加热器实际热负荷，kJ/h式中：QB加热器理想热负荷，kJ/hQB'--加热器实际热负荷，kJ/hQD塔顶馏出液带出热量，kJ/hQW塔釜馏出液带出热量kJ/h表4-1热量衡算计算结果项目进料冷凝器塔顶流出液塔底残液再沸器平均比热容(kJ项目进料冷凝器塔顶流出液塔底残液再沸器平均比热容(kJ/(kmol•k)1114157.49热量1006278121973.04550210.21405423.9479254.66Q/(kJ/h)

4.1体积流量的计算已知：第四章精馏塔的主要工艺尺寸的计算R=1.2R4.1体积流量的计算已知：第四章精馏塔的主要工艺尺寸的计算R=1.2R=1.1R=1.3minmin精馏段：已知：L=RD=0.016kmol/sV=(R+1)D=0.028kmol/sM=36.62kg/kmolL1p=773.14kg/m3L1则质量流量：M=39.20kg/kmolV1p=1.36kg/m3V1L1=ML1L=36.62x0.016=0.59kg/sV=MV1V=39.20x0.028=1.13kg/s体积流量：S1L1S1L10.59773.14=7.68x10-4m3/sVSVS2—1p1.13V==0.83m3/s11.36提馏段：已知：q=0.98L=L+qD=0.0278kmol/sq-1DF=0.0274kmol/sM=25.98kg/kmolM=25.98kg/kmolL2p=846.38kg/m3L2M=33.40kg/kmolV2p=1.15kg/m3V2则质量流量：L2=Ml2L=25.98x0.0278=0.68kg/s

匕二MV22V=33.40*0.0274=0.80kg/s体积流量：LSLS2—2P0.68,==7.79义10-4m3/s846.38S2PV20.801.15=0.70m3/s4.2塔径的计算精馏段：由u=（安全系数）xumax由u=（安全系数）xumax，安全系数C=0.610.8,umax=P-PLPV式中C可由史密斯关联图查出。横坐标数值：L广联图查出。横坐标数值：L广XS1PL1PV1=0.0292取板间距=0.40m,h=0.06m则LH-h取板间距=0.40m,h=0.06m则LH-h=0.34mTL查图可知：C=0.095920C=C[is0.2=0.09570x(18.44)0.2=0.095u=0.095xmax773.14-1.36=2.26m/s1.3644VS1兀u1=0.7u=0.7x2.26=1.58m/smax4x0.83=0.82m圆整D1=1m,横截面积=0.785圆整D1=1m,横截面积=0.785x12=0.785m2,空口气口Vu1=才T0.83=1.06m/s0.785提馏段：横坐标数值：L声乂S2pL2pV2=0.0287查图可知：C=0.0956920o.2(2452、提馏段：横坐标数值：L声乂S2pL2pV2=0.0287查图可知：C=0.0956920o.2(2452、=0.09569xI20)0.2=0.0996圆整Du=0.0996maxu=0.7u1max4VS2兀u2x846.38-1.15=2.8921m/s1.15=0.7*2.8921=2.0245m/s4X1.42=0.8939m3.14x2.0245A'T:0.785*12:0.785m2,□□□□u'20.70.7850.89m/s4.3溢流装置的计算口径D=1m,□□□□□□□□□□□,□□□□□□□,□□□□□□：堰长lW取l=0.6D=0.6义1=0.6W4.3.2溢流堰高度精馏段：hOW2.84EIL

100017)hOW2.84EIL

100017)W2

、3出x1X1000(7.68义10-4*36000.65=0.0075mh=h-h=0.06-0.0075=0.0525mWLOW提馏段：h'OW2.84/LE一1000至x1x1000(7.79x10-4x3600120.653=0.0075m==0.0525mh'=h'—h'=0.06—0.0075WLOW4.3.3弓形降液管宽度和截面积查图得出查图得出A-4-=0.0721T

WD=0.124A=0.0721x3.14=0.226m2fW=0.124x2=0.248md验算降液停留时间精馏段：AH/~TLS10.057XO,=29.69s7.68x10-4提馏段：AH一~TLS20.057x0.4=29.27s7.79X10-4停留时间0>5s,故降液管可用。4.3.4降液底隙高度精馏段：取降液底隙的流速u=0.13m/取降液底隙的流速u=0.13m/s0luW07.68x10-4=0.0091m0.65x0.13h—h=0.06—0.0091=0.0509提馏段：取降液底隙的流速u=0.13m/s取降液底隙的流速u=0.13m/s0L则h'=-Sr-

0luW07.79X10-4=0.0092m0.65x0.13h'W—h'=0.06—0.00920=0.05024.4DDDDDDDDDDD□W=0.035mW=0.065mSCDDDDDDD□□□□□Aa□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□,冗r2.x)r2—x2+sin-1—180r)x=D-W+W)□□□2dS,m•一xsin-1—r□□□□□□□□□□1(0.124+0.065)=0.311m2-0.035=0.465兀r2.x)+sin-1—180r)=2xf0.311x=2xf0.311x

k”「八…3.14x0.462•0.34)0.4652-0.3112+sin-11800.465；=0.532m24.4.3DDDDDDDD□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□5□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□5=3mm□□□□□t=t=3义t=3义5=15mm0d0=5mm□□□□□□□□□□□□□□□□筛孔数目：1.158An=at2式中：AAa--鼓泡区面积，m2n--筛孔的中心孔距，则：n=1158X103则：n=1158X103X筌=2738个152开孔率：d中=0.907(f)x100%=

t0.907——x100%=10.11%3.02气体通过筛孔的气速：精馏段V0.83u=—S-==15.46m/s0A0.05370提馏段V0.7u1=f=——=13.04m/s0A0.053704.4.4塔有效高度4.4.4塔有效高度Z(以精馏段为例Z=7X0.4=2.8m4.4.5总高度计算⑴塔顶封头本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=2000mm,查得由曲面高度本设计采用椭圆封头，有公称直径DN=2000mm,查得由曲面高度h=500mm，1直边高度A=4.5873m2，容积V=1.1729m3,□□□□□：直边高度H=h+h=500+40=54m112⑵塔顶空间设计中取塔顶间距H=2H

a=2x0.40=0.8m,□□□□□□□T1.2m塔底空间高度塔底空间高度⑶塔底空间HB□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□,□□□□留时间为5min，则塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m,则tL'x60—V5x7.44x60—1.1729―s==2.541m0.785V——口头容积⑷进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距H=800mmF⑸裙座□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□16mm。□□□□□：□□□□□：□□□：□□□□□：D=(2000+2x16)-(0.2〜0.6)x103=1632mmD'=(2000+2x16)+6.2〜0.6)x103=2432mmboD=1800mmD=2600mm□□□□□□□□□□□bi/、boH=(n—n-1)H+nH+H+H+H+HFTFFDB123m。=(20-1-1-1)x0.4+1x0.8+1.2+0.6x1+2.541+0.54+3=15.481mDDDDDDDDDDDD5.11□降□□□:⑴□□□□r丫0.051uC0-0P1C=0.840h=0.051CI0.84只=0.0304□□⑵□□□□□□□□hh□□h=Ph=B（h+h）LWOWV0.83S

A—A0.785—0.057Tf-1.14-1.141.36-1.33□F01P-0.971—0.355Fa+0.075Fa2-0.633h-0.633（0.06）-0.0380m□□i⑶□□□□□□□□□□□4oLPgdL104X18.6X10-3773.14x9.81x0.005-0.00196m□□□□□□□□□□□□□□□h-0.0380+0.00196+0.0304P1hPAp=hpg-0.07036x773.14x9.81-533.65pa□0.7kpa1P1L10.07036m□□□□□⑴□□□□(he(he=0.051u

cQ_0py

pLd0d0=5&=1.67□63□□□C=0.840h'=0.051C(13.04h'=0.051C(13.04丫(1.15I0.84；1846.38；=0.0167m⑵□□□□□□□□hhi□口+h)

OWV

^——V

^——A—ATf0.700.785—0.057=0.96F’=0.961.15=1.03aFF□F01p’=0.971—0.355Fa’+0.075Fa’2=0.685h=0.685x0.06=0.0411m□□i⑶□□□□□□□□□□□M4x24.52x10-3h'=―—==0.00236m□□◎pgd846.38x9.81x0.005L20□□□□□□□□□□□□ah=□□□□□□□□□□□□ah=0.0167+0.0411+0.00236P20.060m□□Ap=0.06x846.38x9.81=499.51pa10.7kpaP25.2口面口口□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□□a□□□□□5.3DDDD5.7x10-6ual—oH-hLiTTh=2.5h=2.5x0.05=0.15mfLeVi5.7x10-6(1.14fa1.86x10-210.40-0.15/=0.039kg}/kg}<0.1g□/kg}5.7x10-6(u'02-H-hTTf73.2h=2.5h=2.5x0.05=0.15mfL□e5.7x10-6(0.963.22.452x10-3(0.40-0.15)=0.017kg}/kg}<0.1g□/kg}5.4DD□□□□□□□□□□□U0min□□□□□□□□：u=4.4C(0.0056+0.13h-h)Pl0min0L0PV=4.4x0.84(0.0056+0.13x0.06-0.00196)773.141.36=9.43m/s□□□K:k==15竺=1,64>1,5u9.430min□□:u'=4.4C().0056+0.13h-h')Pl0min0LopV

=4.4x0.84(0.0056+0.13x0.06—0.00236)846.381.15=10.54m/s□□□□K:k=-u0-=1304=1,52>1.5u10.540min5.5DD□□□□□□□□□□□□□□□□□aHd□□□□□□□:H<p(H+h)dTW□□□□□□□□□□中取0.5口则□□：①(H+h)=0.5x(0.4+0.0525)=0.226TWH=h+h+hdpLd□□□□□□h=0.15。)=0.15x[768X10"丫=0.0195口口d010.65x0.0091)H=h+h+h=0.07036+0.06+0.0195=0.1499m□□H<d□□：①(H+h)=0.5x(0.4+0.0525)=0.226TWh=0.15(')h=0.15(')=0.15x(7.79x10-4110.65x0.0092)2=0.0195DQ=h+h+h=0.06+0.06+0.0195=0.1395m□口p2<p(HDDDDDDDDDDU=0minV―sminA0h=h+hLWOWhow2.84/U=0minV―sminA0h=h+hLWOWhow2.84/L1000l寸ww、23□：V=4.4CAsmin0040.0056+0.132.84JL

E1000-ho1PL1PV1=4.4x0.801x0.237x0.10140.0056+0.130.0462+2.84(3600xL、23x10000.65—0.00196773.14>1.366.1DDDu=4.4C(0.0056+0.13h—h)Pl0min0L0PV=4.65x0.0094+0.116LAs1V=4.4CAsmin0040.0056+0.132.84(L

E1000PL2PV2=4.4x0.801x0.237x0.10140.0056+0.130.036+2.84(3600xLx1000S20.657、23—0.00236>846.381.15=5.44x0.0089+0.166CAS2

在Ls□□□□□□□□□Ls值表,依上式计算出3-1Ls-Vs关Vs□,□□□□□□1系数据3-1口馏段提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0010.480.0010.550.0020.500.0020.560.0030.510.0030.580.0040.520.0040.593.26.2液沫夹带线3.25.76x10-6aH-hTfA-A0.785-0.0567Tf=1.37Vh=2.5h=2.5x(hOWhOW*x1x1000(3600L丫aH-hTfA-A0.785-0.0567Tf=1.37Vh=2.5h=2.5x(hOWhOW*x1x1000(3600L丫I0.65)3=0.892L23S精馏段：5.76x10-6(1.373VS18.6x10-310.4-0.1313-2.223Ls2/33.2=0.1整理得：V=1.26-9.85L23S1

提馏段：S1e'V5.7x10-6(1.373V3.2整理得：24.52x10-310.4-0.1313-2.223Ls=0.12/3V=1.47-11.77L23S2在操作范围内任取几个S2Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果见表3-2表3-2Ls-Vs关系数据Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.160.0011.350.0021.100.0021.280.0031.060.0031.230.0041.010.0041.17精馏段提馏段6.3液相负荷下限线h0006m对于平直堰，取堰上高度how0.006m,□□□□□□□□□□,□对于平直堰，取堰上高度hOW2.841000hOW2.841000^=0.006L-5.61义10-4m3/ssminAHT~TLS6.4AHT~TLS以0-4s□□□□□□□□□□□□□□□□□：AHL-^—--5.67义10-3m3/ssmin46.5液泛线H=y(H+h)H-h+h+hdTWdpLd联立得：口H+h1-h+h+h+hTWPWdOW

L3600Lh=2.84x10一3E(f"/3=2.84义10(注)2/3owL0.65w故h=0.89L2/3ows1由式精馏段：h=0.051c^v精馏段：h=0.051c^vi□=0.51(^1p0.84x0.0537L1)2(1.36773.140.0457Vs12h=h=eh=e(h+h)=0.55(0.0525+0.89L2/田=0.02610L0wowS1+0.49L2/3S1h=0.028+0.0457V2+0.49L2/3pS1S1h=0.153用dLs—h=0.153用dLs—)2Lh=0.153(L

s

0.65x0.0091)2=1267.92L2swowo将H=将H=0.40m

Th=0.0525mw0.5□□□□□：V2□□□□□：V2=3.26—30.20L2-17087.87L23s1s1s1提馏段：L3600Lh=2.84x10-3E(f)2/3=2.84x10(冷)2/3owL0.65w故h=0.89L2/3ows1由式h=h由式h=h+h+hpcloh=0.051u0h=0.051u0□(

cc0PV2)PL2V=0.051(s2——0.84x0.0537)2(1.15)=0.033V

846.38sh=8h=8(h+h)=0.5710.0525+0.89L2/30=0.02810L0wows1+0.508L2/3s2h=0.031+0.033V2+0.51L2/3s2ss2h=0.153用d-LS^)2=0.153(L2——Lh0.65x0.0092WO)2=684.56L2S2将H=0.4mT①h=0.0525m令w0.5整理得：在操作范围内任取几个Ls□,□□□□□□表3-3Ls-Vs关系数据Vs□,□□□□□□3-3精馏段提馏段Ls(m3/s)Vs(m3/s)Ls(m3/s)Vs(m3/s)0.0011.710.0012.000.0021.650.0021.910.0031.570.0031.830.0041.490.0041.74V2=4.39—20744L—40.3L23S2S2s由漏液线、液沫夹带线、液相负荷上限线、液限负荷下限线、液泛线分别画出精馏段和提馏段塔板负荷性能图如下图。提馏段3系系列1漏液线」液相负荷上限线液相负荷下限线0T-提馏段操作线00.0020.0040.0060.008LS(m3/S)2.5m1-5V10.5结束语课程设计是培养学生综合运用所学知识，发现，提出，分析和解决际问题，锻炼实践能力的重要环节，是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程