乙醇-水混合溶液连续精馏塔设计

广州大学化学化工学院《化工原理》课程设计精馏塔设计设计项目：乙醇—水混合溶液连续精馏塔设计姓名：班级：学号：指导教师：郑文芝、陈胜洲、王振平设计日期：2015年1月

26735前言 510421化工原理课程设计任务书 55036第一章设计方案的确定 698211.1概述 6119651.2基本原理 7252741.3确定设计方案原则 7297211.4设计步骤 8148211.5设计方案的内容 8135591.6操作压力 8286251.7加热方式 9181161.8进料状态 9185171.9回流比 965521.10热能利用 10103311.11工艺流程示意图 1010013第二章精馏塔的工艺设计计算 12209072.1设计任务和条件 1296522.2工艺计算 1356132.2.1精馏塔的物料衡算 1325432.2.2塔板数的确定 14727第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 18288103.1操作压力 18226843.2操作温度 1875703.3平均摩尔质量 18258873.4平均密度 19249223.5液体平均表面张力 2129048第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算 22313314.1塔径的计算 2273624.2精馏塔有效高度计算 24886第五章浮阀塔的选定及工艺尺寸的确定 2457185.1溢流装置计算 2414193 2731451第六章塔板流体力学验算 29247306.1精馏段流体力学验算 29293956.1.1气相通过浮阀塔的压降 29142016.1.2淹塔校核 30262496.1.3雾沫夹带校核 31218886.2提馏段流体力学验算 32313816.1.1气相通过浮阀塔的压降 32169176.1.2淹塔校核 33249096.1.3雾沫夹带校核 335296第七章塔板负荷性能图 34125007.1精馏段塔板负荷性能图 34156647.1.1雾沫夹带线 34109317.1.2液泛线 35193507.1.3液相负荷上限线 3623297.1.4漏液线 3668457.1.5液相负荷下限线 36182297.2提馏段塔板负荷性能图 3876387.2.1雾沫夹带线 38177347.2.2液泛线 39201367.2.3液相负荷上限线 39282527.2.4漏液线 40273647.2.5液相负荷下限线 4029911第八章热量衡算 43248458.1.1冷凝器热负荷和冷却水消耗量 4445598.1.2塔顶冷却器 44310798.1.3塔顶全凝器 45288418.2再沸器 454348.2.1再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量 46100778.2.2塔釜残液冷凝器 46134308.3进料预热器 47147348.4接管的尺寸以及选型 48289448.4.1进料管 48210858.4.2回流管 48170018.4.3塔顶蒸汽出料管 49297228.4.5釜液出口管 49246978.4.6加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管） 49169538.3.6全凝器冷凝水管 5026322第九章塔结构设计 5182339.1总体结构 51124579.1.1基本结构 52296439.1.2塔体的主要尺寸 5235709.1.3筒体与封头 5342349.1.4塔体总有效高度 53252239.2塔板结构 54144499.2.1法兰 551917参考文献 5719120结束语 5718438附录 58

前言化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有利用价值组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分液化或多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工或轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔形的操作特性，对选择、设计和分析分离中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的乙醇—水溶液这一二元物质中进行乙醇的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器。塔底再沸器。相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》等方面的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。化工原理课程设计任务书姓名：朱志豪 学号：1205200018一、题目：酒精连续精馏板式塔设计二、设计原始数据：1、乙醇－水混合物，含乙醇15%（质量），温度控制在接近饱和温度℃;2、产品：馏出液含乙醇81%（质量），温度控制在接近饱和温度℃;按间接蒸汽加热计;3、塔底出料:塔底液含乙醇0.1%（质量）4、生产能力：年产酒精（指馏出液）40000吨5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为0.5MPa。三、任务：1、确定精馏的流程，绘出流程图，标明所需的设备、管线及其有关观测或控制所必需的仪表和装置。2、精馏塔的工艺设计和结构设计：选定塔板型，确定塔径、塔高及进料板的位置；选择塔板的结构型式、确定塔板的结构尺寸；进行塔板流体力学的计算（包括塔板压降、塔的校核几雾沫夹带量的校核等）。3、作出塔的操作性能图、计算其操作弹性。4、确定与塔身相连的各种管路的直径。5、计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水量，确定每个换热器的传热面积并进行选型，若采用直接蒸汽加热，需确定蒸汽鼓泡管的形式和尺寸。6、其它。四、作业份量：1、设计说明书一份，其中设计说明结果要一项具体内容包括：塔板数、塔高、塔径、板间距、回流比、蒸汽上升速度、热交换面积、单位产品热交换面积、蒸汽用量、单位产品蒸汽用量、冷却水用量、单位产品冷却水用量、操作压强、附属设备的规格、型号及数量等。2、（1）设计说明书电子版及打印版，草稿各一份，若为手写版只交纸质版一份；（2）塔装配图（1号图纸）电子版及打印版1份。第一章设计方案的确定1.1概述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的应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同。使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。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计任务为分离乙醇一水混合物，由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。1.2基本原理在化工、轻工、石油等生产过程中，混合物的分离是生产过程中的重要过程。原料和中间产品有许多是由几个组分液相组成的均相混合物，为了对某些组分进行提纯或回收其中的有用组分以达到生产的目的，通常需要对混合物进行分离，蒸馏是分离液体混合物的典型单元操作，它通过加热造成气、液两相物系，利用物系的各组分挥发度不同的特性以实现分离的目的。当混合物中各组分的挥发度相差不大，而又有较高的分离要求时，宜采用精馏。由于乙醇比水在同样的条件下更容易挥发，所以本设计采用精馏，其中乙醇为易挥发组分，水为难挥发组分。1.3确定设计方案原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点：(1)满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。(2)满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。(3)保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。1.4设计步骤板式精馏塔的设计大体按以下步骤进行：(1)确定设计方案；(2)平衡级计算和理论塔板的确定；(3)塔板的选择；(4)实际板数的确定；(5)塔体流体力学计算；(6)管路及附属设备的计算与选型；(7)撰写设计说明书和绘图。1.5设计方案的内容设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。1.6操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：(1)压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。(2)考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。(3)真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。本设计是分离乙醇和水的混合物，由于两者都是液体，因此操作压力可以确定为常压，即是常压精馏。1.7加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。但由于直接蒸汽加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求。间接加热方式的优点是可以提供足够的热量，而且不会稀释釜内溶液的浓度。本次设计采用间接加热。1.8进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断：(1)进料预热的热源温度低于再沸器的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；(2)当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。本次设计以泡点进料方式进料。1.9回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。(1)根据本设计的具体情况，参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定；(2)先求出最小回流比Rmin，根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1~2倍，即R＝（1.1~2）Rmin；(3)在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。1.10热能利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。1.11工艺流程示意图(1)精馏流程总图图1-1精馏流程总图(2)原料液的物流走向图注：1、F为进料液物流；2、D为塔顶溜出液物流；3、W为塔底釜液物流。图1-2精馏工艺流程图(3)全凝器内物流的走向图注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程。图1-2全凝器物流流程图(4)再沸器内物流的走向图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程。图1-3再沸器物流流程图第二章精馏塔的工艺设计计算2.1设计任务和条件（一）设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇—水混合物。具体工艺参数如下：1、乙醇－水混合物，含乙醇15%（质量），温度控制在接近饱和温度℃;2、产品：馏出液含乙醇81%（质量），温度控制在接近饱和温度℃;按间接蒸汽加热计;3、塔底出料:塔底液含乙醇0.1%（质量）4、生产能力：年产酒精（指馏出液）40000吨5、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为0.5MPa。2.2工艺计算2.2.1精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数乙醇的摩尔质量：M乙=46kg/kmol水的摩尔质量：M水=18kg/kmol2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.物料衡算原料处理量………….D=kmol/h总物料衡算………….{{解得：F=1523.1kmol/h，W=1366.628kmol/h式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量物料衡算结果如下所示表2-1物料衡算表进出项目数量（kmol/h）项目数量(kmol/h)进料F1523.1产品D156.472塔底出量W1366.628合计1523.11523.12.2.2塔板数的确定2.2.2.1.理论塔板数NT的求取对于乙醇—水溶液的物系，可用图解法求理论塔板数。由手册查得乙醇—水溶液气液相平衡数据(见下表)，xyxyxy000.00350.04120.44270.62990.000040.000530.00390.04510.48920.6470.0001170.001530.00790.08760.540.66920.0001570.002040.01190.12750.58110.68760.0001960.002550.01610.16340.62520.7110.0002350.003070.02860.23960.67270.73610.0002740.003580.04160.29920.70630.75820.0003130.00410.05510.34510.74150.780.0003520.004610.06860.38060.75990.79260.00040.00510.08920.42090.77880.80420.000550.00770.110.45410.79820.81830.00080.01030.13770.48680.81820.83250.00120.01570.16770.51270.83870.84910.00160.01980.20.53090.85970.8640.00190.02480.24250.55220.88150.88250.00230.0290.2980.57410.89410.89410.00270.03330.34160.591110.00310.037250.40.6144回流比的确定先求出最小的回流比，然后再确定实际的回流比大小。利用公式：因为是饱和液体进料，故=0.06458q线方程与平衡线方程的交点坐标记为（），在图上通过平衡数据画出平衡线、对角线与q线方程，然后在图上通过已知坐标找出yq,即可确定坐标（）为（0.06458，0.365)然后代入公式为，操作回流比可以最小回流比的1.1-2倍，本次设计取1.6倍，代入数据得实际回流比为R=1.6×0.866=1.3856。（3）求精馏塔的气、液相负荷由于进料方式为泡点进料，故：（4）精馏段操作线方程为（5）提馏段操作线方程为理论塔板数的求解采用图解法求理论板层数，如图所示。求解结果为总理论板层数NT=8（不包括再沸器）精馏段理论板层数NT精=2提馏段理论板层数NT提=6（包括进料板）进料板位置NF=32.2.2.2.实际塔板数的求取（1）操作温度的计算塔底组成=0.00039156塔顶组成根据乙醇—水汽液平衡数据可得：塔底温度=99.8℃；塔顶温度=79.4℃平均温度89.6℃（2）粘度的计算在=89.6℃时，查得，，则（3）相对挥发度计算℃，乙醇的饱和蒸汽压为225.75KPa；水的饱和蒸汽压为101.33KPa℃，乙醇的饱和蒸汽压为105KPa；水的饱和蒸汽压为46KPa塔顶相对挥发度塔底相对挥发度平均相对挥发度（4）塔板总效率的计算根据，求得（5）实际塔板数NP的确定精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板数NP=N精+N提=4+12=16第三章精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1操作压力塔顶操作压力(常压)每层塔板压降进料板压力塔底压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.2操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中乙醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度℃进料板温度℃塔底温度℃精馏段平均温度℃提馏段平均温度℃全塔平均温度℃3.3平均摩尔质量1.塔顶混合物平均摩尔质量计算由，查平衡曲线得。2.进料板混合物平均摩尔质量计算由图解理论板得查平衡线得3.塔底平均摩尔质量计算：由，查平衡曲线得。4.精馏段混合物平均摩尔质量5.提馏段混合物平均摩尔质量3.4平均密度精馏段平均密度：液相密度由《流体力学与传热》附录二和P252有机液体相对密度共线图可得水和乙醇在不同温度下的相对密度。（设A为乙醇，B为水）塔顶液相平均密度。由℃，查手册得，塔顶液相质量分数进料板平均密度。由，查手册得，进料板液相质量分数精馏段平均密度塔底液相平均密度。由℃，查手册得，。5提馏段平均密度气相密度（1）塔顶：（2）进料板：（3）塔釜：（4）精馏段平均气相密度：（5）提馏段平均气相密度：3.5液体平均表面张力液相平均表面张力计算公式塔顶液相平均表面张力：由，℃，查得，，进料板液相平均表面张力：由，℃，查得，塔底液相平均表面张力：℃，查得，精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：3.6液体粘度:tDtFtw水（mPa▪S）0.35900.32250.2600乙醇（mPa▪S）0.44400.38900.3400由上表的数据可以分别计算粘度得：3.7气液相负荷量：精馏段：L=RD=216.154V=(R+1)D=373.28提馏段：第四章精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1塔径的计算由《传热传质过程设备设计》p180～182可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数有关：，故先确定空塔气速。1、精馏段：因为计算得到的K<0.02，故无法使用史密斯关系图查出，因此使用代替，再由算出最大允许塔空速，最后求出塔径。初选（塔径应在0.3—0.5m之间，需验证）对于乙醇和水的体系，因为它们之间没有泡沫产生，故泡沫性能系数取k=1.由前面计算可以知道精馏段的表面张力是则液泛气速为因为乙醇和水为不易气泡的体系，故安全系数k0取为0.7故操作气速为由3.7计算的气液相负荷知精馏段的气相速度为2m/s代入数据得将算出来的直径D进行圆整得直径为1600mm2、提馏段：取安全系数为0.7则空塔气速为按标准塔径圆整为D=1600mm由计算结果可以知道塔径为1.6m所对应的浮阀塔的板间距落在HT为350-450mm之间，故开始所取的板间距0.45m符合要求。3、塔径由上面得计算可得精馏段与提馏段的塔径进行圆整后均为1600mm校正：精馏段实际流速提馏段实际流速4.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开1个人孔，在精馏段开1个人孔，在提馏段开1个人孔，其高度均为0.8m。故精馏塔有效高度为第五章浮阀塔的选定及工艺尺寸的确定5.1溢流装置计算因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹型受液盘。各项计算如下：5.1.1溢流堰长：对于单溢流，取=1.12采用平直堰，堰上的液流高度可采用下式计算：--堰上液流高度，m--液流量，--堰长，mE—液流收缩系数，一般取E=1。5.1.2溢流堰高度及降液管底隙高度①精馏段：取E=1∴溢流堰高：降液管底隙高度：②提馏段：取E=1∴提馏的段溢流堰高：降液管底隙高度：因为均不少于6mm符合生产要求，采用平直堰。故降液管底隙高度设计合理。5.1.3弓形降液管宽度与降液管面积取溢流堰长，即，由弓形降液管的结构参数图查得：[参考文献3]P164图3-10，查表得：因此：弓形降液管所占面积弓形降液管宽度5.1.4液体在降液管中停留时间依式验算液体在降液管的停留时间，即，满足要求经检验，降液管设计符合要求。5.2塔板布置及浮阀数目与排列精馏段:1.阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即2.塔板布置由上知选取边缘区宽度，破沫区宽度计算鼓泡区有效面积，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t′。精馏段：考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用81mm而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-3），分成3，共安排浮阀个数。提馏段：1.阀孔数工业实验结果表明：阀孔临界动能因数一般为。取，阀孔气速为：根据式（为阀孔直径，F1型浮阀的阀孔直径，求每层塔板上的浮阀数，即浮阀阀孔的排列方式采用等腰三角形叉排。等腰三角形高取。则可按下式估算间距t′。考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用95.8应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图（见图5-4），分成3，共安排浮阀个数。重新核算以下的参数：①阀孔气速：精馏段：[3]P166提馏段：动能因数都在9-12之间，故合适。②塔板开孔率：精馏段：提馏段：开孔率在10%-14%之间，合适。③空塔气速：精馏段：提馏段：即适宜的空塔气速u=1.557m/s。④阀孔总面积：精馏段：提馏段：(其中，)第六章塔板流体力学验算6.1精馏段流体力学验算6.1.1气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液柱液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。6.1.2淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得，因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。6.1.3雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带按下式计算泛点率或板上液流径长度板上流液面积乙醇和水常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.104，将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。表6-1物性系数表系统物性系数K0系统物性系数K0无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统0.73氟化物0.9严重发泡系统0.60中等发泡系统0.85形成温度泡沫的系统0.30图6-1泛点负荷系数图6.2提馏段流体力学验算6.1.1气相通过浮阀塔的压降气体通过塔压降可根据下式计算：1、干板阻力计算：因为，故按下式计算，即2、湿板阻力计算：液体表面张力所造成的阻力很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：因此，单板压降为：故满足要求。6.1.2淹塔校核为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度层。可用下式计算，即1、与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。2、液体通过降液管的压头损失因不设进口堰，故可按下式计算，即3、板上液层高度取，则取，前已选定及求得因此计算结果表明：设计的塔板结构在给定的操作条件下，降液管不会发生液泛，即符合防止淹塔的要求。6.1.3雾沫夹带校核1、计算泛点百分率校核雾沫夹带按下式计算泛点率或板上液流径长度板上流液面积乙醇和水常系统，可按表6-1，查取物性系数K0=1，又由图6-1查得泛点负荷系数0.101将以上数值代入上式得：计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。第七章塔板负荷性能图7.1精馏段塔板负荷性能图7.1.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表7-1雾沫夹带线数据0.0010.0163.7773.1737.1.2液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，选为0.7代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式简化成与的关系：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于下表表7-2液泛线数据0.0010.0020.0030.0167.257.1737.0856.177.1.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则7.1.4漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：7.1.5液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。取E=1，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图9）由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由图7-1查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=图7-1精馏段操作弹性图7.2提馏段塔板负荷性能图7.2.1雾沫夹带线对于一定物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各数据代入上式，便得出，可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：整理得：由上式可知：雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任选两个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-3表7-3雾沫夹带线数据0.0020.0044.4374.3327.2.2液泛线由确定液泛线。忽略式中的项，选为0.7，代入数据得：因物系一定，塔板尺寸一定，则等均为定值，而又有如下关系，即式中阀孔数亦为定值，因此可将上式化为：在操作范围内任选若干个值，代入上式算出相应的值，并列于表7-4。表7-4液泛线数据0.0010.0020.0030.0047.7367.6277.5267.4437.2.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3~5s，依下式得：液体在降液管内停留时间求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，则7.2.4漏液线此线表示不发生严重漏夜现象地最底气相荷，对于F1型重阀，因动能因数时，会发生严重漏夜，故取计算相应的气相流量由下式可以求得：7.2.5液相负荷下限线对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m。取，就可作出液相负荷下限线。求出的下限值（常数），依次作出液相负荷下限线，该线与气体流量无关的竖直线。取E=1，则根据以上计算的数据，可分别作出(1)、(2)、(3)、(4)、(5)共五条线（见图10）由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由图7-2查出塔板的气相负荷上限，，气相负荷下限，所以操作弹性=图7-2提馏段操作弹性图精馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表项目数值及说明备注塔径D/m1.60板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.557堰长lW/m1.12堰高hW/m0.041板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.035浮泛数N/个220等腰三角形交叉阀孔气速u011.41阀孔动能因数F011.98临界阀孔气速uoc/9.96孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.075指相邻二横排的中心线距离单板压降△pP/Pa596.336液体在降液管内停留时间θ/s44.7降液管内清液层高度Hd/m0.122泛点率%66.5液相负荷上限(Ls)max/(m3/s)0.01584雾沫夹带控制液相负荷下限(Ls)min/(m3/s)0.000955漏液控制操作弹性4.387提馏段浮阀塔板工艺设计计算结果汇总表项目数值及说明备注塔径D/m1.6板间距HT/m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速u/(m/s)1.313堰长lW/m1.12堰高hW/m0.0219板上液层高度hL/m0.05降液管底隙高度h00.0159浮泛数N/个186等腰三角形交叉阀孔气速u013.21阀孔动能因数F011.94临界阀孔气速uoc/11.73孔心距t/m0.075指同一横排孔心距排间距t′/m0.090指相邻二横排的中心线距离单板压降△pP/Pa723.3液体在降液管内停留时间θ/s8.16降液管内清液层高度Hd/m0.1738泛点率%54.6液相负荷上限(Ls)max/(m3/s)0.01584雾沫夹带控制液相负荷下限(Ls)min/(m3/s)0.000955漏液控制操作弹性3.646第八章热量衡算8.1.1冷凝器热负荷和冷却水消耗量冷凝器的热负荷为式中因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可近似按纯乙醇进行计算知：又因为则全凝器的热负荷为冷却水的消耗量可按下式计算，即式中知：=4.182kJ/(kg.℃)又设冷却水进、出冷凝器的温度为25℃和40℃.则8.1.2塔顶冷却器产品冷凝后温度为79.08℃，经冷却器冷却到指定温度40℃。冷却介质为25℃的水，出口水温38℃。查《传热传质过程设备设计》p222附录4得，查《流体力学与传热》p242附录得T=79.4℃时的故冷却水用量查《传热传质过程设备设计》p20表1-11可取。又则由得，8.1.3塔顶全凝器塔顶产品出口蒸汽组成为81%（质量），温度为79.4℃，由上面的计算可以知道冷却水的流量为。设冷却水进口25℃，出口温度40℃，逆流换热。查《传热传质过程设备设计》p225附表4-6得产品蒸汽的汽化热为=1137.77kJ/kg,由前面计算可以知道冷凝器的热负荷为查《流体力学与传热》p182得列管式换热器总传热系数K值的范，取又由,得8.2再沸器塔底液经过再沸器动力泵进入再沸器中，全部加热至泡点循环到塔釜。一部分液体回流至塔内，一部分再经冷却器作为釜底溜出液。大型设备的再沸器采用列管式，为提高加热混合液的流速，通常安装冷却混合液在管内流动，蒸汽在管外冷凝。由于大型精馏塔很高，冷凝器一般安装在地面，回流液由泵来输送，属热液回流。其回流比控制较方便，冷凝器安装和清洗均较方便。加热釜液产生的蒸汽流量为，组成为0.01%，温度为99.8℃，查数据得用0.50MPa饱和蒸汽加热是水蒸气的温度为T=151.5℃。8.2.1再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量再沸器点热负荷为式中因釜残液几乎为纯水，故其焓可按纯水进行计算，知：即=2258.3618=40650.48kJ/kmol由于饱和蒸汽进料，且故加热蒸汽消耗量为 查得：p为0.5MPa时水的汽化热为2108.2kJ/kg.由由上面的计算可以知道其热负荷为则由得，8.2.2塔釜残液冷凝器进料组成为20%（质量），温度为25℃，流量为，要求预热到88.5℃。先用塔釜残液预热，塔釜残液组成为0.01%（质量），温度99.8℃，可视为纯水，冷却到40℃排放，蒸汽流量为。得进料液，查《流体力学与传热》p242附录二得塔釜残液故解得，查《流体力学与传热》p182表4-6可取。又则由得8.3进料预热器用0.50MPa的饱和蒸汽将进料由54.15℃加热至88.5℃，查《流体力学与传热》p245附录三得加热蒸汽的汽化热为r=2108.2kJ/kg，温度t=151.5℃,查《传热传质过程设备设计》p222附录4得进料液，故饱和蒸汽用量。查《传热传质过程设备设计》p20表1-11，取。又则由得可选型号为Ⅱ（正三角形排列），11根管，管程1，管径，管长1500mm。8.4接管的尺寸以及选型管路计算公式一律采用：式中：di为管子的内径，mmLv为流体的体积流量，m3/su为流体的流速，m/s管路均选择热轧无缝钢管：参考GB8163-878.4.1进料管对于泡点进料，由于原料液的温度与板上液的温度相近，因此由tF=88.5℃，F=1523.1kmol/h=8.38kg/s,进料液密度进料由高位槽输入塔中，适宜流速为1.5~2.5m/s。取进料流速u＝1.8m/s，则进料管内径管内径圆整取热轧无缝钢管，规格φ76×4mm校核流速：，故设备适用8.4.2回流管由前面的物料衡算得回流的密度为实际回流量采用泵输送回流液，适宜流速为1.5~2.5m/s。取回流液流速u=1.8m/s，则回流管内径管内径圆整取热轧无缝钢管，规格φ38×3.5mm校核流速：，所以设备适用8.4.3塔顶蒸汽出料管由前面可得。蒸汽管一般的适宜流速为15~25m/s，取蒸汽流速u=20m/s，则蒸汽管管口内径管内径圆整取热轧无缝钢管，规格φ377×8mm校核流速：，所以设备适用。8.4.5釜液出口管釜液出口管与再沸器共用一管由前面物料衡算得：W=1366.628kmol/h=6.87kg/s，故，塔釜液密度。釜液出口管一般的适宜流速为0.5~1.0m/s，取釜液流速u=0.7m/s，则釜液出口管内径圆整取热轧无缝钢管，规格φ133×4mm校核流速：，所以设备适用。8.4.6加热蒸汽管（再沸器返塔蒸汽管）蒸汽流速u=18m/s，则蒸汽管管口内径圆整取热轧无缝钢管，规格φ377×8mm校核流速：，所以设备适用。8.3.6全凝器冷凝水管全凝器冷凝水用量在40℃，水的密度设圆整取热轧无缝钢管，规格φ180×8mm校核流速：，所以设备适用数据总表项目指标塔径，mm1600设计压力atm常压塔板型式F1浮阀板摩尔组成塔顶0.6252理论板数8块（无再沸器）进料0.06458实际板数16块塔底0.00039156进料位置第5块板间距450mm平均分子量塔顶（）35.506密度精馏段1.102塔底（）18.011847.227进料（）28.22提馏段0.817940.445精馏段（）28.39加热蒸汽用量（kg/h）7197.6提馏段（）21.01冷却水用量（kg/h）217500全塔24.7精馏段停留时间(s)44.745提馏段停留时间（s）8.16回流比Rmin0.866溢流堰长1120R1.3856溢流堰高精馏段41提馏段21.9温度（℃）精馏段83.95降液管底隙高度精馏段35提馏段94.1588.5提馏段15.979.4降液管液面高度精馏段122.0699.8提馏段173.8全塔流量（kom/h）加料量（F）1523.1板上液层高度50塔顶产量（D）156.472浮阀数n精馏段220釜底液量（W）1366.628提馏段186精馏段下流量（L）216.154开孔率（％）精馏段13提馏段11上升气量(V)373.28空塔气速（m/s）精馏段1.557提馏段1.313提馏段下流量1739.254雾沫夹带精馏段60.6％提馏段54.6％上升气量（V＇）373.28阀孔孔径0.039阀孔气速精馏段11.41提馏段13.21塔截面积2.01全塔效率53%第九章塔结构设计9.1总体结构9.1.1基本结构包括吊柱，气体出口管，除沫装置，回流管，进料管，手孔，保温圈，壳提体，塔板，气体人口管，裙座，出料管等。塔设备往往以每一层塔板为一节，然后由法兰连接。9.1.2塔体的主要尺寸1.塔顶捕沫器与塔顶空间高度HD为拦截塔顶气相中的液滴，在塔顶气相出口需设置有捕沫器。捕沫器通常是在一上下带外丝扣的空筒内用金属丝网卷制填充，上丝扣与气相出口管螺丝连接，下丝扣与镂空的填料压盖螺纹连接，直径比蒸汽出口管略大即可。塔顶分离空间需考虑顶部的椭圆封头占据的高度，几回流液进口、人孔等占据的高度来决定，有经验1.5~3m。终合考虑葛因素的影响，本设计中取。2.人孔数目S人孔数目根据塔板安装方便和物料清洗程度而定。对于不需要经常清洗的物料，一般每隔8~10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系须经常清洗，则每隔3~4块塔板开一个人孔设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450~600mm，其伸出塔体的筒体长为200~250mm，人孔中心距操作平台约为800~1200mm。本塔共有16块塔板（含再沸器），设3个人孔，其中在进料板开1个人孔，塔顶和塔底各设1个人孔，在设置人孔处，板间距增加到700mm，人孔直径为450mm。3.塔板间距HT塔板间距的大小于液汽和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔的造价，因此，应适当选择。本设计取HT=450mm。4.塔底空间高度HB塔底空间高指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底空间高度具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有10~15min的储量，以保证塔底料液不致于排完。若塔的进料设有缓冲时间的容量，则塔底容量可较小。对于塔底产量大的塔，塔底容量也可取小些，有时仅取3~5min的储量。对于易结焦物料，塔底停留时间则应按工艺要求而定，值可按储量和塔径计算。塔釜分离空间高的设定主要考虑以下几点：塔釜椭圆空间封头、液位计、釜底蒸汽进口、人孔及其它测量仪表等占据的高度来设定。一般来说，塔底液面至最下层塔板间要留有1~2m间距。本设计中取5.进料板空间高度HF进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，应保证这些实施的安装。本设计中取进料板空间高度。9.1.3筒体与封头1.筒体壁厚选7mm，所用材质为Q235-A。2.封头封头采用椭圆形封头，由公称直径DN=1600mm，查表得曲面高度h1=400mm，直边高度h050mm，内表面积F封=3.02m2，容积V封=0.637m33.裙座塔底采用裙座支撑，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。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取7mm。基础环内径：基础环外径：圆整得：,；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3.0m，地角螺铨直径取M22采用Q-235B。9.1.4塔体总有效高度由下式计算：式中：--塔顶空间高度，mm--塔板间距，mm--开有人孔的塔板间距，mm--进料段空间高度，mm--塔底空间高度，mmN—实际塔板数；S—人孔数目本设计=1500mm、=450mm、=700mm、、=1500mm、N=16则塔体的总有效高度：9.2塔板结构塔板在结构方面要求有一定的刚度，维持板的水平，塔板之间应有一定的密封性，以避免气体，液体走短路，塔板适应方便安装或拆卸等。本设计采用单流塔板。整块式塔的塔体分成若干段塔节，塔节与塔节之间用法兰连接。每个塔节中安装若干块叠置起来的塔板。塔板与塔板之间一段管子支承，并保持所需要的板间距。1.结构型号塔板结构由分块式塔板，塔板圈和带溢流堰的降液管组成。塔板圈的高度一般取70mm，但不得底于溢流堰的高度。塔板圈与塔体内壁的间隙，一般为10-12mm。填料支承圈用8-10mm圆钢做成，其焊接位置随填料层数而异，一般可取30-40mm。2.降液装置本设计采用弓形降液管和溢流堰的结构，在最下层塔板的降液管的末端设有液封槽。3.密封结构在分块式塔板结构中，为了便于往塔节筒体内安装塔板，塔板于塔壁间需有一定的间隙，为了防止气体由此处通过，必须将此间隙密封起来。选用压圈的型号为6682mm。每个塔板上所需的螺柱数量于塔板数相同。螺柱布置应尽量均匀，并应避开降液管。4.定距管支承结构定距管支承结构是先将3-4个支座焊在塔壁上，用定距管和拉杆把塔板紧固在塔体上，定距管除了支承塔板外，并起保持塔板间距的作用。本设计采用焊接的支座。5.塔板吊耳为了便于在塔节内装拆塔板，常在塔板上焊上两个吊耳。6.手孔当人不能进入筒体内安装和清晰洗，能安装手孔。9.2.1法兰由于常压操作，所有的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：Pg2.5DN76HGJ49-91回流管接管法兰：Pg2.5DN50HGJ49-91塔顶蒸汽出料管接管法兰：Pg2.5DN299HGJ49-91釜液排出管法兰：Pg2.5DN50HGJ49-91蒸汽进气管接管法兰：Pg2.5DN108HGJ49-91主要符号说明表主要符号说明Aa塔板开孔区面积，m2h’W进口堰高度，mAf降液管截面积，m2hσ与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱A0筛孔总面积，m2Hd降液管内清液层高度，mAT塔截面积，m2HP人孔处塔板间