化工原理课程设计精馏塔详细版

广西大学化学化工学院班级：化工原理课程设计任务书专业：姓名：学号：设计时间：设计题目：乙醇——水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）设计条件：1.常压操作，P=1atm（绝压）。原料来至上游的粗馏塔，为95――96C的饱和蒸汽。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90C。塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。．塔釜排出的残液中乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。．塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。.操作回流比R=（1.1——2.0）Rnin。设计任务：1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。画出带控制点的工艺流程图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。时间指导教师：1设计任务任务1.1.1设计题目乙醇—水筛板精馏塔工艺设计（取至南京某厂药用酒精生产现场）1.1.2设计条件1.常压操作，P=1atm（绝压）.原料来至上游的粗馏塔，为95-96C的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90C。.塔顶产品为浓度92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/日。.塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03％（质量分率）。.塔釜采用饱和水蒸气加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。.操作回流比R=（1.1—2.0）Rmin。1.1.3设计任务1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计算和选型。.画出带控制点的工艺流程示意图，t-x-y相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。.写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。设计方案论证及确定生产时日设计要求塔日产40吨92.41%乙醇，工厂实行三班制，每班工作8小时，每天24小时连续正常工作。选择塔型精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定，且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%,板效率提高15流右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修［2］。因此，本设计采用筛板塔比较合适。1.2.3精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式。1.2.4操作压力常压操作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，在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。1.2.5加热方式在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。1.2.6工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热，再进精馏塔，精馏塔塔顶蒸汽经全凝器冷凝，泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐，而再沸器则加热釜液，塔釜产品流入釜液贮存罐。2筛板式精馏塔的工艺设计2.1精馏塔的工艺计算2.1.1乙醇和水的汽液平衡组成相对挥发度:的计算：塔顶产品浓度为92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为0.02%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3°C，塔底温度为水的沸点96.0°C表2-1查书［2］得:不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示:液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/c液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/c0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.74.23370.5445.26080.5580书艮据以上数据画出以下乙醇82.70.7472乙醇--水t-x(y943图-水的t-x(y)相平衡图，以及乙醇-水的x-y图0.78150.894378.4178.15x(y)②通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成0.17—0.3891Y进料板_0.1795.5-89.090-95.50.0190—0.0721一X进料板-0.0190解得X进料板=0.0639丫进料板=0.355③计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度计算为：Ya(1-Xa)a(1-Ya)Xa78.41-78.15_78.15-78.30.7815-0.8943一0.8943-丫顶丫顶=0.829278.41-78.15_78.3-78.150.7472-0.8943一X顶-0.8943X顶=0.8094100-95.596-95.50-0.17一丫顶-0.17100-95.596-95.50-0.019-X底-0.0190塔顶：a顶=1.123塔底：a底=8.957加料板：a加料板=8.063④计算乙醇-水的平均相对挥发度：乙醇一水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示,本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。a-.顶「底=2.322.1.2全塔物料衡算原料液中：设A组分—乙醇；B组分—水查书⑹和书【7］得：乙醇的摩尔质量：M乙=46.07kg/kmol水的摩尔质量：M水=18.02kg/kmolXd0.9241/46.070.9241/46.070.0759/18.020.8260.02/46.070.02/46.070.98/18.02=0.0000782因为入口的原料液是上游为95――96C的饱和蒸汽冷却至90oC所得，因此，XF的液相组成就是95.5°C的气相组成。经查表得，95.5oC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为:XF=0.17根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工原料处理量：D=401040.51(kmol/h)24(0.826546.070.1718.02)作，则—O.17—。.。000782“.206FXD-XW0.826-0.00000782F=196.650kmol/hW=F-D=196.650-40.51=156.140kmol/h求q值由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时｛90C时｝的气液相组成为：xA=0.0639y=0.3554由Fxf=LXa+Vy和F=L+V得L=125.26(kmol/h),•••q=L/F=0.6360则：q线方程为y=』％-正=-1.747x+0.467qTqT塔顶和塔釜温度的确定由t-x-y图可知：塔顶温度td=78.30C,塔底温度tw=96.00C,△t=1/2(t°+tw)=87.15C回流比和理论塔板的确定用内差法求得进料板的气液相组成(90C进料)Xq=X进料板=0.0639进料板位于平衡线上，则::①yq=Y进料板=0.355Xd-yq0.826-0.355Rmin-21.618yq-Xq0.355-0.0639R=1.5*Rmin=1.5*1.618=2.427操作方程的确定精馏段：L=RD=2.42740.51=98.318kmol/h=(R1)D=(2.4271)40.51=138.828kmol/h提馏段：L'=LqF=98.3180.636*196.650=223.387kmol/h-(1-q)F=138.828-(1-0.636)*196.650二67.247kmol/hb、精镏段操作方程：L丄D98.318v丄40.51*cc丄yn1xnxDXn*0.826=0.708xn0.292VV138.828138.828提镏段操作线方程：yn1Xn223.387、，Xn67.247156.140**67.2470.0000782二3.322xn-0.000182相平衡方程为:°Xn1(T)XnXnyn：-r-1)Ynyn2.32-1.32yn板效率及实际塔板数的确定平均温度氏=87.15(°C)下(ja=0.449mpas炉=0.3281mpas贝UpL=XF“+(1—XF)yB=0.17X0.449+(1—0.17)X0.3281=0.3487mpasa；L=2.35X0.3487=0.8194(2)求板效率Et由ay=0.8194,由《化工原理(下)》164页图10-20查得Et=51%,偏低;实际工作Et有所提高，因此取Et=70%.(3)求实际板数Nt-1Et精馏段实际板数：N精=21/0.70=30(块)提馏段实际板数：N提=7/0.70=10(块)全塔板数：N=40块精馏段物性衡算2.2.1物料衡算操作压强P=101.325温度tmtD=78.300CtF=900Ctw=96.000Ctm=tDtF,78.3090.84.150C22定性组成⑴塔顶yi=Xd=0.826查平衡曲线得到X!=0.810⑵进料yf=0.355Xf=0.0639平均分子量Mm查附表知：塔顶：MvDm=0.82646.07+(1-0.826)18.02=41.189(g/mol)MLDm=0.81046.07+(1-0.810)18.02=40.730(g/mol)⑵进料：MVFm=0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.978(g/mol)MLFm=0.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.810(g/mol)平均分子量MVmMVDm'MVFm241.18927.9782=34.584(g/mol)LmMldmMlfm240.73019.8102=30.270(g/mol)平均密度订由书⑹和书⑺：1/‘LM=aa/‘LA+ab/订A为乙醇B为水「LB=972.870(kg/m3)塔顶：在78.30c下：：\a=744.289(kg/m3)1KMD=0.9241/744.289+(1-0.9241)/972.870贝U：〔MD=758.716(kg/m3)进料:在进料温度90C下：\A=729.9(kg/m3)?LB=965.3(kg/m3)_0.0639汉46.07门一caa=O.1490.063946.07(1-0.0639)18.0210.149(1-0.149)=;?lmf729.9965.3则:\mf=921.0(kg/m3)即精馏段的平均液相密度'lm=(758.716+921.0)/2=839.858(kg/m3)平均气相密度PMVMRT101.32534.68.314(84.15273.15)=1.180(kg/m3)液体平均粘度\m液相平均粘度依下式计算：lg4向Xilg卩j⑴塔顶：查书⑹和书［7］中图表求得在78.3c下：A是乙醇，B是水%a=0.504mpas;JDB=0.367mpas;lg=0.826lg(0.504)+0.174lg(0.367)贝UJLD=0.477(mpas)⑵进料：在90C下：JFA=0.428mpas;JFB=0.3165mpas。lg=0.0639lg(0.428)+(1-0.0639)lg(0.3165)则7f=0.3226(mpas)%=(」ld+叫F)/2=(0.477+0.3226)=0.3998液体表面张力匚m塔顶：查书⑹和书［7］求得在78.30C下：二A=18.447mN/m62.974mN/m二MD=0.82618.4470.17462.974=26.194(mN/m)⑵进料：在90C下：二a=17.29mN/m-b=60.79mN/m二MF=0.063917.29(1-0.0639)60.79=58.01(mN/m)贝U6=(；「MD+；「MF)/2=(26.194+58.01)/2=42.102(mN/m)2.2.2气液体积流率的计算由已知条件V=138.828kmol/hL=98.318kmol/h得…VMvm138.828汉34.6…3,、Vs===1.131(m/s)36005m36001.180Ls=LMLM3600:-lm101.330.273600839.858=0.001(m/s)塔和塔板主要工艺尺寸计算2.3.1塔板横截面的布置计算塔径D的计算参考化工原理下表10-1,取板间距Ht=0.45mhL=0.06mHt-hL=0.45-0.06=0.39m两相流动参数计算如下Flv=Ls?lVs\Flv=(0.001.1.131)839.858.1.180)1/2=0.0236参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.083Cf=Cf2020=*42.102V2°083120丿—0.0963fCf2020‘L「V05=0.09638鵲严上567(m/s)本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速D41.1313.142.053u'n=0.8*uf=0.82.567=2.053(m/s)=0.838m根据塔设备系列化规格，将D•圆整到D=1m作为初选塔径，因此重新校核流速uUn1.1310.78511=1.441(m2)u1441实际泛点百分率为亠二丄竺二0.561uf2.567At=0.78512=0.785m24塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。且单溢流液体流径长,[4]因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积,塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中(1)溢流装置取堰长lw=0.7D=0.7X1=0.7m,选择平流溢流堰出口堰咼hw-h]-how,已取hL=0.06h0w=2.84X10J3E(Lh)2/3lw由Lh齐；)2.5=3.544/0.72.5=8.644查化工原理下图10-48得：E=1.025h0W=2.84X10；X1.025(3.544/0.7)2/3=0.00859mhw—hl-hoW=0.06-0.00859=0.0514m取hw=0.06是符合的。hL=hW+hoW=0.06+0.00859=0.0686m修正后hL对Un影响不大,顾塔径计算不用修正降液管宽度Wd与降液管面积Af由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得:=0.149A=0.088AWd=0.149X仁0.149mAf=0.0881=0.069r1h24降液管底隙高度h。因物系较清洁，不会有脏物堵塞降液管底隙，取液体通过降液管底隙速度U。=0.07m/s.ho=LsUo0.0010.024m过小，取ho=0.04m0.700.07(4)塔板布置取安定区宽度Ws=0.08m,取边缘区宽度Wc=0.04mD1Wd-Ws0.1490.08=0.271mDsinrWC=0.5-0.04=0.46mAa=2=20.2710.462-0.27120.462曲°.2711802両=0468(m)t=3.0*6=18MM依下式计算塔板上的开孔率:0.907Aa(t/d0)器■“10®1%则每层塔板上的开孔面积凡为:do⑶筛板数n与开孔率，初取do=6mm,丄=3.0呈正三角形排列A。=Aa叩=0.1010.468=0.0473m20.047342=1674孔3.14*0.006232筛板能校塔流体力学校核1板压降的校核(1)干板压降相当的液柱高度取板厚：=3mm,一=0.5,查化工原理下图10-45得:do6.0Co=0.74Vs1.131U0s23.911m/sA00.047312g0.051Uo0.45-0.1715丿ev二0.0369Kg液/Kg汽0.0369<0.1Kg液/Kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带3溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液高度可由式7hf=0.153A计算液体沿筛板流动时，阻Uwh。丿力损失很小，其液面落差厶可忽略不计，即厶=0已知：hL=0.0686m,.■.-0，」「0.153亘2讪53llwh。丿七.20.0010.70.04=0.000195m故降液管内的当量清液高度：Hd二hL亠」二hfhf=0.068600.0001950.1715=0.2403m乙醇-水混合液不易起泡，取=0.6,则降液管内泡沫层高度:液体在降液管内停留时间的校核降液管内的停留时间AfHd°.°691°.24°3=16.60s>5sLs0.001不会产生严重的气泡夹带。4漏液点的校核漏液点的孔速为:Uow=4.4Co..(0.00560.13%-h.)九/=4.40.74.(0.00560.130.0686-0.00341)839.858/1.180=9.155(m/s)筛孔气速UoVs1.13123.911(m/s)A00.0473塔板稳定系数k=吒二23.911=2.6121.5~2.0Uow9.155表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。精馏段塔板负荷性能图Lh注:以下计算常用how=2.8410隹(屮得how(~Ls),E~~薄

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计算,取E=1.0则h°w=2.84101.0(Lh'2/30.7)2/3=2.84"0,J3600Ls]=0.8462Ls2/3I0.7丿-32.4.1过量液沫夹带线依下式计算：5.710卫Ua(Ht-hf3.2(2-1)式中:UaAt—AfVs0.78512-0.0691=1.397VS2/32/3整理得：Vs=1.83-11.93Lshf=2.5(hw+how)=2.5(0.05020.8462Ls)=0.1262.1155Ls令ev=0.1kg液/kg'气，由二=42.110N/m,Ht=0.45m代入式(2-1)得：0.1：=5.7x10》(1.397Vs)3.2=卫(2/3)42.102100.45-0.126-2.1155Ls2/3在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于表2-3中:表2—3Ls,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3Js1.6411.5291.4361.353依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-1)2.4.2溢流液泛线h由式hp=hchLhhc=0.051(—)2(J)=0.051(CVs-)CoPlCoAod-hw^Ht和Hd=hw・h°w亠；亠］hfhf联立求解。TOC\o"1-5"\h\zVi18=0.051(s)2(一.——)=0.0585420.74x0.0473839.8582/32/3hl=-(hw+how)=0.58(0.05020.8462Ls)=0.02910.4908Ls22/3故hp=0.0578Vs+0.02910.4908Ls+0.0040922/3=0.0578Vs+0.4908Ls+0.0332(2)hd=0.153(亘)2=0.153(Ls)2=195.2Ls2贝U:Iwho0.7汉0.0422/32/320.6(0.450.0502H0.0578Vs+0.4908Ls+0.0332+0.0502+0.8462Ls+195.2Ls整理得：Vs2=3.19-23.13LS/3-3377.16LS(2-18)取若干Ls值依(2-18)式计算Vs值，见表2-4，作出液泛线(参见2-1图)表2-4Ls00二m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s1.6761.5981.5191.4322.4.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒HTAf0.450.06915=0.00622(m3/s)在Lsman=0.00622/s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量Vs无关的垂直线。（参见图2-1）244漏液线（气相负荷下限线）由hL=hw+how=0.0502+0.8462Ls2/3，uow=Vs.min代入下式[2]求漏液点气速式：Aouow=4.4Co[0.0056■0.13h^—J:l/:vVsminAo=4.40.74.[0.00560.13(0.05020.8462Ls2")-0.00341]839.858V1.180将Ao=0.0476代入上式并整理得smi^3.256「6.206+78.292Ls2/3Ao/273Vsmin=0.154.6.02678.292Ls据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值，见表2-5，作漏液线（参见图2-1）表2-5Ls勺0^,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3/s0.4200.4400.4560.470245液相下限线取平顶堰堰上液层高度how=6mm,作为液相负荷下限条件，低于此下限，则不能保证板上液流分布均匀。则how=2.8410^E（—）2/3lw2/30.006=2.8410"1.01（3600"）0.7整理得：Ls,min=5.88"0*m3/s在图上Lsmn=5.88"0^m3/s处作垂线即为液相下限线。（见图2-2）2.4.6操作线P点为操作点，其坐标为:VsVh1.131m3/s，Ls=0.001m3/s3600OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs,ma；n,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs,min.可知:精馏段的操作弹性=Vs,maxs,min1.700.39-4.36图2-1精馏段塔板负荷性能图OLs(m3/h)液末夹带线液泛线漏夜线液相下限线夜相上限线操作线提馏段物性衡算2.5.1物料衡算操作压强P=101.325温度tmtd=78.300Ctf=900Ctw=96.00C定性组成.tw+tf96+90'tm(1)塔斧xW=0.0000782查相平衡图得到:yw=0.0014(2)进料yf=0.355xf=0.063918.02=18.059(g/mol)18.02=18.02(g/mol)平均分子量Mm查附表知:塔斧：MVWm=0.001446.07+(1-0.0014)MLWm=0.000146.07+(1-0.0001)⑵进料：MVFm=0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.99(g/mol)MLFm=0.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.81(g/mol)平均分子量Vm=M^Wm仏=18.0527.99=23.02(g/mol)2Lm=MLWMMlfm=^L^=18.92(g/mol)2-平均密度?m由式门：1/LM=aA/LA+aB/LB塔斧：查书⑹和书⑺在96.0C下：A乙醇B水「la=722.38(kg/m3)「lb=961.16(kg/m3)=0.0000782/722.38+(1-0.0000782)/961.16LMW3'lmw=961.135(kg/m)进料:在进料温度90C下:?LA=729.9(kg/m3)「LB=965.3(kg/m3)0.063946.07aA=0.1490.063946.07(1-0.0639)18.021=需则九b921^。^3)即提馏段的平均液相密度=(961.135+921.0)/2=941.067(kg/m3)平均气相密度5=理"101.325*23.02RT8.314*(93273.15)=0.766(kg/m3)液体表面张力匚m(1)塔釜：查书⑹和书［7］得在96.0C下：o=16.688mN/m-B=58.99mN/momv=0.0014*16.688+(1-0.0014)*58.99=58.930(mN/m)⑵进料：查书⑹和书［7］得在90C下:二a=17-29mN/m匚b=60.79mN/m匚MF=0.063917.29(1—0.0639)60.79=58.01(mN/m)贝U；「m=(；「mw+；「mf)/2=(58.930+58.01)/2=58.47(mN/m)液体平均粘度Jlm⑶塔釜：查书⑹和书［7］得在96.0C下：LWa=0.391mpas;%=0.2977mpas;lgjlw=0.0014lg(0.391)+0.9986lg(0.2977)则jlw=0.295(mpas)⑷进料：查书⑹和书［7］得在90C下：-FA=0.388mpas;-FB=0.290mpas。lg=0.0639lg(0.388)+(1-0.0639)lg(0.290)则JlF=0.3226(mpas)jlm=(jlw+jlf)/2=(0.295+0.3226)/2=0.309(mpas)2.5.2气液体积流率的计算由已知条件V=70.11kmol/hL=226.6kmol/h得Vs=VMvm36005=67.387*23.02=3600*0.766=0.562(m3/s)Ls=LMLM3600Um223.387*18.923600*941.067=0.00125(m3/s)塔和塔板主要工艺尺寸计算2.6.1塔板横截面的布置计算塔径D的计算参考化工原理下表10-1,取板间距HT=0.3mhL=0.06mHt-hL=0.3-0.06=0.24m两相流动参数计算如下Flv=(0.001250.562Flv=LSVS9.00.7)1/2=0.0780参考化工原理(下)图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.06Cf=C歸=0.06哥2二0.0744f20u0.5=0.0744(941.067-0.7660.7661/2=2.607(m/s)本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速u'n=0.82.607=2.085(m/s)Dt=4Vs3.14un4*0.5623.14*2.085=0.586m由精馏段知，将D取到D=1m作为初选塔径，因此重新校核流速uUn=0.5860.785*1*1=0.746(m/s)实际泛点百分率为巴=0746=0.286uf2.607兀D222A0.78510.785m4塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。且单溢流液体流径长,[4]因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积,塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中(1)溢流装置取堰长lw=0.7D=0.7X1=0.7m,选择平流溢流堰出口堰高hw=hL-how,已取hL=0.06how=2.84X10J3E(Lh)2/3lw由Lh25=4.491/0.725=10.954(lw).查化工原理下图10-48得：E=1.025h0W=2.84X10：X1.025(4.491/0.7)2/3=0.0101mhw二hL「hOW=0.06-0.0101=0.0499m取hw=0.05是符合的。hL=hW+how=0.05+0.0101=0.0601m修正后hL对Un影响不大,顾塔径计算不用修正降液管宽度Wd与降液管面积Af由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得：WdAf-=0.1490.088DAtWd=0.149X1=0.149mA"884仁0.069"2(3)降液管底隙高度h。因物系较清洁，不会有脏物堵塞降液管底隙，取液体通过降液管底隙速度U。=0.07m/s.Lsuo=000°0^=0.025m过小取ho=0.04m(4)塔板布置取安定区宽度Ws=0.08m,取边缘区宽度Wc=0.04mD1xWdWs0.1490.08=0.271m22DrWC=0.5「0.04=0.46mAa=2xpr22二2-xr180•Jxsinr.丿=20.2710.462-0.2812面°46(3)筛板数n与开孔率，初取do=5mm，-do二4.0呈正三角形排列t=5.04=20mm依下式计算塔板上的开孔率二0.907丸.0567=5.67%则每层塔板上的开孔面积A为:TOC\o"1-5"\h\z(t/d0)4Ao二Aa=0.05670.468=0.0265?A。0.0265胡=3=〒=1351孑L■:dg3.140.005442.6.2筛板能校塔流体力学校核CT板压降的校核气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=hc+hL+h(1)干板压降相当的液柱高度取板厚=3mm,厂|>6,查化工原理下图10-45得:Co=0.74Vs'0.562一/u021.208m/sA0.02652hc=0.051TL=0.051gM^6L[=0.0341m液柱2。丿>Pl丿<0.74.丿1941.067丿(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hlVs0.562ua20.785(m/s)At-Af0.78512-0.0691相应的气体动能因子Fa=Ua严=0.7850.7660.5=0.687查化工原理下图10-46得:3=0.72h=-(hwhow)二-hL=0.720.0601=0.0433m液柱克服液体表面张力压降相当的液柱高度ha4二9.8pLdo4*58.479.81*941.067*5二0.00507m二板压降hp=hc+hL+ho=0.0341+0.0433+0.00507=0.0825m本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求1液沫夹带量的校核ua5.7*10-6ev='(HT-hf丿3.2-_5.7*10—6一58.47*10-3032.5*0.06010.7853.2=0.0196kg液/Kg汽0.037<0.1Kg液/Kg气故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带2溢流液泛条件的校核溢流管中的当量清液咼度可由式二hf=0.153S计算液体沿筛板流动时，阻lwho力损失很小，其液面落差厶可忽略不计，即厶=0。已知：hL=0.0601m,:=0,hf=2.5*0.060^0.1503m丁「LSY(0.00125f送hf=0.153=0.153I=0.000305mQwho丿<0.^0.04)故降液管内的当量清液高度：Hd二hL--‘二hfhf=0.06010.0003050.1503=0.211m乙醇-水混合液不易起泡，取=0.6,则降液管内泡沫层高度：H鱼二=0.351:::0.5m不会产生溢流液泛。0.6液体在降液管内停留时间的校核降液管内的停留时间苦Af*Hd二0.°691*0.351才9.40〉5sLs0.00125不会产生严重的气泡夹带。漏液点的校核漏液点的孔速为:Uow=4.4*0.74(0.00560.13*0.0601-0.00507)941.067/0.766=10.42(m/s)筛孔气速Uo=0.56221.208(m/s)0.0265塔板稳定系数..uo21.208cc""厂cc\K=2.035>(1.5-2.0)uow10.42表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适提馏段塔板负荷性能图Lh经验计算,l2.5w注:以下计算常用how=2.8410J3E(-Lh)2/3得h°w(~Ls),E~~1w取E=1.0则how=2.8410”1.0(“)2/3=28410”0.72.7.1过量液沫夹带线依下式计算:5.710》Ua\HT—hf3.2(2-1)式中:UaVsAt-AfVS0.78512-0.0691=1.397VS2/32/3hf=2.5(hw+how)=2.5(0.04990.8462LS)=0.1252.1155LS令ev=0.1kg液/kg气気，由匚=58.4710‘N/m,Ht=0.3m代入式(2-1)得：0.1=一5.7"0“(1.397Vs)3.2__32/358.4710^0.3-0.125-2.1155Ls——2/3整理得：Vs=1.1-13.19Ls在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于表2-6中:表2—6Ls,m3/s0.0020.0040.0060.0083tVs,m/s0.890.770.660.57依表中数据在作出过量液沫夹带线（参见图2-2）由式心-hw2.7.2溢流液泛线Hd=hw•h°w亠；八一hfhf联立求解。⑴hp二hehLh.-he=0.051(Uo)Co=°.051(coAo)Vs、2&=0.051(Vs0.740.0265)m0.11V2(941.067丿TOC\o"1-5"\h\z2/3——2/3hi=-(hw+how)=0.72(0.04990.8462l_s)=0.03590.6093Ls2——2/3故hp=0.11Vs+0.03590.6093Ls+0.0050722/3=0.11VS+0.6093LS+0.0410Ll2(2)hd=0.153()2=0'153(乜)2=195.2Ls则:22/32/320.6(0.30.0499)=0.11VS+0.6093LS+0.0410+0.0499+0.8462Ls+195.2LS整理得：22/32Vs2=1.1-13.23Ls-1774.5LS任取几个Ls值（2-18）式计算Vs值，见表2-7，作出液泛线（3）（参见2-2图）表2-7Ls"0=m3/s0.0020.0040.0060.008VS,m3/'s0.9400.8590.7740.6762.7.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒LsmanHTAfT0.30.06915=0.00546(m3/s)在lZman=0.00546m‘/s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量V无关的垂直线。（参见图2-2）2.7.4漏液线(气相负荷下限线)2/3由hL=hw+how=0.0499+0.8462Lsuow=VS.min代入下式［2］求漏液点气速式：Au°w=4.4Co［0.00560.13hL-h］匚/6VSmin：2/3941.067———=4.4汶0.74』0.0056+0.1(0.0499+0.8462Ls)一0.00341］代.0.766将Ao=0.0265代入上式并整理得：2/3VSmin=0.0863..8.621135.148Ls据上式，取若干个匚值计算相应VS值，见表2-8，作漏液线（参见图2-2）匚灯0二m3/s0.0020.0040.0060.008Vs,m3,s0.2830.2990.3120.3232.7.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度h°w=6mm,作为液相负荷下限条件，低于此下限，则不能保证板上液流分布均匀。则整理得：h°w=2.8410‘E(5)2/3lw」3600Ls2/30.006=2.84101.01(—)2/30.7—__43Ls,min=5.88310m/s在图上Ls,min=5.88310，m3/s处作垂线即为液相下限线。（见图2-2）2.7.6操作线P点为操作点，其坐标为：V^=0.562m3/s，=0.00125m3/sop为操作线，op与液泛线的交点对应气相负荷为vsmax,与漏夜线的交点对应气相负荷为vsmn可知：精馏段的操作弹性==088=3.26Vs,min0.27提馏段塔板负荷性能图液末夹带线液泛线漏液线液相上限线液相下限线操作线OPLs(m3/h)图2-23精馏塔的附属设备及选型3.1辅助设备的选型本精馏塔选用直接蒸汽加热，其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵等（由于原料由上游而来，且进料时温度为90C,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此，以下的冷凝器采用列管换热器。3.1.1直接蒸汽加热本设计中，水为难挥发组分，采用直接蒸汽加热方式，以提高传热效果，并节省再沸器。热量衡算在tw=96.00C时，查书⑹和书【7]:rA=36.98KJ/molrB=40.81KJ/molrm=0.0000782*36.98+(1-0.0000782)*40.81=40.810KJ/molQ=V'rm=67.247*1000*40.81=2.744*106KJ/h上标为6设热损为5%,则：Q实际=Q(1+0.05)=2.744*106*1.05=2.8812*106KJ/h上标为6•••加热蒸汽消耗量：W=Q实际=2.881210一6=70.60*103mol/h上标为3rm40.813.1.2冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔顶蒸汽在壳程冷凝，冷却水在管程流动，以提高传热系数和便于排出凝液。热量衡算已知:V=149.7kmol/h在78.30C时：查书⑹和书[7]:rA=38.78KJ/molrB=41.61KJ/molRm=0.826X38.78+(1-0.826)X41.6仁39.272KJ/mol泡点回流，则塔顶蒸汽效出的热量Q二Vr=138.828100039.272=5.4521106(kJ/h)冷却水出口温度不宜超过500C否则会使溶于水中的无机盐析出，破坏效果。在30C时，Cp水=4.174KJ/Kg•K-1设冷却水进口温度ti为200C，出口温度t2为40°C，则水的冷却用量为:5.4521*106W=Q==3624.3(kmol/h)Cp(t2-t1)4.17418.02(40—20)设传热方式为逆流传热选型查书［4］取K=1000kcal/m2h0CAU=也b-恥=(78.30-20)-(78.30-40)_47620Cm.选一In—■t2in78*30-2078.30-40换热器面积：A=金5.4521*1062==27.345m2100047.624.187查书［5］可选G500-25-35型列管式换热器，主要设计参数如下：A=35m2，管长L=3000，管程数4,公称直径DN=500mm，252.5碳钢管3.1.3馏出液冷却器热量衡算Cp=xFCp,A+(1—xF)Cp,B=0.8265X2.99X46.07+0.1735汇4.175汇18.02=126.88KJ/Kmol•K-1Q=mcp：t=Dcp：t=40.51126.88(78.5-25)=2.750105(kJ/h)选型查书［4］取K=700kcal/m2h0C丄主-(78.3一40)一(25一20)=16.356°CInlnZ8^025-20设热损为5%,则:55Q实二Q(1-0.05)=2.7501050.95=2.613KJ/h5换热器面积：A=Q=2.61310=5.451m2K^tm700x4.187x16.356查书⑸可选G273I-25-4型列管式换热器，主要设计参数如下：A=6m2，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=273mm，252.5碳钢管3.1.4釜液冷却器设将馏出液冷却到25C,求得平均温度Atm=25*96.0=60.50C下：Cpa=2.99KJ/Kg•K-12Cp,b=4.175KJ/Kg•K-1Cp=XwCp,a+(1-Xw)Cp,b=0.0000782*2.99*46.07+(1-0.0000782)*4.175*18.02=75.238KJ/Kmol•K-Q=mcp：t=Wcp：t=156.14075.238(96.0-25)=8.341105(kJ/h)选型查书［4］取K=1000kcal/m2h0C」tm=如_&2=(96.0-40)-(25-20)ln96.0-4025-20二21.1090C设热损为5%,则：55Q实二Q(1-0.05)=8.3411050.95=7.924KJ/h换热器面积：5A=Q=100.89m2查书［5］可选KS10004.18721.109辻2G159I-25-1型列管式换热器，主要设计参数如下：A=1m2，管长L=1500，管程数1,公称直径DN=159mm,252.5换热器规格汇总表换热器换热面积管长管程数公称直径管规格管数(m2)(m)(mm)原料预热器G400IV-16-101015004400©25x2.586冷凝器G500V-25-353530004500©25x2.5152馏出液冷却器G273I-25-4415001273©25x2.538釜液冷却器G159I-25-1115001159©25汉2.5133.2塔的主要接管尺寸的选取接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用YB231-64热扎无缝钢管［5］。3.2.1塔顶蒸气管路近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率Vs则塔顶蒸汽直径d=4Vs:3.14*u4x11310.2410(m)二240(mm)3.1425选管:选取2736.5di=260mm1.131WMLw=3600pu实=Vs22=21.313(m/s)0.785*di0.7850.2603.2.2塔顶冷凝水管路设冷凝水进口温度为20C,出口温度为40C。则在平均温度30C下:3704.9*18.0230.0221m/s3600*839.858m冷凝水管直径di40.02213.141=0.1678(m)=167.8(mm)选管：选取168*5mmdi=158mmLw0.0221彳dOOZ/、u实=22=1.128(m/s)0.785di0.785*0.1583.2.3塔顶液相回流管路已知回流液体流率为Ls=0.001m3/s,则回流管直径di=4^=,43.14°°1=a0357(m)=35.7(mm)选管：选取^45*2.5mmdi=40mmLs二d27di0.00120.7850.040二0.796(m/s)3.2.4加料管路F=196.650kmol/h,查书⑹和书⑺得在30C下:b=785.84Kg/m3订=995.7Kg/m31aAab0.170.83=+?m785.84995.7得：「m=952.381Kg/m3Mm=0.1746.070.8318.0^22.78Kg/KmolVfFMm=196・65022.78=0.00131m3/s3600；m3600952.381|4Vf]4況0.00131diT4VrT^r"0409(m"40.9(mm)选管：选取°57*6di=45mm0.0013120.7850.045二0.824(m/s)325塔釜残液流出管已知釜液体积流率L=W=156.1401kmol/s,查书⑹和书⑺得在96.00C下：33L=722.38Kg/m订=961.16Kg/m1aAaB0.00007820.9999218A—「a订722.38961.16得：订=961.54Kg/m3Mm=0.000078246.070.999921818.02=18.022Kg/KmolLSLMlm3600；\m156.14018.0223600961.543=0.000813(m3/s)釜液出口管直径=0.0322(m)=32.2(mm)选管:选取45“5di=35mmLsTt0.0008130.7850.0352=0.845(m/s)3.2.6冷却水出口管路在(20+40)/2=30C下：t水=995.7Kg/m3,Cp水=4.174KJ/KgK由Q=WCp水:t得:w=^Z8J4.1770=2388.3Kg/hWs=W=2388・3=0.00067m3/sP水3600汽995.7di二4Ws■u40.000673.141=0.0292(m)=29.2(mm)选管:WsTt0.0006720.7850.033=0.784(m/s)3.2.7塔顶馏出液管路Lds0.0012.427-0.00041(m3/s)di_4LdS_厂0.00041兀uX3.140=0.0229(m)=22.9(mm)选管:选取322.5di=27mmLds0.000410.7850.0272二0.716(m/s)接口管路汇总表项目尺寸或型号（热扎无缝钢管）Di(mm)塔顶蒸汽管©273汇6.5260塔顶冷凝水管路$168*5mm158塔顶馏出液管$32汉2.527回流管*4^2.537加料管*5^645釜液排出管帖5疋535冷却水出口管$38汉2.5333.3输送泵的选取泵的分类泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式，本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。选泵原则根据介质物性，已经确定的流量，扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数(包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度)。(1)釜液泵的选型釜液流量为:Lw=/'WLM1W5m36L・M二mw从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.查表选取冷却泵，如下表所示:型号转速n(r/min)流量扬程效率n(%)功率/kWm3/hL/s轴功率电机功率IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55⑵馏出液冷却水泵的选型馏出液冷却水流量为：W=0.0067m3/s=0.67L/S从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.查表选取冷却泵，如下表所示：型号转速n(r/min)流量扬程效率n(%)功率/kWm3/hL/s轴功率电机功率IS50-32-16014503.71.048.5350.250.555%4塔高的确定及塔的其它工艺条件板式塔内装有塔板，降液管，各物流进出口管及人孔（手孔）,除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装，其它可据需求决定板间距。板式塔内装有塔板，降液管，各物流进出口管及人孔（手孔），除沫器、喷洒器等附属装置。一般塔板按设计板间距安装，其它可据需求决定板间距。4.1塔高的设计计算4.1.1塔高的确定塔高主要由下列部分组成：塔顶空间Ha，塔底空间Hb,有效塔高Hp,加料板空间高度Hf及群座高度Hs即：H=Ha+Hb+Hp+HF+Hs塔顶空间Ha的确定塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间Ha=1.2m，（塔顶封头1米）。塔底空间Hb的确定塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间•和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定本塔设计取.=15min则Hb=-Lw15600.00081320.78512二0.932(m)有效塔高Hp的确定Hp=(10-1)*0.3+30*0.45=16.2m其中：N为实际塔板数；Ht为板间距。塔顶封头Hf的确定=（1/4）D=0.25m裙座高度Hs的确定为了制作方便，裙座为圆形，Hs/D=3,Hs=3X1=3M人孔本精馏塔中设计了5个人孔，孔径均为400mm.二最后算得：H=Ha+Hb+Hp+HF+HS=1.0+16.2+0.25+3+0.932=21.382m全塔图见附图44.1.2塔板结构的确定时,塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300-900mm一般采用整块式；塔径超过800-900mm时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采