乙醇-水溶液精馏课程设计

广 西 工 学 院

课题名称： 别：专 业：学 号：姓 名：指导教师：时 间：乙醇-水溶液连续精馏设计 生物与化学工程系 化工082班 马升艳 罗建平

年6月13-25日

1 系 200800601045 2011

设计题目: 筛板精馏塔

设计者: 班级 化工082班 姓名 ： 马升艳 日期 2011 年 6月

指导教师: (签字)

设计成绩: 日期

附: 筛板精馏塔设计任务书

一、 二、

设计名称：乙醇-水溶液连续精馏塔设计 设计条件

1． 进精馏塔的料液含乙醇25%（质量），其余为水； 2． 产品乙醇含量不得低于94%（质量）； 3． 残液中乙醇含量不得高于0.1%（质量）；

4． 生产能力为日产94%（质量）乙醇产品425吨/天； 5． 操作条件 （1）塔顶操作压力4kPa（表压）； （2）进料热状况（自选）； （3）回流比（自选）； （4）加热蒸气为低压蒸汽； （5）全塔效率60% 。 （6）单板压力降 ≤ 0.7 kPa

6．工作日：每年330天，每天24小时连续运行。

三、

设计要求： 1． 2．

设计方案的确定及流程说明； 塔的工艺计算：

（1）物料衡算；

（2）计算塔顶 、塔底及加料板温度； （3）计算平衡数据；

（4）计算塔板数：作X-Y图；求最小回流比及适宜回流比；求理论塔板数和实际

塔板数。

3．

塔 和塔板的主要工艺尺寸计算 ：

2

（1） 塔体和塔板主要尺寸的确定 ：塔径；溢流装置（溢流堰长 、出口堰高 、降

液管的宽度及面积 、降液管下端与塔板间距离）；塔板设计（塔板布置：包括开孔区 、溢 流区 、安定区 、无效区；筛孔数或浮阀数：包括孔径 、塔板厚度 、开孔面积 、开孔率 、孔数或浮阀数 、浮阀的选型；排列方式及孔心距）。

（2） 塔板的液体力学验算：塔板压力降；雾沫夹带；漏液点气速；液泛（即淹塔）。 （3） 塔板负荷性能图。 4． 5．

设计结果一览表 板式塔的结构：

塔体结构：塔顶空间；塔底空间；人孔；视镜；支座；塔高；封头及容器

（1） 法兰。 （2） 6．

塔板结构及安装方式。

附属设备的计算及选型

再沸器（即蒸馏釜）； 塔顶回流冷凝器； 料液预热器；

塔顶 、塔底产品冷凝器；

（1） （2） （3） （4）

（5） 主要接管尺寸及法兰：包括塔顶蒸气出口 管、回流液管 、料液排出管、加

料管 、饱和水蒸气管的管径 及各接管的法兰。 （6） 7． 8．

蒸气喷出器。

绘图：生产工艺流程图 、精馏塔的工艺图 、塔板构造图。 对本设计的评述和有关问题的分析讨论。

3

目录

第一章 设计方案简介 …………………………………………………...........1 第二章 工艺流程草图及说明 ……………………………………………….2 第三章 塔板的工艺计算 ……………………………………………………3 3.1精馏塔全塔物料衡算 ……………………………………………………3 3.2乙醇和水的物性参数计算 ……………………………………………….3 3.2.1温度 ………………………………………………………………….3 3.2.2密度 ………………………………………………………………….4 3.2.3混合液体表面张力…………………………………………………….6 3.2.4相对挥发度…………………………………………………………….7 3.2.5混合物黏度…………………………………………………………….8 3.3理论板数和实际板数的计算 …………………………………………...8 第四章 塔体的主要工艺尺寸计算…………………………………………………11 4.1塔体的主要工艺尺寸计算 …………………………………………..............11 4.1.1塔体主要尺寸确定 ……………………………………………………….11 4.1.2溢流装置计算 ……………………………………………………………13

4.1.3塔板设计………………………………………………………………………………14 4.2筛板的流体力学验算………………………………………………………………………16 4.2.1气相通过浮阀塔板的压降……………………………………………………………16 4.2.2淹塔……………………………………………………………………………………18 4.2.3物沫夹带………………………………………………………………………………19 4.2.4漏液点气速……………………………………………………………………………19 4.3塔板负荷性能曲线…………………………………………………………………………20

4.3.1物沫夹带线……………………………………………………………………………20 4.3.2液泛线…………………………………………………………………………………21 4.3.3液相负荷上限…………………………………………………………………………22 4.3.4漏液线…………………………………………………………………………………22 4.3.5液相负荷下限…………………………………………………………………………22

第五章 板式塔的结构................................................................................................ 25 5.1塔高的计算 ……………………………………………………………….........................16

5.1.1塔的顶部空间高度……………………………………………………………………25 5.1.2塔的底部空间高度……………………………………………………………………25 5.1.3人孔……………………………………………………………………………………25 5.1.4裙座……………………………………………………………………………………25 5.1.5筒体与封头……………………………………………………………………………26

5.2接管 ………………………………………………………………………….17

5.2.1进料管…………………………………………………………………………………26 5.2.2回流管…………………………………………………………………………………27 5.2.3塔底出料管……………………………………………………………………………27 5.2.4塔顶蒸汽出料管………………………………………………………………………28 5.2.5塔底进气管……………………………………………………………………………28

5.3法兰 ………………………………………………………………………….29 第六章 附属设备的计算……………………………………………………………30 6.1热量衡算………………………………………………………………………30

4

6.2附属设备的选型................................................................................................32

6.2.1再沸器…………………………………………………………………………………32 6.2.2塔顶回流冷凝器………………………………………………………………………32 6.2.3塔顶产品冷凝器………………………………………………………………………33 6.2.4塔底产品冷凝器………………………………………………………………………33 6.2.5原料预热器……………………………………………………………………………33 6.2.6蒸汽喷出器……………………………………………………………………………34

第七章 设计评述........................................................................................................35 浮阀塔工艺设计计算结果列表……………………………………………………..36 主要符号说明………………………………………………………………………..38 参考文献……………………………………………………………………………..40

5

第一章 设计方案简介

精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法

本次课程设计是分离乙醇——水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点： (1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用 (2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。 (3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。

(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。

本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。

39

第二章工艺流程草图及说明

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馏塔中。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，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。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馏塔中，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温度重新回到精馏塔。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，完成乙醇与水的分离。（工艺流程图附后）

冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇 ↑回流↓ 原料→原料罐→原料预热器→精馏塔 ↑回流↓

再沸器← → 塔底产品冷却器→水的储罐→水

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第三章 塔板的工艺计算

3.1 精馏塔全塔物料衡算

F:进料量(Kmol/s) XF:原料组成 D:塔顶产品流量(Kmol/s) XD:塔顶组成 W:塔底残液流量(Kmol/s) XW:塔底组成

2546 =11.5% 原料乙醇组成: XF=

2575?46189446=86.0% 塔顶组成: XD=

946?46180.146塔底组成: XW==0.04% 0.199.9?46180.060.94425*1000*(?)1846馏出液量D==024*3600物料衡算式:F=D+W

F XF=D XD+W XW

联立代入求解:F=0.8679 Kmol/s W=0.7510 Kmol/s

3.2 乙醇和水的物性参数计算

3.2.1温度

常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系 温度T℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1 82.7 液相中乙醇的摩尔分率% 0.00 0.0190 0.0721 0.0966 0.1238 0.1661 0.2337 气相中乙醇的摩尔分率% 0.00 0.1700 0.3891 0.4375 0.4704 0.5089 0.5445 39

82.3 81.6 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15 利用① tF :

0.2608 0.3273 0.3965 0.5079 0.5198 0.5732 0.6763 0.7472 0.8943 0.5580 0.5826 0.6122 0.06564 0.6599 0.6841 0.7385 0.7815 0.8943 tF tD tW

89.0?86.7tf?89.0= tF=84.97℃

7.21?9.6611.5?7.2178.15?78.41td?78.15② tD: := tD =78.21℃

89.43?74.4286.0?89.43100?95.5tw?100③ tW := tW =99.91℃

0?1.900.04?0tf?td84.97?78.21④ 精馏段平均温度:t1===81.59℃

22tf?tw84.97?99.91⑤ 提留段平均温度:t2===92.44℃

223.2.2密度

1aAaB已知:混合液密度:

?l??A??B

混合气密度:?V?塔顶温度: tD=78.21℃ 气相组成yD:

T0PM22.4TP0

78.41?78.1578.21?78.15 yD=86.83% ?78.15?89.43100yD?89.43进料温度: tF=84.97℃ 气相组成yF:

89.0?86.789.0?84.97 yF=47.39% ?38.91?43.7538.91?100yF塔底组成: tW=99.91℃ 气相组成yw:

100?95.5100?99.91 yw=0.34% ?0?17.00?100yw39

(1)精馏段

xD?xF86.0%?11.5%??48.75% 22yD?yF86.83%?47.39%??67.11% 气相组成y1:y1?22液相组成x1:x1?所以ML1?46*0.4875?18*(1?0.4875)?31.65kg/mol

MV1?46*0.6711?18*(1?0.6711)?36.79kg/mol

(2)提留段

xW?xF0.04%?11.5%??5.77% 22yW?yF0.34%?47.39%??23.87% 气相组成y2:y2?22液相组成x2:x2?所以ML2?46*0.0577?18*(1?0.0577)?19.62kg/mol

MV2?46*0.2387?18*(1?0.2387)?24.68kg/mol

由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度 温度T,℃ 70 754.2 977.8 80 742.3 971.8 90 730.1 965.3 100 717.4 958.4 110 704.3 951.6 ?A,KG/M3 ?B,KG/M3 tF=84.97℃ ?CF?733.56 ?wF?968.57

1?F?0.251?0.25 ?F?830.88kg/m3 ?733.56968.57tD=78.21℃ ?CD?733.72 ?WD?972.87kg/m3

1?D?0.941?0.94 ?D?744.70kg/m3 ?733.72972.87tW=99.91℃ ?CW?717.53 ?wW?958.46kg/m3

1?W?0.0011?0.001 ?W?958.14kg/m3 ?717.53958.46所以?L1?830.88?744.70?787.79kg/m3

22?F??W830.88?958.14?L2???894.51kg/m3

22?39

?F??D

?VF?MPTMP0.1203*101.3(46*0.115?18*0.885)?0.1203??0.712kg/m322.4P0T0T84.97?273.15

?0.1203*(4?101.3)*(46*0.86?18*0.14)VD?78.21?273.15?1.517kg/m3

?VW?0.1203*101.3*(46*0.0004?18*0.9996).15?0.588kg/m399.91?273

?V1??VF??VD.712?1.5172?02?1.115kg/m3

?V2??VF??VW0.712?0.5882?2?0.65kg/m3

MLD?xD*46?(1?xD)*18?42.08kg/kmol MLF?xF*46?(1?xF)*18?21.22kg/kmol MLW?xW*46?(1?xW)*18?18.01kg/kmol

ML1?MLD?MLF2?42.08?21.222?31.65kg/kmol

ML2?MLw?MLF18.01?21.2?222?19.62kg/kmol

MvD?yD*46?(1?yD)*18?42.85kg/kmol MvF?yF*46?(1?yF)*18?31.27kg/kmol MvW?yW*46?(1?yW)*18?18.10kg/kmol

Mv1?MvD?MvF422?.85?31.272?37.06kg/kmol Mv2?Mvw?MvF18.10?31.2?272?24.68kg/kmol 3.2.3混合液体表面张力

VCD??mCCD?46733.72?62.69ml VCW??mCCW?46717.53?64.11ml

39

mC?46?55.18ml VWF?mW?18?18.58ml

VCF??CF?WF968.57833.56mW?18?18.50ml VWW?mW?18?18.78ml

VWD??WD?WW958.46972.87由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力

乙醇表面张力： 温度，℃ σ，m N/m 水表面张力 温度，℃ σ，m N/m

乙醇表面张力 σCF=16.68mN/m σCD=17.30mN/m σCW=15.21mN/m 水表面张力 σwF=61.74mN/m σwD=64.77mN/m σwW=60.81mN/m 塔顶表面张力 4?D?0.14*464.77?0.86*417.30 σD=21.37mN/m 原料表面张力 4?F?0.885*461.74?0.115*416.68 σF=53.94mN/m 塔底表面张力 4?w?0.9996*460.81?0.0004*415.21 σw=60.59mN/m (1)精馏段的平均表面张力 σ1=(22.37+53.94)/2=38.16mN/m (2)提馏段的平均表面张力：σ2=（60.59+53.94）/2=57.27mN/m

0 75.64 20 72.75 40 69.60 60 66.24 80 62.67 100 58.91 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18 17.15 16.2 15.2 14.4 3.2.4相对挥发度

0.4739由 xF=11.5% yF=47.39% 得aF?0.115?6.93

1?0.47391?0.1150.8683由 xD=86.0% yD=86.83% 得aD?0.860?1.07

1?0.86831?0.8600.0034由 xW=0.04% yw=0.34% 得aw?0.00004?8.53

1?0.00341?0.0004(1)精馏段的平均相对挥发度??6.93*1.07?2.72

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提馏段的平均相对挥发度??6.93*8.53?7.69

3.2.5混合物的粘度

t1=81.59℃ 查表，得μ水=0.0.349mpa·s, μ醇=0.452mpa·s t2=92.44℃ 查表，得μ水=0.309mpa·s, μ醇=0.387mpa·s (1)精馏段粘度：

μ1=μμ2=μ

醇

x1+μ水(1-x1)=0.452*0.4875+0.349*(1-0.4875)=0.399 mpa·s x2+μ水(1-x2)=0.397*0.0577+0.309*(1-0.0577)=0.314 mpa·s

(1) 提留段粘度:

醇

3.3理论塔板和实际塔板数的计算

绘出乙醇—水的气液平衡组成，即X-Y曲线图，作进料线

与平衡线的交点坐标为xq=0.115 yq=0.46 最小回流比为Rmin?xD?yq0.86?0.46??1.159

yq?xq0.46?0.115取操作回流比R=1.7Rmin=1.971 精馏段 L=RD=1.971*0.1169=0.2304kmol/s V=(R+1)D=2.971*0.1169=0.3473kmol/s 提留段 因本设计为饱和液体进料，所以q=1

L??L?qF?0.2304?0.8679?1.098kmol/s V??V?(q?1)F?V?0.3473kmol/s

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则精馏段操作线方程为y=RR?1x?xDR?1=0.66X+0.29 提馏段操作线方程为y?L?V?x?WV?xw?3.16x?0.0009 精馏段相平衡方程：y?2.72x1??2.72?1?x

由精馏段操作线方程和精馏段相平衡方程得：

y1?xD?0.86 x861?0.2.72?1.72*0.86?0.693

y2?0.66*0.693?0.29?0.747 x2?0.521 y3?0.634 x3?0.389

y4?0.547 x4?0.307 y5?0.493 x5?0.263 y6?0.464 x6?0.241 y7?0.449 x7?0.0.231 y8?0.442?0.4739 x8?0.226

由精馏段操作线方程和提馏段相平衡方程得

y0.4428?0.442 x8?7.69?6.69*0.442?0.226

y9?3.16*0.693?0.0001?0.747 x9?0.093 y10?0.295 x10?0.052

y11?0.163 x11?0.0247 y12?0.0779 x12?0.0109 y13?0.0343 x13?0.0046

y14?0.0144 x14?0.0019 y15?0.0059 x15?0.00077 y16?0.0023 x16?0.00030

由逐板法得理论板数NT=16-1=15,加料板为第8块理论板

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全塔所需实际塔板数：NP?精馏段实际板数：N提馏段实际板数：

NT15*100%??25块 ET0.60P1?8*100%?14块0.60

NP2?25?14?11块

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第四章 塔体的主要工艺尺寸计算

4.1塔体主要尺寸确定 4.1.1塔径的初步计算

4.1.1.1气液相体积流量计算

（1）精馏段 质量流量：L1?ML1L?31.65*0.2304?7.292kg/s V1?MV1V?37.06*0.3473?12.87kg/s

体积流量：LS1?L17.292??787.79?0.00926m3/s

L1

VS1?V112.87??1.115?11.54m3/s V1（2）提留段 质量流量：L2?ML2L??19.62*.4327?8.490kg/s

V2?MV2V??24.68*0.3473?8.571kg/s

体积流量：LS2?L28.490??894.51?0.00949m3/s

L2u1?0.7umax?0.7*1.87?1.31m/s

V2S2?V8.571??0.65?13.19m3/s V24.1.1.2精馏段塔径计算

由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.6—0.8，Umax=c?L??V? V 横坐标数值：

LS1?L10.00926787.79V*?*?0.0213 S1?L211.541.115 取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m

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查图可知C20=0.11 ,

C?C?138.1620(20)?0.11*(20)0.2?0.13 u.79max?0.137871.115?3.32m/s

取安全系数为0.7 ，则空塔气速u1?0.7umax?0.7*3.32?2.324m/s

DVS1?*u?4*11.541?4?2.5m

1?*2.324

按标准塔径圆整后为D2=2.6m

塔截面积为A?T?4D2?0.785*2.62?5.31m2

实际空塔气速为u?VS1A?11.54?2.17m/s T5.314.1.1.3提留段塔径计算

横坐标数值： LS2V*?L2?0.00949*894.51?0.027

S2?V213.190.65 取板间距：Ht=0.60m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m 查图可知C?20=0.12 , C?C120(20)?0.12*(57.2720)0.2?0.15 umax?0.15894.510.65?5.57m/s 取安全系数为0.7 ，则空塔气速u1?0.7umax?0.7*5.57?3.90m/s D1?4VS24*13.19?*u??2.1m

2?*3.90按标准塔径圆整后为D2=2.6m

39

?塔截面积为AT?4D2?0.785*2.62?5.31m2

实际空塔气速为u?VS1A?13.1931?2.48m/s T5.综上：塔径D=2.6m，选择双流型塔板，截面积A2T?5.31m

精馏段有效高度Z1?(14?1)*0.60?7.8m 提馏段有效高度Z2?(11?1)*0.60?6m 全塔的有效高度Z=7.8+6=13.4m

4.1.2溢流装置计算

4.1.2.1堰长lW 对双流型，一般

lwD?0.5~0.75 取lW=0.65D=1.625m 4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高）hW hW?hL?hOW 选择平直堰

堰上层高度hOW?2.841000?E(Lh/lW)2/3

lh(l2.5?0.0009262.5?10.0lw?0.65查图得E=1.03 w)(1.625) 又D 塔板上清液层高度hL?0.05~0.1m 在此取hL?0.05m（1） 精馏段 h?2.84 ow1000*1.03*(0.00926*36001.625)2/3?0.022m hw?hL?how?0.05?0.022?0.028m

（2） 提留段h/.840.00949*ow?21000*1.03*(36001.625)2/3?0.02m

hw?hL?how?0.05?0.02?0.03m

4.1.2.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由lWD?0.65查得

AfA?0.07T39

，

D2.6?D??l??2.6??1.625?Wd??????w?????????0.285m

22?2??2??2??2?2222??0.3m 溢流中间降液管宽度Wd则Af?0.07AT?0.07*5.31?0.372m 验算降液管内停留时间 精馏段：??2AfHTLS1?0.372*0.60?24.10s

0.00926 提留段：??/AfH/TLS2?0.372*0.60?25.52s

0.00949停留时间?>5s，故降液管可使用

4.1.2.4降液管底隙高度h0

（1）精馏段

取降液管底隙的流速u0=0.15m/s 则h0=（2）提留段

LS10.00926??0.038m lwu01.625*0.15?= 取u0′=0.15m/s 则h0L20.00949??0.039m lwu01.625*0.15降液管底隙高度h0在30~40mm之间，故降液管设计合理

受液盘凹形和平形两种，对于塔径为?800mm以上的塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。

??55mm选用凹形受液盘：深度hW

2lD?D?4.1.2.4溢流堰宽度 Wb?????(w)2?0.357m

22?2?

4.1.3塔板设计

4.1.3.1塔板分布

39

本设计塔径D=2.6m 采用分块式塔板

4.1.3.2 浮阀的选型：F1Q-3B型阀片厚度1.5mm，阀重24.3g，塔板厚3mm. 4.1.3.3浮阀数目与排列

(1)精馏段

取阀孔动能因子F0=12. 则孔速u01?F0?V1??121.115?11.36

每层塔板上浮阀数目为N?VS1?/4d02u0111.54?851个

0.785*0.0392*11.36 边缘区宽度WC (mm)，一般为 50～75， 取边缘区宽度（即无效区）WC?0.06m

破沫区宽度（即安定区）WS?0.07m，双溢流中间降液管宽度Wd=0.15m，

计算塔板上的鼓泡区面积，即

x?x???2Aa?2?xR2?x2?R2sin?1??2?x1R2?x1?R2sin?1?

R?R??? 其中R?D2.6?WC??0.06?1.24 22Wd0.15?Ws??0.07?0.145 22 x1?x?D2.6??Wd?Ws????0.15?0.07??1.08 22 所以

1.08???222?11.08?2Aa?2?1.081.242?1.082?1.242sin?1?20.1451.24?0.145?1.24sin?2.19m1.24?1.24?????? 浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在3～4的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（do?0.039mm）

Aa2.19??21mm Nt851*0.120 按t=120mm , t??150mm以顺排方式作图，排得阀数919个

则排间距：t?? 按N=919 开孔面积：

A01??4d0N?0.785*0.0392*919?1.10m22

重新核算孔速及阀孔动能因子 u0c1?

11.54?10.52m/s 20.785*0.039*91939

Fo1??u0c1*1.115?11.11

阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内

N*4/?d0919*0.0392 塔板开孔率????20.7%

4/?D22.62

(2)提留段

取阀孔动能因子F0=12. 则孔速u02?2F0?V2??120.65?14.89

每层塔板上浮阀数目为N?VS2?/4d02u0213.19?742个 20.785*0.039*14.89 按t=120mm ,

估算排间距t??Aa2.19??25mm Nt742*0.120取t=120mm , t??150mm以顺排方式作图，排得阀数817个

按N=817 开孔面积：

A02??4d0N?0.785*0.0392*817?0.975m22

重新核算孔速及阀孔动能因子 u0c2?

13.19?13.52m/s 20.785*0.039*817Fo2??uoc2*0.65?10.9

阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内

N*4/?d0817*0.0392 塔板开孔率????18.4% 224/?D2.6

24.2 筛板的流体力学验算

4.2.1气相通过浮阀塔板的压降

气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△Pp可由

hp?hc?hl?h?和?pp?hp?Lg计算

式中 hc——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； hσ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。

39

精馏段 (1)干板阻力 u0c1

2?V1?u01?1.115?11.362????5.34??因u01>u0c1 故hC?5.34?0.050m ????L1?2g?787.79?2*9.81???73????????V1?1/1.825?73????1.115??1/1.825?9.89m/s

(2)板上充气液层阻力

取?????? hL?0.05m 则hl??ohL?0.5*0.05?0.025m (3)液体表面张力所造成的阻力

4*10?3?14*10?3*38.16h????0.00051m

?L1gd0787.79*9.81*0.039hp1?hc?hl?h?=0.050+0.025+0.0005=0.0755m

单板的压力降：

?pp1?hp1?L1g?0.0755*787.97*9.81?591pa?0.7KPa 提留段

（1）干板阻力 u0c11/1.825

精馏段平均压强：

P1?(4?101.325)??4?101.325?14*0.591??109.462KPa

2?73????????V2??73????0.65??1/1.825?13.29m/s

2?V2?u02?0.65?14.892????5.34?因u02>u0c2 故hC?5.34?2*9.81???0.044m ??L2?2g894.51????（2）板上充气液层阻力

取?????? hL?0.05m 则hl??ohL?0.5*0.05?0.025m （3）液体表面张力所造成的阻力

4*10?3?24*10?3*57.27h????0.00067m

?L2gd0894.51*9.81*0.039hp2?hc?hl?h?=0.044+0.025+0.00067=0.0697m

单板的压力降?pp2?hp2?L2g?0.0697*894.51*9.81?612pa?0.7KPa提馏段平均压强：

39

P2?(4?101.325?14*0.591)??4?101.325?14*0.591?11*0.612??116.965KPa2

4.2.2淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度

精馏段

(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp1?0.0755m (2)

液

体

通

过液体降

液管的压头?2h?L2S1d1?0.1????l5?3?0.1??50.030?92603Wh0??1.6*20.05??3?0.80

(3) hL?0.05m 则Hd?hp1?hL?hd1?0.0755?0.05?0.003?0.1285m 取

，已选定HT?0.60m hW?0.02m8

则??hW?HT??0.5*?0.028?0.60??0.314m

??hW?HT?

可见

所以符合防止淹塔的要求。

提留段

(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度hp2?0.0697m (2)液体通过液体降液管的压头损失

22h?0.153??L

d2?S2???l?0.153??0.00949???0Wh0???1.625*0.039?.003 ⑶板上液层高度

hL?0.05m 则Hd?hp2?hL?hd2?0.0697?0.05?0.003?0.1227m

取

，已选定HT?0.60m hW?0.02m

则??hW?HT??0.5*?0.02?0.60??0.31m

损失

39

可见

止淹塔的要求。

所以符合防止淹塔的要求。可见所以符合防

4.2.3物沫夹带 精馏段

板上液体流经长度：ZL?D?2Wd?2.6?2*0.15?2.3m 板上液流面积：Ab?AT?2Ad?5.31?2*0.372?4.57m2 取物性系数

，泛点负荷系数图CF?0.125

11.54泛点率?1?1.115?1.36*0.00926*2.3787.79?1.115?81.8%

1.0*0.125*4.57为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在F1?0.8~0.82，由以上计算可知，物沫夹带能够满足

的要求。

提留段

取物性系数

，泛点负荷系数图CF?0.115

13.19泛点率?2?0.65?1.36*0.00949*2.3894.51?0.65?73.4%

1.0*0.115*4.57为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在F1?0.8~0.82，由以上计算可知，物沫夹带能够满足

的要求。

4.2.4漏液点气速

当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板

39

上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。

u??4.4C

0?0.0056?0.13hL?h???L/?V精馏段：查图C0=0.85（化工原理课程设计P90)

u??4.4*0.85?0.0056?0.13*0.05?0.00051?787.79/1.115?7.1

01m/s

k?u01u??11.367.1?1.6m/s?1.5m/s01

提馏段：

查图C0=0.85（化工原理课程设计P90)

u?02?4.4*0.9?0.0056?0.13*0.05?0.00067?894.51/0.65?9m/s

02

k?uu??14.89?1.56m/s?1.5m/s029.54

4.3塔板负荷性能曲线

4.3.1物沫夹带线

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： ⑴精馏段

V1.115S787.79?1.115?1.36*2.3LS0.8=

1.0*0.125*4.57 整理得： 0.457?0.0377VS?3.128LS 即VS?12.35?85.54LS

由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出

⑵提留段

V?0.65S894.51?0.65?1.36*2.3L?S 0.8=

1.0*0.115*4.57

39

温度由99.91℃到30℃的热量变化

Q2?L2CPWtD?L2CP1t1?8.490*3600*4.24*99.91?8.490*3600*4.173*30?9121166KJ/h回流液的焓HR

注：此为泡点回流，据t-x-y图差得此时组成下的泡点tD，用内差法求得回流液组成下的t?D，

查得t?D=78.15

此温度下：CP1?3.52KJ/(Kg?K) CP2?4.22KJ/(Kg?K)

CP?CP1xD?CP2(1?xD)?3.52*0.86?4.22*0.14?3.62KJ/?kg.K?

注：回流液组成与塔顶组成相同

QR?HR?L1CPt?D?7.292*3600*3.62*78.15?7426543kj/h 塔顶馏出液的焓HD

因馏出口与回流液口组成一样，所以CP?3.62KJ/?kg.K? QD?HD?DCPtD?0.1169*42.85*3600*3.62*78.21?1418.20kj/h

冷凝器消耗的热量QC

QC?QV?QR?QD?2678339185?7426543?1418.20?260405957kj/h

进料口的热量QF

t温度下，即 84.97℃

CP1?3.64KJ/(Kg.K) CP2?4.253KJ/(Kg.K)

CPF?CP1xF?CP2(1?xF)?3.54*0.115?4.25*0.885?4.17KJ/(Kg..K) t2=25℃温度下

CP3?2.49KJ/(Kg.K) Cp4?4.1875KJ/(Kg.K)

CP2?CP3xF?CP4(1?xF)?2.59*0.115?4.174*0.885?3.99KJ/(Kg.K)

QF?FMLFCPWtF?FMLFCP2t2?0.8679*21.22*3600*4.24*84.97?0.8679*21.22*3600*3.99*?30499795KJ/h塔釜残液的焓QW

QW?WCPtW?0.7510*18.01*4.24*3600*99.91?20626758kj/h

39

6.2附属设备的选型

6.2.1再沸器

塔釜热损失为10%, 则??0.9

设再沸器损失能量Q损=0.1QB

QB?QF?QC?QW?QD?Q损

加热器实际热负荷

0.9QB?QC?QW?QD?QF?260405957?20626758?1418.20?20501445?219279172kj/h

QB?243643525kj/h

。C饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC) 再沸器的选型：选用120。。C?99.91OC 水蒸气：120C?120OC 料液温度： 84.97

加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol

2.436*108?1.078*105kg/h 水蒸气的用量m水= QB/ r=

2259.5查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650（w/m2×k）则再沸器的传热面为:由

mCP?t?KA?t 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2

选取型号为：G.CH800-6-70

6.2.2塔顶回流冷凝器

有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500KCal/(m?h?℃) 本设计取K=700KCal/(m?h?℃)=2926KJ/(m?h?℃) 出料液温度：78.21C(饱和气)?78.21C（饱和液）

222。O。O冷却水温度： 20C?35C

逆流操作：△t1=58.21 ℃ △t2=43.21℃

39

?tm??t1??t258.21?43.21。C

??45.98?t158.21LnLn?t243.21A?QC/K?tm?38817481.54（/2926?45.98）?288.52m2

选用设备型号：G500I-16-40

6.2.3、塔顶产品冷凝器

。C?30OC 出料液温度：78.21。C?35OC 冷却水温度： 20逆流操作：△t1=43.21 ℃ △t2=10℃ ?tm??t1??t243.21?10。C

??22.01?t143.21LnLn?t210A?Q1/K?tm?10561460（/2926?22.01）?164.00m2

选用列管式换热器。

6.2.4、塔底产品冷凝器

。O出料液温度：99.91C?30C

。O冷却水温度： 20C?35C

逆流操作：△t1=64.91 ℃ △t2=10℃ ?tm??t1??t264.91?10。C

??29.36?t164.91LnLn?t210A?Q2/K?tm?9121166（/2926?29.36）?106.17m2

选用列管式换热器。

6.2.5、原料预热器

原料液由25℃加热到84.97℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，逆流冷凝，取传热系数取K=700KCal/(m?h?℃)=2926KJ/(m?h?℃)

22。O加热蒸汽温度： 130C?60C

。O原料液温度：25C?84.97C

39

逆流操作：△t1=35 ℃ △t2=45.03℃ ?tm??t2??t1Ln?t2?45.03?3545.?39.80。C ?tLn03135A?QF/K?tm?30499795（/2926?39.80）?261.902

选用U型管换热器。

6.2.6、蒸汽喷出器

蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。

39

第七章 设计评述

化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节，是理论联系实际的桥梁，同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识，独立思考。要做好课程设计，不仅要了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。

此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇-水溶液连续精馏，让自己对于浮阀塔的连续精馏有了一定的认识，至少对于浮阀塔精馏设备有了基础的了解，对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中，知道了查取数据及取合适数据的重要性，在选取设备时都是需要不断地核算，核算是否符合生产要求及其安全要求，才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真，某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的，如何计算，选用何种计算公式都得通过认真思考。

本次设计心得有以下几点：

1、 数据的查取：尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性；

2、 数据的单位：各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性；

3、 耐心和细心：需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心；

4、 清晰的思路：计算的公式特别多，各符号代表的意义及对应的数据一定得很清楚。

39

精馏塔工艺设计计算结果总表 项 目 各段平均压强 符 号 单 位 计 算 数 据 精馏段 109.462 （绝压） 81．59 0.00926 11.54 14 提馏段 116.965 （绝压） 92．44 0.00949 13.19 11 P Pa ℃ 各段平均温度 气相 平均流量 tLSVSm/sm/s块 33液相 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板溢流型式 溢流管型式 堰高 溢 流 装 置 NP HT Z D u m m m m/s 0.6 7.8 2.6 2.17 0.6 6 2.6 2.48 双溢流弓形降液管 分块式塔板 弓型 mm m m mm mm mm mm 个 28 1.625 0.285 38 50 39 120 919 1.10 20.7 F1Q-3B g m/s 10.52 24.39 13.52 20 1.625 0.285 39 50 39 120 817 0.975 18.4 hw 堰长 溢流堰宽度 lw Wd h0 管底与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数或阀数 开孔面积 hL d0 t N A0 ? m2 % 开孔率 浮阀型式 浮阀重量 筛孔或阀孔气速 u0 39

塔板压降 ?PP Ad Pa m2 s mm % 591 0.372 612 0.372 降液管面积 液体在降液管停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带(泛点率) 气相最大负荷 ? Hd F 24.10 128.5 81.1 23.8 25.52 122.7 73.4 23.0 Vmax m3/s 气相最小负荷 Vmin m/s 3 11.0 12.3 操作弹性 2.16 1.87

39

主要符号说明 符号 F D W x V L μ 意义 进料流量 塔顶产品流量 塔釜产品流量 进料组成 上升蒸汽流量 下降液体流量 粘度 板效率 压强 温度 回流比 塔板数 进料状况参数 分子量 操作物系的负荷因子 密度 表面张力 空塔气速 板间距 板上液层高 降液管低隙高度 停留时间 塔径 塔截面积 弓形降液管面积 重力加速度 弓型降液管宽度 阀孔气速 塔高 鼓泡区面积 开孔率 压降 孔速 开孔数 物性系数 动能因子 SI单位 kmol/s kmol/s kmol/s 无因次 kmol/s kmol/s mPa·s 无因次 Pa ℃； 无因次 无因次 无因次 kg/kmol； m/s 3kg/m； mN/m； m/s； m； m； m s m； m； 22ET P t R N q M C ρ σ u HT hL h0 ? D AT Af g Wd uo Z Aa ? ?P m； N/kg m； m/s； m； m； 2无因次 Pa m/s； 无因次 无因次 无因次 39

u0cN K F0

?0 t 阻力因子 空心距 排间距 堰长 溢流高度 堰上液层高度 泛点率 边缘区宽度 料液的质量流率 料液的体积流率 进料管的直径 塔底空间高度 裙座高度 加料板及人孔所在板增加高度 塔顶空间高度 无因次 m； m m； m； m； 无因次 m； kg/s m3/s m m m m m t? lW hW hOW ? Wc L V L V D H底 H裙 H增 H顶 下标的说明 下标 min L V D W F M 意义 最小值 液相 气相 塔顶 塔底 进料板 平均值 39

参考文献

[1] 谭天恩，窦梅，周明华. 《化工原理》(上、下册). 北京：化学工业出版社，2008 [2]匡国柱，史启才.《化工单元过程及设备课程设计》.北京：化学工业出版社，2005 [3]柴诚敬，刘国维，李阿娜. 《化工原理课程设计》. 天津：天津科学技术出版社，1995

[5]刁玉玮，王立业，喻健良.《化工设备机械基础》. 大连：大连理工大学出版社，2006 [6]石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，1997

[7]化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988 [8]化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气液传质设备. 北京：化

学工业出版社，1986

[9]上海化工工业设计院石油设备设计建议组. 化工设备图册—塔设备（4）. 1976 [10]上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986

[11]大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994 [12]柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995

[13]陈敏恒，丛德兹，方图南，齐鸣斋. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000 [14]天津大学化工原理教研室 《 化工原理 》 [15]大连工学院化工原理教研室 《 化工原理 》

[16]《 化工设备设计手册全书 》编辑委员会 《 塔设备设计 》 《 换热器设计 》 [17]《 化学工程手册 》编委会 《 传热设备及工业生产 》（8篇） 《 气液传质设备 》（13） [18]王静康 黄璐 《 化工设计 》

[20]潘国昌 郭庆丰 《 化工设备设计 》 [21]北京化工研究所 《 浮阀塔 》 [22]化工容器及设备简明设计手册 》

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