1、成绩大连民族学院化工原理课程设计说明书题目：乙醇水连续精馏塔的设计设 计 人：1104系别：生物工程班级：生物工程 121 班指导教师：老师设计日期：2014 年 10 月 21 日 11 月 3 日温馨提示：本设计有一小部分计算存在错误，但步骤应该没问题化工原理课程设计任务书一、设计题目乙醇水精馏塔的设计。二、设计任务及操作条件1.进精馏塔的料液含乙醇 30%（质量），其余为水。2.产品的乙醇含量不得低于 92.5%（质量）。3.残液中乙醇含量不得高于 0.1%（质量）。4.处理量为 17500t/a，年生产时间为 7200h。5.操作条件（1）精馏塔顶端压强4kPa（表压）。（2）进料热状
2、态泡点进料。（3）回流比R=2Rmin。（4）加热蒸汽低压蒸汽。（5）单板压降0.7kPa。三、设备型式设备型式为筛板塔。四、厂址厂址为大连地区。五、设计内容1.设计方案的确定及流程说明2.塔的工艺计算3.塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1）塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定。（2）塔板的流体力学验算。（3）塔板的负荷性能图。4.设计结果概要或设计一览表5.辅助设备选型与计算6.生产工艺流程图及精馏塔的工艺条件图7.对本设计的评述或有关问题的分析讨论目录前言 . 1第一章 概述 . 11.1 塔型选择 . 11.2 操作压强选择 . 11.3 进料热状态选择 . 11.4 加热方式 . 21.5 回流
3、比的选择 . 21.6 精馏流程的确定 . 2第二章 主要基础数据 . 22.1 水和乙醇的物理性质 . 22.2 常压下乙醇水的气液平衡数据 . 32.3 A,B,CAntoine 常数 . 4第三章 设计计算 . 43.1 塔的物料衡算 . 43.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率 . 43.1.2 平均分子量 . 43.1.3 物料衡算 . 43.2 塔板数的确定 . 43.2.1 理论塔板数 NT的求取. 43.2.2 全塔效率 ET的求取. 53.2.3 实际塔板数 N . 63.3 塔的工艺条件及物性数据计算 . 63.3.1 操作压强 Pm. 63.3.2 温度 tm.
4、63.3.3 平均摩尔质量 Mm. 63.3.4 平均密度 m. 73.3.5 液体表面张力 . 8m3.3.6 液体粘度 Lm. 83.4 气液负荷计算 . 93.5 塔和塔板主要工艺尺寸计算 . 93.5.1 塔径 D . 93.5.2 溢流装置 . 113.5.3 塔板布置 . 123.5.4 筛孔数 n 与开孔率 . 133.5.5 塔有效高度 Z . 133.5.6 塔高计算 . 133.6 筛板的流体力学验算 . 143.6.1 气体通过筛板压强降的液柱高度 hp. 143.6.2 雾沫夹带量 eV的验算. 153.6.3 漏液的验算 . 153.6.4 液泛的验算 . 153.7
5、 塔板负荷性能图 . 163.7.1 雾沫夹带线（1） . 163.7.2 液泛线（2） . 173.7.3 液相负荷上限线（3） . 183.7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） . 183.7.5 液相负荷下限线（5） . 183.8 筛板塔的工艺设计计算结果总表 . 203.9 精馏塔附属设备选型与计算 . 203.9.1 冷凝器计算 . 203.9.2 预热器计算 . 213.9.3 各接管尺寸计算 . 21第四章 设计评述与心得 . 234.1 设计中存在的问题及分析 . 234.2 设计心得 . 23参考文献 . 24前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合
6、物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。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。精馏是同时进行传热和传质的过程，为实现精馏过程，需要为该过程提供物料的贮存、输送、传热、分离、控制等设备和仪表。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。乙醇在工业、医药、民用等方面，都有广泛的应用，是一种重要的化工原料。在很多不同的方面，要求乙醇有不同的纯度，甚至是无水乙醇。而因为乙醇极具挥发性，想得到高纯度的乙醇很困难。要把低纯度的乙醇水溶液提升到高
7、纯度，可以用连续精馏的方法。精馏是同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。此次化工原理设计是乙醇水精馏塔的设计。第一章 概述精馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1 塔型选择任何塔设备都难以满
8、足上述所有要求，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。1筛板塔具有结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔的优点。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的，脏的和带固体粒子的料液。而乙醇水料液完全可以避免这一缺点，故本设计塔型选择筛板塔。1.2 操作压强选择精馏操作压强常取决于冷凝温度。一般，除热敏性物料以外，凡能通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能通过江河水或循环水将馏分冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。故本设计操作压强为常
9、压。1.3 进料热状态选择原则上，在供热量一定情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷进料。但为使塔操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采1用相同塔径以便于制造，则常采用泡点进料，需增设原料预热器。本设计即采用泡点进料。1.4 加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中的主要组分是水，有时也可采用直接蒸汽，例如蒸馏釜残液中主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时可采用直接蒸汽加热，利用压强较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组
10、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。本设计采用应用更广泛的间接蒸汽加热。1.5 回流比的选择选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费和操作费用之和最低。一般经验值 R =（1.12.0）R式 R 为操作回流比；R为最小回流比。对特殊物系与场minmin合，则应根据实际需要选定回流比。本设计参考同类生产的 R 经验值选定，确定回流比 R = 2R 。min1.6 精馏流程的确定乙醇、水混合料经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却
11、后送入贮槽。流程简图如图 1 所示。图 1 连续精馏装置流程简图第二章 主要基础数据2.1 水和乙醇的物理性质乙醇和水的基本参数见表 1，液相密度见表 2，液体表面张力见表 3。2表 1 水和乙醇的基本参数名称分子式分子量沸点/临界温度/临界压强/kPa水H O18.022100373.9122.05乙醇C H OH46.072578.3240.776.148表 2 乙醇和水液相密度温度/2030405060708090100110乙醇密度kg/m3795785777765755746735730716703水密度kg/m3998.2995.7992.2988.1983.2977.8971.8
12、965.3958.4951.0表 3 乙醇和水液体表面张力温度/2030405060708090100110乙醇表面张力103/N/m22.321.220.419.818.818.017.1516.215.214.4水表面张力103/N/m72.671.269.667.766.264.362.660.758.856.92.2 常压下乙醇水的气液平衡数据常压下乙醇水的气液平衡数据如表 4 所示表 4 乙醇水系统 txy 数据沸点 t，乙醇分子，%乙醇分子，%乙醇分子，%乙醇分子，%沸点 t，液相液相液相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2
13、458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.
14、9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.4132.3 A,B,CAntoine 常数A,B,CAntoine 常数，其值见表 5。表 5 A,B,CAntoine 常数组分ABC乙醇8.044961554.3222.65水7.966811668.21228第三章 设计计算3.1 塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分率x=FW /MF乙醇W /M(1WF乙醇F)/M水30%/4630%/46(130%)/180.144x=DW /MD乙醇W /M(1WD乙醇D)/M水92.5%/4692.5%/46(192.5%)/180.828x=WWwW/M乙
15、醇w/M（ 1-W乙醇w)/M水0.1%/460.1%/46(10.1%)/180.000393.1.2 平均分子量M= 0.14446 +（1 - 0.144）18 = 22.032 kg/kmolFM= 0.82846 +(1- 0.828)18 = 41.184 kg/kmolDM= 0.0003946 +(1 - 0.00039)18 = 18.011 kg/kmolW3.1.3 物料衡算年处理量F=17500t/a总物料衡算F=D+W易挥发组分物料衡算FXF= DXD+ WXWF17500t/a103kg/t7200h/a22.032kg/kmol110.32kmol/h联立总物料衡
16、算和易挥发组分物料衡算解得：W=91.18 kmol/hD=19.14 kmol/h3.2 塔板数的确定3.2.1 理论塔板数 N 的求取T乙醇、水属理想物系，可采用 M.T.图解法求 N 。T4根据乙醇水的气液平衡数据（表 4）作 y-x 图，如图 2。（1）求最小回流比 R及操作回流比 R。乙醇水体系的平衡曲线有下凹部分，min自 a（x ，y ）作平衡线的切线切于其下凹部分，并延长与y 轴相交，截距DDRxD1min0.333，即RminxD0.33311.486取操作回流比R=2R =2*1.486=2.972min（2）求理论板 N 。精馏段操作线方程：TyRR1xxDR10.748
17、2x0.2085af1011120.333dbexF图 2 乙醇、水的 y-x 图及图解理论板如图 2 所示，按 M.T.图解法求得：N=（15-1）层（不包括再沸器）。其中精馏段理论板数为 11 层，提馏段为 3 层T（不包括再沸器），第 12 层为加料板。3.2.2 全塔效率 E 的求取T根据塔顶、塔底液相组成查表 4，用内插法求温度得：83.8779.8282.879.82t78.2778.4t78.4DD78.3 ，同理 tW99.8tmtDtW89.05 289.05 时，乙醇和水的粘度分别为：0.410 mPa s 和 0.325 mPa s2，该温度下进料液相平均粘度为：50.1
18、44（ 10.144）0.337 mPasm乙醇水故ET0.170.616 lg0.170.616 lg 0.3370.430943%m3.2.3 实际塔板数 N精馏段N精= 11/0.43 = 25.6，取 26 层提馏段N提= 3/0.43 = 6.98，取 7 层3.3 塔的工艺条件及物性数据计算3.3.1 操作压强 Pm塔顶压强PD4101.3105.3kPa，取每层塔板压强降P0.7kPa，则进料板压强和塔底压强分别为PF105.3260.7123.5kPa；PW= 105.3330.7128.4kPa精馏段和提馏段平均操作压强为Pm精105.3123.5123.5128.4114.
19、4kPa；P125.95kPa22m提3.3.2 温度 tm依据操作压强，依下式试差计算操作温度：Pp xp x00AABB式中：x溶液中组分的摩尔分数；P溶液上方的总压，Pa；p0同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa（下标 A 表示易挥发组分，B 表示难挥发组分）。其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。安托因方程：lg p0ABTC式中：p0在温度为 T 时的饱和蒸汽压，mmHg；T温度，；A,B,CAntoine常数，其值表 5。计算结果如下：塔顶温度1554.31668.218.044967.96681100.1330.828100.1330.172105.3t222.65t228解得
20、t = 81.98 D同理得：t = 104.02 ，tFW= 110.17。则精馏段平均温度和提馏段平均温度为：tm精81.98104.02104.2110.1793.0 ；t107.122m提3.3.3 平均摩尔质量 Mm塔顶xDy10.828x0.811(由气液平衡曲线得)16MVDm0.82846(10.828)1841.184kg/kmolM0.81146(10.811)1840.708kg/kmolLDm进料板yF0.3605xF0.0608同理得MVFm28.094kg/kmol；M19.7024kg/kmolLFm塔底yW0.0046x0.00039W同理得MVWm18.129
21、kg/kmol；M18.01kg/kmolLWm则精馏段和提馏段的平均摩尔质量分别为：MVm(精）41.18428.094234.639kg/kmolMLm(精）40.70819.7024230.205kg/kmolMVm(提）18.12928.094223.112kg/kmolMLm(提）18.0119.7024218.856kg/kmol3.3.4 平均密度 m（1）液相密度 Lm塔顶温度 t = 81.98 ，根据表 2 由内插法得 81.98时水和乙醇的密度D908073073581.9880乙735乙734.01kg/m39080965.3971.881.9880水971.8水970
22、.51kg/m3依下式1/Lm/ALA/BLB（为质量分数）10.9250.075747.67kg/m3734.01970.51LmDLmD同理求得进料板和塔底液相密度LmF884.97kg/m3；LmW970.20kg/m3故精馏段和提馏段的平均密度分别为Lm(精）（747.67884.97） / 2816.32kg/m3；7Lm(提）（970.20884.97） / 2927.58kg/m3(2) 精馏段和提馏段的气相密度 mVmV(精）PM114.434.6391.302kg/m3m精RT8.314(93.0273.15)mV(提）PM125.9523.1120.921kg/m3m提RT
23、8.314(107.1273.15)3.3.5 液体表面张力 m塔顶温度 t = 81.98 ，根据表 3 由内插法得 81.98时水和乙醇的表面张力D908081.988016.217.1517.15乙D乙16.96mN/m908081.988060.762.662.6水D水62.22mN/m同理得进料板和塔底乙醇与水表面张力乙F14.88mN/m水F58.04mN/m乙W14.39mN/m水W58.77mN/mmDnxii0.82816.96（10.828）62.2224.74mN/mi1mFnxii0.06114.88（10.061）58.0440.56mN/mi1mWnxiii10.0
24、00414.39（10.0004）58.7758.02mN/m则精馏段和提馏段平均表面张力分别为m(精）24.7440.56232.65mN/mm(提）58.0240.56249.29mN/m3.3.6 液体粘度 Lm塔顶、进料板、塔底所对应的温度下水的粘度分别为2水D0.348mas水F0.269mas水W0.250mas塔顶、进料板、塔底所对应的温度下乙醇的粘度分别为28乙D0.448mas乙F0.333mas乙D0.300masLmD0.8280.448（10.828）0.3480.433masLmF0.0610.333（10.061）0.2690.295masLmW0.00040.30
25、0（10.0004）0.2500.251mas则精馏段和提馏段平均液相粘度分别为Lm(精）0.4330.29520.364masLm(提）0.2950.25120.273mas3.4 气液负荷计算精馏段气液负荷计算如下：V(R1)D(2.9721)19.1476.024kmol/hVS，精VMVm(精）3600Vm(精）76.02434.6390.56m3/s36001.302LRD2.97219.1456.884kmol/hLS，精LMLm(精）3600Lm(精）56.88430.2050.0006m3/s3600816.32Lh，精LS36000.000636002.105m3/h同理得提
26、馏段VS，提VMVm(提）3600Vm(提）76.02423.1120.530m3/s36000.921LS，提LMLm(提）3600Lm(提）56.88418.8560.00032m3/s3600927.583.5 塔和塔板主要工艺尺寸计算3.5.1 塔径 D表 6 板间距与塔径的关系塔径 D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距 HT/mm2003002503503004503506004006009参考表 6，初选板间距 H =0.30m ,取板上液层高度 h =0.06m，故TLHThL0.300.060.24mL(SVS10.0006816.321)(
27、)20.0268L2V0.561.304图 3 Sminth 关联图查图 3 可知，C0.05，依照下式校正 C20CC0.232.65()0.20.052020200.055umaxCLVV816.321.3040.0551.375m/s1.304取安全系数为 0.7，则u0.7umax0.71.3750.9625m/s故D4VSu40.563.140.96250.86m按标准，塔径圆整为1.0m，则空塔气速u4VSD240.563.141.020.713m/s塔内各段负荷差别不大，各段塔径保持一致。则提馏段空塔气速u提4VS提D240.533.14120.675m/s103.5.2 溢流装
28、置根据塔径和液体流量采用单流型、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰。不设进口堰。各项计算如下。（1）溢流堰长 lw取 l =0.6D，即wlw0.610.6m（2）出口堰高 hwhwhLhow由lw/D0.6 /10.6 ，Lh/l2.52.5W2.1050.62.57.55m，查图 4，知 E=1.03。图 4 液流收缩系数计算图则hOW2.84LEh1000lw2322.842.1051.0330.007m30.007m10000.6故hW0.070.0070.053m同理求得提馏段 h= 0.056mw，提（3）降液管管宽度 W 与降液管面积 Adf由lw/D0.6 /10.6 查图 5
29、 得Wd/D0.098，Af/AT0.054故Wd0.09810.098mAf0.0544D20.042m2由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精A HfLsT0.0420.3021s5s（符合要求）0.000611提A HfTLs提0.0420.3039.375s5s0.00032（4）降液管底隙高度 h0取液体通过降液管底隙的流速 u= 0.04m/s，依下式计算降液管底隙高度h：0oLhsl uo精W00.00060.60.040.025mLhs，提o提l uW00.000320.60.040.015m图 5 弓形降液管的宽度和面积3.5.3 塔板布置（1）取边缘区宽度
30、W = 0.035m ，安定区宽度 Wcs（2）依下式计算开孔区面积 AaxAx R2x2R2sin12a180R= 0.065m2 0.337 0.46520.33720.3370.4652sin11800.4650.813m2其中xD2(WdWs)12(0.0980.065)0.337mRD1W0.0350.465m22c12图 6 塔板结构参数图 4-8塔板结构参数图 6 中h 出口堰高h 堰上液层高度h 降液管底隙高度WOW0h 进口堰与降液管的水平距离h 进口堰高H 降液管中清液层高度1WdH 板间距l 堰长W 弓形降液管高度W 无效周边高度W 安定区宽度D塔径RTWdCS鼓泡区半径
31、x鼓泡区宽度的 1/2t同一横排的阀孔中心距 (单位均为 m)以上各参数及塔板布置图见图 6。3.5.4 筛孔数 n 与开孔率取筛孔的孔径 d = 5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为 3mm，取t/d00故孔中心距 t3515mm依下式计算塔板上的筛孔数 n= 3.0，1158103nt21158103A15a20.8134184 孔依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即AA0a0.9070.907%10.1%t/d3.0220每层塔板上的开孔面积 A0为A0Aa0.1010.8130.082m2气体通过筛孔的气速u0 精VsA0V0.560.536.83m/s；us6.46m/s0.082
32、A0.0820 提03.5.5 塔有效高度 ZN1HZT2610.37.5m精精Z提N提1HT710.31.8m3.5.6 塔高计算实际塔板数为 33，选取每 8 层塔板建立一个人孔，故人孔数为 5 个，设人孔处板间距为 600mm，进料段高度为 500mm，塔顶空间 HD=1.8 HT=1.8*300=540mm，取塔底13停留时间为 3min，则塔底空间高度取 1000mm。由下式计算塔高得H = (n - nF- np- 1)HT+ nHFF+ nHpp+HD+ HB（33131）0.30.530.60.54112.24m式中：塔高 H(不包括封头、裙坐)n实际塔板数；n 进料板数FH
33、进料板处板间距，mFn 板间人孔数PH 设人孔处的板间距，mpH 塔顶空间，m（不包括头盖部分）DH 塔底空间，m（不包括底盖部分）B3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 气体通过筛板压强降的液柱高度 hp依式hphehlh（1）干板压强降相当的液柱高度 hc依d0/5/ 31.67，查图7，CO0.78u6.8321.304h0.051(0.00625mo)2(V)0.051C816.32cOL图 7 干筛孔的流量系数图 8 充气系数关系图14(2)气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度 hluaATVsAf0.563.14/ 41.00.04220.75m/sFauaV0.751.3040.
34、86由图 8 查取板上液层充气系数 为 0.68。依式hlhL0.680.060.0408m（3）克服液体表面张力压强降相当的液柱高度 h依式h4gdLo432.651030.00326m816.329.810.005故hp精hehlh0.006250.04080.003260.0503m单 板 压 强 降PP精hPg0.0503816.329.81402.5Pa700PaL(设计允许值)同理得提馏段塔板压降P442.2Pap 提3.6.2 雾沫夹带量 eV的验算依式eV精5.7106(HTuahf)3.25.71060.75()0.03kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气3.232.6
35、51030.30.15式中， h 塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为 0.4 考虑，即fhf=（hL0.4）= 2.5 = 2.5hL 0.06 = 0.15同理得eV 提0.02kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.6.3 漏液的验算依式uOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/V4.40.780.00560.130.060.00326816.32/1.3048.6m/ s筛板的稳定性系数KuOuOW6.830.81.58.6故在设计负荷下可能会产生过量漏液。3.6.4 液泛的验算15为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd(
36、HThW)。hdL0.153(s)20.153(0.04)20.0002448mlhWOHd精hPhLhd0.05030.060.00024480.111m取0.5，则(HThW)0.5(0.30.053)0.18m同理 Hd 提= 0.109m，故Hd(HThW)，在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸基本是合适的。3.7 塔板负荷性能图3.7.1 雾沫夹带线（1）eV5.7106(ua)3.2HhTfuaATVsAfVs0.7850.0421.35VShf2.5(hWhOW3600L2)2.5h2.8410E()3s3lWW近似取E1.0，
37、hW0.053m，lW0.6m故hf3600L222.50.0532.8410 ()0.13252.344L3（b）3s30.6s取雾沫夹带极限值eV为 0.1kg 液/kg 气，已知32.65103N/m，HT0.3m，并将式（a） 、 （ b）代入eV5.7106(HTuahf)3.2,得下式：1.35V5.71060.1(s)3.232.6510320.30.13252.344L3s整理得Vs0.90312.63Ls23（1）在操作范围内，任取几个 Ls值，依（1）式算出相应的 Vs值列于表 7 中。并依表中数据在 VsLs图中做出雾沫夹带线（1），如图 9 所示。16表 7Ls，m3/
38、s0.61041.51033.01034.5103V，m3/ss0.8840.7380.6400.5593.7.2 液泛线（2）H(HdThW)hPhWhOWhd近似取E1.0，lW0.6mhOW3600L2.84103E(slW3600L222)2.8410 ()0.938L33s330.6shPhchlhhcuV0.051()()0.051(s)2Vo2VCC AOLOoLVs0.051()20.780.0821.304816.320.02V2shlhWhOW220.680.0530.938L0.0360.638L33SSh0.00326(已算出)故hP0.02Vs20.039260.63
39、8LS23hdLL0.153(s)20.153()2680Ls2lh0.60.025sWO将HT为 0.3m， hW为 0.053m，0.5及式（c） 、 （d） 、 （e）代入式HhPhLhd和Hd（HTh ）得：W0.5(0.30.053)0.02Vs20.638Ls230.039260.0530.938LS整理得：V24.21278.8Lss2334000Ls2在操作范围内取若干Ls值，依式（2）计算 Vs图 9 中做出雾沫夹带线（2），如图 9 中线（2）所示。17表 8Ls，m3/s0.61041.51033.01034.5103Vs，m3/s2.0231.7621.5061.173
40、3.7.3 液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 4s，则Ls,maxAfH0.0420.30.00315m3/sT4液泛负荷上限线（3）在 VsLs坐标图上为与气体流量 Vs无关得垂直线，如图 9线（3）所示。3.7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）由hLhWhOW0.0530.938LS23、uOWVs,min代人漏液点气速式：AOuOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/VV816.3224.40.780.00560.13(0.0530.938L3)0.00326s,minAO1.304sA0前已算出为 0.082m2，代入上式并整理，得Vs,min2.814 0.0
41、5780.763Ls23此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取 n 个Ls值，依（4）式计算相应 Vs值,列于表 9 中，依表 9 中数据作气相负荷下限线（4），如图 9 中线（4）所示。表 9Ls，m3/s0.61041.51033.01034.5103Vs，m3/s0.6830.7330.7640.7893.7.5 液相负荷下限线（5）取平堰、堰上液层高度hOW0.006m作为液相负荷下限条件，取E1.0,依下式计算，则hOW2.843600LES,min1000l2/3230.0060.937LsW整理上式得Ls,min4.2104m3/s18依此值在 VsLs图上作线（5）即为液相负
42、荷下限线，如图 9 所示。图 9 精馏段负荷性能图将以上 5 条线标绘于图 9（VsLs图）中，即为精馏段负荷性能图。P 为操作点，OP 为操作线。OP 线与线(1)的交点相应气相负荷为V， OP 线与气相负荷下限线（4）s,max的交点相应气相负荷为V。s,min可知本设计精馏段塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。同理求得提馏段负荷性能图如图 10图 10 提馏段负荷性能图可知提馏段塔板上限由液泛控制，下限由雾沫夹带控制，但操作点不在相应区域内，塔板结构参数还需要调整。193.8 筛板塔的工艺设计计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段
43、平均流量各段平均压强各段平均温度气相液相实际塔板数PtmmVLssNkPam3/sm3/s块114.40125.9593.0107.10.560.530.000600.00032267板间距塔的有效高度HTZmm0.30.37.51.8塔径Dm1.01.0空塔气速Um/s0.7130.675塔板液流型式-单流型单流型溢流装置溢流管型式堰长堰高溢流堰宽度管底与受液盘距离板上清液层高度孔径孔间距-lwhwWhdOhdLOT-mmmmmmmmm弓型弓型0.60.60.0530.0560.0980.0980.0250.015551515孔数N个41844184开孔面积m20.0820.082筛孔气速塔
44、板压降液体在降液管中停留时间uO PPm/skPas6.8360460.400.4444降液管内清夜层高度雾沫夹带负荷上限Hedv-mkg 液/kg 气-0.1110.1090.030.02雾沫夹带控制液泛控制负荷下限-漏液控制雾沫夹带控制气相最大负荷气相最小负荷操作弹性Vs,maxVs,min-m3/sm3/s-0.8-0.7-1.14-3.9 精馏塔附属设备选型与计算选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷却器，热虹吸式再沸器。3.9.1 冷凝器计算设原料液初始温度为 43，由汽液平衡数据查得组成 X = 0.144 的乙醇水溶F液泡点温度为 99.46，在平均温度
45、（94.66+43）/2 =71.23 下：乙醇的汽化潜热20r =1000kJ/kg 水的汽化潜热 r乙=2499kJ/kg。2则可得平均汽化潜热水rr x乙Fr（1x ）10000.14424990.8562283.14kJ/kg水FQCVMr76.02434.6392283.146.01106kJ/h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为20和 30则平均温度下的比热C4.182kJ / kgc，于是冷凝水用量可求得：2WCQ6.011061.44105kg/hCC(tt)4.182(3020)213.9.2 预热器计算（1）加热蒸汽量以 釜 残 液 预 热 原 料 液 ， 则 将 原
46、 料 加 热 至 泡 点 所 需 的 热 量Q为FQFWCF(tFF2- tFm= 64，在进出预热器的平均温度以及 tFm= 64的情况)， tF1下查得比热C4.188kJ / kg2，则QF175001034.188(84.66 - 43)4.24105kJ/h7200釜残液放出的热量： QWW C(tWW1tW 2) ，若将釜残液温度降至 tw2= 55，那么平均温度 twm= (99.8+55) / 2 =77.4，查其比热为CW4.19kJ / kg2，则QW91.1818.8564.19(99.8 - 55)3.23105k J / h可知，QW QF，于是理论上不可以直接用釜残
47、液加热原料液至泡点。加热蒸汽理论 用量为：WrQ（4.243.23）105535.67kg/hrC(tt)4.19(10055)21（2）传热面积tm（T1t）-（T22Ttln12t ） （99.884.66）-（5543）13.5199.884.66ln5543Tt21根据经验值，总传热系数K=290870W/m2，取 K=650 W/m2，则传热面积AQKtm4.2410548.32m265013.53.9.3 各接管尺寸计算21（1）进料管进料体积流量VSfFMff110.3219.70240.00068225m3/s884.973600取适宜的输送速度u2.0m/s，故fdf4Vsf
48、u40.0006822523.140.021m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：325mm实际管内流速：uf40.000682253.140.02221.80m/s（2）釜残液出料管釜残液的体积流量：VSWWMWW91.1818.013600970.200.0005m3/s取适宜的输送速度 uW1.5m/s ，则d计40.00051.53.140.0 20m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：325mm实际管内流速：uW40.00053.140.02221.32m/s（3）回流液管回流液体积流量VSLLMLL56.88430.205816.3236000.0006
49、m3/s利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度 uL0.5m/s，那么d40.00060.53.140.0 39m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格：452.5mm实际管内流速：uL40.00063.140.0420.48m/s（4）塔顶上升蒸汽管22已算出塔顶上升蒸汽的体积流量为 0.56 m3/s 取适宜速度 uV= 20 m/s，那么d40.56203.140.19m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格： 2036mm实际管内流速：uSV40.563.140.191219.6m/s（5）水蒸汽进口管已算出通入塔的水蒸气体积流量 0.53 m3/s，取适宜速度
50、uV= 25 m/s，那么d40.53253.140.164m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-70)，规格： 1805mm实际管内流速：uSV40.533.140.170223.4m/s第四章 设计评述与心得4.1 设计中存在的问题及分析设计中降液管底隙高度 h 过小，可能会引起堵塞；在漏液的验算中，筛板稳定o系数 K 值过小，在设计负荷下可能会产生过量漏液；在精馏段和提馏段负荷性能图中，操作点 P 均不在有效范围内。以上各项问题均与 L ，VSS值过小导致上述问题。相关，可能是因为 LS4.2 设计心得这份化工原理课程设计让我收获颇多。首先让我熟悉了精馏塔的设计，学习了一般化工设计的流程
