毕业设计 分离乙醇—水板式精馏塔设计设计说明书.doc

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1、分离乙醇水板式精馏塔设计 - 1 - 课课 程程 设设 计计 课程名称： 化化 工工 原原 理理 题目名称： 分离乙醇分离乙醇水板式精馏塔设计水板式精馏塔设计 学生学院： 轻 工 化 工 学 院 专业班级： 学生学号： 学生姓名： 指导教师： 2010 年 6 月 20 日 1.设计任务5 2.工艺流程图8 3.设计方案8 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 2 - 3.1 设计方案的确定 8 3.1.1 塔型的选择 8 3.1.2 操作压力 8 3.1.3 进料方式 9 3.1.4 加热方式 9 3.1.5 热能的利用 9 3.1.6 回流方式 .10 3.2 实验方案的说明 .10 4、板式塔的

2、工艺计算11 4.1 物料衡算 .11 4.2 最小回流比 RMIN和操作回流比 R 的确定 .12 4.3 操作线的确定 .14 4.3.1 精馏段操作曲线方程 .14 4.3.2 提馏段操作曲线方程 .14 4.4 确定理论板层数 NT.15 4.5 确定全塔效率 ET和实际塔板层数 NP15 4.5.1 相对挥发度 .15 4.5.2 物系黏度 .16 4.5.3 全塔效率和实际塔板数 .16 4.6 操作压强的计算 .17 4.7 平均分子量的计算 .18 4.8 平均密度的计算 .18 4.9 表面张力的计算 .20 4.10 平均流量的计算 21 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算22

3、5.1 塔径 .22 5.2 溢流装置 .25 5.3 塔板布置及筛板塔的主要结构参数 .30 5.4 塔板流体力学验算 .32 5.4.1 塔板阻力 HP.32 5.4.2 降液管泡沫层高度 .34 5.4.3 液体在降液管内的停留时间 .35 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 3 - 5.4.4 雾沫夹带量校核 .35 5.4.5 漏液点 .37 5.5 操作负荷性能图 .38 5.6 设计结果 .43 6、辅助设备的计算与选型45 6.1 料液储罐的选型 .45 6.2 换热器的选型 .46 6.2.1 预热器 .47 6.2.2 再沸器 .48 6.2.3 全凝器热负荷及冷却水消耗量 .4

4、9 6.2.4 产品冷却器 .50 6.3 各接管尺寸的确定 .51 6.3.1 进料管 .51 6.3.2 釜残液出料管 .51 6.3.3 回流液管 .51 6.3.4 塔顶上升蒸汽管 .52 6.3.5 水蒸汽进口管 .52 6.4 塔高 .53 6.5 法兰 .54 6.6 人孔 .56 6.7 视镜 .56 6.8 塔顶吊柱 .56 6.9 泵的计算及选型 .57 7、经济横算58 7.1 成产成本 .58 7.2 水蒸汽费用 CS.58 7.3 冷却水费用 CW.58 7.4 设备投资费 CD.59 7.5 总费用 .59 7.6 利润 .59 8 心得体会 .60 符号说明：符号

5、说明： 英文字母英文字母 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 4 - Aa- 塔板的开孔区面积，m2 Af- 降液管的截面积, m2 Ao- 筛孔区面积, m2 AT-塔的截面积 m2PP-气体通过每层筛板的压 降 C-负荷因子 无因次t-筛孔的中心距 C20-表面张力为 20mN/m 的负荷因子 do-筛孔直径 uo-液体通过降液管底隙的速 度 D-塔径 mWc-边缘无效区宽度 ev-液沫夹带量 kg 液/kg 气Wd-弓形降液管的宽度 ET-总板效率Ws-破沫区宽度 R-回流比 Rmin-最小回流比 M-平均摩尔质量 kg/kmol tm-平均温度 g-重力加速度 9.81m/s2Z-板式塔的有

6、效高度 Fo-筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) hl-进口堰与降液管间的水平距离 m-液体在降液管内停留时间 hc-与干板压降相当的液柱高度 m-粘度 hd-与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m-密度 hf-塔板上鼓层高度 m-表面张力 hL-板上清液层高度 m-液体密度校正系数 h1-与板上液层阻力相当的液注高度 m下标 ho-降液管的义底隙高度 mmax-最大的 how-堰上液层高度 mmin-最小的 hW-出口堰高度 mL-液相的 hW-进口堰高度 mV-气相的 h-与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H-板式塔高度 m HB-塔底空间高度 m Hd-降液管内清液层

7、高度 m HD-塔顶空间高度 m HF-进料板处塔板间距 m HP-人孔处塔板间距 m HT-塔板间距 m H1-封头高度 m H2-裙座高度 m K-稳定系数 lW-堰长 m Lh-液体体积流量 m3/h Ls-液体体积流量 m3/s n-筛孔数目 P-操作压力 KPa 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 5 - P-压力降 KPa Pp-气体通过每层筛的压降 KPa T-理论板层数 u-空塔气速 m/s u0,min-漏夜点气速 m/s uo -液体通过降液管底隙的速度 m/s Vh-气体体积流量 m3/h Vs-气体体积流量 m3/s Wc-边缘无效区宽度 m Wd-弓形降液管宽度 m Ws

8、-破沫区宽度 m Z - 板式塔的有效高度 m 希腊字母希腊字母 -筛板的厚度 m -液体在降液管内停留的时间 s -粘度 mPa.s -密度 kg/m3 -表面张力 N/m -开孔率 无因次 -质量分率 无因次 下标下标 Max- 最大的 Min - 最小的 L- 液相的 V- 气相的 1. 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 6 - 设计任务设计任务 1.1 题目： 分离乙醇水板式塔精馏塔设计 1.2 生产原始数据： 1）原料：乙醇水混合物，含乙醇 35%（质量分数） ，温度 35； 2）产品：馏出液含乙醇 93%（质量分数） ，温度 38，残液中 含酒精浓度0.5%； 3）生产能力：原料液处理

9、量 55000t年，每年实际生产天数 330t，一年中有一个月检修； 4）热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其表压为 2.5Kgf/cm2； 5）当地冷却水水温 25； 6）操作压力：常压 101.325kpa； 1.3 设计任务及要求 1）设计方案的选定，包括塔型的选择及操作条件确定等； 2）确定该精馏的流程，绘出带控制点的生产工艺流程图，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； 3）精馏塔的有关工艺计算 计算产品量、釜残液量及其组成； 最小回流比及操作回流比的确定； 计算所需理论塔板层数及实际板层数； 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 7 - 确定进料板位置。 1.4 塔主体

10、尺寸的计算（塔径） 1.5 塔板结构尺寸的设计 1.6 流体力学验算 1.7 画出负荷性能图 1.8 辅助设备的选型 1）确定各接管尺寸的大小； 2）计算储罐容积，确定储罐规格； 3）热量衡算，计算全塔装置所用蒸汽量和冷却水用量，确定 每个换热器的传热面积并进行选型； 4）根据伯努利方程，计算扬程，确定泵的规格类型； 5）壁厚，法兰，封头，吊柱等的选定。 1.9 设计结果汇总 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 8 - 2.工艺流程图工艺流程图 附图 1 为带控制点的工艺流程图。 流程概要； 乙醇水混合原料经预热器加热到泡点后，送进精馏塔，塔 顶上升的蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分采用回流，其余为塔顶

11、 产物，塔釜采用间接蒸汽加热供热，塔底产物冷却后送人贮槽。 3.设计方案设计方案 3.1 设计方案的确定 3.1.1 塔型的选择 筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔 在塔板上作正三角形排布。筛板塔的优点是：结构简单，造价低 廉，气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高， 气流分布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生 堵塞，不利于黏度较大的体系分离。 本设计中，根据生产任务，若按年工作日 330 天，每天开动 设备 24 小时计算，原料液流量为 55000t年，由于产品粘度较小， 流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，为减少造价，降低生产 过程中压降和塔

12、板液面落差的影响，提高生产效率。 因此，本设计最终选用筛板塔。 3.1.2 操作压力 精馏可在常压、加压和减压下进行，确定操作压力主要是根 据处理物料的性质、技术上的可行性和经济上的合理性考虑的。 化工 原理 修订版 下册， 夏清编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 9 - 一般来说，常压蒸馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应 尽量在常压下操作。对于乙醇水体系，在常压下已经是液态， 且乙醇水不是热敏性材料，在常压下也可成功分离，所以选用 常压精馏。因为高压或者真空操作会引起操作上的其他问题以及 设备费用的增加，尤其是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

13、塔径增加， 因此塔设备费用增加。 因此，本设计选择常压操作条件。 3.1.3 进料方式 进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才 送入塔中。这样一来，进料温度就不受季节、气温变化和前道工 序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。此外，泡点进料时， 精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。 因此，本设计选择泡点进料。 3.1.4 加热方式 精馏段通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的 热量。若待分离的物系为某种组分和水的混合物，往往可以采用 直接蒸汽加热的方式。但当在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸 汽冷凝水的稀释作用，可使得釜残液中的轻组分浓度降低，所需 的理论塔板数略有

14、增加，且物系在操作温度下黏度不大有利于间 接蒸汽加热。 因此，本设计选用间接蒸汽加热的方式提供热量。 3.1.5 热能的利用 精馏的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低， 通常进入再沸器的能量仅有 5%被有效的利用。塔顶蒸气冷凝放出 常用 化工单 元设备 设计 第二版， 李功样 编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 10 - 大量的热量，但其位能低，不可能直接用来作塔釜的热源。 但可作低温热源，或通入废热锅炉产生低压蒸气，供别处使用。 或可采用热泵技术，提高温度再用于加热釜液。 采用釜液产品去预热原料，可以充分利用釜液产品的余热， 节约能源。因此本设计利用釜残液的余热预热原料液至泡点。

15、3.1.6 回流方式 泡点回流易于控制，设计和控制时比较方便，而且可以节约 能源。但由于实验中的设计需要，所需的全凝器容积较大须安装 在地面，因此回流至塔顶的回流液温度稍有降低，在本设计中为 设计和计算方便，暂时忽略其温度的波动。 因此，本设计选用泡点回流。 3.2 实验方案的说明 1)本精馏装置利用高温的釜液与进料液作热交换，同时完成 进料液的预热和釜液的冷却，经过热量与物料衡算，设想 合理。釜液完全可以把进料液加热到泡点，且低温的釜液 直接排放也不会造成热污染。 2)原料液经预热器加热后先通过离心泵送往高位槽，再通过 阀门和转子流量计控制流量使其满足工艺要求。 3)本流程采用间接蒸汽加热，

16、使用 25水作为冷却剂，通 入全凝器和冷却器对塔顶蒸汽进行冷凝和冷却。从预热器、 全凝器、冷却器出来的液体温度分别在 50-60、40和 35左右，可以用于民用热澡水系统或输往锅炉制备热蒸 汽的重复利用。 4)本设计的多数接管管径取大，为了能使塔有一定操作弹性， 允许气体液体流量增大，所以采取大于工艺尺寸所需的管 径。 常用 化工单 元设备 设计 第二版， 李功样 编，P85 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 11 - 4、板式塔的工艺计算、板式塔的工艺计算 4.1 物料衡算 通过全塔物料横算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、 组成之间的关系。 1、将各个质量分数转化为摩尔分数 2、各个相

17、对摩尔质量 KmolKgMF/84.27%6518%3546 KmolKgMD/534.41%718%9346 KmolKgMW/08.18% 5 . 9918%5 . 046 3、各个摩尔流量 由年处理量 55000t，330 天有效工作日，可得进料液流量 F 为 hKmolF/44.249 84.2724330 1055000 3 由物料衡算式可算出产品流量 D 和釜残液流量 W FWD FxWxDx FWD 代入得 )44.249(001962 . 0 8386 . 0 174 . 0 44.249 44.249 DD DW 解得： hKmolW hKmolD /15.198 /29.5

18、1 8386 . 0 18 7 46 93 46 93 D x 001962 . 0 18 5 . 99 46 5 . 0 46 5 . 0 W x 1740. 0 18 65 46 35 46 35 F x 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 12 - 由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见 表 表 1 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称原料液(F)馏出液(D)釜残液(W) %/G35930.5 (摩尔分数)x 0.17400.83860.001962 摩尔质量 /kg kmol 27.8441.53418.08 沸点温度 /t8478.399.9 4.2 最小回流比 Rm

19、in 和操作回流比 R 的确定 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是 影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。对于一定的分离任务 而言，应选择适宜的回流比。 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折 旧费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。 m R 适宜 R R 图 2 理论板 和回流 比关系 图 确 定回流 比的方 法为： 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 1.12.0 倍，为 了节能, 回流比 倾向于 取较小 的值， 有人建 N 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 13 - 议取 Rmin的 1.11.5 倍。考虑到

20、原始数据和设计任 化工原理修订版下册，夏清编 务，本方案取 1.4，即：R1.4Rmin；求最小回流比的方法有 作图法和解析法，本设计使用作图法。根据附录表 2 乙醇水溶液 体系的 平衡数 据在坐 标纸上 绘出平 衡曲线， 并画出 对角线。 表 2 乙 醇水溶 液体系 的平衡 数据 液相中乙醇 的含量(摩尔 分数) 汽相中乙醇 的含量(摩尔 分数) 液相中乙醇 的含量(摩尔 分数) 汽相中乙醇 的含量(摩尔 分数) 0.00.00.400.614 0.0040.0530.450.635 0.010.110.500.657 0.020.1750.550.678 0.040.2730.600.69

21、8 0.060.340.650.725 0.080.3920.700.755 0.100.430.750.785 0.140.4820.800.82 0.180.5130.850.855 0.200.5250.8940.894 0.250.5510.900.898 0.300.5750.950.942 0.350.5951.01.0 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 14 - 某些不正常曲线，具有下凹的部分。当操作线与 q 线的交点 尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切。对于此种情况 下 Rmin的求法是由点(xd，xd)向平衡线做切线，再由切线的斜率或 截距求 Rmin。由于乙醇水溶液平衡

22、曲线属于不平衡曲线，因此， 过 点 d（0.8386，0.8386）向平衡曲线做切线，读出与 Y 轴的交点为 （0，0.298） ，如附图 3 所示，然后由下式进行计算： 54 . 2 4 . 1 814 . 1 08386 . 0 298 . 0 8386 . 0 1 min min min min RR R R R 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 15 - 4.3 操作线的确定 4.3.1 精馏段操作曲线方程 7175. 0 154 . 2 54 . 2 1 237. 0 154 . 2 8386 . 0 1 R R R xD 精馏段操作线方程：7175 . 0 237 . 0 xy 4.3

23、.2 提馏段操作曲线方程 D L R hKmolDLV hKmolRDL /57.18229.5128.130 /28.13029.5154 . 2 1q hKmolVV/57.182 hKmolqFLL/72.37944.24928.130 提馏段操作线方程: 001962 . 0 29.51 15.198 57.182 72.379 xx D W x V L y W 00758.008.2x 化工 原理 修订版 下册， 夏清编 4. 4 确定 理论板 层数 NT 理 论板层 数的计 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 16 - 算方法有图解法、逐板计算法和简捷法。本设计方案中使用图解 法，由于精

24、馏段和提馏段操作曲线方程的确定，可在平衡曲线上 做阶梯，所画出的阶梯数就是所需理论板层数 NT（包含再沸器） 。 如附图 3 所示 由图可知 NT=16，精馏段塔板层数 NT，=13 4.5 确定全塔效率 ET和实际塔板层数 NP 塔板总效率与物系性质、塔板结构及操作条件都有密切的关 系，由于影响因素很多，目前尚无精确的计算方法。目前，塔板 效率的估算方法大体分为两类。一类是较全面的考虑各种传质和 流体力学因素的影响，从点效率出发，逐步计算出全塔效率；另 一类是简化的经验计算法。奥康奈尔（O，connell）方法目前被认 为是较好的简易方法。对于精馏塔，奥康奈尔法将总板效率对液 相黏度与相对挥

25、发度的乘积进行关联，表达式如下： 245 . 0 )(49 . 0 LT E 对于多组分系统 L可按下式计算，即 LiiL x 液相任意组分 i 的黏度，mPas； Li 液相中任意组分 i 的摩尔分数。 i x 4.5.1 相对挥发度 由附表 1 乙醇水溶液平衡曲线查得 yD=0.849，yF=0.51，yW=0.02158 塔顶相对挥发度 08213 . 1 )8386 . 0 1 (8386 . 0 )849 . 0 1 (849 . 0 BD BD D yx xy 常用 化工单 元设备 设计 第二版， 李功样 编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 17 - 进料板相对挥发度 941.4 )

26、1740.01(1740.0 )51.01(51.0 BF BF F yx xy 塔釜相对挥发度 22.11 )001962 . 0 1 (001962 . 0 )02158 . 0 1 (02158 . 0 BW BW W yx xy 全塔平均相对挥发度 915 . 3 22.11941 . 4 08213 . 1 3 3 WFD 4.5.2 物系黏度 由常压下乙醇-水溶液的温度组成 t-x-y 图可查得 塔顶温度 tD=78.3 泡点进料温度 tF=84.0 塔釜温度 tW=99.9 全塔平均温度C ttt t WFD 0 4 . 87 3 由液体的黏度共线图可查得 t=87.4下，乙醇的

27、黏度 L=0.38mPas，水的黏度 L =0.3269mPas 3269. 0)1740 . 0 1 (38 . 0 1740. 0 LiiL x smPa336 . 0 4.5.3 全塔效率和实际塔板数 即全塔效率 ET 245 . 0 )(49. 0 LT E 化工 原理 修订版 下册， 夏清编 化工 原理 修订版 上册， 夏清编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 18 - 4582 . 0 )336 . 0 915 . 3 (49 . 0 245 . 0 即实际塔板层数 NP 3374.32 4582 . 0 1161 T T P E N N 精馏段理论板层数 NT，=13，所以实际加料板

28、位置为 3037.291 4582 . 0 13 1 T m E N N T 4.6 操作压强的计算 因为常压下乙醇水是液态混合物，其沸点较低（小于 100） ，且不是热敏性材料，采用常压精馏就可以成功分离。 故塔顶压强： PD=101.3KPa， 取每层压强降：KPaP4 . 0 塔底压强： KPaPNPP PDW 5 . 114334 . 0 3 . 101 进料板压强： KPaPNPP DF 3 . 113304 . 03 .101 精 全塔平均操作压强： KPa PwP P D m 9 . 107 2 5 .114 3 . 101 2 精馏段平均操作压强： KPa 3 . 107 2

29、3 .1013 .113 2 DF m PP P 提馏段平均操作压强： KPa PP P WF m 9 . 113 2 5 . 114 3 . 113 2 化工 原理 修订版 下册， 夏清编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 19 - 4.7 平均分子量的计算 1塔顶：=0.8386 0.849 D x D y 气相0.84946（10.849）1841.77Kg/Kmol VDM M 液相41.538Kg/Kmol LDM M 2进料：0.1740，= 0.51 F x F y 气相0.5146（10.51）1832.28Kg/Kmol VFM M 液相27.84Kg/Kmol LFM M 塔釜

30、：0.001962，0.02158 W x W y 气相0.0215846（10.02158） VWM M 1818.60Kg/Kmol 液相18.08Kg/Kmol LWM M 4精馏段平均分子量 (41.77+32.28)/2=37.08Kg/Kmol VM M (41.538+27.84)/2=34.69Kg/Kmol LM M 5提馏段平均分子量 （32.28+18.60）/225.74Kg/Kmol VM M (27.84+18.08)/2=22.96Kg/Kmol LM M 4.8 平均密度的计算 1液相平均密度 塔顶 tD=78.3，查得(液)0.9728g/cm3； 水 进料塔

31、板 tF=84，查得(液)=0.9693g/cm3； 水 塔釜 tW=99.9 ，查 得 (液) 水 =0.9584g /cm3； 5 56 . 0 8591 . 0 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 20 - 化工原理修订版上册，夏清编 不同温度下乙醇的密度可用方程式 33 0 62 0 3 00 10)(10)(10)( tttttt t 查得当 t0=25时，乙醇的 3 0 /78506. 0cmg 代入式中，求得在 tD=78.3时，=0.7369 g/cm3 t tF=84.0时， =0.7314g/cm3 t tW=99.9时，=0.7155g/cm3 t 塔顶密度： 3 /775 .

32、 0 )8386 . 0 1 (9729 . 0 7369. 08386 . 0 cmg LD 进料密度： 3 /9279 . 0 )174 . 0 1 (9694. 07314. 0174 . 0 cmg LF 塔釜密度： 3 /9579 . 0 )001962 . 0 1 (9584 . 0 7155 . 0 001962 . 0 cmg LW 精馏段液相平均密度：（775+927.9）/2=851.45 3 /mkg 提馏段液相平均密度：（927.9+957.9）/2=942.9 3 /mkg 2气相平均密度 乙醇-水蒸汽在常压沸腾温度下的密度（Kg/m3）可通过查表得到， 3 3 3

33、/592 . 0 /785 . 0 /449 . 1 mKg mKg mKg VW VF VD 精馏段 气相平 均密度： （1.449+ 0.785） /2=1.117 3 /mkg 提馏段 气相平 均密度： （0.785+ 0.592） /2=0.688 5 3 /mkg 物理化 学实验， 潘湛昌 主编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 21 - 常用化工单元设备设计第二版，李功样编 4.9 表面张力的计算 25时乙醇水溶液的表面张力可由图表面张力-乙醇质量分 数关系图查得，而其他温度（T2）下的表面张力 2，可由已知温 度（T1）下的表面张力 1，利用公式求出： 2 . 1 1 2 1 2 T

34、T TT c c Tc液体的临界温度，K； 当混合液的临界温度无法查到时，可采用下式估算： icimc TxT 其中乙醇的临界温度 Tic=243=516.15K，水的临界温度 Tic=374.2=647.35K。 1、塔顶： 乙醇质量分数 93%，查得 1=21mN/m，T1=298.15K，T2=351.45K， KTmcD35.53735.647)8386 . 0 1 (15.5168386 . 0 2.1 2 15.29835.537 45.35135.537 21 mmN /52.15 2 2、 进料： 乙 醇质量 分数 35%， 查得 1=29.5m N/m，T1 =298.15

35、K，T2=3 57.15K ， KTmcF52.62435.647)174 . 0 1 (15.516174 . 0 2 . 1 2 15.29852.624 15.35752.624 5 . 29 mmN /22.23 2 3、 塔釜： 常用化 工单元 设备设 计第 二版， 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 22 - 李功样编 乙醇质量分数 0.5%，查得 1=64mN/m，T1=298.15K，T2=373.05K， KTmcW09.64735.647)001962 . 0 1 (15.516001962 . 0 2 . 1 2 15.29809.647 05.37309.647 64 mmN

36、 /89.47 2 4、 精馏段 平均表 面张力： ( 精) =(15.52+ 23.22)/2= 19.37mN /m 5、 提馏段 平均表 面张力： ( 提) =(23.22+ 47.89)/2= 35.555m N/m 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 23 - 4.10 平均流量的计算 sm VM V sm VM V hkmolVV hkmolDRV Vm Vm Vm Vm /8658. 1 36006885. 0 47.2557.181 /674 . 1 3600117 . 1 08.3757.181 /57.181 /57.18129.51) 154 . 2 () 1( 3 3 提 精

37、 精提 精 sm LM L sm LM L hkmolqFRDL hkmolRDL Lm Lm Lm Lm /10568 . 2 3600 9 . 942 96.2272.379 /10474 . 1 360045.851 69.3428.130 /72.37944.24928.130 /28.13029.5154 . 2 33 33 提 精 提 精 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 24 - 5、塔体和塔板的工艺尺寸计算、塔体和塔板的工艺尺寸计算 5.1 塔径 塔径可根据选定的适宜空塔速度，先利用下式进行估算 u V D s 785.0 对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的，

38、故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便， 可取较大者作为两段塔径。计算步骤如下： 1.求空塔气速 u (1)动能参数的计算 精馏段： 0243 . 0 117. 1 45.851 674 . 1 001474 . 0 2 1 2 1 V L V L 提馏段： 05094 . 0 6885 . 0 9 .942 8658 . 1 002568 . 0 2 1 2 1 V L V L (2)初选板间距 HT=0.40m，对于常压塔，板上液层高度一般取 0.05-0.1m（通常取 0.05-0.08m） ，本设计中取板上液层高度 hL=0.05m HT-hL=0.40-0.05=0.

39、35m (3) 查附图 4，Smith 关联图,得 精馏段： 073 . 0 20 C 07253 . 0 20 37.19 073 . 0 20 2 . 02 . 0 20 CC 常用 化工单 元设备 设计 第二版， 李功样 编 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 25 - 提馏段： 0748 . 0 20 C 08392 . 0 20 555.35 0748 . 0 20 2 . 02 . 0 20 CC 图 4 史密斯关联图 (4)求空塔气速 适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的 0.6-0.8 倍，即 F uu)8 . 06 . 0( 其中 Vm VmLm F Cu 本设计中安全系数暂取

40、0.78 精馏段： s /m001. 2 117 . 1 117 . 1 45.851 07253 . 0 F u 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 26 - 则 smu/561. 1001 . 2 78 . 0 提馏段： s /m104. 3 6885. 0 6885 . 0 9 .942 08392 . 0 F u 则 smu/422 . 2 104 . 3 78 . 0 （5）求估算塔径 D 精馏段： m u V D s 17.1 561.1785.0 674.1 785.0 提馏段： m u V D s 991.0 422.2785.0 866.1 785.0 取较大者为精馏塔塔径，即 D

41、=1.17m，圆整得到 D=1.2m 塔的截面积： 222 13 . 1 2 . 1 44 mDAT 实际空塔气速： 精馏段： 74. 0 001. 2 482 . 1 /482 . 1 13 . 1 674 . 1 13 . 1 F s u u sm V u 实际安全系数 提馏段： 532. 0 104 . 3 651 . 1 /651. 1 13 . 1 866 . 1 13 . 1 F s u u sm V u 实际安全系数 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 27 - 在精馏段的安全系数满足 0.6-0.8 范围的情况下，提馏段也尽可 能的接近 0.6，所以本设计中塔径和板间距的选取均合理。

42、 5.2 溢流装置 板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分， 其结构和尺寸对塔的性能有很重要的影响。 降液管的类型：降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢 流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形和弓形两类。 通常，圆形降液管用于小直径塔，而大直径塔一般用弓形降液管。 降液管溢流方式：一般常用的有如下图 5 所示的几种类型， 即（a）U 形流、 （b）单溢流（c）双溢流等。 图 5 塔板溢 流类型 （a ）U 形 流、 （b）单 溢流 （c）双 溢流 其 中，单 溢流又 称直径 流，液 体自受 液盘流 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 28 - 向溢流堰。液体流径长，塔板效率高，塔

43、板结构简单，广泛应用 于直径 2.2m 以下的塔中。 化工原理课程设计指导书（筛板塔） 选择何种降液方式要根据液体流量、塔径大小等条件综合考 虑。附表 2 列出了溢流类型与液体负荷及塔径的经验关系，可供 设计参 考。 表 3 液相负 荷、塔 径与液 流型式 的关系 液体流量 Lh，m3/h 塔径 D，mm U 形流单溢流双溢流 1000 1400 2000 3000 4000 5000 7 以下 9 以下 11 以下 11 以下 11 以下 11 以下 45 以下 70 以下 90 以下 110 以下 110 以下 110 以下 90160 110200 110230 110250 Lh= 0

44、.001474 m3/s=5.3 0m3/h 所 以选择 单溢流。 受 液盘上 一般不 设置进 口堰， 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 29 - 进口堰既占面积，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。 溢流堰的形式有平直形和齿形两种。设计时，堰上液层高度 应大于 6mm，如果小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太大， 会增大塔板压降及雾沫夹带量。 综上所述，堰流装置设计可选用单溢流，弓形降液管，不设 进口堰，平形受液盘以及平形溢流堰。其塔板示意图 6 如下 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 30 - 图 6 塔板示意图 各项计算如下： 1.堰长 lW： 堰长=(0.6-0.8)D w l 取堰长 lW=0.6

45、61D=0.6611.2=0.794m 2.出 口堰高 hW (1) 液流收 缩系数 E 可 近似取 E=1，所 引起的 计算误 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 31 - 差对结果影响不大。 (2)堰上液层高度： m l L Eh w h ow 0101 . 0 794 . 0 3600001474 . 0 1 1000 84 . 2 1000 84 . 2 3 2 3 2 (3)堰高：mhhh owLw 0399. 00101 . 0 05 . 0 根据 0.10.05 ，验算： ow h w h ow h 0.10.01010.03990.050.0101 是成立的。 3.弓形降液管高度 Wd及降液管面积 Af 图 7 弓形的宽度与面积 用图 7 求取 Wd及 Af，因为 661.0 D lw 分离乙醇水板式精馏塔设计 - 32 - 由该图查得：，125.0 D Wd 0722 . 0 T f A A 2 13 . 1 mAT 2 0816 .