11酒精精馏塔设计说明书-李秀丽(1).pdf

化工原理课程设计 1 分类号 TQ 学校代号 10561 UDC 密级 学 号 200830321355 化工原理课程设计 酒精连续精馏塔的设计 浮阀塔 设 计 者 李秀丽 指导老师 伍钦 冯景贤 易聪华 专业名称 化学工程与工艺 所在学院 化学与化工学院 提交日期 2011.07.09 化工原理课程设计 2 设计任务书设计任务书 一、设计题目:酒精连续精板式塔的设计 二、设计数据及条件 1、乙醇水混合物含乙醇 34 （质量），温度_ 32_0C;2、产品：馏出液含乙醇 92 （质量），温度 35 0C;按间接蒸汽加热计，残液中含酒精浓度 0.05 （质量）；3、生产能力：日产酒精（指馏出液）12000 kg;4、热源条件：加热蒸汽为饱和蒸汽，其绝对压强为 0.294 MPa;三、设计要求 1.确定工艺流程，绘制工艺流程图；2.工艺设计，得出设备主要尺寸和参数（塔高，直径，塔板数等）；3.选择附属设备；4.绘制整块式塔板塔节装配图；5.编写设计说明书。6.作业份量：（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）整块式塔板塔节装配图电子版及打印版（1号图纸）1份,或手画版 四、设计内容 1.设计方案简介：对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述 2.工艺设计计算：工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算等。3.结构设计计算及流体力学性能校核 4.典型辅助设备的选型和计算 包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定 5.整块式塔板塔节装配图 五、设计日期：2011 年 06 月 19 日至 2011 年 07 月 07 日 化工原理课程设计 3 目录目录 第一章 流程的设计和说明 1.1 设 计 方 案 的 确 定 5 1.2 工 艺 流 程 图 6 第二章 分工艺计算 2.1 物 料 衡 算 7 2.2 回 流 比 的 确 定 8 2.3 理 论 塔 板 数 的 确 定 9 2.4实 际 塔 板 数 的 确 定 1 0 第三章 塔板主要尺寸的设计计算 3.1 设 计 参 数 1 1 3.2 塔 径 工 艺 尺 寸 的 计 算 1 4 第四章 塔的流体力学验算 4.1 阻 力 计 算 2 1 4.2 淹 塔 校 核 2 2 4.3 雾 沫 夹 带 校 核 2 3 第五章 塔板负荷性能图 5.1 雾 沫 夹 带 线 2 4 5.2 液 泛 线 2 4 5.3 漏 液 线 2 6 5.4 液 相 负 荷 上 限 线 2 6 5.5 液 相 负 荷 下 限 线 2 6 5.6 操 作 线 2 7 5.7 负 荷 性 能 图 2 7 第六章 主要管道尺寸计算及塔总体结构 6.1 进 料 管 2 9 化工原理课程设计 4 6.2 回 流 管 2 9 6.3 塔 顶 上 升 蒸 汽 管 2 9 6.4 塔 釜 出 口 管 3 0 6.5 再 沸 器 蒸 汽 管 3 0 第七章 辅助设备的设计 7.1 塔 釜 残 液 冷 却 器 3 1 7.2 进 料 预 热 器 3 1 7.3 塔 顶 全 凝 器 的 设 计 3 2 7.4 塔 顶 冷 却 器 3 3 7.5 再 沸 器 3 4 第八章 塔体总体结构的计算 8.1 塔 壁 厚 3 5 8.2 塔 的 封 头 确 定 3 5 8.3 塔 高 3 5 8.4 耳 式 支 座 3 6 第九章 设计结果概要 9.1 基 本 数 据 汇 总 3 8 9.2 塔 体 概 况 3 8 第 十 章 设 计 感 想 3 9 参 考 文 献 4 0 化工原理课程设计 5 第一章第一章 流程的设计和说明流程的设计和说明 1.1 1.1 设计方案的确定设计方案的确定 1.11.1.1.1 加料方式加料方式 加料方式有两种：高位槽加料和用泵直接加料。采用高位槽加料，通过控制液位高度，可以得到稳定的流量和流速，通过重力加料，可以节省一笔动力费用，但由于多了高位槽，建设费用相应增加；采用泵加料，受泵的影响，流量不太稳定，流速也忽大忽小，从而影响了传质效率，但结构简单，安装方便。如果采用自动控制泵来控制泵的流量和流速，其控制原理较复杂，且设备 操作费用高。本设计采用高位槽进料。1.1.1.1.2 2 进料状况进料状况 进料状况一般有冷液进料和泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定，对分离有利，省加热费用，但其受环境影响较大；而泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段的塔径基本相等，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易。综合考虑，设计上采用泡点进料。1.1.1.1.3 3 塔顶冷凝方式塔顶冷凝方式 塔顶冷凝采用全凝器，用水冷凝。1.1.1.1.4 4 回流方式回流方式 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小塔型，回流冷凝器一般安装在塔顶，其优点是回流冷凝器无需支撑结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较难。如果需要较高的塔处理量或塔板数较多时，回流冷凝器不适合于塔顶安装，且塔顶冷凝器不易安装、检修和清理。在此情况下，可采用强制回流，塔顶上升蒸汽量采用冷凝器以冷回流流入塔中。本次设计为小型塔，故采用重力回流。泡点回流易于控制，设计控制时比较方便，而且可以节省能源。1.1.1.1.5 5 加热方式加热方式 加热方式分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，直接蒸汽加热时蒸汽直接由塔底进入塔内，由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下塔底蒸汽对回流液有稀释作用，使理论塔板数增加，费用增加。间接蒸汽加热时通过加热器使釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论板数，缺点是增加加热装置。本次设计采用间接蒸汽加热。1.1.1.1.6 6 再沸器型式再沸器型式 选择再沸器时，首先应满足工艺要求，即在相同的传热面积下要选择体积小的，可以节省费用。本次设计选用U 型管式再沸器，因为与其它型式再沸器相比，它的塔和再沸器之间标高差减小，允许气化率高，操作弹性大，而且本身有蒸发空间。1.1.1.1.7 7 操作压力操作压力 化工原理课程设计 6 精馏课在常压，加压或减压下进行，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来考虑。常压精馏最为简单经济，若物料没有特殊要求，应尽量在常压在进行。加压操作可提高平衡是的温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的利用，或者可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝和；恩却费用。在相同塔径下，适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，当夜提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。见地操作压力，先对会发读增大，有利于分离，但增加了设备的操作费用。故综合考虑，曹颙塔顶压力为常压进行操作。1.1.1.1.8 8 塔形塔形：根据生产任务，产品流量为12.22kmol/h,并且由于乙醇水组成物质粘度小，流量大，为减少造价，降低生产过程中的压降和塔板的影响，提高生产效率，所以选择F1重型浮阀塔 选用重型浮阀塔 1.21.2工艺流程图工艺流程图 化工原理课程设计 7 第二第二章章 分工艺计算分工艺计算 2 2.1.1 物料衡算物料衡算 (1)摩尔分率 根据板式精馏塔设计附录 10 乙醇-水平衡数据进行质量百分数与摩尔分数的换算 所以：XF=34kg%=16.77mol%XD=92kg%=81.82mol%XW=0.05kg%=0.0196mol%(2)摩尔流量 D=12000kg/d=120000.9246+12000(1-0.92)18=293.33kmol/d=12.22kmol/h 根据总物料平 衡方程：F=D+W 易挥发组分的物料平衡方程：FXF=DXD+WXW 可得：F=68.055kmol/h W=55.835kmol/h 表 2-1 常压下乙醇-水气液平衡与温度关系 液相摩尔百分数 x 汽相摩尔百分数 y 沸点（）液相摩尔百分数 x 汽相摩尔百分数 y 沸点（）0.0 0.0 100 45.41 63.5 80.4 2.01 11.0 94.95 50.16 65.7 80.0 5.07 17.5 90.5 54.00 67.8 79.75 7.95 27.3 87.7 59.55 69.8 79.55 10.48 34.0 86.2 64.05 72.5 79.3 14.95 39.2 84.5 70.63 75.5 78.85 20.00 43.0 83.3 75.99 78.5 78.6 25.00 48.2 82.35 79.82 82.0 78.4 30.01 51.3 81.6 85.97 85.5 78.2 35.09 52.5 81.2 89.41 89.4 78.15 化工原理课程设计 8 40.00 55.1 80.75 （3）根据酒精-水气液平衡数据，利用内插法求进料、塔顶和塔底温度。由xx1tt1=x2x1t2t1得：进料：0.16770.1495tF84.5=0.20000.149583.384.5 解得：tF=84.07 塔顶：0.81820.7982tD78.4=0.85970.798278.278.4 解得：tD=78.34 塔釜：0.0001960tW100=0.0201094.95100 解得：tW=99.95 由此可得进料、塔顶和塔底混合物的温度，以上计算结果见表 2-2.表 2-2 物料衡算结果表 塔顶 进料 塔釜 摩尔流量 kmol/h 12.22 68.055 55.835 摩尔分率 mol%81.82 16.77 0.0196 平均摩尔质量 kg/kmol 40.910 22.696 18.005 温度 78.34 84.07 99.95 2 2.2.2 回流比的确定回流比的确定 用Auto CAD画x-y图，作为一个工程绘图软件，Auto CAD有着精确的绘图和“捕捉 功能，利用这些特性，可以在求出最小回流比Rmin。(1)打开AutoCAD窗口，用“直线”工具画一个lO01O0的正方形，以横坐标代表液相摩尔分率的百分数组成，纵坐标代表气相组成。(2)单击绘图工具栏【点】按钮，在命令栏里依次输入每对x-y的值。(4)用“直线”工具分驯画出过定点(xD，yD)、(xF，yF)、(xW，yW)做与轴平行的直线。(5)过点(xD，yD)作平衡线的切线。(6)利用标注功能，得到直线的截距为35.57%化工原理课程设计 9 如图所示截距：xDRmin1=35.57%最小回流比Rmin=1.3 R通常选最小回流比倍数经验范围：R=1.12Rmin 所以实际的回流比：R=1.5Rmin=1.51.3=1.95 2 2.3.3 理论塔板数的确定理论塔板数的确定 由于原料预热到泡点进料所以：q=1 已知R=1.95则：精馏段：L=RD=1.9512.22=23.829kmol/h V=(R+1)D=(1.95+1)12.22=36.049kmol/h 提留段:L=L+F=23.829+68.055=91.884kmol/h V=V+(q1)F=V=36.049kmol/h 精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1=1.951.95+1xn+0.81821.95+1=0.661xn+0.277 提馏段操作线方程：ym+1=LVxmWVxw=91.88436.049xn+55.83536.049 0.000196=2.549xn+0.0003 化工原理课程设计 10 q线方程：x=0.1677 用Auto CAD画出在y-x图中分别画出上述直线，利用图解法可以求出理论塔板数，求解过程如图3-3所示：图3-3.图解法计算理论塔板数 图中有18块梯级 理论塔板数 N=18-1=17块（不包括塔釜）精馏段：N精=13 提留段：N提=3 进料位置：第14块塔板。2 2.4.4实际塔板数的确定实际塔板数的确定 相平衡方程：y=x1+(1)x 可得=y(x1)x(y1)根据聚乙醇-水相平衡数据可得 y1=xD=0.8182 x1=0.8325 (塔顶第一块板)化工原理课程设计 11 xF=0.1677 yF=0.5127 (进料)yw=0.00255 xw=0.000196 (塔釜)因此可以求得：D=0.905,F=5.22,w=13.01 全塔的平均相对挥发度：=DFW3=0.905 5.22 13.01=3.96 全塔的平均温度是tm=tD+tw2=78.34+99.962=89.15 在平均温度用纯物质化学性质查询软件下查得：乙醇的粘度为：(乙醇）=0.374mPas 水的粘度为：(水)=0.317mPas 因为L=xi Li 所以，L,D=0.81820.374+0.18180.317=0.364mPas L,W=0.0001960.374+0.9998040.317=0.317mPas 所以全塔的平均粘度是：L=L,D+L,W2=0.364+0.3172=0.341mPas 由奥康奈尔效率关联式得全塔效率为：ET=0.49(L)0.245=0.49 (3.96 0.341)0.245=0.4552 实际塔板数为：Np=NET=170.4552=37.3 38 精馏段所需要的塔板数：N精=N精ET=130.4552 29 提馏段所需要的塔板数：N提=N提ET=30.4552 8 并且在第30块塔板进料。第第三章三章 塔板主要尺寸的设计塔板主要尺寸的设计计算计算 3 3.1.1 设计参数设计参数 本设计以塔顶和进料参数的平均值作精馏段的设计依据，以塔底和进料参数的平均值作提馏段的设计依据。3 3.1.1.2.2平均摩尔质量平均摩尔质量 化工原理课程设计 12（1）塔顶：y1=xD=0.8182 x1=0.8325 MVD=0.8182 46+（1 0.8182）18=40.91kg/kmol MLD=0.8325 46+（1 0.8325）18=41.31kg/kmol（2）进料：xF=0.1677 yF=0.5127 MVF=0.5127 46+（1 0.5127）18=32.36kg/kmol（3）塔釜：yw=0.00255 xw=0.000196 MVW=0.000255 46+（1 0.000255）18=18.07kg/kmol MLW=0.000196 46+（1 0.000196）18=18.005kg/kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm=40.91+32.36 2=36.635kg/kmol MLm=41.31+22.696 2=32.003kg/kmol 提馏段平均分子量 MVm=32.36+18.07 2=36.635kg/kmol MLm=22.696+18.005 2=32.003kg/kmol 3 3.1.1.3 3平均密度平均密度 （1）塔顶 气相密度：VD=MVDT0P22.4TP0=41.31273.1522.4 78.34+273.15=1.433kg/m3 液相密度：在 78.34查得乙醇=734.77kg/m3,水=980.14kg/m3 LD=0.8325734.77+0.1765980.14=775.87 kg/m3（2）进料 气相密度：VF=MVFT0P22.4TP0=32.36273.1522.4 84.07+273.15=1.105kg/m3 液相密度：在 84.07查得乙醇=728.7kg/m3,水=978.41kg/m3 LF=0.1677728.7+0.8323978.41=936.55 kg/m3 化工原理课程设计 13（3）塔釜 气相密度：VW=MVWT0P22.4TP0=18.07273.1522.4 99.95+273.15=0.591kg/m3 液相密度：在 99.95查得乙醇=771.49kg/m3,水=973.48kg/m3 LW=0.1677771.49+0.8323973.48=973.43 kg/m3（4）精馏段平均密度 液相：L=LD+LF 2=775.87+936.55 2=856.21kg/m3 气相：V=VD+VF 2=1.433+1.105 2=1.269kg/m3（5）提留段平均密度 液相：L=LD+LF 2=775.87+936.55 2=856.21kg/m3 气相：V=VW+VF 2=0.591+1.105 2=0.848kg/m3 3 3.1.1.4 4气液相负荷量气液相负荷量 （1）精馏段 摩尔流量：L=RD=1.9512.22=23.829kmol/h V=(R+1)D=(1.95+1)12.22=36.049kmol/h 体积流量：Ls=LMLm3600L=23.82932.0033600856.21=0.000274m3/s Vs=VMVm3600L=36.04936.63536001.269=0.2891m3/s（2）提留段 摩尔流量：L=L+F=23.829+68.055=91.884kmol/h V=V+(q1)F=V=36.049kmol/h 体积流量：Ls=LMLm3600L=23.82932.0033600856.21=0.000545m3/s Vs=VMVm3600L=36.04925.2236000.848=0.2978m3/s 3 3.1.1.5 5溶液表面张力溶液表面张力 在各段温度下，用纯物质化学性质查询软件查得：化工原理课程设计 14 温度 乙醇的粘度(mN/m)水的粘度(mN/m)组成xi i(mN/m)塔顶 78.34 17.39 62.64 0.8182 25.57 进料 84.07 16.85 61.30 0.1677 53.85 塔釜 99,95 15.32 58.22 0.000196 58.21 精馏段的表面张力：=25.57+53.85 2=39.71mN/m 提留段的表面张力：=58.21+53.85 2=56.03mN/m 3 3.1.1.6 6粘度粘度 在各段温度下，用纯物质化学性质查询软件查得：温度 乙醇的粘度 mPas 水的粘度mPas 组成xi imPas 塔顶 78.34 0.439 0.364 0.8182 0.425 进料 84.07 0.403 0.377 0.1677 0.348 塔釜 99,95 0.322 0.280 0.000196 0.28 精馏段的粘度：=0.425+0.348 2=0.387mPas 提留段的粘度：=0.348+0.28 2=0.314mPas 3.23.2塔径工艺尺寸的计算塔径工艺尺寸的计算 3.2.13.2.1 塔径塔径 (1)精馏段 由传热传质过程设备设计p180182 可知，适宜的空塔气速与最大气速和所取的安全系数有关：u=kumax，故先确定空塔气速。塔径的确定需要知道：VVLCumax;2.020)20(CC;20C由史密斯关联图查。取板间距 HT=0.35m，并取板上液层高度hL=0.05m，则参变量 HT-hL=0.45m-0.08m=0.37m LsVs LV=0.0002470.2891 856.211.269=0.0222 化工原理课程设计 15 由所算的横标及参变量的数值，从史密斯关联图中查到 史密斯关联图 C20=0.059m/s，因物系表面张力 39.71mN/m C=C20(/20)0.2=0.059(39.71/20)0.2=0.069 m/s max=C20 LVV=856.211.2691.269=1.76m/s 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 =安全系数 max=0.71.76m/s=0.1.232m/s(2)提留段 LS，VS，LV=0.0005440.2978 954.990.848=0.061 由所算的横标及参变量的数值，从史密斯关联图中查到C20,=0.06m/s C20=0.059m/s，因物系表面张力 56.03mN/m C=C20(/20)0.2=0.059(56.03/20)0.2=0.074 m/s max,=C20,LVV=0.06 954.990.8480.848=2.48m/s 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 化工原理课程设计 16=安全系数max,=0.72.48m/s=1.736m/s 提留段塔径：D=4Vs=40.2891m3/s1.232=0.547m 考虑到制作和操作方便，塔径大小取一致，故取提留段的塔径圆整,取塔径 D=0.6m。此处 D 和 HT关系与经验关系相符，所以计算合理。塔板间距和塔径的经验关联 D/m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.0 2.02.4 2.4 HT/m 0.20.3 0.30.35 0.350.45 0.450.6 0.50.8 0.6 校核：塔横截面积：AT=4D2=4(0.6)2=0.2827m2 实际空塔精馏段气速:uJ=4VSD=40.28913.140.6=1.023m/s 实际空塔提馏段气速:uT=4VSD=40.29783.140.6=1.053m/s 其值在安全气速范围内，故设计合理。3.2.3.2.2 2 溢流装置溢流装置 由于塔径小于2.2m，所以选用单溢流弓形降液管,不设进口堰。(1)溢流堰 堰长 对于单溢流弓形降液管，取lW=0.6D=0.60.6=0.36m=360mm 由6.0DlW，弓形降液管宽度 Wd和面积 Af用板式精馏塔设计P22 图 2-88 求取。查图得：055.0TfAA,11.0DWd 20155.02827.0055.0055.0mAATf 弓形宽度：2066.06.0011.0011.0mDWd 验算液体在降液管中的停留时间，精馏段：sLHASTf5395.21000247.035.00155.0，合理 提馏段：sLHASTf5397.9000544.035.00155.0，合理 化工原理课程设计 17 故降液管尺寸符合要求。能够保证溢流液体中的气体在降液管中分离开来。（2）出口堰高 由板式精馏塔设计P33 式 2-29 可知：hw=hL hOw 精馏段精馏段 前面已设定hL=0.05m，假设采用平直堰，根据 Francis 溢流堰的公式计算 因为6.0DlW及hmLs/000247.03，查液流收缩计算图的 E=1 006.00052.036.0000247.01668.0668.03232mlLsEhWOW 不符合平直堰，采用齿形堰。齿数：16201820nlw mnLshOW013.030tan16000247.0851.02tan851.0.404.0 取mhhhOWLW037.00013.005.0 提留段提留段 因为6.0DlW及hmLs/000544.03，查液流收缩计算图的 E=1 根据 Francis 溢流堰的公式计算 006.00088.036.0000544.01668.0668.03232mlLsEhWOW 则有:mhhhOWLW0412.00088.005.0（3）降液管底隙高度h0 精馏段：h0=hw 0.006=0.037 0.006=0.031m 提留段：h0=hw 0.006=0.0412 0.006=0.0352m 化工原理课程设计 18 3.2.3.2.3 3塔板位置及浮阀数目与排列塔板位置及浮阀数目与排列 (1)阀孔数 由传热传质过程设备设计p194 式 4-18 可知：00VmFu。取 F0=9,已知 F1 型重阀的阀孔直径d0=0.039m,则 精馏段：精馏段：孔速：smFuVJ/99.7269.1900 浮阀数:2903.3099.7039.0039.014.32891.044020JJudLsN 提馏段：提馏段：孔速：smFuVT/5196.74325.1900提 浮阀数:2452.2577.9039.0039.014.32978.044020TTudLsN(2)塔板布置 1)1)已知11.0DWd，所以mDWd066.06.011.011.0 取边缘区宽度：mWC040.0 两边安定区宽度：mWS06.0 2)2)浮阀排列方式采用等边三角形叉排 由板式精馏塔设计 p46 式 2-76 计算鼓泡区面积：2dsDxWW；2cDRW。mWWDxsd174.0)(5.0 mR26.004.03.0 开孔区面积212022269.0arcsin1802mRxRxRxAP 精馏段：化工原理课程设计 19 阀孔总面积200m0362.099.72891.0AJSuV 阀孔中心距mmAAtPJ2.1010362.0269.0907.0039.0907.0d00 实际取 80mm 提馏段：阀孔总面积200Tm0305.077.92978.0ATSuV 则阀孔中心距mAAtTPT1103.0907.0d00 实际取 90mm 实际孔布置如下：1）精馏段有 29 个控，孔间距为 90mm 化工原理课程设计 20 2）提留段有 24 个孔，空间距为 90mm 3.2.43.2.4 验算气速及阀孔动能因数及开孔率验算气速及阀孔动能因数及开孔率 精馏段：smNdVuJSJ/088.104200 smuFVJJ/26.12269.1088.1000%25.12%10044220DNdJJ 化工原理课程设计 21 提馏段：smNduTST/39.10V4200 smuFVTT/56.9848.039.1000%99.10%10044220DNdTt 阀孔动能因数变化仍在11122912 kgsm范围内，因此阀孔数符合要求。塔板的开孔率在 10%14%之间，符合要求。第第四章四章 塔的流体力学验算塔的流体力学验算 4.1 4.1 阻力计算阻力计算 塔板阻力：hp=hc+hl+h hc：干板阻力 hl：板上充气液层阻力 h：液体表面张力所造成的阻力（1）uocJ=73.1v 1 1.825=73.11.269 1 1.825=9.218m/s uoJ 阀全开，精馏段干板阻力：hc=19.9u0J0.175L=19.9 7.990.175856.21=0.033m uocT=73.1v 1 1.825=73.10.848 1 1.825=11.49m/s uoT 阀全开，提馏段干板阻力：hc=19.9u0T0.175L=19.9 9.770.175954.99=0.031m（2）板上充气液层阻力 由于乙醇-水系统里，液相是水，故取0=0.5。由传热传质过程设备设计 P197 式 4-28 得：mhhhLll025.005.05.00（3）液体表面张力所造成的阻力：浮阀塔的h值通常很小，忽略不计。（4）单板压降 由于h=0，因此与气体流经一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为：化工原理课程设计 22 精馏段：mhhhlcp058.0025.0033.0 PaghPLp17.48781.921.856058.0 提馏段：mhhhlcp056.0025.0031.0 PaghPLp63.52481.999.954056.0 4.24.2淹塔校核淹塔校核 为了防止液泛现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，由传热传质过程设备设计 p197 式 4-30 计算清液层高度：pdldHhhh 由于本塔不设进口堰，故由传热传质过程设备设计 p198 式 4-31 计算液体通过降液管的压头损失hd：（1）精馏段：mhlLhWSd00146.0037.036.0000247.0153.0153.0220 又板上液层高度：hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.00146m+0.05m+0.058m=0.109m dWTHmhH24.0013.035.05.0 精馏段符合防止液泛的要求。（2）提馏段：mhlLhWSd000282.00352.036.0000544.0153.0153.0220 又板上液层高度：hL=0.05m Hd=hp+hL+hd=0.000282m+0.05m+0.056m=0.106m 前已选定5.0,043.0,3.0取且mhmHWT 1956.00412.035.05.0dWTHmhH 提留段符合防止液泛的要求。化工原理课程设计 23 4.34.3雾沫夹带校核雾沫夹带校核 对乙醇-水系统可按传热传质过程设备设计 p199 表 4-7 查得：乙醇-水为正常系统，取 K1.0。板上液流面积：22517.0015.022827.02mAAAfTa 板上液体流径长度：mWDZdL468.0066.026.02 由板式精馏塔化工设计P48 式 2-78 和式 2-79 可知：%10036.1泛点率0PFLsVLVSACKZLL%10078.0泛点率0TFVLVSACKL（1）精馏段 V=1.269kg/m3，HT=0.35m 由板式精馏塔化工设计P48 图 2-27 泛点负荷系数查得CF为 0.093。%25.48%1002517.0093.01468.0000247.036.1269.121.856269.12891.0泛点率%31.54%1002827.0093.0178.0269.121.856269.12891.0泛点率（2）提馏段 V=0.848kg/m3，HT=0.35m 由板式精馏塔化工设计P48 图 2-27 泛点负荷系数查得CF为 0.088。%65.41%1002517.0088.01468.0000544.036.1848.099.954848.02978.0泛点率%75.45%1002827.0088.0178.0848.099.954848.02978.0泛点率 化工原理课程设计 24 均小于 70%，符合要求，故可知雾沫夹带量可满足 e 10%要求。第第五章五章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 5 5.1.1 雾沫夹带线雾沫夹带线 （1）精馏段 取极限雾沫夹带量 e10，按泛点率 70计算，将各已知数代入下式%70%10036.1泛点率0PFLsVLVSACKZLV%70%1002517.0093.01468.036.1269.121.856269.1sSLV SSLV52.16426.0（2）提馏段 同理得：%70%10036.1泛点率0PFLsVLVSACKZLV%70%1002517.0088.01468.036.1848.099.954848.0sSLV 34.2152.0SSLV 5 5.2 2 液泛线液泛线 （1）精馏段 mhHWT24.0013.035.05.0 液泛时：化工原理课程设计 25 232232222202053.3634)(858.55459.024.036.01668.0037.05.1031.036.0153.029039.0421.85681.92269.137.55.01153.021.856269.1237.5SSSSSSOWWWSdLlcWTdLLVmLLVhhhlLguhhhhhHH整理得：根据上式，计算精馏段LS与相对应的液泛气量VS，得到若干个点个点如下表 5-2（2）提馏段 mhHWT1956.00412.035.05.0 液泛时有：23223222220209155.3218)(689.6452.01956.036.01668.00412.05.10352.036.0153.024039.0499.95481.92848.037.55.01153.099.954848.0237.5SSSSSSOWWWSdLlcWTdLLVmLLVhhhlLguhhhhhHH整理得：根据上式，计算提留段LS与相对应的液泛气量VS，得到若干个点个点如下表 5-2 表 5-2.精馏段提留段的液泛线数据 精馏段精馏段 提留段提留段 LsLs（m m3 3/s/s）VsVs（m m3 3/s/s）LsLs（m m3 3/s/s）VsVs（m m3 3/s/s）0 0.61033 0 0.672309 0.0001 0.60319 0.0001 0.661481 0.0002 0.59891 0.0002 0.654977 0.0003 0.59524 0.0003 0.649411 0.0004 0.5919 0.0004 0.644338 0.0005 0.58875 0.0005 0.639576 0.0006 0.58574 0.0006 0.635025 0.0007 0.58282 0.0007 0.630625 0.0008 0.57997 0.0008 0.626335 化工原理课程设计 26 0.0009 0.57717 0.0009 0.622125 0.0012 0.56891 0.0012 0.609778 5 5.3 3 漏液线漏液线 （1）精馏段 对于 F1 型重阀，取F0=u0 v作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷的下限值Vsmin 269.1600VFu，重阀的阀孔直径为 39mm，因此：smAuVs/1844.029039.014.325.0269.163200min 该漏液线是与液体流量无关的水平线。（2）提馏段 对于 F1 型重阀，取F0=u0 v作为规定气体最小负荷的标准，求出气相负荷的下限值Vsmin 848.0600VFu，重阀的阀孔直径为 39mm，因此：smAuVs/1867.024039.014.325.0848.063200min 该漏液线是与液体流量无关的水平线。5.45.4 液相负荷上限线液相负荷上限线 由于液体最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 35 秒，则液体在降液管内停留时间以 5 秒作为液体在降液管中停留时间的下限，则：smHALLTfss/001085.0535.00155.03maxmax 5.55.5 液相负荷下限线液相负荷下限线（1）精馏段 化工原理课程设计 27 由于精馏段的堰采用的是齿形堰，取堰上液层高度how=0.002 作为液相负荷下限条件，依how的计算式算出sL的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。smLmLnLhsssOW/10473.2013.030tan16851.02tan851.036min.40min4.0min（2）提馏段 提馏段的堰采用的是平直堰，取堰上液层高度how=0.006 作为液相负荷下限条件，how依的计算式算出Lsmin的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。smLLlLEhssWsOW/10064.3006.036.01668.0668.034min32min32min 5.6 5.6 操作线操作线 精馏段：操作线的斜率为：k=VsLs=0.28910.000247=1170.45 操作线方程为:Vs=1170.45Ls 提留段：操作线的斜率为：k=VsLs=0.29780.000544=547.43 操作线方程为:Vs=547.43Ls 5.7 5.7 负荷性能图负荷性能图 （1）精馏段 操作弹性为：0.42310.1844=2.29 化工原理课程设计 28 0.00000.00020.00040.00060.00080.00100.00120.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.750.80Vs(m3/2)Ls(m3/s)(2)提留段:操作弹性为：0.49930.1867=2.67 操作线 液泛线 操作点 液相负荷下限线 漏液线 液相负荷上限线 化工原理课程设计 29 0.00000.00020.00040.00060.00080.00100.00120.00140.100.150.200.250.300.350.400.450.500.550.600.650.700.75Vs(m3/s)Ls(m3/s)第第六六章章 主要管道尺寸计算及塔总主要管道尺寸计算及塔总体结构体结构 6 6.1.1 进料管进料管 进料质量流量：WF=MLFF=22.696kg/kmol68.055kmol/h =1544.576kg/h=0.429kg/s 进料液平均密度为：L,F =936.55kg/m3 进口管道流速在0.40.8m/s 范围内，取u=0.6m/s，则进料管内径 dF=4WFuL,F=40.4290.6936.55=0.031m 液泛线 操作点 雾沫夹带线 液相负荷下限线 漏液线 液相负荷上限线 操作线 化工原理课程设计 30 查板式