1、11 设计内容及任务（一） 设计内容乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计（二） 设计任务处理能力：3.6 万吨/年，每年按 300 天计算，每天 24 小时连续运转。原料乙醇-水溶液：7.4%组成（乙醇的质量分数）产品要求：塔顶产品组成（质量分数）：38.2%塔底的产品组成（质量分数）：0.1%1) 塔型选择根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为265.3kmol/h,由于产品黏度较小，流量增大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选择浮阀塔。2) 操作条件（1） 操作压力：塔顶压强为常压 101.3kPa（2） 单板压降： 0
2、.7KPa（3） 进料状况：30C 冷夜进料（4） 回流比：自选（5） 加热方式：间接蒸汽加热（6） 冷却水进口温度：30C一、 塔的工艺计算1 工艺过程物料衡算工艺过程1.1 物料衡算=7.4% =38.2% FWD46/Mgmol乙 醇 18/Mgmol水F=265.3kmol/h= 0.0303FX水乙 醇 乙 醇 ）（MF/1/9481.0)/W/DD水乙 醇 乙 醇（2hkmolXFDWw/6.3)(塔底产品流量： hkmolD/64.28.3251.1表 1 物料衡算数据记录F 265.3kmol/h FX0.0303D 36.66kmol/h D0.1948W 22864kmol
3、/h W0.00039由图(在化工原理 （第三版，王志魁） 页)查出组成 的乙醇-水溶液泡265P03.FX点为 95.7C，在平均温度为（95.7+30）/2=61.35 下，由化工原理 （第三版，王志魁）附录查得乙醇与水的有关物性为：（数值为在范围内的一个估值）乙醇的摩尔热容： 3.0418.9/()mACkJmolK乙醇的摩尔汽化潜热： 260532r水的摩尔热容： )./(.75kolJmB水的摩尔汽化潜热： 398147.8/rkJmol比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流的假定。加料液的平均摩尔热容： )/(19.7)03.(*26.50.*2 KkolJXCBmbAa
4、mp 加料液的平均汽化热：r= kmlJrrBA /6.4).1(48.37.40531.)(1TCqmp1.2 最小回流比及操作回流比的确定由于产品纯度不高，故可采取塔顶进料，无回流，只有提留段操作，从而达到节约成本的目的。31.3 理论及实际塔板数的确定（1）由相平衡方程式 ，可得1()xy(1)yx根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：948.01Dxy )(025.1塔 顶 第 一 块 板x3w 87塔 釜wy因此可以求得： 312.6025194811 yx943.7W平均相对挥发度的求取： 51.946.812.1用逐板法计算理论板数相平衡方程 yyx47)( 039.106.70
5、569. 0594242.31. )(3.38 5434 323 212 11 xxy xyD 加 料 板包括塔釜共四块(2)根据乙醇-水体系的相平衡数据可以查得：塔顶： ， C1948.0Dx0.3Dt塔釜： , C567W1W塔顶和塔釜的算术平均温度：t=91.5C由化工原理 （第三版，化学工业出版社，王志魁）书中附表 12 查得：在 91.5C 下， ， smPa.30乙 醇smPa92.0水根据公式 得lglgLmiix304.129.0lg3.17.lg3. LM（1） 由奥康奈尔关联式： %.40.54.79.0)(49.025.245.LTE4C 求解实际塔板数 取 N=85.7
6、%02.41TEN1.4 塔的结构设计1.4.1 塔径的计算A. 查得有关乙醇与水的安托因方程：乙醇： 1652.0lg(/)7.38(/)(/)348sBPkaATKCTK得: 1652.07.380(/)348A水： 1657.lg(/ 7.04(/)(/)203skaTT得：1657.47.04(/)203KBP将 代入 进行试差，求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：0,AABxP1) 塔顶： ， 试差得 1.ka025.1xA 7.951t2)塔釜压力： kPaPw9.687.03塔釜： ， 试差得516WAxw6.10t求得塔内的平均压力及温度： .9827.10t kPaP1046
7、3B. 平均摩尔质量的计算： 塔顶： kmolgMVD /45.2318)9(98. L 705.46025塔釜： kolgVWm /0.18*)2.1(*87. mMLw03946039平均摩尔质量：5kmolgMVWDV /765.20lLlM/3.18表 2 平均摩尔质量的计算VDmkmolg/45.塔顶 L718平均摩尔质量VwmMkolg/0. VmMLm塔釜 L18kolg/765.20kolg/362.18C. 平均密度的计算：1) 汽相平均密度计算： VmPRT汽相平均密度： 3/69.05.81.2734.80mkgM2) 液相平均密度计算： 1iLw塔顶： ，3/02.74
8、mkgA3/6.970mkgB3/28.9471.2.41kgwBALDm 塔釜： ， ，3/6.724mkgA3/70.95mkgB4555 109.8106.41.)1( BAAMxxw得： 344 /976.7209mkgwBALDm6液相平均密度： kmolgLm/4.95326.8.947表 3 液相平均密度的计算A/0.74kgA3/6.724mkgB3169B095Aw0.03119 Aw41.塔顶 LDm3/28.47kg塔釜 LDm3/6mkg精馏段液相平均密度 Lmol4.95D. 液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算： Lmix塔顶： ，由化工原理 （第三版，化
9、学工业出版社，王志魁）附录二十7.951t，mNA/6NB/8.60 mNxALD /43.598.60)31.(9.163)(11 塔釜： ，查附录： ，.0wt mA/5B/2xBALWm /2).7(.0.7)( 511 液体表面平均张力： NLm/81926439表 4 液体平均表面张力计算1t7.95wt.107AmN/9.16AmN/5.1B80B260塔顶 LDm/2. 塔釜 Lwm/.液体表面平均张力 mN815E. 液体平均黏度计算：液体平均黏度按下式计算： lglgLmiix塔顶： ，查由化工原理 （第三版，化学工业出版社，王志魁）附录十二7.951t，smPaA30sPa
10、B29.0得： saLD 291.0.lg)31.(7.lg0319.塔釜： ，查附录： ，6.wt mAsmPaB27.0得： sLWm 7.102.0lg)16.7(30.lg.755液体平均黏度： aL829表 5 液体平均黏度计算1t7. wt6.10AsmPa30AsmPa3B29. B27.塔顶 LDms1塔釜 Lwms0液体平均黏度 Pa85.F. 气液相体积流率计算：汽相体积流率： smVMmS /302.69.3075268液相体积流率： smLMmS /012.4.9536018.233表 6 气液相体积流率计算sVsm/302. sLsm/012.3G. 塔径的确定塔径的
11、确定，需求 = ，C 由下式计maxLmVC92.36.04953算： 0.22()LC由 Smith 图查取。20取板间距 ，板上液层高度 ，则.35THm0.5lhm0.35.0TlHhm（1） 精馏段塔径的确定：图的横坐标为 1492.6.92.1221 VLS查 smith 图，smith 图9得 05.2C0.062= =2.29m/smaxLmVCC92.36.04953取安全系数为 0.75，则空塔气速为： sm/715.5.则塔径 muDS473.01.24（2） 按标准塔径圆整后， (故采取整块式塔板结构)D5塔截面积： 22296.4AT实际空塔气速为： sVuTS/3.1
12、5.01.4.2 塔的有效高度的计算有效高度： 1.34.9ZNm精 精 （ ） mNZ45.23.0)18(35.0)1( 塔顶间距：H 1=(1.52.0)HT,取 H1=20.35=0.7m塔底空间高度：H 2=1.5m塔高： H=0.7+1.5+2.45=4.65m2 塔板主要工艺尺寸的计算102.1 溢流装置计算因塔径 D=0.5m，可选用单溢流弓形降液管A.堰长 lw单溢流：l w=（0.60.8）D，取 lw=0.60.5=0.3mB.溢流堰高度 hw因为 hl=hw+how选用平直堰，堰上液层高度 how 可用 Francis 计算，即321084.wowlE液体收缩系数计算图
13、=0.001223600=4.392m3/hhL，10.89.061255.2wl 6.053Dlw得 E=1.15，则 hOW=(2.84/1000)1.15（4.392/0.3） 2/3=0.0170m取板上清夜层高度 hL=0.05m, 故 hW=0.05-0.0170=0.033m2.2 降液管2.2.1 降液管高度和截面积因为 ，查下图（弓形降液管参数图）得： , 6.0Dlw 0.5fTA.15dWD所以 ，0179.5.192.fA 7.1.dw11弓形降液管参数图依下式验算液体在降液管中的停留时间： ,3605fthAHLs31.92.47液 体 体 积 流 量降 液 管 中
14、液 体 高 度降 液 管 截 面 积故降液管勉强符合设计要求。2.2.2 降液管底隙高度降液管底隙高度依下式计算： 0036ulLhwh取 sm/12.0则 ，即mho 2.4.012.369402h故降液管底隙高度设计合理。122.3 塔板布置2.3.1 边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度：W S=0.07m边缘区宽度：W C=0.035m2.3.2 开孔区面积计算开孔区面积按下式计算： )sin180(212rxxrAa 其中 5.)7.05.2SdDxmWrc23.0故 212093.5.sin80.1515. mAa 2.3.3 浮阀塔计算及其排列采用 F1 型重阀，重量为 33g，孔
15、径为 39mmA. 浮法数目浮法数目按下式计算： 024udVNS气体通过阀孔的速度： VF0取动能因数 F=11 则精段： ， ，取 20smuo/16.39.021.96.309.42N1) 开孔率：%7.1625.40%420TAdN开孔率在 10%14%之间，且实际动能因数 F0 在 912 间，满足要求。B. 排列由于采取整块式塔板结构，故采用正三角形叉排3 流体力学验算133.1 气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）单板压降：h p=hc+hl+h阀片全开前 muL0329.4.9513.9.17.0175.0阀片全开后: ghLVc 538.263.24.50取板上液层充气因数
16、0=0.5，那么hL= 0(hw+ how)= 0 hL=0.50.05=0.025m气体克服液体表面张力所造成的阻力可由下式计算： ghL2但由于气体克服液体表面张力所造成的阻力通常很小，可忽略不计。故 hp=hc+hl+h =0.0329+0.025=0.0579m3.2 漏液验算气体通过阀孔时的速度：620.169.40.130 vuF3.3 液泛验算降液管内泡沫液层高度可按下式计算：Hd=hp+hw+how+h d=hp+hL +hd（H T+hw）浮法塔的页面落差一般不大，常可忽略不计hp =0.0579m , hL =0.05m塔板上不设进口堰时： mhlwSd 052.581.0
17、3251.0513.033 Hd=0.0579+0.05+0.0000525=0.107953m取 =0.5 ，（H T+hw）=0.5 （0.35+0.033 ）=0.1915mHd（ HT+hw）3.4 雾沫夹带验算泛点百分率可取下列两式计算，取计算结果中较大的数值：, bFLSVLSAKCZF36.1TFVLSAKC78.0ZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af1451.00179.21965.08. .253495302. F.419625.0784 操作性能负荷4.1 气相负荷下限线 smNdVVS /1428.069.52039.454 320 4.2 液相负荷下限线3/2.06
18、15.084217. sL得： smLs/.34.3 液泛负荷上限线smHALTfS /075.53.0179.5 各接管尺寸的确定5.1 进料管进料体积流量; smFMVfsf /0142.3654.971823取适宜的输送速度 uf=3.0m/s, 故 VdSF029计经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：385mm15实际管内流速： smuf /29.08.1435.2 釜残液出料管釜残液的体积流量： smWMVsw /019.36.95843取适宜的输送速度：u f=3m/s, 则 uVdSW24.34.计经圆整选取热轧无缝钢管，规格：323mm实际管内流速： smuw/
19、24.06.14395.3 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量： smVMS /357.069.04.238取适宜速度 uV=10m/s，那么 muVdS2134.014.357计经圆整选取拉制黄铜管，规格：2605mm实际管内流速： smSV /286.705.14316辅助设备的计算及选型1 冷凝器热负荷按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用 25的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=Wr1r1=VMVDr1查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度 92.7下，乙醇汽化潜热：r A=850KJ/kg水的汽化潜热：r B=2375KJ/kgr1= rixi=8500.194846+（1-0.1
20、948）237518=42038.98KJ/Kmol故 Q=36.6642038.98/3600=428.09KJ/s又由于 Q=KAt m 3.5407.923ln)().(ln12 ttm因为 K=750J/s(m2K)所以 2353.10.47508mtKQAm2 再沸器热负荷采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 Q=Wh2r2查得塔釜温度 103.57下乙醇汽化潜热 rA=800KJ/kg水的汽化潜热：r B=2250KJ/kgr2= rixi=8000.0003246+（1-0.00032）225018=40498.82KJ/Kmol故 Q=（ L-W）M flr=(265.3-22
21、8.64)40498.82=1484.66KJ/s又由于 Q=KAt m51.76.107ln)()6.10(ln2 t因为 K=900J/s(m2K)所以 23.945.790148mtKQAm173 泵的选用（1） 进料泵：选用离心泵，泵入口温度为常温，取为 30，特点为流量稳定，扬程较高；（2） 产品泵：单机离心泵，入口温度为常温，流量较小，扬程较低；（3） 塔底泵：单机离心泵，流量变动范围大，流量较大，泵入口温度高，一般大与 100，故塔底不须冷凝器。三、 附录：参考文献1 王志魁编,化工原理.北京：化学工业出版社.2005.012 贾绍义，柴诚敬编.化工原理课程设计.天津：天津大学出
22、版社.2003.123 华东理工大学化工原理教研室编.化工过程开发设计.广州：华南理工大学出版社.1996.024 刘道德编.化工设备的选择与设计.长沙：中南大学出版社.2003.045 袁惠新编.分离过程与设备.北京：化学工业出版社.2003.0318符号说明一一塔板开口面积,aA2m一一降液管截面积, f一一筛孔总面积, b2 一一塔截面积 , tA一一流量系数,无因此0C 一一计算 时负荷系数, maxu2一一筛孔直径 ,m0d一一塔径,mD一一筛孔气相动能因子0F一一重力加速度 ,9.81G2/sm一一进口堰与降液管间的水平距离,mlh一一与干板压降相当的液柱高度,mc一一与液体流过降
23、液管的压降相当的液柱高度,dm一一塔板上鼓泡高度 ,mfh一一板上清液层高度,ml一一降压管的底隙高度,m0一一堰上液层高度,mowh一一出口堰高度 ,m一一与克服表面张力的压降相当的液柱高度,m一一降液管内清夜层高度,mdH一一湿润速度,WLsm/3一一液体体积流量 , hh一一液体体积流量, Ss/3P 一一操作压力 ,Pa一一气体通过每层筛板的压降,Pa一一理论板层数TN一一压力降,PaPr 一一鼓泡区半径,mt 一一筛板的中心距,mU 一一空塔气速, m/s一一气体通过筛孔的速度, m/s0u一一漏夜点气速, m/smin一一气体体积流量 ,hVh/3一一气体体积流量 ,Ss一一边缘无效区宽度,mcW一一弓形降压管宽度,mdX 一一液相摩尔分数y 一一气相摩尔分数Y 一一气相摩尔比Z 一一板式塔的有效高度,.m1
