1、目錄第一章設計任務書1第二章設計方案的確定及流程說明2塔類型的選擇22.1塔板形式的選擇32.2設計方案的確定42.3第三章塔的工藝計算6物料3.1. 6理論板數，板效率及實際板數的計算103.2平均參數、塔徑、塔高的計算143.3第四章塔板結構設計21塔板結構尺寸的確定214.1塔板流體力學計算234.2第五章塔板負荷性能圖285.1精餾段285.2提餾段30第六章附屬設備設計336.1產品冷卻器336.2接管346.3其他35第七章設計方案的比較與. 36第一章 設計任務書一、設計題目：乙醇水精餾塔本設計是根據生產實際情況并加以一定程度的簡化而。二、設計任務及條件1.2.3.4.5.進精餾

2、塔料液含乙醇 25%（質量），其余為水。產品乙醇含量不得低于 94%（質量）。殘液中乙醇含量不得高于 0.1%（質量）。生產能力為日產（24 小時）50 噸 94%的乙醇產品操作條件：精餾塔頂壓力：4KPa（表壓）進料狀況：泡點進料回流比：R/Rmin=1.6單板壓降：不大于 667 Pa加熱蒸汽壓力：101.3kPa（表壓）設備形式：浮閥塔6.7.廠址：地區1第二章 設計方案的確定及流程說明2.1 塔類型的選擇塔設備的種類很多，按操作壓力可分為常壓塔、加壓塔和減壓塔；按塔內氣液相接觸構件的結構形式又可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔和填料塔各有適用的環境，具體板式塔和填料塔性能的比較可見下表

3、 1：表 1板式塔和精餾塔的比較類 型板 式 塔填 料 塔每層板上裝配有不同型式的氣液接觸元件或特殊結構，如篩板、泡罩、浮閥等；塔內設置有多層塔板，進行氣液接觸塔內設置有多層整砌或亂堆的填料，如環、鞍型填料等散裝結構特點填料，格柵、波紋板、脈沖等規整填料；填料為氣液接觸的基本元件微分式接觸，可采用逆流操作，也可采用并流操作操作特點氣液逆流逐級接觸大尺寸空塔氣速較大，小尺寸空塔氣速較小；低壓時分離效率高，高壓時分離效率低，傳統填料效率較低，新型亂堆及規整填料效率較高；空塔速度（亦即生產能力） 高，效率高且穩定；壓降大，液氣比的適應范圍大，持液量大，操作彈性小設備性能大尺寸壓力降小，小尺寸壓力降大

4、；要求液相噴淋量較大，持液量小，操作彈性大直徑在 600mm 以下的塔安裝困難，安裝程序較簡單，檢修清理容易，金屬材料耗量大新型填料復雜，造價高，檢修清制造與維修理，可采用非金屬材料制造，但安裝過程較為處理量大，操作彈性大，帶有污垢的物料處理強腐蝕性，液氣比大，真空操作要求壓力降小的物料適用場合在本設計中，之所以選用板式塔，塔底為直接蒸汽加熱，板式塔塔底無需再添加氣體初始分布裝置，且塔頂和進料口位置無需添加液體初始分布裝置；另一方面，塔板所需費用要遠低于規整填料，正式是因為板式塔的結構簡單，造價較低兩大優點，導致具有比較大的經濟優勢。22.2 塔板形式的選擇塔板形式很多，常見的有泡罩塔板、篩孔

5、塔板、浮閥塔板、網孔塔板、垂直塔板、無降液管塔板（常見的有穿流式柵板、穿流式篩板）、導向篩板、多降液管塔板和斜噴型塔板（常見的有舌型塔板、斜孔塔板、浮動舌型塔板、浮動噴射塔板）等。泡罩塔板是工業上應用最早的塔板，它由升氣管及泡罩。泡罩安裝在升氣管的頂部，分圓形和條形兩種，以前者使用較廣。泡罩有80、100 和150mm 三種尺寸，可根據塔徑大小選擇。泡罩下部周邊開有很多齒縫，齒縫一般為三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上為正三角形排列。優點是操作彈性較大，液氣比范圍較大，不易堵塞，適用于處理各種物料，操作穩定可靠。缺點是結構復雜，造價高；板上液層厚，塔板壓降大，生產能力及板效率較低，除特殊需要，一

6、般不選用。篩孔塔板簡稱篩板，其結構特點是在塔板上開有許多均勻小孔，孔徑一般為 38mm。篩孔在塔板上為正三角形排列。塔板上設置溢流堰，使板上能保持一定厚度的液層。優點是結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產能力較大；氣體分散均勻，傳質效率高。缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結焦、粘度大的物料。浮閥塔板的結構特點是在塔板上開有若干個閥孔，每個閥孔裝有一個可上下浮動的閥片，將閥腿底腳撥轉 90，以限制閥片升起的最大高度，閥片本身連有幾個閥腿，閥并防止閥片被氣體吹走。閥片周邊沖出幾個略向下彎的定距片，當氣速很低時，由于定距片的作用，閥片與塔板呈點接觸而坐落在閥孔上，可防止閥片與板面的粘結。

7、優點是結構簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產能力大；由于閥片可隨氣量變化升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，汽液接觸時間較長，故塔板效率較高。缺點是處理易結焦、高粘度的物料時，閥片易與塔板粘結；在操作過程中有時會發生閥片脫落或卡死等現象，使塔板效率和操作彈性降低。表 2塔板性能的比較塔盤類型優點缺點適用場合泡罩板結構復雜、造價高、塔板阻力大、處理能力小較成熟、操作穩定特別容易堵塞的物系效率高、操作范圍寬浮閥易脫落分離要求高、負荷變化大浮閥板結構簡單、造價低、塔板效率高篩板易堵塞、操作彈性較小分離要求高、塔板數較多舌型板結構簡單且阻力小操作彈性窄、效率低分離要求較低的閃蒸塔3表

8、3 主要塔板性能的量化比較塔板類型生產能力塔板效率操作彈性壓降結本泡罩板1.01.2-1.31.2-1.41.3-1.51.01.11.21.11.1593310.60.50.8復雜10.7-0.90.4-0.50.5-0.6浮閥板篩板一般簡單舌型板簡單本設計采用浮閥塔板，因為浮閥具有生產能力大、操作彈性寬、塔板效率高等優點。本設計采用技術成F1 型浮閥，F1 型浮閥已有系列標準，各種設計數據完善，便于設計和對比。F1 型浮閥分為輕閥（代表符號 Q）和重閥（代表符號 Z）兩種。輕閥采用厚度為 1.5mm的薄板沖壓制成，質量約 25g；重閥采用厚度為 2mm 薄板沖壓制成，質量約為 33g。一般

9、重閥應用廣泛，輕閥泄漏量大，只有在要求壓降小的時候（如減壓蒸餾）才采用。本設計采用應用最廣泛的 F1 型重閥。2.3 設計方案的確定(1)裝置設備：包括精餾塔、原料預熱器、塔頂全凝器、釜殘液冷卻器、餾出液冷卻器、產品貯罐、塔頂回流泵（一開一備）、進料泵（一開一備）、低壓蒸汽透設備。(2)操作壓力：乙醇-水采用常壓精餾就能夠實現初步分離要求，考慮實際情況，塔頂壓力設置至 4kPa（表壓）。(3)進料熱狀況：精餾塔一般采用泡點進料，其優勢在于將物料溫度加熱到泡點所需要的蒸汽品味，相比塔釜加熱所需熱品味要低很多，可以用較低溫流股等預熱，有利于節省總能耗；泡點進料能平衡精餾段和提餾段的氣液相負荷，維持

10、塔內氣相負荷相對穩定，塔徑較接近，無需變徑；泡點進料易達氣液平衡，塔板效率高，理論板數相對于過熱和過冷進料要少；此外，泡點進料為液體進料，進料接管管徑較小，開孔對塔壁影響小。(4)塔釜加熱方式：直接蒸汽加熱使用與含有水且水為重組分的物系。因此，對于乙醇-水的混合物，可以采用直接蒸汽加熱的方式，這樣只需在塔釜內安裝鼓泡管，省去一個再沸器，且可利用壓力較低的蒸汽來進行加熱，操作費用和設備費用均可降低。但由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液的輕組分濃度降低，所需的塔板數略有增加。而在本設計中，乙醇-水物系低濃度時的相對揮發度很大，所增加的塔板數并不多，采用直接蒸汽加熱是合理的。(5)塔頂冷凝方式：考慮到

11、塔頂乙醇為最終產物，冷凝所需能耗不大，因此本設計采用全凝器，以便于準確的控制回流比和塔器操作的穩定。4(6)塔板溢流方式：溢流方式與降液管布置方式有關，常見的布置方式有U 形流、單溢流、雙溢流及階梯式雙溢流。U 形流液體流經長，可以提高板效率，但液面落差大，適用于小塔及液體流量小的場合。單溢流流經較長，塔板效率較高，結構簡單，加工方便，適用于直徑小于 2.2m 的塔。雙溢流液體路徑短，可降低液面落差，但塔板結構復雜，板面利用率低，一般用于直徑大于 2m 的塔。階梯式雙溢流可在不縮短液體流經的情況下減小液面落差，但是結構復雜，適用于塔徑很大、液流量很大的特殊場合。結合本設計的精餾塔尺寸，選用單溢

12、流方式。(7)精餾塔裝置流程：見附圖生產工藝流程圖。5第三章 塔的工藝計算3.1 物料1.計算各流股的摩爾分數水的摩爾質量：=18.015kg/kmol 乙醇的摩爾質量： =46.069kg/mol因此：進料摩爾分數：0.2546.069= 0.2546.069 + 0.7518.015 =0.1153餾出液摩爾分數：0.9446.69 = 0.9446.069 + 0.0618.015 = 0.8597釜液摩爾分數：0.00146.069 = 0.00146.069 + 0.99918.015 = 0.00042.計算各流股平均摩爾質量：進料：MF = 46.069 0.1153 + 18.

13、015 (1 0.1153) = 21.25kg/kmol餾出液： = 46.069 0.8597 + 18.015 (1 0.8597) = 42.13kg/kmol釜液： = 46.069 0.0004 + 18.015 (1 0.0004) = 18.03kg/kmol3.計算最小回流比：查資料得常壓下乙醇水系統的 t-x-y 數據如下：表 4 常壓下乙醇水系統的t-x-y 數據6沸點/乙醇(分子%)液相乙醇(分子%)氣相沸點/乙醇(分子%)液相乙醇(分子%)氣相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.77

14、80.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.799.20.232.979.8552.6866.28根據數據作出乙醇水系統的汽液平衡相圖可知，該曲線存在凹陷段，因此不能用一般的方法求其最小回流比，需要通過作切線確定。圖 1 最小回流比求解圖初步估計切點在曲線凹段，因此用 origin 將曲線后半段 10 個點進行擬合7990.313.72579.561.0270.2998.750.394.579.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.67

15、5.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.482.325.7555.7478.1589.4189.41圖 2 最小回流比切線圖得其方程： = 3.57874 10.02083 + 10.93112 4.8680 + 1.3801（1）求導得,= 14.31503 30.06252 9.7360 + 1.3801（2）對于過點（，）的切線，設其切點為（0，0），滿足方程（2），則該曲線在曲線上點（0，0）的切線方程為 = , ( 0) + 0（3）0將（2

16、）代入方程（3）， = 85.97，并于（1）聯立，解得：0 = 0.7686 0 = 0.7982切線縱截距：b = 0.2787 = + 1算得 = 2.085184.確定回流比根據生產任務： = 1.6因此 = 1.6 = 1.6 2.0851 = 3.33615.確定精餾段、提餾段操作線方程精餾段操作線方程：13.33611 = + = + 0.8597 = 0.7694x + 0.2042（4） +1 +13.3361 + 13.3361 + 1飽和液體進料，所以 q 線方程為： = = 0.1153 （5）則由（4）、（5）得 q 線與精餾段操作線的交點為： = 0.1153 =

17、0.4573連接點(，)、（，0）即得提餾段操作線方程： = 3.9781 0.00166.進行物料直接蒸汽加熱精餾塔全塔物料： + 0 = + （6）其中：F進料流量，kmol/s；0蒸汽流量，kmol/s；D餾出液流量，kmol/s； W釜液流量，kmol/s；根據生產任務，D=50t/d= 501000 =49.44kmol/h41.98524根據恒摩爾流假設，物料式如下：1000 501000 50= 0.0137 kmol/s（7） =3600 24 3600 24 42.13乙醇的物料： = + （8）由（6）、（7）、（8）解得 = 0.05185kmol/s = 0.03810

18、kmol/s0 = + = + = 0.0137 + 0.0137 3.3361 = 0.0594 kmols = 213.86 kmolh93.2 理論板數，板效率及實際板數的計算1.理論板數確定根據汽液平衡相圖以及精餾段、提餾段操作線方程作梯級圖由圖得理論板數： = 26其中：精餾段 22 塊板，提餾段 4 塊板圖 3圖解理論板10圖 4圖解理論板（塔頂局部放大）圖 5圖解理論板（塔底局部放大）112.塔頂溫度計算對非理想物系，有修正的定律： = 0 + (1 )0 （9）式中，0，0為純組分 A，B 的飽和蒸汽壓；，為組分 A,B 的活度系數。壓力、溫度和濃度對活度系數的值都有影響。壓力

19、影響較小，一般可忽略。溫度的影響可按照下面的經驗公式估算， lg = 常數式中常數C 對不同物系、不同組成，數值不同。可用一組已知數據求取，步驟如下：（a） 按已知的液相組成 = 0.8597在常壓 t-x-y 相圖上查對應的溫度0 = 351.33及氣相組成1 = 0.8640;（b） 用 Antoine 方程分別計算0溫度下 A，B 組分的飽和蒸汽壓0，0 ：表 5 乙醇和水的 Antoine 方程系數方程形式：lg （ 0kPa） = (K) + 則有1630.868lg （ 0kPa） = 7.30243 351.33 43.5690 = 100.84kPa同理：0= 44.02kPa

20、(c)用修正的定律計算活度系數 101.325 0.8640= 1.009800100.84 0.8597101.325 (1 0.8640)(1 )0 = 0(1 =)= 2.231144.02 (1 0.8597)(d) 對組分 A，B 的常數分別為, ，于是： = 0 lg0 = 351.33 lg1.0098 = 1.4922 = 0 lg0 = 351.33 lg2.2311 = 122.451300 + 10(1 ) = 10 12ABC溫度范圍（K)乙醇 o7.302431630.868-43.569273-3536.848061358.124-71.034370-464水 w7

21、.0740561657.459-46.13280-441解此方程得 = 352.333.塔釜溫度估算：設板效率 = 0.4628，則精餾段實際塔板數： =22 48（圓整）0.4628提餾段實際塔板數 =4 9（圓整）0.628總實際板數 = + = 57假設單板壓降為要求的最大值 667Pa因此，塔釜壓力： = 4 + 0.667 57 + 101.3 = 141.985kPa有因為塔釜液相組成： = 0.0039 查得： = 0.00451試差計算，得到： = 367.324.板效率計算：平均溫度： + 352.33 + 362.57= 357.4522查資料得該溫度下乙醇、水的黏度分別為

22、：乙醇 = 0.3108mPa s水 = 0.3020mPa s則料液在塔頂塔底平均溫度下的平均黏度為： = 乙醇 + (1 )水 = 0.1153 0.3108 + (1 0.1153) 0.3020 = 0.3340mPa s由經驗公式，總板效率為： = 0.17 0.616lg = 0.17 0.616 lg0.3340 = 0. .4634，與假設相同，假設是正確的。133.3 平均參數、塔徑、塔高的計算1.平均壓力：塔頂壓力： = 4kPa(表壓) = 105.3kPa假設單板壓降為要求的最大值 667Pa，則塔釜壓力： = 4 + 0.667 57 + 101.3 = 143.34

23、kPa進料板壓力： = 4 + 0.667 48 + 101.3 = 137.34kPa精餾段平均壓力： + = 121.33kPa2提餾段平均壓力 + = 143.34kPa22.平均溫度：由以上步驟算得：塔頂溫度： = 352.33；塔釜溫度： = 367.01進料板處： = 361.16因此，精餾段平均溫度： + = 356.752提餾段平均溫度： + = 364.0823.氣液相平均分子量：塔頂：1 = = 0.85971 = 0.8537則塔頂氣液兩相平均相對分子質量為： = 46.07 0.8597 + 18.02 (1 0.8597) = 42.13kg/kmol = 46.07

24、 0.8537 + 18.02 (1 0.8537) = 41.96kg/kmol同理，對進料板： = 0.1153 = 0.4554則進料板氣液兩相平均相對分子質量為： = 30.79kg/kmol， = 21.25kg/kmol同理，對塔釜： = 0.0004 = 0.0060則塔底氣液兩相平均相對分子質量為： = 19.28kg/kmol， = 18.13kg/kmol因此，精餾段氣液兩相平均相對分子質量為14氣相 + = 36.55kg/kmol,2液相 + = 31.69kg/kmol,2提餾段氣液兩相平均相對分子質量為氣相 + , = 25.07kg/kmol2液相 + , = 1

25、9.69kg/kmol24.氣液兩相平均密度：查資料得：塔頂溫度下乙醇、水的密度分別為：735.89 kg3， 972.29 kg3進料處溫度下乙醇、水的密度分別為：740.00 kg3， 966.60 kg3塔底溫度下乙醇、水的密度分別為：724.60 kg3， 962.64 kg3塔頂：氣相平均密度：= 1.5192kg/m3液相平均密度：1=+ = 746.79kg/m3同理，對進料：氣相平均密度： = 1.4107kg/m3液相平均密度： = 894.52g/m3對塔釜：氣相平均密度： = 0.9059kg/m315液相平均密度： = 962.32kg/m3則精餾段氣液平均密度為：氣相

26、： + = 1.4650kg/m3,2液相： + = 820.66kg/m3,2提餾段氣液平均密度為：氣相： + = 1.1583kg/m3,2液相：, = 928.42kg/m35.平均表面張力：二元有機物水溶液的表面張力在寬濃度范圍內，可用下式求取：14 = 14 + 14 + = 1 = lg(2 ) = + 2323 = 0.441 ( ) ( ) = lg(2 ) = + = + 下標 w,o,s 分別指水、有機物及表面部分；x 為分子分數；V 為摩爾體積，cm3/mol； ，為純水和有機物的表面張力，dyn/cm2；q 值取決于有機物的形式和分子大小，對于乙醇，q=2.對塔頂，有：

27、水的摩爾體積：1618.02 1000 = 18.53cm3/mol =972.29乙醇的摩爾體積：46.07 1000 = 61.98cm3/mol =735.89查得塔頂溫度下水的表面張力： = 62.74 dyn/cm2乙醇的表面張力： = 17.74 dyn/cm2則 = 0.9539 + = 1 = 0.0461 = lg(2 ) = 2.65242323 = 0.441 ( ) ( ) = 0.7601 = + = 3.4125又有：lg(2 ) = + = 1以上兩式聯立解得： = 0.0195 = 0.980514 = 14 + 14則塔頂溶液表面張力： = 17.73dyn/

28、cm2同理，進料溶液表面張力： = 29.79dyn/cm2塔釜溶液表面張力： = 55.89dyn/cm2因此，精餾段平均表面張力： + = 23.77dyn/cm22提餾段平均表面張力： + = 42.84dyn/cm22176.氣液兩相的平均體積流率精餾段：液相摩爾流率： = = 0.0458kmol/s體積流率：,= 0.0024m3/,氣相摩爾流率： = ( + 1) = 0.0596kmol/s體積流率：,= 1.7049m3/,提餾段：液相摩爾流率 = = 0.0977kmol/s體積流率：,= 0.0013m3/,氣相摩爾流率 = 0 = 0.0596kmol/hr體積流率：,

29、= 2.1171m3/,7.平均參數表綜合以上計算結果，平均參數列表如下：表 6 平均參數表8.計算塔徑精餾段：設計塔板間距為 = 0.35，板上液層高度 = 0.05m18平均參數計算溫度 k壓力kPa氣相平均分子量液相平均分子量氣相平均密度 kg/m3液相平均密度 kg/m3平均表面張力 dyn/cm2氣相平均體積流率 m3/s液相平均體積流率 m3/s精餾段356.75121.3336.5531.691.4650820.723.771.70490.002387提餾段364.08140.3425.0619.691.1583928.442.842.11710.001268則： = 0.35

30、0.05 = 0.3m又因為液氣動能參數1/2）,1/2）=17.09821.6（= 0.0331,關系圖得：14724.11.443查圖 6關系圖20 = 0.062負荷因子：C = ()0.2 = 0.06422020極限空塔氣速：, ,= = 1.4902ms,空塔氣速取： = 0.8 = 1.1921m/s則精餾：4 = = 1.349m將塔徑圓整為 = 1400mm = 1.4m199.計算塔高由上面知塔板間距 = 0.35，塔板數n = 57人孔：本設計為乙醇和水物系，比較清潔，不需要經常，因此可簡單設置為：每個10 塊塔板處設一個人孔，人孔處板間距為 = 700mm = 0.7m

31、，人孔直徑取 450mm。因此，人孔數 = 5510 = 6，分別位于第 3,13,23,33,43,53 塊板下方。塔頂空間：塔頂空間是指塔的最高一層塔板到塔頂之間的距離（不包括上封頭部分）。為了減少塔頂出口氣體中攜帶的液體量，塔頂空間高度取為： = 2 = 700mm。塔底空間：塔底空間是指塔的最后一塊塔板到塔底之間的距離，它由兩決定： 防止精餾操作的波動對后續設備操作的影響，塔底空間應起著貯槽的作用，以保證液體能有足夠的量使塔底不致流空。考慮到本設計條件塔頂的采出占全部采出的很大部分，且該工段之前的精餾塔有一定的緩沖作用，因此取塔底產品停留時間為 5 分鐘，因此有：停留體積 = = 0.

32、38063下封頭取標準橢圓封頭，且直邊長度取 40mm，會部分液體，能夠容納體積1 4 = 0.359232 32 2 4常液面高度 = 0.0139m1（ 2 ）4 為使從再沸器進到塔內的蒸汽能均勻分布，并有一定分離空間，從塔底液面到最下一塊踏板之間預留取Hb2 = 2 = 700mm的空間綜上，塔底空間進料段高度：液相進料，取 = = 0.45m,進料孔數： = 1 由上述數據，塔高 = ( 2) + + + + ( 1) = 22.064m20第四章 塔板結構設計4.1 塔板結構尺寸的確定精餾段：塔徑D = 1.4m，選用 F1 重閥浮閥塔盤，單溢流弓形降液管，凹型受液盤結構進行設計。根

33、據浮閥塔標準，選型如下1.堰長與堰寬： = 903m， = 1652.堰上液層厚度：由 = 2.5查詢液流收縮系數計算圖，液流收縮系數E = 1.030則堰上液層高度：2.842.8417.09 1.025 (23 )23 = 0.0131m 0.006m=()=100010001.3083.堰高：板上液層高度 = 0.05m所以 = = 0.0369m顯然堰高在 0.030.05 之間，符合一般要求。降液管面積：4.= 0.0663其中為塔截面積， = 24 = 1.5390m2因此： = 0.1020m2驗算液體在降液管中停留時間：3600 = = 14.95s 5s降液管設計合理。5.降

34、液管底隙高度0：降液管底隙流速 = 0.070.25m/s，取流速為0.07m/s，則21 = 0.0378m36006.閥孔動能因子取 F1 型浮閥，其閥孔直徑 = 39mm，塔板采用碳鋼材質，且按等腰三角形叉排，塔板厚度 = 3mm，閥距 = 65mm、孔數 = 118個、叉排高度 = 80mm。 = 12.09m/s36002/4閥孔動能因子 = = 14.64介于817之間,滿足一般要求。提餾段：1.堰長與堰寬： = 903m， = 1652.堰上液層厚度：由 = ， 2.5查詢液流收縮系數計算圖，液流收縮系數圖 7 液流收縮系數計算圖E = 1.022則堰上液層高度：2.84=()2

35、3 = 0.0086m 0.006m1000223.堰高：板上液層高度 = 0.05m所以 = = 0.05 0.0086 = 0.0414m堰高在 0.030.05 之間。4.降液管截面積： = 0.1020m2驗算液體在降液管中停留時間：3600 = 28.14s 5s故降液管設計合理。5.降液管底隙高度0：液體通過降液管底隙的流速 = 0.070.25m/s，取流速為0.07m/s，則 = 0.0201m36006.閥孔動能因子取 F1 型浮閥，其閥孔直徑 = 39mm，塔板采用碳鋼材質，且按等腰三角形叉排，塔板厚度 = 3mm，閥孔的孔速距 = 65mm、孔數 = 118個、叉排高度

36、= 80mm。 = 15.02m/s36002/4閥孔動能因子 = = 16.13，介于817之間。4.2 塔板流體力學計算精餾段：1.(1)塔板壓降：干板壓降： 2 = 5.37 = 0.0375m 2g(2)氣體通過充氣液層的壓降：液相為乙醇和水，充氣因數取 = 0.5 = = 0.025m23(3) 液體表面張力所產生的阻力：4 103 = 0.00303m g因此有： = + + = 0.0628m = g = 505Pa 667Pa故壓降符合要求。2.液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高度應服從： （ + )對乙醇水物系，取校正系數 = 0.5，則：( + ) = 0.1934m

37、= + + 精餾段液體通過降液管底隙的流速 = 0.16 ms，則液體流經降液管阻力2 = 0.153( )又板上液層高度 = 0.05，壓力降阻力 = 0.0628所以 = 0.1136m 6故無明顯漏液。提餾段：1.(1)塔板壓降：干板壓降： 2 = 5.34 = 0.0344m 2g(2)氣體通過充氣液層的壓降：液相為乙醇和水，充氣因數 = 0.525 = = 0.025m(3) 液體表面張力所產生的壓降：4 103 = 0.00483m g其中 h 為浮閥開度，取為 0.0025m因此有： = + + = 0.0599m = g = 545Pa 667Pa故壓降符合要求。2.液泛為防止

38、塔內發生液泛，降液管內液層高度應服從： （ + )對乙醇水物系，取校正系數 = 0.5，則：( + ) = 0.1957m = + + 精餾段液體通過降液管底隙的流速 = 0.16 ms，則液體流經降液管阻力2 = 0.153( )又板上液層高度 = 0.06，壓力降阻力 = 0.0400所以 = 0.1102m 6故無明顯漏液。27第五章 塔板負荷性能圖5.1 精餾段1.漏液線：當動能因子 5時會產生嚴重漏液，故取 = 5計算漏液點氣速。= 故：,2= 0.58m3/s= , ,4據此可作出與液體流量無關的漏液線 1.2.液沫夾帶線令泛點率 = 0.80，得 0.5 ()+ 1.36 = 0

39、.8代入之前所得數據整理得 = 5.65 5.37由此可做出液沫夾帶線 23.液相負荷下限線對平直堰，取堰上液層高度 = 0.006m作為最小液體負荷標準2.843600=()23 = 0.006m1000解得,min = 0.000737m3/s。據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 3。4.液相負荷上限線以 = 5s作為液體在降液管中停留時間的下限，有： = 5s故有：0.45 0.226= 0.0071m3/s,max5據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線 4。285.液泛線降液管發生液泛的條件為： = ( + )由 = + + = + + = = 聯立得： + ( 1)

40、 = ( + 1) + + + ，忽略，將與；與；與的關系式代入上式，并整理得：2 = 5.64 5.372 45.072/3由此可做出漏液線 5圖 9 精餾段負荷性能圖根據以上各線方程，可作出負荷性能圖，確定操作點 A，連接 OA，即圖可看出，精餾段的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。操作線。由1 = 3.70295.2提餾段6.漏液線：當動能因子 5時會產生嚴重漏液，故取 = 5計算漏液點氣速。= 故：,2= 0.58m3/s= , ,4據此可作出與液體流量無關的漏液線 6.7.液沫夾帶線令泛點率 = 0.80，得 0.5 ()+ 1.36 = 0.8代入之前所得數據整理得 = 7.84

41、 2.73由此可做出液沫夾帶線 78.液相負荷下限線對平直堰，取堰上液層高度 = 0.006m作為最小液體負荷標準2.843600=()23 = 0.006m1000解得,min = 0.000745m3/s。據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 8。9.液相負荷上限線以 = 5s作為液體在降液管中停留時間的下限，有： = 5s故有：0.45 0.226= 0.0071m3/s,max5據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線 9。10.液泛線降液管發生液泛的條件為： = ( + )30由 = + + = + + = = 聯立得： + ( 1) = ( + 1) + + + ，忽略

42、，將與；與；與的關系式代入上式，并整理得：2 = 7.84 2.732 64.222/3由此可做出漏液線 10圖 10 提溜段負荷性能圖根據以上各線方程，可作出負荷性能圖，確定操作點 A，連接 OA，即圖可看出，精餾段的操作上限為液沫夾帶控制，下限為漏液控制。操作線。由2 = 4.0231設計的浮閥塔設計結果如總匯表所示：表 7浮閥塔設計結果總匯表32項目符號計算數據精餾段提餾段各段平均壓力PkPa121.33140.34各段平均溫度TK356.75364.08平均流量氣相Vhm3/s1.70492.1171液相Lhm3/s0.0023870.001268實際塔板數N塊479板間距HTmm35

43、0350塔的有效高度Hmm22064塔徑Dm1.400空塔氣速uom/s1.0521.170塔板液流型式單溢流單溢流溢流裝置溢流管型式弓形降液管弓形降液管堰長lwmm903903堰高hwmm369414溢流堰寬度Wdmm165165降液管底隙高度homm3820浮閥數目n個118118排列形式等腰三角形叉排等腰三角形叉排排間距tmm6565距tmm8080閥uom/s12.1015.02閥孔動能因子Fo14.6416.13單板壓力降pPa503541氣相最大負荷（Vh）maxm3/s2.152.51氣相最小負荷（Vh）m3/s0.580.58操作彈性3.704.02第六章 附屬設備設計6.1

44、產品冷卻器產品冷卻器用于將塔頂全凝器冷凝至泡點溫度的產品繼續冷卻，其詳細任務如下：熱流股：塔頂產品，94w%乙醇進口溫度為1 =352.33K,質量流量 = 4186.8kg/s，出口溫度為2 =40股：冷卻水，進口溫度1 =25，出口溫度設計為2 =60。為強化對流傳熱，選用逆流傳熱方式。對數傳熱溫差(1 2) (2 1)= 16.84( )12ln()2 1)熱物流的恒壓比熱容 = 2659J/(kg ）冷物流的恒壓比熱容 = 4200J/(kg ）熱物流轉移給冷物流的熱量 = (1 2) = 5.946W冷物流質量流量 = ) = 1.613kg/s ( 21估算總傳熱系數 = 500W

45、/(m2 ）最小換熱面積243588.9= 7.06m2=700 16.55考慮到實際操作情況，設置安全系數為 1.1，則設計換熱面積 = 1.1 = 7.76m2選用25 2.5mm規格換熱管，換熱器外徑1 = 25mm，壁厚 2.5mm，內徑2 = 20mm，換熱管長度取 1.5m，換熱管中心距 =32mm當量直徑1 2 = 0.0224m1ln 2所需管束根數 = = 73.55 7433管束采用正三角形排列，位于管束中心線上的管數 = 1.1 = 1.1 110 = 9.4 10管束中心線上最外層管的中心至殼體內壁的距離 = 1.3 = 1.3 25 = 32.5mm估算殼體內徑 =

46、( 1) + 2 = 32 (12 1) + 2 32.5 = 353mm，向上圓整為 400mm因為換熱器并不是本次設計的主要內容，只是進行了基本尺寸的計算，在核算壓降和核算總傳熱系數，設計數據滿足要求后，還需要對換熱器的各種附件進行設計和選型，此處略去。6.2 接管（1） 塔頂蒸汽出口管接管：此管的直徑必須適當，以免產生過大的壓力降。取蒸汽流速為1 = 20m/s。則塔頂蒸汽出口管直徑 4,1 = = 0.284m 299mm（圓整）136001采用299 7.5mm的無縫（2） 回流液管：，配用具有凸面密封的板式平焊管法蘭。用泵輸送，流速取2 = 2.5m/s，則回流液管直徑 4,2 =

47、 = 0.041m 42mm（圓整）136002采用42 2.5mm的無縫，配用具有凸面密封的板式平焊管法蘭。（3） 加料管徑：料液由泵送入塔內時，速度取為3 = 2.5m/s，則加料管徑： 4,3 = = 0.027m 28mm（圓整）136003采用28 2.5mm的無縫，配用具有凸面密封的板式平焊管法蘭。（4） 殘液排出管徑：流速取4 = 1m/s，則殘液排出管直徑34 4,4 = = 0.037m = 38mm136004采用38 2.5mm的無縫，配用具有凸面密封的板式平焊管法蘭。（5） 加熱蒸汽管徑蒸汽流速取5 = 30m/s，則加熱蒸汽管直徑 4,1 = = 0.257m 273mm（圓整）136001采用273mm 6.5mm的無縫，配用具有凸面密封的板式平焊管法蘭。6.3 其他除了物料進出所需接管外，精餾塔設備還需測溫口、測壓口和液位計口接管。考慮在塔頂和塔底分別設置測溫口接管、測壓口接管各一