乙醇水混合液精餾塔設(shè)計

1、河 西 學(xué) 院Hexi University化工原理課程設(shè)計題 目: 乙醇-水混合液精餾塔設(shè)計學(xué) 院: 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè):_ 化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號: 2014210040 姓 名: 趙哲 指導(dǎo)教師: 楊自嶸 2016 年 12 月 1 日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 一、設(shè)計題目乙醇-水混合液精餾塔設(shè)計二、設(shè)計任務(wù)及操作條件1.設(shè)計任務(wù)生產(chǎn)能力（進料量） 140000 噸/年操作周期 7200 小時/年進料組成 20% （質(zhì)量分率，下同）塔頂乙醇濃度 不低于95% 塔底乙醇濃度 不高于0.2% 2.操作條件操作壓力 塔頂4kPa （表壓）進料熱狀態(tài) 泡點進料 3.設(shè)備型式 浮閥塔 4.廠址 浙

2、江杭州 三、設(shè)計內(nèi)容1.設(shè)計方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計算5.設(shè)計結(jié)果匯總6.工藝流程圖及精餾工藝條件圖7.設(shè)計評述目 錄1 概述12 設(shè)計方案的選擇及流程說明（附以流程簡圖）22.1設(shè)計方案的選擇和論證22.1.1 設(shè)計思路2選定設(shè)計方案的原則22.2確定設(shè)計方案2精餾方式的選定2加熱方式的選取3操作壓力的選取3回流比的選擇3塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇3板式塔的選擇32.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計42.3流程說明4

3、3 工藝計算53.1物料衡算53.2 熱量衡算53.2.1 溫度的計算63.2.2 密度的計算63.2.3 混合液體的表面張力83.2.4 混合物的粘度113.2.5 相對揮發(fā)度114 主體設(shè)備工藝尺寸計算124.1 塔板數(shù)的計算124.1.1 求最小回流比124.1.2 求操作線方程124.1.4 求塔板效率154.1.5 實際塔板數(shù)154.2 塔徑的計算154.2.1 氣液相體積流量計算154.2.2 精餾段164.2.3 提餾段174.3 溢流裝置174.3.1 堰長174.3.2 弓形降液管的寬度和橫截面184.3.3 降液管底隙高度184.4 塔板分布和浮閥數(shù)目與排列194.4.1

4、塔板分布194.5 塔板的流體力學(xué)計算204.5.1 塔板壓降204.5.2 液泛214.5.3 物沫夾帶224.5.4 塔板負荷性能圖235  輔助設(shè)備計算與選型275.1 接管275.1.1 原料進料管275.1.2 回流管275.1.3 塔頂蒸汽出料管275.1.4 塔釡出料管275.1.5 塔底進氣管285.1.6 法蘭285.2 筒體與封頭285.2.1 筒體285.2.2 封頭295.3 人孔295.4 裙座295.5 冷凝器295.6 再沸器305.7 預(yù)熱器305.8除沫器315.9 塔總體高度的計算325.9.1 塔頂部空間高度325.9.2 塔底部空間高度325.

5、9.3 塔總體高度326 設(shè)計結(jié)果一覽表327 設(shè)計評述338 參考文獻33致謝35附圖35乙醇水混合液精餾塔設(shè)計趙哲摘要:化工生產(chǎn)常需進行二元液相混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝達到輕重組分分離目的的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關(guān)系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設(shè)計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備類型之一。本次設(shè)計的浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備。此設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核

6、算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程，該設(shè)計方法被工程技術(shù)人員廣泛的采用。本設(shè)計書對丙酮和水的分離設(shè)備浮閥精餾塔做了較詳細的敘述，主要包括：工藝計算，輔助設(shè)備計算,塔設(shè)備等的附圖。采用浮閥精餾塔，塔高33.38米，塔徑2米，按作圖法理論板數(shù)為26。算得全塔效率為0.431。塔頂使用全凝器，部分回流。精餾段實際板數(shù)為53，提餾段實際板數(shù)為5。實際加料位置在第56塊板(從上往下數(shù))，操作彈性為1.9。通過板壓降、漏液、液泛、霧沫夾帶的流體力學(xué)驗算，均在安全操作范圍內(nèi)。塔的附屬設(shè)備中，所有管線均采用無縫鋼管。再沸器采用浮頭式換熱器。用110飽和蒸汽加熱，用20循水作冷凝劑。飽和蒸汽走管程，釜液走殼程。

7、關(guān)鍵詞：乙醇水、精餾、浮閥塔、負荷性能圖、精餾塔設(shè)備結(jié)構(gòu)1 概述乙醇（C2H5OH），俗名酒精，是基本的工業(yè)原料之一，與酸堿并重，它作為再生能源猶為受人們的重視。工業(yè)上常用發(fā)酵法（C6H10O5）n和乙烯水化法制取乙醇。乙醇有相當(dāng)廣泛的用途，除用作燃料，制造飲料和香精外，也是一種重要的有機化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一種有機溶劑，用于溶解樹脂，制造涂料。眾所周知，在醫(yī)藥衛(wèi)生方面，乙醇作為消毒殺菌劑而造福于人類。人類餐飲飯桌上飲用各種酒品，乙醇也是其中不可或缺的組成部分，如：啤酒含35，葡萄酒含620，黃酒含815，白酒含5070（均為體積分?jǐn)?shù)）。據(jù)有關(guān)資料表明，乙醇對人體具有營

8、養(yǎng)價值。乙醇精餾是生產(chǎn)乙醇中極為關(guān)鍵的環(huán)節(jié)，是重要的化工單元。其工藝路線是否合理、技術(shù)裝備性能之優(yōu)劣、生產(chǎn)管理者及操作技術(shù)素質(zhì)之高低，均影響乙醇生產(chǎn)的產(chǎn)量及品質(zhì)。工業(yè)上用發(fā)酵法和乙烯水化法生產(chǎn)乙醇，但不管用何種方法生產(chǎn)乙醇，精餾都是其必不可少的單元操作。本次設(shè)計的精餾塔是為了精餾乙醇以得到高純度的乙醇，要求達到塔頂餾出物濃度（93%（wt）,塔底濃度（0.1%（wt）。本設(shè)計采用浮閥塔，浮閥塔有生產(chǎn)能力大、塔板效率高、壓降低、操作彈性大、結(jié)構(gòu)簡單等優(yōu)點。2 設(shè)計方案的選擇及流程說明（附以流程簡圖）2.1設(shè)計方案的選擇和論證2.1.1 設(shè)計思路在本次設(shè)計中，我們進行的是乙醇和水二元物系的精餾分離

9、，簡單蒸餾和平衡蒸餾只能達到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。實際上，蒸餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸餾過程按操作方式不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾，我們這次所用的就是浮閥式連續(xù)精餾塔。蒸餾是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過程中，熱能利用率很低，有時后可以考慮將余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定性，流程中除用泵間接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，

10、因為可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實際需要選定回流比。2.1.2選定設(shè)計方案的原則方案選定是指確定整個精餾裝置的流程。主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)形式和主要操作條件。所以方案的選定必須：（1）能滿足工藝要求，達到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2）操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3）經(jīng)濟合理。（4）生產(chǎn)安全。在實際的設(shè)計問題中，上述四項都是必須考慮的2.2確定設(shè)計方案2.2.1精餾方式的選定本設(shè)計采用連續(xù)精餾操作方式，其特點是：連續(xù)精餾過程是一個連續(xù)定態(tài)過程，能耗小于間歇精餾過程，易得純

11、度高的產(chǎn)品。2.2.2加熱方式的選取 本設(shè)計采用間接蒸汽加熱，加熱設(shè)備為再沸器。本設(shè)計不易利用間接蒸汽加熱，因為間接蒸汽的加入，對釜內(nèi)溶液起一定稀釋作用，在進料條件和產(chǎn)品純度，輕組分收率一定前提下，釜液濃度相應(yīng)降低，故需在提餾段增加塔板以達到生產(chǎn)要求，從而又增加了生產(chǎn)的費用，但也增加了間接加熱設(shè)備。2.2.3操作壓力的選取本設(shè)計采用常壓操作，一般，除了熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實現(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾。在化工設(shè)計中有很多加料狀態(tài)，這次設(shè)計中采用泡點進料。2.2.4回流比的選擇對于一般體系最小回流比的確定可按常規(guī)方法處理，但對于某些特殊體系

12、，如乙醇水體系則要特殊處理，該體系最小回流的求取應(yīng)通過精餾段操作線與平衡線相切得到。而適宜回流比R的確定，應(yīng)體現(xiàn)最佳回流比選定原則即裝置設(shè)備費與操作費之和最低，我們推薦以下簡化方法計算各項費用，從而確定最佳回流比。一般經(jīng)驗值為2.2.5塔頂冷凝器的冷凝方式與冷卻介質(zhì)的選擇塔頂選用全凝器，因為后繼工段產(chǎn)品以液相出料，但所得產(chǎn)品的純度低于分凝器，因為分凝器的第一個分凝器相當(dāng)于一塊理論板。塔頂冷卻介質(zhì)采用自來水，方便、實惠、經(jīng)濟。2.2.6板式塔的選擇板式塔工藝尺寸設(shè)計計算的主要內(nèi)容包括：板間距、塔徑、塔板型式、溢流裝置、塔板布置、流體力學(xué)性能校核、負荷性能圖以及塔高等。其設(shè)計計算方法可查閱有關(guān)資料

13、。著重應(yīng)注意的是：塔板設(shè)計的任務(wù)是以流經(jīng)塔內(nèi)氣液的物流量、操作條件和系統(tǒng)物性為依據(jù)，確定具有良好性能（壓降小、彈性大、效率高）的塔板結(jié)構(gòu)與尺寸。塔板設(shè)計的基本思路是：以通過某一塊板的氣液處理量和板上氣液組成，溫度、壓力等條件為依據(jù)，首先參考設(shè)計手冊上推薦數(shù)據(jù)初步確定有關(guān)的獨立變量，然后進行流體力學(xué)計算，校核其是否符合所規(guī)定的范圍，如不符合要求就必須修改結(jié)構(gòu)參數(shù)，重復(fù)上述設(shè)計步驟直到滿意為止。最后給制出負荷性能圖，以確定適宜操作區(qū)和操作彈性。塔高的確定還與塔頂空間、塔底空間、進料段高度以及開人孔數(shù)目的取值有關(guān)，可查資料。2.2.7 關(guān)于附屬設(shè)備的設(shè)計附屬設(shè)備的設(shè)計主要有：（1）熱量衡算求取塔頂冷

14、凝器、冷卻器的熱負荷和所需的冷卻水用量；再沸器的熱負荷和所需的加熱蒸氣用量；然后提出合適的換熱器型號。（2）由原料液進料量選擇合適的離心泵2.3流程說明V101-原料儲槽 V102-中間槽 P101-進料泵 P102-回流泵E101-進料預(yù)熱器 E102-冷凝器 E103-再沸器 TQ101-乙醇精餾塔 1- 原料進料管 2- 塔頂出料管 3- 塔底蒸汽管 4- 回流管5- 產(chǎn)品溜出管 6- 塔底餾出管乙醇水簡易流程如上所示：原料液先存儲在V101（原來儲槽），再經(jīng)P101（進料泵）打入E101（原料預(yù)熱器），原料經(jīng)過預(yù)熱后從板式塔的中部打入塔內(nèi)；塔頂通過E103（全冷器）進行全冷凝，進入V1

15、02（中間槽），V102中的產(chǎn)品通過5管溜出，另一部分回流液通過P102（回流泵）打入板式塔的頂部；塔底通過E104（再沸器）間接蒸汽加熱，塔底餾出物通過管6溜出。3 工藝計算3.1物料衡算由質(zhì)量分?jǐn)?shù)求摩爾分?jǐn)?shù) 乙醇相對分子質(zhì)量 MA=46.07g/mol；水的相對分子質(zhì)量 MB=18.02 g/mol 進料、塔頂、塔底質(zhì)量分?jǐn)?shù)： =20%(wt%)；=95%；=0.2% 進料量：F =mol/s 物料衡算：解得：D=0.0264mol/s, W=0.2371mol/s3.2 熱量衡算常壓下乙醇-水氣液平衡組成（摩爾）與溫度關(guān)系溫度t /乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)/ %溫度t /乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)/ %液相x

16、A汽相 yA液相xA汽相 yA1000081.532.7359.2695.51.91780.739.6561.22897.2138.9179.850.7965.6486.79.6643.7579.751.9865.9985.312.3847.0479.357.3268.4184.116.6150.8978.7467.6373.8582.723.3754.4578.4174.7278.1582.326.0855.878.1589.4389.433.2.1 溫度的計算為了考察精餾塔內(nèi)物質(zhì)的狀態(tài)性質(zhì)，需要計算塔內(nèi)各部分的溫度具體為：塔頂、進料口、塔釡、精餾段平均溫度、提餾段平均溫度。 利用表中數(shù)據(jù)由

17、拉格朗日插值可求得 ， ， ：=87.41：78.17可知塔內(nèi)的各溫度為下：塔頂78.173.2.2 密度的計算用下式計算密度，混合液密度： 混合氣密度：。其中：a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對分子質(zhì)量塔頂溫度：=78.1788.56進料溫度：=87.4142.26塔底溫度：tW=99.820.68（1）精餾段液相組成 x1=(xD+xF)/2， x1=48.53%氣相組成 y1=(yD+yF)/2， y1=65.41%得： L1=46×0.4853+18×1-0.4853=31.59kg/kmol V1=46×0.6541+18×1-0.6541=36.31k

18、g/kmol（2）提餾段液相組成 x2=(xW+xF)/2， x2=4.49%氣相組成 y2=(yW+yF)/2， y2=21.47%得： L2=46×0.0449+18×1-0.0449=19.26kg/kmol V2=46×0.2147+18×1-0.2147=24.01kg/kmol由不同溫度下乙醇和水的密度溫度/ /kg/m3 /kg/m3溫度/ /kg/m3 /kg/m380735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在tD、tF、tW下的乙醇和水的密度（單位：kg/m3）=87.41

19、， 同理求得：所以 VD=yD×46+1-yD×18=42.80kg/kmol VF=yF×46+1-yF×18=29.83kg/kmol VW=yW×46+1-yW×18=18.19kg/mol3.2.3 混合液體的表面張力二元有機物水溶液表面張力可用下列各式計算：式中：， ， ， ， ， 式中：下角標(biāo)w，o，s分別代表水、有機物及表面部分，分別表示主體部分的分子含量，指主體部分的摩爾分子體積，為水、有機物的表面張力，對乙醇=2。由不同溫度下乙醇、水的表面張力溫度/708090100乙醇的表面張力/ mN/m21817.1516.2

20、15.2水的表面張力/ mN/m264.362.660.758.8求得在tD、tF、tW下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3N/m2）乙醇的表面張力： =16.45 =17.31 =15.22水的表面張力： =61.19 =62.91 =58.83 塔頂表面張力：=0.0015=lg0.0015= -2.8239 = -0.7638=-2.8239-0.7638= -3.5877 聯(lián)立方程組 ，連解可以得到：0.016， 0.984帶入 17.73同理可求得：原料表面張力 塔底表面張力 （1）精餾段的平均表面張力為：（2）提餾段的平均表面張力為：3.2.4 混合物的粘度 0.3439mPa.

21、s，0.433mPa.s 0.298mPa.s，0.381mPa.s （1）精餾段粘度：1=乙醇x1+水1-x1=0.433×0.4853+0.3439×1-0.4853=0.3871mPas（2）提餾段粘度：2=乙醇x2+水1-x2 =0.381×0.0449+0.298×（1-0.0449） =0.3.17mPas3.2.5 相對揮發(fā)度 由xF=0.0891,yF=0.4226得由xD=0.8814,yD=0.8856得由xW=0.00078,yW=0.0068得（1）精餾段的平均相對揮發(fā)度：（2）提餾段的平均相對揮發(fā)度：4 主體設(shè)備工藝尺寸計算4.

22、1 塔板數(shù)的計算 求最小回流比 由于本設(shè)計為泡點進料所以進料熱狀況參數(shù)：q=1 根據(jù)q線方程得交點坐標(biāo)xq=0.0891，yq=0.3025如下圖所以 =2.713=1.5=4.074.1.2 求操作線方程精餾段：0.803+0.174由精餾段操作線方程和q線方程可確定提餾段操作線方程：4.1.3 通過作圖法確定理論塔板數(shù)NT26塊（包括再沸器），加料板為第24塊理論板，精餾段為23塊，提餾段為3塊（不包括再沸器）。其圖如下所示：4.1.4 求塔板效率 用經(jīng)驗公式 計算塔板效率mPa.s 0.43N1=NT1ET1=230.43=53塊0.3017mPas 0.39 N2=NT1ET2=3-1

23、0.39=5塊4.1.5 實際塔板數(shù) NP=N1+N2=58塊4.2 塔徑的計算 氣液相體積流量計算根據(jù)恒摩爾流假定，可以分別計算出精餾塔內(nèi)上升蒸汽量和下降液體量，利用平均相對分子質(zhì)量和氣液密度可以計算質(zhì)量流速和體積流速。（1） 精餾段摩爾流量： 0.134kmol/s0.107kmol/s質(zhì)量流量：4.87kg/s 3.380kg/s體積流量：3.90m3/s 4.09×10-3 m3/s（2）提餾段摩爾流量：0.134kmol/s 0.3705kmol/s質(zhì)量流量：3.22 kg/s7.14 kg/s體積流量：4.03 m3/s 7.66×10-3 m3/s 精餾段 由

24、，（安全系數(shù)）=0.60.8，=(C可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出)橫坐標(biāo)：0.027取板間距：m，m，則0.38m查圖史密斯關(guān)聯(lián)圖可知：=0.076，0.08=2.06m/s取0.7=1.44m/s 1.86m圓整：D1=2m 橫截面積：0.785×1.22=3.14m2，空塔流速：1.24m/s 提餾段橫坐標(biāo)：取板間距：m，m，則0.38m查圖史密斯關(guān)聯(lián)圖可知：=0.076，0.089=3.04m/s取0.7=2.13m/s 1.55m勻整到 =2m橫截面積：0.785×1.22=3.14m2，空塔流速：1.28 m/s4.3 溢流裝置4.3.1 堰長對單溢流取0.65=0.65

25、×2=1.3m出口堰高：本設(shè)計采用平直堰，堰上液高度按下式計算 （近似=1）。 （a）精餾段：=0.014m 0.07-0.014=0.056m（b）提餾段：=0.022m 0.07-0.022=0.048m4.3.2 弓形降液管的寬度和橫截面 查圖可知及則：=0.0721×3014=0.226 m2 ，=0.124×2=0.248m驗算降液管內(nèi)停留時間：精餾段：24.87s提餾段：13.28s停留時間>5s，故降液管可用。4.3.3 降液管底隙高度精餾段：取降液管底隙流速為m/s，則0.024m，取h0=0.02m提餾段：取m/s，則0.045m,取=0.

26、05m因為大于，故滿足要求。4.4 塔板分布和浮閥數(shù)目與排列4.4.1 塔板分布本設(shè)計塔徑D=1.8m。采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。4.4.2 浮閥數(shù)目與排列（1）精餾段取閥孔動能因子F0=12,則孔速u01為每層塔板上浮閥數(shù)目為 個取邊緣區(qū)寬度0.06m，破沫區(qū)寬度m計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即其中 R=D2-Wc=094m x=D2-(WD+Ws=0.652m所以Aa=2.24m2浮閥排列采用等腰三角形叉排，取同一橫排的孔心距t=75mm則排間距：（2）提餾段取閥孔動能因子F0=12,則孔速u02為每層塔板上浮閥數(shù)目為 個4.5 塔板的流體力學(xué)計算4.5.1 塔板壓降 氣體通過一層

27、塔板的壓降為 干板壓降由下式計算 （1）精餾段：干板阻力 9.29m/s因u01>u0c1，故板上充氣液層阻力取0=0.5，hl=0.07m，則 hl1=0hl=0.035m液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?hp1=0.05+0.035=0.085m pp1=hp1L1g=0.085×827.26×9.8=689.11Pa(2)提餾段：干板阻力 11.87m/s因u02>u0c2，故板上充氣液層阻力取0=0.5，hl=0.07m，則 hl1=0hl=0.035m液體表面張力所造成的阻力很小，可忽略不計，因此與氣體

28、流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹閔p2=0.042+0.035=0.077m pp2=hp2L2g=0.077×932.51×9.8=703.67Pa4.5.2 液泛為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)滿足：，乙醇水物系屬于一般物系，取。（a）精餾段單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?hp1=0.085m 液體通過降液管的壓頭損失：板上液層高度： hL=0.07m，則 0.085+0.0026+0.07=0.1576m=0.253m（b）提餾段：單層氣體通過塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?hp2=0.077m 液體通過降液管的壓頭損失：板上液層高度： hL=0.07m，則

29、 0.077+0.0026+0.07=0.1496m=0.249m因此塔內(nèi)不會發(fā)生液泛4.5.3 物沫夾帶 泛點率= 精餾段：板上液體流經(jīng)長度：ZL=D-2WD=2-2×0.248=1.504m板上液流面積：Ab=AT-2AF=3.14-2×0.226=2.688m2取物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)CF=0.103泛點率= =57.92%對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足<0.11kg(液/kg氣)的要求。 提餾段： 取物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)CF=0.101泛點率= =49.24%從以上計算結(jié)果可知，

30、 都小于0.1kg液/kg氣，所以本設(shè)計中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。4.5.4 塔板負荷性能圖（1） 漏液線對于F1型重閥，依F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精餾段：= 1.69m3/s 提餾段：= 1.88m3/s 據(jù)此可以做出液體流量無關(guān)的水平漏液線（2） 物沫夾帶線泛點率= 泛點率按80%計算精餾段： 0.8=整理得：提餾段： 0.8=整理得：列表計算如下：Ls / m3/sVs / m3/s / m3/s / m3/s0.0025.570.0027.270.015.150.016.71通過以上關(guān)系式可以作出液沫夾帶線。（3） 液相負荷下限線取上堰液層高度m作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)。由

31、 取E=1.0 0.001m3/s據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線。（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，5m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線。（5） 液泛線通過下式計算液泛線 。忽略h將有關(guān)數(shù)據(jù)帶入可以求得0.0194=0.5×0.45+(0.5-0.61-1)×0.0603=0.158=0.153/(0.84×0.0164)2=806=1.79列表計算如下：Ls / m3/s0.00040.00060.00080.0010Vs / m3/s2.762.732.702.67由以上數(shù)據(jù)即可做出液泛線。綜上

32、所述，作出該塔的負荷性能圖如下：精餾段：提餾段：5  輔助設(shè)備計算與選型5.1 接管5.1.1 原料進料管 進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管，管徑計算如下：，取=1.6m/s，該溫度下乙醇和水的密度907.15 kg/m3m3/s=69mm通過以上計算，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.1.2 回流管采用直管回流管，取1.6m3/s，=0.060m通過以上計算，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.1.3 塔頂蒸汽出料管 采用直管出，取出氣氣速u=20m/s,則498mm。通過以上計算，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.1.4 塔釡出料管 采用直管出料，取1.6m/s，=60mm采用熱軋

33、無縫鋼管（YB23164），外徑38mm，壁厚4.5mm。通過以上計算，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.1.5 塔底進氣管采用直管出料，取23m/s，采用間接水蒸氣加熱=18.2kg/kmol472mm通過以上計算，查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.1.6 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑選用相應(yīng)法蘭。根據(jù)進料管選取進料管接管法蘭：PN6DN80 HG5010根據(jù)回流管選取回流管管接管法蘭：PN6DN50 HG5010 根據(jù)塔釜出料管選取塔釜出料管接管法蘭：PN6DN80 HG5010根據(jù)塔頂蒸汽管選取塔頂蒸汽管接管法蘭：PN6DN500 HG5010根據(jù)塔釜進氣管選取塔釜進氣管接管

34、法蘭：PN6DN500 HG50105.2 筒體與封頭5.2.1 筒體用鋼板卷制而成的筒體，其公稱直徑的值等于內(nèi)徑。當(dāng)筒體直徑較小時可直接采用無縫鋼管制作。此時公稱直徑的值等于鋼管外徑。根據(jù)所設(shè)計的塔徑，先按內(nèi)壓容器設(shè)計厚度，厚度計算見下式：=PC D2+0.2=5.1mm式中 PC 計算壓力，MPa,根據(jù)設(shè)計壓力確定： D塔徑； 焊接接頭系數(shù)，對筒體指縱向焊接系數(shù)； 設(shè)計溫度下材料的許用應(yīng)力，MPa，與鋼板厚度有關(guān)。 由上式計算出的計算厚度加上腐蝕裕量得到設(shè)計厚度d故壁厚為6mm,所用材質(zhì)A3。5.2.2 封頭本設(shè)計采用橢圓形封頭，公稱直徑DN=2000mm。查的曲面高度hl=450mm,直

35、邊高度h0=40mm,選用封頭DN1800×6,JB11545.3 人孔 人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道。一般每隔1020塊塔板設(shè)1個人孔，本設(shè)計的精餾塔共58塊塔板，需設(shè)6個人孔，每個人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平。5.4 裙座塔底常采用裙座支撐，由于裙座內(nèi)徑>800mm,裙座厚取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑 Dbi=(2000+2×16)-0.2×103=1632mm基礎(chǔ)環(huán)外徑 Dh0=(2000+2×16)+0.2×103=2432mm圓整Dbi=1800mm Dh0=2600mm

36、 考慮到腐蝕余量取18mm，裙坐高度取3m，地角螺栓直徑取M30。5.5 冷凝器 塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，因為所選精餾塔處理量大，且塔板數(shù)較多，為了避免給安裝和檢修帶來不便，選擇強制循環(huán)式，塔頂蒸汽溫度，按需冷卻到，取冷卻水進口溫度，出口溫度，查表有，在此溫度范圍內(nèi)水的比熱容故 查資料，K取為所以，換熱面積查取有關(guān)數(shù)據(jù)如下3：公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2壓力MPa600621660001001.6注：摘自化工原理上冊P360,管殼式換熱器，換熱管25，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 9715-925.6 再沸器 因精餾塔的直徑較大，故選用U型管加熱器，采用間接蒸汽加熱，加熱蒸

37、汽選擇110飽和水蒸氣，塔底溫度，取故 查取有關(guān)數(shù)據(jù)如下：公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2壓力MPa60014306000151.41.6注：摘自化工原理上冊P359,管殼式換熱器，換熱管19，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 9715-925.7 預(yù)熱器 冷流體的溫度假定為20，選用110飽和水蒸汽進行加熱。取傳熱系數(shù)為逆流操作： ， 則 傳熱的總熱量可用公式進行估算：T=341K時， 則 所需傳熱面積 查取有關(guān)數(shù)據(jù)如下：公稱直徑/mm管程數(shù)管數(shù)管長/mm換熱面積/m2壓力MPa325256300012.71.6注：摘自化工原理上冊P360,管殼式換熱器，換熱管25，標(biāo)準(zhǔn)號：JB/T 971

38、5-925.8除沫器當(dāng)空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴(yán)重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設(shè)置除沫器，以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設(shè)備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設(shè)計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 設(shè)計氣速選?。?，系數(shù) 除沫器直徑：綜合考慮，圓整為0.8m選取不銹鋼除沫器6，類型：標(biāo)準(zhǔn)型；材料：不銹鋼絲網(wǎng)；絲網(wǎng)尺寸：圓絲5.9 塔總體高度的計算5.9.1 塔頂部空間高度取除沫器到第一塊板的距離為600mm，則H頂=1200mm。5.9.2 塔底部空間高度取釜液停留時間為5min。則 HB=(tLs,×60-Rv)/AT+0.6=1.29m5.9.3 塔總體高度