年产两万吨乙醇水精馏塔化工原理毕业设计说明书毕业论文.docx

成绩 西北大学化工学院化工原理课程设计说明书设计名称： 年产两万吨乙醇-水精馏塔 年级专业： 2013级化学工程与工艺 姓 名： 指导老师： 2016年 1月 15日目录1概述11.1 设计题目及要求11.1.1设计题目11.1.2设计任务11.1.3设计参数11.2 精馏过程简介12工艺设计部分22.1 全塔物料衡算22.2 乙醇-水的气液平衡数据32.3 确定Rmin及工业生产常用R的选择42.4 板效率、塔板数的计算和进料位置与状态的选择42.4.1理论塔板数NT的求取42.4.2全塔效率ET62.4.3实际塔板数Np62.4.4加料位置与状态的选择72.5 物性参数计算72.5.1定性压力pm72.5.2定性温度tm72.5.3平均分子质量Mm82.5.4平均密度m92.5.5液体的平均表面张力102.5.6液体的平均粘度L,m112.6 汽液负荷计算112.6.1精馏段气液负荷计算112.6.2提馏段汽液负荷计算122.7 塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算122.7.1塔径的设计计算122.7.2塔板工艺结构尺寸的设计与计算142.8 校核计算172.8.1精馏段校核计算172.8.2提馏段校核计算192.9 塔板负荷性能图的计算与绘制212.9.1精馏段塔板负荷性能图212.9.2提馏段塔板负荷性能图233设备设计及辅助设计部分253.1 塔体结构的初步设计253.1.1筒体和封头厚度计算253.1.2椭圆封头的选型263.2 换热器的计算与设计选型263.2.1预热器263.2.2再沸器283.2.3冷凝器293.2.4冷却器303.3 管道计算及规格选择313.3.1管道设计步骤313.3.2算例313.3.3管道设计结果汇总表343.4 泵的计算及设计选型353.4.1原料泵353.4.2冷却水泵363.5 储罐的计算与选型363.5.1原料储罐363.5.2产品储罐373.5.3热水储罐374设计数据总汇表384.1 物性参数数据384.2 工艺设计数据385认识与体会406参考文献411 概述1.1 设计题目及要求1.1.1 设计题目年产两万吨乙醇-水连续精馏塔（筛板塔）1.1.2 设计任务由设定值浓度xF的酒精-水二元均相混合物作原料，根据所需要的年产量D、塔顶产品浓度xD、塔釜浓度xD等参数设计出酒精连续精馏塔。1.1.3 设计参数生产任务：年产量D=20000Ty加热蒸汽压力：3.5atg（表压）冷却器进口水温度：20冷凝器出口水温：50原料浓度：xF=25%（质量分率）塔顶产品浓度：xD=93.1%（质量分率）塔釜浓度：xW1%（质量分率）1.2 精馏过程简介图1为连续精馏塔。乙醇水混合液自塔的中部某适当位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排除部分液体作为塔底产品。在塔的加料位置以上，上升蒸汽中所含的重组分向液相传递，而回流液中的轻组分向气相传递。如此物质交换的结果，使上升蒸汽中轻组分的浓度逐渐升高。只要有足够的相际接触表面和足够的液体回流量，到达塔顶的蒸汽将成为高纯度的轻组分。塔的上半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重组分，因而称为精馏段。图 Error! Main Document Only.连续精馏过程在塔的加料位置以下，下降液体（包括回流液和加料液中的液体）中的轻组分向气相传递，上升蒸汽中的重组分向液相传递。这样，只要两相接触面和上升蒸汽量足够，到达塔底的液体中所含的轻组分可降至很低，从而获得高纯度的重组分。塔的下半部完成了下降液体中重组分的提浓即提出了轻组分，因而称为提馏段。一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，再这样的塔内可将一个双组分混合物连续地、高纯度地分离为轻、重两组分。精馏与蒸馏的区别在于“回流”，包括塔顶的液相回流与塔釜部分汽化造成的气相回流，回流是构成气、液两相接触传质的必要条件，没有气液两相的接触也就无从进行物质交换。另一方面，组分挥发度的差异造成了有利的相平衡条件（y > x）。这使上升蒸汽在与自身冷凝回流液之间的接触过程中，重组分向液相传递，轻组分向气相传递。相平衡条件y > x使必需的回流液的数量小于塔顶冷凝液的的总量，即只需要部分回流，而无需全部回流。唯有如此，才能从塔顶抽出部分凝液作为产品。因此，精馏过程的基础是组分挥发度的差异。2 工艺设计部分2.1 全塔物料衡算F=D+WFxF=DxD+WxW质量分率化为摩尔分率，得xD=0.8407，xW=0.0039，xF=0.1153D=20000Ty=2525.25kgh=60.3kmolh（按一年330个工作日计算）DF=xW-xFxW-xD=0.0039-0.11530.0039-0.8407=0.1331WF=1-DF=1-0.1331=0.8669F=60.3÷0.1331=453.1kmolh=9630.3kghW=453.0×O.8669=392.7kmolh=7119.4kgh2.2 乙醇-水的气液平衡数据图 2 乙醇水相平衡曲线图t/x图 3 乙醇-水等压相图（p=1atm）2.3 确定Rmin及工业生产常用R的选择根据图 1，得Rmin时精馏段操作线斜率为k=RminRmin+1=0.625最小回流比Rmin=1.67回流比R=（1.22.0）Rmin取回流比R=1.8Rmin，则R=1.8×1.67=32.4 板效率、塔板数的计算和进料位置与状态的选择2.4.1 理论塔板数NT的求取精馏段操作线方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1即yn+1=33+1xn+0.84073+1化简，得yn+1=0.75xn+0.2102提馏段操作线方程：yn+1=RD+FR+1Dxn+F-D(R+1)DxWyn+1=3×60.3+453.03+1×60.3xn+453.0-60.33+1×60.3×0.0039化简，得yn+1=2.6279xn-0.0063根据气液相平衡数据及精馏段、提馏段操作线方程，利用MATLAB编程计算理论板数，得图 4。图 4 图解法计算理论板数NT1=15,NT2=3即理论板数NT=18(含塔釜)2.4.2 全塔效率ET采用O'connell法，根据ET=51-32.5lgL可得：A=0.37mPa.s,B=0.315mPa.sL=AxF+B(1-xF)塔顶相对挥发度：D=pAxApBxBD=yAxAyBxBD=yAxA(1-yA)(1-xA)D塔顶温度： tD=78.28塔底相对挥发度：W=pAxApBxBW=yAxAyBxBW=yAxA1-yA1-xAW塔底温度： tW=98.75代入数值，结合相平衡曲线计算得D=1.0938，W=13.7462相对挥发度=DW=3.8776全塔效率ET=47.90%2.4.3 实际塔板数Np以塔釜作为一块理论板，根据ET=NTNP精馏段塔板数NP1=NT1ET=32块提馏段塔板数NP2=NT2-1ET=4块总塔板数NP=36块2.4.4 加料位置与状态的选择加料位置：第33块塔板进料状态：泡点进料2.5 物性参数计算2.5.1 定性压力pm取每层塔板压降为0.5 kPa计算塔顶：pD=101.3kPa加料板：pF=101.3+0.5×32=117.3kPa塔底压力：pW=101.3+0.5×38=120.3kPa精馏段定性压力：pm1=(101.3+117.3)2=109.3kPa提馏段定性压力：pm2=110.8kPa2.5.2 定性温度tm塔顶温度：tD=78.3加料板温度：tF=85.7塔底温度：tW=98.8精馏段定性温度：tm1=(tD+tF)2=82.0提馏段定性温度：tm2=(tF+tW)2=92.22.5.3 平均分子质量Mm塔顶：xD=y1=0.8407,x1=0.8283MVD,m=0.8407×46.07+(1-0.8407)×18.02=41.6016kgkmolMLD,m=0.8283×46.07+(1-0.8283)×18.02=41.2543kgkmol加料板：yF=0.4608,xF=0.1153MVF,m=0.4608×46.07+1-0.4608×18.02=30.9454kgkmolMLF,m=0.1153×46.07+(1-0.1153)×18.02=21.2542kgkmol塔底：x底=6.3365×10-4,y底=0.0086MVW,m=6.3365×10-4×46.07+1-6.3365×10-4×18.02MVW,m=18.2624kgkmolMLW,m=0.0086×46.07+(1-0.0086)×18.02=15.9715kgkmol精馏段：精馏段定性温度82.0,由t-x-y图可知xm1=0.2737,ym1=0.5646气相平均分子质量：MV,m1=0.5636×46.07+(1-0.5646)×18.02=36.2735kgkmol液相平均分子质量：ML,m1=0.2737×46.07+(1-0.2737)×18.02=31.2542kgkmol提馏段：提馏段定性温度为92.2由t-x-y图可知ym2=0.2723,xm2=0.0352MV,m2=0.2723×46.07+(1-0.2723)×18.02=24.6039kgkmolML,m2=0.0352×46.07+(1-0.0352)×18.02=18.6128kgkmol2.5.4 平均密度m1、 液相平均密度L,m塔顶：塔顶温度78.3下查得水的密度为980.2kgm3，乙醇的密度为734.8kgm3。LD,m=734.8D+980.21-D（为质量分数）LD.m=748.8595kgm3进料板：加料板温度85.7下查得水的密度为974.8kgm3，乙醇的密度为727.0kgm3。LF,m=727.0F+974.8(1-F)LF,m=898.2788kgm3塔底：塔底温度98.8下查得水的密度为973.8kgm3，乙醇的密度为712.8kgm3。LW,m=712.8W+973.81-WLW,m=979.6705kgm3精馏段：精馏段定性温度82.0下查得水的密度为979.0kgm3，乙醇的密度为731.0kgm3。Lm1=731.0m1+979.01-m1Lm1=839.728kgm3提馏段：提馏段定性温度92.2下查得水的密度为975.9kgm3,乙醇的密度为720.1kgm3。Lm2=720.1m2+975.9(1-m2)L,m2=947.179kgm32、 气相平均密度V,mV,m1=pm1MV,m1RTm1=1.3403kgm3V,m2=pm2MV,m2RTm2=0.9586kgm32.5.5 液体的平均表面张力 塔顶：塔顶温度78.3下查得水的表面张力为0.0624Nm，乙醇的表面张力为为0.0174。D,A=62.4mNmD,B=17.4mNmD,m=D,Ax1+D,B(1-x1)=25.1257mNm加料板：加料板温度85.7下查得水的表面张力为0.0610Nm，乙醇的表面张力为0.0.0167NmF,A=61.0mNmF,B=16.7mNmF,m=F,AxF+F,B(1-xF)=55.8922mNm塔底：塔底温度98.8下查得水的表面张力为0.0.0584Nm，乙醇的表面张力为0.0154Nm。W,A=58.4mNmW,B=15.4mNmW,m=W,Ax底+W,B(1-x底)=58.3728mNm精馏段：精馏段定性温度82.0下查得水的表面张力为0.0605Nm，乙醇的表面张力为0.0171Nm。A1=0.0605,B1=0.0171mNmm1=A1xm1+B1(1-xm1)=48.6208mNm提馏段：提馏段定性温度92.2下查得水的表面张力为为0.0597Nm,乙醇的表面张力为0.0161NmA2=59.7mNm,B2=16.1mNmm2=A2xm2+B2(1-xm2)=58.1655mNm2.5.6 液体的平均粘度L,m塔顶：在塔顶温度78.3下，查得水的黏度为0.364mPas，乙醇的黏度为0.439mPas。LD,m=0.439x1+0.364(1-x1)=0.4261mPas加料板：在加料板温度85.7下，查得水的黏度为0.330mPas，乙醇的黏度为0.394mPas。LF,m=0.394xF+0.330(1-xF)=0.3374mPas塔底：在塔底温度98.8下，查得水的黏度为0.283mPas，乙醇的黏度为0.327mPas。LW,m=0.327xW+0.283(1-xW)=0.2830mPas精馏段：在精馏段定性温度82.0，下查得水的黏度为0.317mPas，乙醇的黏度为0.415mPas。L,m1=0.415xm1+0.317(1-xm2)=0.3438mPas提馏段：在提馏段定性温度92.2下，查得水的黏度为0.305mPas,乙醇的黏度为0.358mPasL,m2=0.358xm2+0.305(1-xm2)=0.3069mPas2.6 汽液负荷计算2.6.1 精馏段气液负荷计算气相摩尔流率：V=R+1D=3+1×60.3=241.3kmolh气相体积流量：Vs=VMV,m13600V,m1=1.8105m3sVh=6517.9m3h液相回流摩尔流率：L=RD=181.0kmolh液相体积流量：Ls=LML,m13600L,m1=0.0019m3sLh=6.7352m3h2.6.2 提馏段汽液负荷计算气相摩尔流率：V=V=R+1D=241.3kmolh气相体积流量：Vs=VMV,m23600V,m2=1.7143m3sVh=6182.5m3h液相回流摩尔流率：L=L+F=RD+F=634.1kmolh液相体积流量：Ls=LML,m13600L,m1=0.0035m3sLh=12.4595m3h2.7 塔及塔板主要工艺结构尺寸结构的计算2.7.1 塔径的设计计算初选塔板间距HT=450mm，及板上液层高度hL=50mm，则HT-hL=0.45-0.05=0.40m按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）LsVsL,m1V,m10.5=0.00191.8105839.7281.34030.5=0.0258LsVsL,m2V,m20.5=0.00351.7143947.17920.95860.5=0.0633查Smith通用关联图，得C20精=0.084,C20提=0.082负荷因子：C1=C20精m1200.2=0.1015C2=C20提m2200.2=O.1015泛点气速：umax1=C1L,m1-V,m1V,m10.5=2.5369msumax2=C2L,m2-V,m2V,m20.5=3.1869ms操作气速：取u=0.7umaxu1=0.7umax1=1.7758msu2=0.7umax2=2.2308ms精馏段塔径：D1=4Vsu1=1.1394m提馏段塔径：D2=4Vsu2=0.9900m圆整，取DT=1200mm此时的泛点气速：umax1=4VsDT2=1.6009msumax2=4VsDT2=1.5185ms操作气速u=0.7umax：u1=0.7umax1=1.1206msu2=0.7umax2=1.0629ms2.7.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算1、塔板工艺结构尺寸的设计与计算 溢流装置：a. 精馏段采用单溢流型的平形溢流堰、弓形降液管、平行受液盘，且不设进口内堰。 溢流堰长（出口堰长）Lw1：取Lw1=0.6DTLw1=0.6DT=0.6×1.2=0.72m，堰上溢流强度：Lh1Lw1=6.73527.2=0.9354m3mh<100130m3mh满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 出口堰高hW1：hw1=hL-how1式中：hL板上液层高度，m how堰上液层高度，m对平直堰：how=0.00284ELhLw23由Lw1DT=0.6及Lh1Lw12.5=15.3115，查图得E=1.04，于是，how1=0.0131mhw1=hL-how1=0.0369m圆整，取hw1=0.04m降夜管的宽度Wd1和降夜管的面积Af由LW1DT=0.7，查弓形降夜管几何关系图，得：Wd1DT=0.1,AfAT=0.051即Wd1=0.12mAT=1.131m2(塔体的截面积)Af=0.0577m2液体在降夜管内的停留时间为：1=AfHTLs=13.8736s>5s(满足要求)降夜管的底隙高度ho1：液体通过降夜管底隙的流速一般为0.070.25ms，取液体通过降夜管底隙的流速为uo'=0.08ms，则ho1=Lslwuo'=0.0325mb. 提馏段（计算过程与精馏段相似） 溢流堰长（出口堰长）：Lw2=0.6DT=0.72m堰上溢流强度：Lh2Lw2=12.45957.2=1.73m3mh<100130m3mh满足筛板塔的堰上溢流强度要求。 出口堰高：hw2=0.03m降夜管的宽度和降夜管的面积Wd2=0.12mAf=0.0577m2液体在降夜管内的停留时间为：2=7.4996s降夜管的底隙高度：ho2=0.0601m 塔板布置a.精馏段段塔板布置 塔板分块因DT=1200mm，根据塔板分块数与塔径的关系图将塔板分作 边缘区宽度与安定区宽度边缘区宽度Wc：一般为5070mm，D>2m时，Wc可达100mm。安定区宽度Ws：规定DT<1.5m时，Ws=75mm。本设计取Wc=60mm,Ws=75mm 开孔区面积Aax=DT12-Wd1+Ws=0.4050mR=DT2-WC=0.54mAa=2xR2-x2+180R2sin-1xR=0.7839m2b.提馏段塔板布置 塔板分块因DT=1200mm，根据塔板分块数与塔径的关系图将塔板分作 边缘区宽度与安定区宽度Wc=60mm,Ws=75mm 开孔区面积Aax=DT2-Wd2+Ws=0.4050mR=DT2-WC=0.54mAa=2xR2-x2+180R2sin-1xR=0.7839m2（3）、开孔数和开孔率a.精馏段开孔数和开孔率取筛孔的孔径do=5mm，正三角排列，筛板采用碳钢，其厚度=3mm，且取tdo=2.8，故孔心距t1=2.8×5=14mm每层塔板的开孔数n1=1158×103t12Aa=4632每层塔板的开孔率1=0.907t1do2=0.1157每层塔板的开孔面积Ao1=Aa=0.0907m2气体通过筛孔的孔速uo1=VsAo=19.9643msb.提馏段开孔数和开孔率孔心距t2=3×5=15mm每层塔板的开孔数n2=1158×103t22Aa=4036每层塔板的开孔率2=0.907t2do2=0.1008每层塔板的开孔面积Ao2=Aa=0.0790m2气体通过筛孔的孔速uo2=VsAo=21.7388ms（4）塔高计算Z=36×0.45×1.2=19.44m2.8 校核计算2.8.1 精馏段校核计算1、 塔板压降校核hf=hc+he（1）气体通过干板的压降hchc1=0.051uoCo2V,m1L,m1=0.0508m式中，孔流系数Co由do=，查图得出Co=0.8（2）气体通过板上液层的压降hehe1=hW1+hOW1=hL1式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速ua1，对单流型塔板有：ua1=VsAT-2Af=1.7827ms动能因子Fa1=ua1V,m1=2.0657查图，得=0.57，（一般可近似取=0.50.6）。he1=hL1=0.0285m（3）气体通过筛板的压降（单板压降）hf和pPhf1=hc1+he1=0.0793mpP1=L,m1ghf1=653.1494kPa<700kPa2、 雾沫夹带量的校核气体实际通过塔截面的速度un1=VsAT-Af1=1.6869ms雾沫夹带量：eV1=5.7×10-6m1un1HT-Hf13.2=0.0228kg液kg气式中，取板上泡沫层高度Hf1=2.5hL1eV1=0.0228kg液kg气<0.1kg液kg气校核结果说明不会产生过量的雾沫夹带。3、漏液的校核漏液点气速计算公式：uom=4.4Co0.0056+0.13hL-hLVh1=4×10-3m1L,m1gdo=4.7218×10-6m(清液柱)故漏液点气速为：uom1=4.4Co0.0056+0.13hL1-h1L,m1V,m1=9.6810ms筛板的稳定性系数K1=uo1uom1= 2.0622 1.52（不会产生过量漏液）4、液泛的校核为防止降夜管发生液泛，应使降夜管中的清液层高度HdHT+hwHd1=hf1+hL+hd1hd1=0.153LsLw,m2ho2=9.7920×10-4mHd1=0.1303m相对泡沫密度取0.5，则有HT+hw1=0.2434mHd1HT+hw1成立，故不会产生液泛。通过流体力学校核，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合格。2.8.2 提馏段校核计算1、塔板压降校核（1）气体通过干板的压降hchc2=0.051uoCo2V,m2L,m2=0.0382m（2）气体通过板上液层的压降hehe2=hW2+hOW2=hL2式中，充气系数的求取如下：气体通过有效流通截面积的气速ua1，对单流型塔板有：ua2=VsAT-2Af1=1.6910ms动能因子Fa2=ua2V,m2=1.6570查图，得=0.57，（一般可近似取=0.50.6）。于是he2=0.0285m（3）气体通过筛板的压降（单板压降）hf和pPhf2=hc2+he2=0.0667mpP2=L,m2ghf2=619.543Pa<700Pa2、雾沫夹带量的校核un2=VsAT-Af2=1.6001ms雾沫夹带量：eV2=5.7×10-6m2un2HT-Hf23.2=0.0161kg液kg气式中，取板上泡沫层高度Hf2=2.5hL2校核结果说明不会产生过量的雾沫夹带。3、漏液的校核h2=4×10-3m2L,m2gdo=5.0078×10-6m（清液柱）故漏液点气速为：uom2=4.4Co0.0056+0.13hL2-h2L,m2V,m2=12.1587ms筛板的稳定性系数K2=uo2uom2= 1.7879 1.52.（不会产生过量漏液）4、液泛的校核为防止降夜管发生液泛，应使降夜管中的清液层高度HdHT+hwHd2=hf2+hL+hd2hd2=0.153VsLw,m2ho2=9.7920×10-4msHd2=0.1177m相对泡沫密度取0.5，则有HT+hw2=0.2401Hd2HT+hw2成立，故不会产生液泛。通过流体力学校核，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合格对板式塔负荷性能图的计算。2.9 塔板负荷性能图的计算与绘制2.9.1 精馏段塔板负荷性能图1、 液沫夹带线eV1=5.7×10-6m1un1HT-Hf13.2式中un1=VsAT-Af1=25000Vs8541Hf1=2.5hL1=2.5hw1+how=2.5hw1+0.00284E3600LsLw123=0.0073845000Ls23+0.09222而液沫夹带量eV1=0.1kg液kg气0.1=0.0001172-0.09317Vs0.0073845000Ls23-0.3578165化简，得Vs=3.164 - 0.0653×(5000.0Ls)23于是可做出液沫夹带线2、 液泛线（气相负荷上限线）HT+hw1=(hf1+hw1+how1+hd1)=0.5how1=0.00284ELhLw123=0.029545000Ls23hc=0.051uoCo2V,m1L,m1=0.051VsCoAo2V,m1L,m1=0.01549Vs2he1=hw1+how1=0.0016845000Ls23+0.02103hf1=hc1+he1=0.0016845000Ls23+0.01549Vs2+0.02103hd1=9.792×10-4于是，计算得到Vs,max=5.291×10-104.255×1019-1.69×10185000.0Ls233、 液相负荷上限线Ls,max=HTAf11Ls,max=0.0052m3s4、 漏液线（气相负荷下限线）hL=hw1+how1=0.0029545000Ls23+0.03689漏液点气速uom1=3.520.24015000Ls23+6.49812Vs,min=Aouom1Vs,min=0.31920.2401×50000.0Ls23+604985、 液相负荷下限线平堰堰上液层高度how1=0.006mhow1=0.00284E3600Ls,minLw123=0.0029545000Ls23Ls,min=5.7907×10-4m3s6、 操作线与操作弹性工作点为：Ls=0.0019m3s，Vs=1.8105m3s操作气液比：VsLs=1.81050.0019=952.8947过0,0和工作点在图中做出操作线。7、 做出精馏段塔板负荷性能图如下图 5精馏段塔板负荷性能图操作线的上限由夹带线控制，下限由漏液线所控制，其操作弹性为Vs,minLs,maxVs,maxLs,min=0.85.23.00.6=0.155.02.9.2 提馏段塔板负荷性能图1、液沫夹带线eV2=5.7×10-6m2un2HT-Hf23.2式中un2=VsAT-AfHf2=2.5hL2=2.5hw2+how2=2.5hw1+0.00284E3600LsLw223经计算，得Vs=3.346-0.0690650000.0Ls23于是可做出雾沫夹带线2、液泛线（气相负荷上限线）HT+hw2=(hf2+hw2+how2+hd2)how2=0.00284ELhLw123=0.029545000Ls23hc=0.051uoCo2V,m2L,m2=0.051VsCoAo2V,m2L,m2=0.01294Vs2he2=hw2+how2=0.0016845000Ls23+0.02103hf2=hc2+he2=0.0016845000Ls23+0.01549Vs2+0.02103hd2=0.153LsLw2ho22=0.7920×10-4Vs,max=5.788×10-104.255×1019-1.069×1018×5000.0Ls233、液相负荷上限线Ls,max=HTAf22=0.0052m3s4、漏液线（气相负荷下限线）hL=hw2+how2=0.0029545000Ls23+0.03689漏液点气速uom2=3.520.37885000Ls23+10.2512Vs,min=0.27810.3788×5000.0Ls235、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度how2=0.006mhow2=0.00284E3600Ls,minLw223=0.029545000Ls23Ls,min=5.7907×10-4m3s6、操作线与操作弹性操作气液比VsLs=1.71430.0035=489.87、 做出提馏段塔板负荷性能图如下·图 6提馏段塔板负荷性能图操作弹性Vs,minLs,maxVs,minLs,min=0.95.23.20.6=0.175.33 设备设计及辅助设计部分3.1 塔体结构的初步设计3.1.1 筒体和封头厚度计算塔体圆筒高度：23.3m，设计压力p：1.1MPa，许永应力：170MPa塔体内径Di：1200mm，塔体焊接接头系数：0.85计算过程整理如下表：表1塔体和封头厚度计算及校核过程计算内容计算公式计算结果塔内液柱高度hmh2.67液柱静压力pHMPapH=10-6gh0.021<0.05p计算压力pcMPapc=p+pH1.1圆筒计算厚度mm=pcDi2t-pc4.6圆筒设计厚度cmmc=+C6.7圆筒名义厚度nmmn8圆通有效厚度emme=n-C6封头计算厚度hmmh=pcDi2t-0.5pc4.58封头设计厚度hcmmhc=h+C6.58封头名义厚度hnmmhn8封头有效厚度hemmhe=hn-C6圆筒厚度：8mm，封头厚度：8mm。3.1.2 椭圆封头的选型公称直径（DN）:1200mm，名义厚度：8mm，材质为16MnR总深度：325mm内表面积：1.6552m2容积：0.2545m33.2 换热器的计算与设计选型3.2.1 预热器1、 预热器的设计计算预热器入口温度：25，出口温度：tF=85.7预热定性温度：t预热=25+85.72=55.4蒸汽压力3.5atg，即451.3kPa查表，451.3kpa下蒸汽温度为：t汽=148.1取传热系数K=1500Wm2对数平均推动力tm=t1-t2lnt1t2=148.1-25-148.1-85.7ln123.162.4=89.34查定性温度55.4下水的摩尔热容Cp,B=7.527×104Jkmol-1K-1，乙醇的摩尔热容Cp,A=1.258×105Jkmol-1K-1CF=xFCA+1-xFCB=8.110×104Jkmol-1K-1热负荷：Q= F3600Cp,FtF-25×1.05=619.56kJs传热面积：Q=KAtmA=QKtm=4.8544m2高压蒸汽汽化潜热：r蒸汽=3.831×107Jkmol，密度：蒸汽=2.1331kgm3蒸汽用量：qV=QM水r=2476.804×103×18.023.831×107×2.1331=0.5462m3sqV预热=0.5462m3s2、预热器的设计选型前端管箱型式：封头（整体端盖）（B）壳体型式：单程壳体（E）后端管箱型式：有背衬的浮头（S）公称直径：DN=325mm公称压力：2.5MPa换热面积：A=6.4m2换热管长度：L=3m换热管外径：d=25mm管程数：Nt=4预热器型号为：BES 325-2.50-6.4-325-4 I3.2.2 再沸器1、再沸器的设计计算塔底温度：tW=98.8塔底温度98.8下，查得水的汽化潜热为4.086×107Jkmol-1，查得乙醇的汽化潜热为3.694×107Jkmol-1rm=3.694×107xW+4.086×1071-xW=3.700×107Jkmol-1取传热系数：K=2000Wm2热负荷：Q=L-W3600r×1.05=2476.804kJs推动力：tm=148.1-98.8=49.35传热面积：A=QKtm=12.51m2高压蒸汽汽化潜热：r蒸汽=3.831×107Jkmol，密度：蒸汽=2.1331kgm3蒸汽用量：qV再沸=QM水r=0.0417m3s2、再沸器的设计选型前端管箱型式：封头（整体端盖）（B）壳体型式：单程壳体(E)后端管箱型式：固定管板（M）公称直径：DN=273mm公称压力：1.60MPa换热面积：A=13.1m2换热管长度：LN = 4.5m换热管外径：d = 25mm管程数：Nt=1再沸器型号为：BEM 273-2.50-13.1-4.525-1 I3.2.3 冷凝器1、冷凝器的设计计算塔顶温度：tD=78.3塔底温度78.3下，查得水的汽化潜热为4.178×107Jkmol-1，查得乙醇的汽化潜热为3.865×107Jkmol-1rm=3.865×107xW+4.178×1071-xW=4.128×107Jkmol-1取传热系数：K=1500Wm2热负荷：Q=V3600r×1.05=3766.747kJs推动力：冷凝器出口水温：50tm=78.3-25-(78.3-50)ln53.328.3=39.47传热面积：A=49.06m2冷凝水用量：qV冷凝=0.0417