新建MicrosoftOffice分離乙醇正丙醇混合液的浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、成 績(jī) 華北科技學(xué)院環(huán)境工程系化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告設(shè)計(jì)題目 分離乙醇-正丙醇混合液的浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué)生姓名 學(xué) 號(hào) 指導(dǎo)老師 專(zhuān)業(yè)班級(jí) 化工B091班 教師評(píng)語(yǔ) 設(shè)計(jì)起止日期：2012年6月11日 至2012年6月21 設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 1.設(shè)計(jì)題目：分離乙醇正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)2.原始數(shù)據(jù)及條件：進(jìn)料：乙醇含量35%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量90%；塔底乙醇含量0.01%生產(chǎn)能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25000噸，年開(kāi)工7200小時(shí)操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強(qiáng)1.03atm(絕壓)； 泡點(diǎn)進(jìn)料； R=5 3.設(shè)計(jì)任務(wù)： 1、精餾塔的工藝設(shè)計(jì)；

2、2、附屬設(shè)備（如再沸器、冷凝冷卻器）進(jìn)行簡(jiǎn)單計(jì)算并選型（不必校核）； 3、繪制塔板負(fù)荷性能圖、精餾塔設(shè)備圖； 4、編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 目 錄第一部分 設(shè)計(jì)方案的確定51.2操作壓力的選擇61.3進(jìn)料熱狀況的選擇71.4加熱及冷凝方式的選擇71.5回流比的選擇7第二部分 塔板的工藝設(shè)計(jì)72.1精餾段和提餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算7精餾塔全塔物料衡算 72.1.2密度 92.1.3 混合液體平均表面張力102.1.4 混合物的粘度112.1.5 相對(duì)揮發(fā)度112.1.6 氣、液相體積流量計(jì)算122.2理論塔板數(shù)的計(jì)算132.3 熱量衡算152.4 塔徑的初步計(jì)算192.5 溢流裝置202.6

3、塔板分布、浮閥數(shù)目與排列21第三部分 塔板的流體力學(xué)計(jì)算223.1通過(guò)浮閥塔板的壓降223.2淹塔243.3霧沫夾帶243.4塔板負(fù)荷性能圖253.5浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果29第四部分 塔附件的設(shè)計(jì) 304.1接管304.2筒體與封頭314.3除沫器324.4裙座324.5人孔32第五部分 塔總體高度的設(shè)計(jì)335.1塔的頂部空間高度335.2塔的底部空間高度 335.3塔總體高度33第六部分 附屬設(shè)備的計(jì)算 336.1 冷凝器的選擇 336.2再沸器QB的選擇34第七部分 參考文獻(xiàn)35第八部分 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述36附錄 乙醇正丙醇二元物系浮閥式精餾塔設(shè)計(jì)圖 第一部分 設(shè)計(jì)方案的確定精餾是分離液體

4、混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。乙醇正丙醇我選用連續(xù)精餾浮閥塔。浮閥塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，有兩種結(jié)構(gòu)型式，即條狀浮閥和盤(pán)式浮閥，它們的操作和性能基本是一致的，只是結(jié)構(gòu)上有區(qū)別，其中以盤(pán)式浮閥應(yīng)用最為普遍。盤(pán)式浮閥塔板結(jié)構(gòu)，是在帶降液裝置的

5、塔板上開(kāi)有許多升氣孔，每個(gè)孔的上方裝有可浮動(dòng)的盤(pán)式閥片。為了控制閥片的浮動(dòng)范圍，在閥片的上方有一個(gè)十字型或依靠閥片的三條支腿。前者稱(chēng)十字架型，后者稱(chēng)V型。目前因V型結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，因而被廣泛使用，當(dāng)上升蒸汽量變化時(shí)，閥片隨之升降，使閥片的開(kāi)度不同，所以塔的工作彈性較大。 工業(yè)上常用的為F1型（V1型）浮閥塔板，F(xiàn)1型浮閥塔板具有很多優(yōu)點(diǎn)，但因塔板上液面梯度較大，使汽體在液體流動(dòng)方向上分布不均勻，塔板的進(jìn)口端易產(chǎn)生過(guò)量的泄漏，塔板的出口端導(dǎo)致汽體噴射，二者均使壓降增大，效率降低；F1型浮閥為圓形，從閥孔出來(lái)的汽體向四面八方吹出，使塔板上的液體返混程度較大，降低了塔板效率；塔板兩側(cè)的弓形部位，液體無(wú)主體

6、流動(dòng)，通過(guò)滯止區(qū)的汽體幾乎無(wú)組成變化，這使塔板效率明顯降低。浮閥塔具有以下優(yōu)點(diǎn)： （1）. 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 （2）操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 （4）氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 5080，但是比篩板塔高

7、2030。1.2操作壓力的選擇 蒸餾過(guò)程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和加壓蒸餾。一般，除熱敏性物系外，凡通過(guò)常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水冷凝下來(lái)的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對(duì)熱敏物系，則易采用減壓蒸餾。本設(shè)計(jì)選用塔頂壓強(qiáng)為1.03atm（絕壓）。1.3進(jìn)料熱狀況的選擇 蒸餾操作有五種進(jìn)料熱狀況，進(jìn)料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點(diǎn)的液體進(jìn)料和飽和液體進(jìn)料。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.4加熱及冷凝方式的選擇 精餾塔的設(shè)計(jì)中多在塔底加一個(gè)再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)，本裝置也采用此類(lèi)塔底供熱；而塔頂采用冷凝器冷凝，冷凝劑采

8、用自來(lái)水，在用分配器按一定比例塔頂回流。蒸餾多采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱，本設(shè)計(jì)采用的是間接蒸汽加熱。1.5回流比的選擇 回流比是精餾操作的重要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低。設(shè)計(jì)時(shí)，應(yīng)根據(jù)實(shí)際需要選定回流比，本設(shè)計(jì)中已經(jīng)給出回流比R為5. 第二部分 塔板的工藝設(shè)計(jì)2.1精餾段和提餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔全塔物料衡算F:進(jìn)料量(kmol/h) : 原料組成D:塔頂產(chǎn)品流量(kmol/h): 塔頂組成W:塔底殘液流量(kmol/h): 塔底組成 原料乙醇組成: 塔頂組成: =92.15% 塔底組成: XW=0.013%平均摩爾質(zhì)量

9、：進(jìn)料量: 物料衡算式:F=D+W F=D+W聯(lián)立代入求解:D=28.67kmol/h W=35.37kmol/h 常壓下乙醇-正丙醇?xì)?、液平衡組成（摩爾）與溫度的關(guān)系 如下表乙醇正丙醇?xì)庖浩胶猓柗謹(jǐn)?shù)）與溫度的關(guān)系 溫度t/97.6093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38液相組成x00.1260.1880.2100.3580.4610.5460.6000.6630.8841氣相組成y00.2400.3180.3490.5500.6500.7710.7600.7990.9141(1) 溫度 利用拉格朗日插值可求 、 精餾段平均溫度

10、:=83.51提留段平均溫度:=92.412.1.3密度已知:混合液密度:（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）；混合氣密度:(1)精餾段 =83.51 所以 (2)提餾段 不同溫度下乙醇和正丙醇的密度溫度t/707580859095100乙醇kg/m3748.87739.87735.87731.87728.87723.87715.87正丙醇kg/m3762.56755.86750.86745.87740.87735.87730.872.1.4 混合液體平均表面張力不同溫度下乙醇和正丙醇的表面張力溫度t/707580859095100乙醇mN/m18.217.917.417.016.416.115.7正丙醇mN/m1

11、9.819.518.918.518.117.617.2常壓下二元有機(jī)混合溶液表面張力計(jì)算公式2.1.5 混合物的粘度不同溫度下乙醇和正丙醇的粘度溫度t/707580859095100乙醇mPa.s0.5100.4800.4260.4100.3700.3450.325正丙醇mPa.s0.8490.7500.6850.6400.5650.4950.4602.1.6 相對(duì)揮發(fā)度 提餾段 2.1.7 氣、液相體積流量計(jì)算 D=28.67 kmol/h 2.2理論塔板數(shù)的計(jì)算理論板：指離開(kāi)這種板的氣、液兩相互成平衡，而且塔板上液相組成均勻。取操作回流比R=5精餾段操作線方程為精餾段氣液平衡方程 提餾段操

12、作線方程為提餾段氣液平衡方程采用逐板計(jì)算法，運(yùn)用Excel快捷、準(zhǔn)確地計(jì)算出理論塔板數(shù)。其Excel表格設(shè)計(jì)原理如下：精餾段理論塔板數(shù)的計(jì)算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）：相平衡 操作線 相平衡 操作線xD=y1 x1 y2 x2 y3 xn 計(jì)算到xn< xF則第n塊板即為進(jìn)料板。提餾段理論塔板數(shù)的計(jì)算（交替使用相平衡方程和提餾操作線方程）：相平衡 操作線 相平衡 操作線 xn yn xn+1 xN計(jì)算到xN< xW則理論塔板數(shù)為N塊。由Excel計(jì)算結(jié)果見(jiàn)表2.3：采用逐板計(jì)算法求得理論板層數(shù)NT=23（包括再沸器）,加料板為第5塊理論板，其中精餾段有4塊，提留段有19

13、塊。（1） 精餾段 （2） 提餾段 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：全塔效率：加料板位置在第9塊。2.3 熱量衡算1.加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱介質(zhì)有飽和水蒸汽和煙道氣。由于水蒸氣清潔易得，不易結(jié)垢，不腐蝕管道的優(yōu)點(diǎn)，本設(shè)計(jì)采用飽和水蒸汽作為加熱介質(zhì)。飽和水蒸汽壓力越高，冷凝溫差越大，管程數(shù)相應(yīng)減少，但是壓力不宜過(guò)高。2.冷卻劑的選擇常用的冷卻劑式水和空氣，本設(shè)計(jì)考慮用冷凝水作為冷卻劑。3.比熱容及汽化潛熱的計(jì)算乙醇正丙醇比熱容溫度t/60708090100乙醇kj/(kg.)3.07 3.25 3.48 3.69 3.89 正丙醇kj/(kg.)2.86 3.00 3.13 3.26 3.34 (1) 塔

14、頂溫度tD下的比熱容 塔頂溫度tD=79.80 ，使用內(nèi)插法求該溫度下乙醇和正丙醇的比熱容。 乙醇的比熱容： 正丙醇的比熱容： (2)進(jìn)料溫度tF下的比熱容進(jìn)料溫度：tF=87.21乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： (3)塔底溫度tW下的比熱容塔釜溫度：tW=97.60 乙醇的比熱容：正丙醇的比熱容： 乙醇正丙醇汽化熱溫度t/708090100乙醇kj/kg810.1820.5840.8860.9正丙醇kj/kg673.3690.5703.5745.5(4)塔頂溫度tD下的汽化潛熱 內(nèi)插法計(jì)算出塔頂溫度下的汽化潛熱。乙醇的汽化潛熱：正丙醇的氣化潛熱： 4.熱量衡算(1)0時(shí)塔頂上升的熱量Qv 塔

15、頂以0為基準(zhǔn) (2)回流液的熱量 根據(jù)t-x-y圖查得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD=79.20此溫度下， 正丙醇的比熱容： (3)塔頂餾出液的熱量 因餾出口與回流口組成相同，所以 (4)進(jìn)料的熱量(5)塔底殘液的熱量(6)冷凝器消耗的熱量(7)再沸器提供熱量(全塔范圍列熱量衡算式) 取塔釜熱量損失為10，則, 再沸器的實(shí)際熱負(fù)荷： 計(jì)算得： 計(jì)算結(jié)果見(jiàn)下表：熱量衡算計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂流出液塔底流出液再沸器平均比熱容183.86162.64199.26熱量1026844.947640357.2372098.53687867.848526087.42.4 塔徑的初步計(jì)算（1）精餾段由u=(安全系數(shù)

16、)* ,安全系數(shù)=0.6-0.8， 橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：Ht=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m查圖可知C20=0.082 , 橫截面積： （2）提餾段橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：Ht=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m查圖可知C20=0.082 , 橫截面積2.5 溢流裝置2.5.1堰長(zhǎng) 取溢流堰高度（2）提餾段 2.5.2弓形降液管寬度和截面積由 查得， 則，驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間 精餾段： 提留段：停留時(shí)間>5s，故降液管可使用2.5.3 降液管底隙高度（1）精餾段 取降液管底隙的流速=0.12m/s （2）提餾段取=0.12m/s

17、 故降液管設(shè)計(jì)合理2.6 塔板分布、浮閥數(shù)目與排列2.6.1塔板分布 本設(shè)計(jì)塔徑D=1.6m 采用分塊式塔板，共4塊2.6.2 浮閥數(shù)目與排列 (1)精餾段取閥孔動(dòng)能因子F0=11,則孔速每層塔板浮閥數(shù)目為：取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即其中 所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm則排間距：考慮到塔的直徑比較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用124mm，而應(yīng)小一些，故取，按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)128個(gè)按N=128 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)能因子變化不大

18、，仍在913范圍內(nèi)塔板開(kāi)孔率=(2)提餾段取閥孔動(dòng)能因子F0=11. 則孔速每層塔板上浮閥數(shù)目為按t=75mm ,估算排間距考慮到塔體的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占據(jù)一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用116mm，而應(yīng)小一些，故取，按t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)128按N=128 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開(kāi)孔率=第三部分 塔板的流體力學(xué)計(jì)算3.1通過(guò)浮閥塔板的壓降氣體通過(guò)塔板時(shí)，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過(guò)塔板的壓降可由

19、 和計(jì)算式中 hc與氣體通過(guò)塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； hl與氣體通過(guò)板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱； h與克服液體表面張力的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱。 1. 精餾段(1)干板阻力 (1) 板上充氣液層阻力取 則(3)液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?2.提餾段（1）干板阻力 ， （2）板上充氣液層阻力取 則（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計(jì)。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?.2淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度。精餾段(1)單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?(2)液體

20、通過(guò)液體降液管的壓頭損失 (3)板上液層高度 則取，已選定 則可見(jiàn)符合防止淹塔的要求。 提餾段(1)單層氣體通過(guò)塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?(2)液體通過(guò)液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 則取，已選定 則可見(jiàn)所以符合防止淹塔的要求。 3.3霧沫夾帶精餾段 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：板上液流面積：取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖對(duì)于小塔，為了避免過(guò)量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%，由以上計(jì)算可知，霧沫夾帶能夠滿(mǎn)足的要求。 提餾段 取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖由計(jì)算可知，符合要求。3.4塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線 據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計(jì)算：精餾段 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作

21、范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出。提餾段 在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出 精餾段Ls (m3/s)0.0010.005Vs (m3/s)3.0792.953提餾段Ls (m3/s)0.0020.008Vs (m3/s)2.9952.8163.4.2液泛線 由此確定液泛線，忽略式中 而精餾段提餾段在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，算出相應(yīng)得值： 精餾段Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)2.402.302.25 2.08 提餾段Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)2.32 2.24 2.21 2.11液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證

22、降液管中停留時(shí)間不低于35s 液體降液管內(nèi)停留時(shí)間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則3.4.4漏液線對(duì)于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(1) 精餾段 (2)提餾段 液相負(fù)荷下限取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。 取E=1.0 則 精餾段塔板負(fù)荷性能圖 提餾段塔板負(fù)荷性能圖由以上15作出塔板負(fù)荷性能圖 由塔板負(fù)荷性能圖可看出：（1）在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置；（2）塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液線控制;（3）按固定氣液比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷

23、下限。所以：精餾段操作彈性= 提餾段操作彈性= 3.5浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果 項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1.61.6板間距m0.450.45塔板類(lèi)型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速u(mài)m/s0.670.69堰長(zhǎng)m1.121.12堰高m0.0580.053板上液層高度m0.070.07降液板底隙高度m0.0210.033浮閥數(shù)N128128等腰三角形叉排閥孔氣速m/s8.869.08浮閥動(dòng)能因子11.6512.54臨界閥孔氣速m/s7.777.36孔心距tm0.0750.075同一橫排孔心距排間距m0.100.10相鄰橫排中心距離單板壓降Pa615.676

24、71.31降液管清液高度m0.120.137泛點(diǎn)率%37.1139.83氣相負(fù)荷上限2.952.80物沫夾帶控制氣相負(fù)荷下限0.580.56漏液控制操作彈性5.085.00第四部分 塔附件的設(shè)計(jì)4.1接管進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。管徑計(jì)算如下： 取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取回流管采用直流回流管 取查標(biāo)準(zhǔn)系列選取塔底出料管取 直管出料查標(biāo)準(zhǔn)系列選取塔頂蒸汽出料管直管出氣 取出口氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取塔底進(jìn)氣管采用直管 取氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱(chēng)直徑，選用相應(yīng)法蘭。(1)進(jìn)料管接管法蘭：

25、(2)回流管接管法蘭：(3)塔釜出料管法蘭：(4)塔頂蒸氣管法蘭：(5)塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭： 4.2筒體與封頭筒體 由D=1600mm,焊縫系數(shù)取得 由于一般直徑超過(guò)400mm時(shí)，常采用鋼板卷制筒體，其公秤直徑是指筒體的內(nèi)徑。查內(nèi)壓圓筒體器壁厚表可知筒體壁厚度為6mm。封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑D=1600mm，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積，容積。選用封頭N1400×6,JB1205-80。4.3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(guò)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)

26、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(jì)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(diǎn)。 設(shè)計(jì)氣速選取： 系數(shù) 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器；類(lèi)型：規(guī)格：40100.材料：不銹鋼絲（1Gr8Ni9），絲網(wǎng)尺寸：圓絲。4.4裙座塔底采用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。選取裙座壁厚為16mm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：；考慮到再沸器，所以本設(shè)計(jì)選擇裙座高度為3m。由于塔不大，所以采用搭接形式將裙座圈焊在塔底封頭上。基礎(chǔ)環(huán)將裙座圈傳來(lái)的載荷均勻地傳到基礎(chǔ)環(huán)地面

27、上去。由裙座的名義直徑為1280mm（即為塔的內(nèi)徑）查基礎(chǔ)環(huán)尺寸表可查得基礎(chǔ)環(huán)外徑為1730mm，基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑為1200mm，螺栓的定位圓直徑為1600mm。由塔徑為1400mm查裙座的結(jié)構(gòu)尺寸表可得：排氣管數(shù)量為4，排氣管公秤直徑為50，人孔數(shù)為2，直徑為450mm，引出管通道直徑為300mm，裙座壁厚為6mm，螺栓座筋板高為300mm，蓋板厚度為28mm，筋板厚度為8mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度為21mm。4.5人孔對(duì)D1000mm的板式塔，為安裝、檢修的需要，一般每隔1020塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共48塊板，需設(shè)置5個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開(kāi)2個(gè)人

28、孔，直徑為450mm,人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設(shè)計(jì)也是如此第五部分 塔總體高度的設(shè)計(jì)5.1塔的頂部空間高度 5.2塔的底部空間高度 塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min。5.3塔總體高度 第六部分 附屬設(shè)備的計(jì)算6.1 冷凝器的選擇乙醇正丙醇汽化熱溫度t/708090100乙醇kj/kg810.1820.5840.8860.9正丙醇kj/kg673.3690.5703.5745.5（1） 熱負(fù)荷 （2）冷卻水用量取冷卻水進(jìn)口溫度為25，出口溫度為40，水的比熱容為4.

29、18（3） 總傳熱系數(shù)K 查表，取 (4)泡點(diǎn)回流時(shí)的平均年溫差（5） 換熱面積A 選取設(shè)備型號(hào)G500I-16-406.2再沸器QB的選擇(1) 熱負(fù)荷 （2） 加熱蒸汽用量（3） 平均溫度 （4） 換熱系數(shù)K 查手冊(cè)得，取K=900（5） 換熱面積 查表選型儲(chǔ)槽、加料泵、高位槽、產(chǎn)品冷卻器設(shè)計(jì)從略。 第七部分 參考文獻(xiàn)（1） 賈紹義,柴誠(chéng)敬.化工原理課程設(shè)計(jì)M.天津大學(xué)出版社,2002（2） 吳俊，宋孝勇. 化工原理課程設(shè)計(jì)M.華東理工大學(xué)出版社，2011（3） 柴誠(chéng)敬等.化工原理M.高等教育出版社，2006（4） 劉玉蘭等. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)M. 華東理工大學(xué)出版社, 2005 （

30、5） 劉光啟，劉杰.化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(無(wú)機(jī)卷).化學(xué)工業(yè)出版社,2002（6） 王國(guó)勝，化工原理課程設(shè)計(jì)M.大連理工大學(xué)出版社，2005（7） 王衛(wèi)東，化工原理課程設(shè)計(jì)M. 華東理工大學(xué)出版社,2011第八部分 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述本次設(shè)計(jì)分離乙醇-正丙醇物系的浮閥式精餾塔，經(jīng)過(guò)兩周的學(xué)習(xí)和研究，終于在自己的努力，還有老師和同學(xué)們的幫助下完成了本設(shè)計(jì)。在開(kāi)始設(shè)計(jì)之前，我在圖書(shū)館借了一些參考資料和設(shè)計(jì)手冊(cè)，并且在網(wǎng)上查了一些這方面的資料。然后我將化工原理書(shū)以及化工原理課程設(shè)計(jì)書(shū)，以及借到的資料認(rèn)認(rèn)真真地看了一遍。這對(duì)于我后來(lái)的計(jì)算過(guò)程有著非常重要的作用，讓我對(duì)設(shè)計(jì)的大致步驟有了一個(gè)了解，掃清了前進(jìn)

31、道路上的很多障礙，讓接下來(lái)的計(jì)算得以比較順利地進(jìn)行。在設(shè)計(jì)過(guò)程中存在著大量的計(jì)算，需要非常的有耐心去做，并且還得借助一些計(jì)算工具。比如在計(jì)算板數(shù)的時(shí)候，由于用筆算很麻煩，但是用Excel,大大方便了計(jì)算，且提高了準(zhǔn)確度，此后又觀察到逐板計(jì)算法基本上是重復(fù)計(jì)算，很適合用Excel，因此又用Excel利用逐板計(jì)算法計(jì)算出理論塔板數(shù)。這使得我對(duì)使用 Word、 Excel 和 auto CAD 等工具協(xié)助進(jìn)行復(fù)雜的計(jì)算與圖形的繪制更加的熟練。在計(jì)算的過(guò)程中，需要很認(rèn)真地去查找數(shù)據(jù)、計(jì)算，若出現(xiàn)錯(cuò)誤將會(huì)對(duì)整個(gè)設(shè)計(jì)產(chǎn)生很大的誤差。設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)有大量的數(shù)據(jù)需要處理而且是環(huán)環(huán)相扣的，只要有一 個(gè)數(shù)據(jù)出錯(cuò)，那么接下來(lái)計(jì)算出來(lái)的結(jié)果也可能