乙酸乙酯-乙酸丁酯篩板精餾塔的設(shè)計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上 化工原理課程設(shè)計 題 目乙酸乙酯-乙酸丁酯分離板式精餾塔的設(shè)計系 （院）化學(xué)與化工系專 業(yè)化學(xué)工程與工藝班 級2009級1班學(xué)生姓名毋瑞仙學(xué) 號指導(dǎo)教師賈冬梅職 稱副教授二一一年 十二 月 十 日課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱乙酸乙酯乙酸丁酯分離板式精餾塔設(shè)計二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）原 料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液 處理量：5萬t/a原料組成：23%（乙酸乙酯的質(zhì)量分率）料液初溫： 25操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態(tài)：冷液體進料塔頂產(chǎn)品濃度： 98%（質(zhì)量分率）塔底釜殘液乙酸丁酯回收率為96%（質(zhì)量分率）塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板形式：篩板生產(chǎn)時

2、間：300天/年，每天24h運行冷卻水溫度：20設(shè)備形式：篩板塔廠 址：濱州市三、設(shè)計內(nèi)容（包括設(shè)計、計算、論述、實驗、應(yīng)繪圖紙等根據(jù)目錄列出大標題即可）1 、設(shè)計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數(shù)的確定4、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導(dǎo)熱系數(shù)）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學(xué)驗算8、塔板負荷性能圖（精餾段）9、換熱器設(shè)計10、餾塔接管尺寸計算11、制生產(chǎn)工藝流程圖（帶控制點、機繪，A2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構(gòu)件）（手繪，A1圖紙）13、撰寫課程設(shè)計說明書一份（設(shè)計說明書的基本

3、內(nèi)容：課程設(shè)計任務(wù)書；課程設(shè)計成績評定表；中英文摘要；目錄；設(shè)計計算與說明；設(shè)計結(jié)果匯總；小結(jié)；參考文獻） 14、 有關(guān)物性數(shù)據(jù)可查相關(guān)手冊15、 注意事項l 寫出詳細計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源l 每項設(shè)計結(jié)束后列出計算結(jié)果明細表l 設(shè)計最終需裝訂成冊上交四、進度計劃（列出完成項目設(shè)計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1.設(shè)計動員，下達設(shè)計任務(wù)書 0.5天2.收集資料，閱讀教材，擬定設(shè)計進度 1-2天3.初步確定設(shè)計方案及設(shè)計計算內(nèi)容 5-6天4.繪制總裝置圖 2-3天5.整理設(shè)計資料，撰寫設(shè)計說明書 2天6.設(shè)計小結(jié)及答辯 1天專心-專注-專業(yè)目 錄摘要15553摘 要化工生產(chǎn)過程中所處理的原料

4、，中間產(chǎn)物，粗產(chǎn)品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質(zhì)。生產(chǎn)中為了滿足存儲、運輸。加工和使用的要求，時常將這些混合物分離為較純凈的物質(zhì)。精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量驅(qū)動下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，實現(xiàn)原料混合物中各組分分離，該過程是同時進行傳熱傳質(zhì)過程。本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的分離乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精餾塔。板式精餾塔也是很早出現(xiàn)的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善

5、的設(shè)計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優(yōu)點：生產(chǎn)能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能力大等優(yōu)點，綜合考慮更符合本設(shè)計的要求。化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)我們化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性

6、。本課程設(shè)計的主要內(nèi)容是過程的物料衡算，工藝計算，結(jié)構(gòu)設(shè)計和校核。關(guān)鍵詞：板式精餾塔 篩板 計算 校核第一章 概 述塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中得到了廣泛的應(yīng)用，在此我們作板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。1.1精餾操作對塔設(shè)備的要求 精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設(shè)備還得具備下列各種基本要求： （1）氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶、攔液或

7、液泛等破壞操作的現(xiàn)象。 （2）操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設(shè)備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。 （3）流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設(shè)備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 （4） 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。 （6） 塔內(nèi)的滯留量要小。實際上，任何塔設(shè)備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設(shè)計時應(yīng)根據(jù)物系

8、性質(zhì)和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2板式塔類型 氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的設(shè)計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔

9、板等。目前從國內(nèi)外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設(shè)計。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有： （1） 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 （2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是： （1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （2） 操作彈性較小(約23)。 （3）小孔篩板容易堵塞。第二章 設(shè)計方案的確定 本設(shè)計任務(wù)為乙醇水混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采

10、用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1操作壓力 蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物

11、料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設(shè)備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2 進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預(yù)熱到泡點

12、或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設(shè)計和制造上提供了方便。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內(nèi)只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節(jié)省一些操作費用和設(shè)備費用。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的

13、濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發(fā)度很大，容易分離，故所增加的塔板數(shù)并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于本實驗溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。2.1.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱

14、面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當?shù)厮Y源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.2確定設(shè)計方案的原則確定設(shè)計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術(shù)上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。2.2.1滿足工藝和操作的要求所設(shè)計出來的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可進行調(diào)整。因此，

15、在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應(yīng)措施。2.2.2滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設(shè)備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設(shè)備費也有很大影響。

16、2.2.3保證安全生產(chǎn)例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發(fā)生火花的設(shè)備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計中，對第一個原則應(yīng)作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸的計算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率、平均摩爾質(zhì)量、物料衡算、回收率等的計算乙酸乙酯的摩爾質(zhì)量：水的摩爾質(zhì)量：原料液：原料液進料流量 全塔物料衡算 輕組分 乙醇的回收率 水的回收率式中：F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/h

17、W釜殘液流量，kmol/hXF原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XD流出液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)XW釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)聯(lián)立解得餾出液流量 釜液流量 塔頂 塔底產(chǎn)品 所以有：塔頂 塔底產(chǎn)品 3.2塔板數(shù)的確定3.2.1理論板層數(shù)N的求取3.2.1.1 最小回流比及操作回流比計算當時，由t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點溫度為T泡=103.3查得泡點溫度下乙酸乙酯的汽化熱32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化熱36.79 KJ/Kmol 所以平均溫度：T=(103.3+25)/2=64.15原料液的比熱容： 所以q線方程為即：y=3.0272x-0.5727根據(jù)進料線方程確定最小回流比如下圖

18、所示：由上圖可以看出q線與平衡線的切點坐標為（0.452/0.797）故取故精餾段操作線方程式中 R回流比提餾段操作線方程：故提餾段操作線方程：3.2.1.3 逐板法求塔板數(shù)：；q線方程和精餾段操作線方程交點求得： 則精餾段N=2提餾段： 則提餾段N=63.2.2實際板層數(shù)的求取 取全塔效率為0.48, 則有塊塊3.3 精餾塔有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算物性數(shù)據(jù)數(shù)據(jù)的查取和估算對于工藝設(shè)計計算非常重要，精餾塔設(shè)計中主要的物性數(shù)據(jù)包括：密度、粘度、比熱、汽化熱和表面張力。3.3.1 操作壓力計算（影響氣相密度，進而影響Vs、D、塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)）取塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 ，一般0.4-

19、0.7kPa，浮閥塔板的壓降為0.2650.53kPa，篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.3.2 操作溫度計算利用表3-1中數(shù)據(jù)由拉格朗日插值可求得、。進料口： , =103.4375塔頂：， =79.45塔釜：， =125.13精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.3.3 平均摩爾質(zhì)量計算3.3.3.1 精餾段的平均摩爾質(zhì)量精餾段平均溫度=91.44液相組成： 氣相組成：所以 kg/kmol kg/kmol3.3.3.2 提餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均溫度=114.28液相組成：氣相組成：所以 kg/kmol kg/kmol3.

20、3.4 平均密度計算精餾段平均溫度=91.44 =810kg/ =807kg/同理 =114.28 =785 kg/ =980kg/在精餾段，液相密度：氣相密度：= kg/同理在提餾段，液相密度 氣相密度=3.57 kg/3.3.5 液體平均表面張力計算表3-2乙酸乙酯和乙酸丁酯不同溫度下的表面張力溫度/02075乙酸乙酯表面張力/26.523.917.4 溫度/520100乙酸丁酯面張力/24.723.314.93.3.5.1 精餾段液體平均表面張力精餾段平均溫度=91.44乙酸乙酯表面張力：乙酸丁酯表面張力：精餾段液體的平均表面張力：3.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫

21、度=114.28同理：乙酸乙酯表面張力：乙酸丁酯表面張力：提餾段液體平均表面張力：3.3.6 液體平均黏度計算精餾段平均溫度=91.44 查液體黏度共線圖得： 提餾段平均溫度=114.28 查液體黏度共線圖得： 精餾段黏度： 提餾段黏度：3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計3.4.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為式中 V精餾段氣相流量，kmol/h L精餾段液相流量，kmol/hMV1、ML1分別為精餾段氣、液相平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為 ，由極限空塔氣速計算式： 式中 、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式

22、計算式中 C20物系表面張力為20mN/m的負荷系數(shù) m操作物系的液體平均表面張力，mN/m C操作物系的負荷系數(shù)其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖（姚玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關(guān)聯(lián)圖），0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05 史密斯關(guān)聯(lián)圖 查取圖的橫坐標為 式中 Vh、Lh分別為塔內(nèi)氣、液兩相的體積流量，m3/h 、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的為 取板間距 ，板上液層高度 ，則同上，同理，提餾段的板間距取 ，板上液層

23、高度 。同理，提餾段的為 選取泛點率：一般液體，易起泡液體，。取安全系數(shù)0.6，則空塔氣速為 同理，提餾段為 按標準塔徑圓整后為塔截面積為式中 D塔徑，m Vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s 實際空塔氣速同理，提餾段的為 3.4.2 精餾塔有效高度的計算 板間距選擇： 塔板間距與塔徑的關(guān)系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400600化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定

24、板間距時還應(yīng)考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應(yīng)留有足夠的工作空間，其值不應(yīng)小于600mm。 精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔，其高度為0.6m ，故精餾塔的有效高度為3.5 塔板主要工藝尺寸的計算3.5.1 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D=0.6m ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：3.5.1.1 堰長堰長

25、由液相負荷和溢流形式?jīng)Q定。對單溢流，一般取lw=0.6-0.8D，對雙溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提餾段的為3.5.1.2溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液層高度，m 堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，>0.6選平直堰；<0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數(shù)計算圖求取。）式中 lw堰長，m Lh塔內(nèi)液體流量，m3/hE液流收縮系數(shù)，若how小于6mm,采用齒形堰，當溢流層不超過齒頂時；當溢流層超過齒頂時用試差法。則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為3.5.1.3弓形降液管寬度

26、和截面積降液管截面積：由Af/AT = 0.06- 0.12 確定；由由弓形降液管的參數(shù)圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得，故同理，提餾段的為 ，為避免嚴重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：式中 Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 故降液管設(shè)計合理3.5.1.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 Lh塔內(nèi)液體流量，m3/h lw堰長，m 液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據(jù)經(jīng)驗，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s則降液管底隙高度

27、比溢流堰高度低0.006m。同理，提餾段的為 故降液管底隙高度設(shè)計合理。3.5.2 塔板布置3.5.2.1 塔板的分塊塔板類型按結(jié)構(gòu)特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用分塊式。 溢流區(qū)區(qū)（受液區(qū)和降液區(qū)） Wd一般兩區(qū)面積相等。 鼓泡區(qū) 氣液傳質(zhì)有效區(qū)入口安定區(qū)和出口安定區(qū) Ws=50-100mm。邊緣區(qū)：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。WcWdWslWrx篩孔數(shù)的計算:n每平方米鼓泡區(qū)的篩孔數(shù)。3.5.2.2邊緣區(qū)寬度確定取，3.5.2.3 開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積：其中式中 邊緣區(qū)寬

28、度，m 開孔區(qū)面積，m2 弓形降液管寬度，m 破沫區(qū)寬度，m同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 3.5.2.4 篩孔計算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為同理，取提餾段的為 篩孔數(shù)目n為：個式中 開孔區(qū)面積，m2 t孔間距，m同理，提餾段的為 686個開孔率為同理，提餾段的為 氣體通過篩孔的氣速為同理，提餾段的為 3.6 篩板的流體力學(xué)驗算3.6.1 塔板壓降3.6.1.1 干板阻力計算干板阻力：式中 氣體通過篩孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由 ，查查干篩孔的流量系數(shù)圖得，干篩孔流

29、量系數(shù)圖故 液柱同理，提餾段的為 液柱3.6.1.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力：式中 Vs塔內(nèi)氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 ，查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖，得，提餾段的故 液柱式中 hL板上液層高度，m 充氣因數(shù)，無量綱。液相為水時，=0.5，為油時，=0.20.35，為碳氫化合物時，=0.40.5同理，提餾段的為 3.6.1.3 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力：液柱式中 d0孔直徑，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m同理，提餾段的為 液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即液柱同理，提餾段的為 氣體通過

30、每層塔板的壓降為（設(shè)計允許值）同理，提餾段的為 （設(shè)計允許值）3.6.2液面落差液面落差一般較小，可不計。當不可忽略時，對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.6.3 液沫夾帶霧沫夾帶量：式中 板上液層高度，m HT板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m ua氣體通過篩孔時的速度，m/s故同理，提餾段的為 故在本設(shè)計中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。3.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速： 式中 板上液層高度，mC0干篩孔的流量系數(shù)、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3 與液體表面張力壓強降相當?shù)囊褐叨?，m實際孔速同理，提餾段的為 ，穩(wěn)定系數(shù)為

31、同理，提餾段的為 故在本設(shè)計中無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高 式中 HT板間距，m hw堰高，m 系數(shù)，是考慮到降液管內(nèi)充氣及操作安全兩種因素的校正系數(shù)。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇水物系屬于一般物系，取，則同理，提餾段的為 而 板上不設(shè)進口堰，可由式5-30計算，即液柱液柱同理，提餾段的為 液柱液柱故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.7 塔板負荷性能圖3.7.1 漏液線由 得 同理，提餾段的為 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出值，計算結(jié)果列于表3-4。表3-4漏液線計算結(jié)果0.000090.00060.0010.00150.24030.24

32、460.24710.24970.22230.22630.22850.2309由上表數(shù)據(jù)即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線1。3.7.2 液沫夾帶線以 為限，求關(guān)系如下：由 同理，提餾段的為 同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 整理得 同理，提餾段的為 在操作范圍內(nèi)，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結(jié)果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計算結(jié)果0.000090.00060.0010.00150.49210.49180.49160.49140.47210.47140.47100.4706由上表數(shù)據(jù)即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。3.7.3 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作

33、為最小液體負荷標準。由式得取 E=1，則 同理，提餾段的為 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線3。3.7.4 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故同理，提餾段的為 據(jù)此可分別作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上限線4。 3.7.5 液泛線令 由 ；聯(lián)立得 忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得式中 將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入，得同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結(jié)果列于表3-6。表3-6液泛線計算結(jié)果0.000090.00060.0010.00151.8931.5581.3060.9571.7471.7101.2841.

34、026由以上數(shù)據(jù)可分別作出精餾段和提餾段的液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖3-4、3-5所示。圖3-4精餾段塔板負荷性能圖圖3-5提留段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：（1） 該篩板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。（2） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負荷下的操作點p,處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。（3） 按照規(guī)定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限=0.53，氣相負荷下限=0.23，所以：操作彈性= =2.3同理提餾段塔板的氣相負荷上限=0.47，氣相負荷下限=0.195，操作彈性= =2.4所設(shè)計篩板的主要結(jié)果匯總于表3-7表3-7篩板塔設(shè)計

35、計算結(jié)果項目精餾段數(shù)值提餾段數(shù)值平均溫度91.44114.28平均壓力103.075109.025氣相流量0.2610.262液相流量0.000430.00049塔的有效高度Z/m1.43.85實際塔板數(shù)512塔徑/m11板間距0.350.35溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓型弓型堰長/m0.60.6堰高/m0.0940.0934板上液層高度/m0.10.1堰上液層高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.01020.0117安定區(qū)寬度/m0.040.04邊緣區(qū)寬度/m0.030.03開孔區(qū)面積0.3410.341篩孔直徑/m0.0080.008篩孔數(shù)目686686孔中心距/m0.

36、0240.024開孔率/%10.0810.08空塔氣速0.3320.334篩孔氣速7.597.62穩(wěn)定系數(shù)1.61.61單板壓降/Pa638.95593.39負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制液沫夾帶/（kg液/kg）0.020470.0242液相負荷上限0.0.液相負荷下限0.0.操作彈性2.32.4第四章 塔附屬設(shè)計4.1 塔附件設(shè)計4.1.1 進料管查表，25進料乙醇密度 ；查姚玉英化工原理（上）P18頁表1-1取7查姚玉英化工原理（上）P369頁附錄二十五選取進料管的規(guī)格為。4.1.2 回流管回流時，溫度，液相： 取 取回流管規(guī)格為。4.1.3塔頂蒸氣出料管塔頂?shù)?/p>

37、溫度為78.3，此時氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量取取回流管規(guī)格為。4.1.4 釜液排出管釜底釜底溫度為125.13，液相組成：平均摩爾質(zhì)量取取此管的規(guī)格為。4.1.5 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，（查熊潔羽化工制圖P380頁附錄七）選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：PL500.25 HG 20593回流管接管法蘭：PL320.25 HG 20593塔頂蒸氣管法蘭：PL320.25 HG 20593釜液排出管法蘭：PL450.25 HG 205934.2 筒體與封頭4.2.1 筒體壁厚選6mm，所用材質(zhì)為。4.2.2 封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭

38、等幾種，本設(shè)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=600mm ，查得曲面高度，直邊高度，內(nèi)表面積 ，容積。選用封頭DN600*6，JB 1154-73。4.2.3 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。由于裙座內(nèi)徑小于800mm，故裙座壁厚取6mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整：，；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直徑取M30。4.2.4 人孔人孔，其安設(shè)是為了安裝、拆卸、清洗和檢修設(shè)備內(nèi)部裝置。根據(jù)生產(chǎn)要求及塔設(shè)備裝置設(shè)置2個人孔，孔徑為500。4.3 塔總體高度設(shè)

39、計4.3.1 塔的頂部空間高度 的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.3.2 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到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。4.3.3 塔體高度塔體總高4.4 附屬設(shè)備設(shè)計4.4.1 冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為2901160W/(m2.)本設(shè)計取K=500 W/(m2.)出料液溫度：79.45（飽和氣）79.45（飽和液）冷卻水溫度：2030汽化潛熱： 逆流操作： ，平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量：蒸汽的平均汽化熱：傳熱面積：因

40、為兩流體溫差小于70，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號為G4001.622.3。查得有關(guān)參數(shù)（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）如下表3-8所示：表3-8冷凝器相關(guān)參數(shù)殼程/mm273管子尺寸/mm公稱壓強/MPa1.6管長/m4.5公稱面積/m211.1管子總數(shù)32管程數(shù)2管子排列方法三角形4.4.2 再沸器的選擇水蒸氣再沸器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為20004250W/(m2.)本設(shè)計取K=2000 W/(m2.)水蒸氣溫度：160（蒸汽）160（水）逆流操作：平均摩爾質(zhì)量：蒸汽流量：蒸汽汽化熱：傳熱面積：由于塔底蒸汽壓強為5

41、00Kpa600 Kpa，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號為G4001.619.7。查得有關(guān)參數(shù)如表3-9下：表3-9再沸器相關(guān)參數(shù)殼程/mm400管子尺寸/mm公稱壓強/MPa1.6管長/m3公稱面積/m222.3管子總數(shù)98管程數(shù)1管子排列方法三角形4.4.3 泵的選擇1.進料泵原料液流量進料液在25時乙醇的密度為=876kg/進料液的摩爾質(zhì)量為所以 查姚玉英化工原理（上）P373頁附錄二十六選用型號為的單機單吸離心泵2回流泵同理 回流液流量 選用型號為 的單機單吸離心泵設(shè)計小結(jié)本次化工原理課程設(shè)計歷時兩周，是學(xué)習(xí)化工原理以來第一次獨立的設(shè)計。化工原理課程設(shè)計是培養(yǎng)我們化工設(shè)計能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過課程設(shè)計使我們初步掌握化工設(shè)計的基礎(chǔ)知識、設(shè)計原則及方法；學(xué)會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟合理性。在短短的兩周內(nèi)，從開始的一頭霧水，到組內(nèi)同學(xué)的相互商討，再查資料對整個工藝流程的計算，再到對材料的選取論證和后期的電子版編寫以及流程圖的繪制等過程的培養(yǎng)，我真切感受到了理論與實際相結(jié)合的種種困難，也體會到了利用所學(xué)的有限知識去解決實際中各種問題的不易。我們從中明