化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水精餾塔浮閥塔課程設(shè)計(jì)

1、燕京理工學(xué)院課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)乙醇水浮閥精餾塔設(shè)計(jì)化學(xué)工程與工藝化工1308班學(xué)號(hào)12010830指導(dǎo)教師摘 要本設(shè)計(jì)為分離乙醇-水混合物，采用篩板式精餾塔。精餾塔是提供混合物氣、液兩相接觸條件，實(shí)現(xiàn)傳質(zhì)過(guò)程的設(shè)備。它是利用混合物中各組分揮發(fā)能力的差異，通過(guò)液相和氣相的回流，使混合物不斷分離，以達(dá)到理想的分離效果。選擇精餾方案時(shí)因組分的沸點(diǎn)都不高所以選擇常壓，進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料，回流是泡點(diǎn)回流。塔頂冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加熱方式是使用再沸器。精餾過(guò)程的計(jì)算包括物料衡算，熱量衡算,塔板數(shù)的確定等。然后對(duì)精餾塔進(jìn)行設(shè)計(jì)包括：塔徑、塔高、溢流裝置。最后進(jìn)行流體力學(xué)驗(yàn)算、繪制塔板負(fù)荷性能圖。

2、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，單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。浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。關(guān)鍵詞：乙醇水精餾 浮閥塔 連續(xù)精餾 塔板設(shè)計(jì)i目 錄前 言 1第一章 設(shè)計(jì)任務(wù)書21.1、設(shè)計(jì)條件21.2、設(shè)計(jì)任務(wù)21.3、設(shè)計(jì)內(nèi)容3第二章

3、設(shè)計(jì)方案確定及流程說(shuō)明5第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)73.1、全塔物料衡算 73.2、塔內(nèi)混合液物性計(jì)算 83.3、適宜回流比 153.4、溢流裝置 213.5、塔板布置與浮閥數(shù)目及排列 223.6、塔板流體力學(xué)計(jì)算 253.7、塔板性能負(fù)荷圖 293.8、塔高度確定 33第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)354.1、冷凝器的選擇 354.2、再沸器的選擇 36第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)385.1、輔助容器的設(shè)計(jì)385.2、管道設(shè)計(jì)39iii燕京理工學(xué)院課程設(shè)計(jì)第六章 控制方案42第七章 設(shè)計(jì)心得與體會(huì)42附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明43附錄二 塔計(jì)算結(jié)果表45附錄三 管路計(jì)算結(jié)果表47文 獻(xiàn) 綜 述48iv前 言 乙醇（c

4、2h5oh），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(jī)化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一種有機(jī)溶劑，用于溶解樹脂，制造涂料。 要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退膿]發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外

5、，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。 浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是f1型和v-4型。f1型浮閥的結(jié)果簡(jiǎn)單、制造方便、節(jié)省材料、性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（jb168-68）內(nèi)，f1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。

6、浮閥塔具有下列優(yōu)點(diǎn)：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5、塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。2一 設(shè)計(jì)任務(wù)書1.1 設(shè)計(jì)條件處理量9萬(wàn)噸/年操作條件：精餾塔塔頂壓強(qiáng)：1. 03 atm（絕對(duì)壓強(qiáng))進(jìn)料液狀態(tài)：自選回流比：自選加熱蒸汽壓力：低壓蒸汽單板壓降：75mm液柱乙醇-水平衡數(shù)據(jù)自查液料組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：30%塔頂產(chǎn)品質(zhì)量組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：90%塔頂易揮發(fā)組分回收率每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：300天1.2 設(shè)計(jì)任務(wù)精餾塔的物料衡算塔板數(shù)的確定精餾塔的工藝條件及有關(guān)數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的塔

7、體工藝尺寸的計(jì)算塔板主要工藝尺寸的計(jì)算塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板負(fù)荷性能圖精餾塔接管尺寸的計(jì)算1.3設(shè)計(jì)內(nèi)容 工藝設(shè)計(jì)選擇工藝流程和工藝條件1) 加料方式：貯罐 加料泵 精餾塔。2) 進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料根據(jù)能量充分合理利用和節(jié)能原則，可利用塔頂蒸汽的冷凝熱對(duì)料液進(jìn)行預(yù)熱至沸點(diǎn)。3) 塔頂蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔頂蒸汽的冷凝熱對(duì)料液進(jìn)行預(yù)熱，飽和液體進(jìn)入回流罐，飽和氣體然后在全凝器中進(jìn)一步冷凝成飽和液體進(jìn)入回流罐。4) 再沸器加熱方式：間接加熱。5) 塔頂產(chǎn)品的出料狀態(tài)：塔頂產(chǎn)品冷卻至常溫后進(jìn)產(chǎn)品貯槽。塔底采出物流的能量另作它用。精餾工藝計(jì)算 物料衡算確定各物料流量。確定適宜回流比。精

8、餾塔設(shè)備設(shè)計(jì)塔板設(shè)計(jì)和流體力學(xué)計(jì)算對(duì)精餾段和提餾段分別進(jìn)行塔板設(shè)計(jì)和流體力學(xué)計(jì)算。確定溢流裝置的設(shè)計(jì)，塔盤布置，塔盤流動(dòng)性能的校核。繪制塔板汽液負(fù)荷性能圖分別畫出精餾段和提餾段的塔板汽液負(fù)荷性能圖。精餾塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件a.接管規(guī)格：根據(jù)流量和流體性質(zhì)，選取經(jīng)驗(yàn)流速，確定進(jìn)料管、塔頂蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器進(jìn)液管和蒸汽管的接管規(guī)格。b.全塔高度：包括上下封頭、裙座高度。附屬設(shè)備設(shè)計(jì)和選用完成塔底再沸器的詳細(xì)設(shè)計(jì)計(jì)算。泵選型。換熱器選型：對(duì)原料預(yù)熱器、塔頂產(chǎn)品冷卻器等進(jìn)行選型。塔頂冷凝器設(shè)計(jì)選型：根據(jù)換熱量、回流管內(nèi)流速、冷凝器高度對(duì)塔頂冷凝器設(shè)計(jì)選型。原料和產(chǎn)品儲(chǔ)罐的設(shè)計(jì)計(jì)算。輸送管路的

9、設(shè)計(jì)計(jì)算?？刂苾x表的選擇參數(shù)。編寫設(shè)計(jì)說(shuō)明書設(shè)計(jì)說(shuō)明書是將本設(shè)計(jì)的詳細(xì)介紹和說(shuō)明。設(shè)計(jì)說(shuō)明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計(jì)指導(dǎo)思想闡明設(shè)計(jì)特點(diǎn)，列出設(shè)計(jì)主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對(duì)有關(guān)工藝流程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟(jì)上的論證和評(píng)價(jià)。應(yīng)按設(shè)計(jì)程序列出計(jì)算公式和計(jì)算結(jié)果，對(duì)所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗(yàn)公式、圖表應(yīng)注明來(lái)歷。設(shè)計(jì)說(shuō)明書應(yīng)附有帶控制點(diǎn)的工藝流程圖，精餾塔、塔板結(jié)構(gòu)和再沸器工藝條件圖，計(jì)算機(jī)程序框圖和源程序。設(shè)計(jì)說(shuō)明書具體包括以下內(nèi)容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算；塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計(jì)算；設(shè)計(jì)結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)；設(shè)計(jì)體會(huì)等。圖紙用2#圖紙繪制帶控制點(diǎn)的工藝流

10、程圖1張；第二章 設(shè)計(jì)方案確定及流程說(shuō)明塔設(shè)備是煉油、化工、石油化工等生產(chǎn)中廣泛應(yīng)用的氣液傳質(zhì)設(shè)備。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的形式，可以分為填料塔和板式塔。板式塔屬于逐級(jí)接觸逆流操作，填料塔屬于微分接觸操作。工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大（2）分離效率高（3）操作彈性大（4）氣體阻力小結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、設(shè)備取材面廣等。 本設(shè)計(jì)的任務(wù)為分離乙醇水二元混合物，采用連續(xù)精餾流程。本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)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(chǔ)罐之中。回流比根據(jù)經(jīng)濟(jì)核算得到，且最適宜回流比與最小回流比的關(guān)系范圍為

11、。塔底采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。 塔板類型選擇浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、制造方便、造價(jià)低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可以隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，塔板效率高。其缺點(diǎn)是處理易結(jié)焦、高粘度的物性時(shí)，閥片易于塔板粘結(jié)，故操作過(guò)程中有時(shí)會(huì)發(fā)生閥片脫落和卡死等現(xiàn)象，導(dǎo)致塔板效率下降。但乙醇水物系屬于不易結(jié)焦、低粘度物系，因而不存在上述問題。綜合考慮各類塔板的優(yōu)缺點(diǎn)和待分離物系特點(diǎn)，確定選擇浮閥塔，類型為常用的f1型。 操作壓力的選擇條件設(shè)定塔頂操作壓力為常壓，不需設(shè)置真空設(shè)備或加壓設(shè)備。塔底壓力略高于常壓，但非常壓下物系平衡數(shù)據(jù)較

12、難獲得，故在計(jì)算過(guò)程中不考慮壓力變化引起的物系組成變化和溫度變化，這是本設(shè)計(jì)的一個(gè)不足之處。進(jìn)料熱狀況的選擇本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，此時(shí)，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q=1，精餾段和提餾段氣體摩爾流量相同，體積流量也相近，塔徑基本相同。加熱方式的選擇本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱，塔底設(shè)再沸器，加熱蒸汽溫度120。能量的利用問題精餾塔塔底再沸器輸入的能量大部分被塔頂冷卻劑帶走，能量利用率較低，故利用溫度較高的產(chǎn)品（乙醇）或副產(chǎn)品（水）以及冷凝后的加熱蒸汽對(duì)原料液進(jìn)行余熱，也可通過(guò)別的方式利用余熱。 圖21乙醇-水精餾塔工藝流程簡(jiǎn)圖第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)3.1 全塔物料衡算3.1.1 原料液質(zhì)量組成（乙醇，下同）摩爾組成

13、 質(zhì)量流量 平均摩爾質(zhì)量 摩爾流量 3.1.2 塔頂采出液質(zhì)量組成 摩爾組成 質(zhì)量流量 平均摩爾質(zhì)量 摩爾流量 3.1.3 塔底采出液質(zhì)量流量 質(zhì)量組成 摩爾流量 摩爾組成 平均摩爾質(zhì)量 3.2 塔內(nèi)混合液物性計(jì)算3.2.1 溫度常壓下乙醇水物系的平衡數(shù)據(jù)見表2，利用拉格朗日插值法(或安托因方程)求的各點(diǎn)溫度。 表31 常壓下乙醇-水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)進(jìn)料溫度（泡點(diǎn)） （）塔頂溫度（露點(diǎn)） ()塔底溫度（泡點(diǎn)） ()精餾段平均溫度 ()提餾段平均溫度 ()3.2.2 密度已知：混合液密度 混合氣密度 3.2.3 平均摩爾質(zhì)量精餾段 ()液相組成 氣相組成 所以 提餾段 ()液相組成 氣相組成

14、所以 3.2.4 液相質(zhì)量組成精餾段 提餾段 3.2.5 純物質(zhì)密度溫度/乙醇水溫度/乙醇水80735971.895 720961.8585730968.6100716958.490724965.3不同溫度下乙醇和水的密度見表2 表32 不同溫度下乙醇和水的密度精餾段 ()乙醇 水 提餾段 ()乙醇 水 3.2.6 液相密度精餾段 提餾段 3.2.7 氣相密度 精餾段 提餾段 3.2.8表面張力二元有機(jī)物水溶液表面張力可用下式計(jì)算公式 式中，下標(biāo)w和o分別代表純水和純有機(jī)物，上標(biāo)代表表面層，和分別代表水和有機(jī)物在表面層內(nèi)的比體積分?jǐn)?shù)，由下列諸式聯(lián)立求出： 而體積分?jǐn)?shù)和分別為 式中，q為與有機(jī)物

15、特征和大小有關(guān)的常數(shù)，對(duì)于乙醇，q=2。不同溫度下乙醇和水的表面張力見表3表33 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度()708090100乙醇表面張力(dyn/cm2)1817.1516.215.2水表面張力(dyn/cm2)64.362.660.758.8 精餾段 ()表面張力：乙醇 水 摩爾體積：乙醇 水 已知x1=0.4316,xw=1-x1=1-0.4316=0.5684 聯(lián)立解得 提餾段 ()表面張力：乙醇 水 摩爾體積：乙醇 水 已知x0=0.0568 ,xw=1-x0=1-0.0568=0.9432所以： 聯(lián)立解得 3.2.9 粘度()查表得：()查表得：乙醇和水見表4表34 液體

16、粘度數(shù)據(jù)關(guān)聯(lián)溫度708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.2589根據(jù)公式提餾段粘度：根據(jù)公式提餾段粘度：3.2.0 相對(duì)揮發(fā)度精餾段揮發(fā)度：由提餾段揮發(fā)度：由3.3 適宜回流比3.3.1 最小回流比根據(jù)表1，用autocad軟件作出常壓下乙醇水物系的x-y圖（圖1），過(guò)塔頂采出點(diǎn)d（0.7788，0.7788）作平衡曲線的切線，故最小回流比讀得（圖1）： ，取實(shí)際回流比 圖31 最小回流比3.3.2 塔內(nèi)物料氣液相體積流量計(jì)算 精餾段摩爾流量： 質(zhì)量流量：體積流量： 提餾段摩爾流量：質(zhì)量流量：體積流量：

17、 3.3.3 理論塔板數(shù)關(guān)于理論板層數(shù)的計(jì)算，通常可以采用圖解法和逐板計(jì)算法。精餾段操作線方程為： 精餾段操作線方程為：y = 0.6951 x - 0.2257提餾段操作線方程為：根據(jù)點(diǎn)（0.7788，0.7788）起在平衡線和操作線間畫階梯與平衡線交點(diǎn)小于0.0017為止，得理論值nt=19塊，進(jìn)料板為16塊。提餾段操作線方程為：y =1.7606 x - 0.0027圖32 理論塔板數(shù)3.3.4 理論塔板數(shù)如圖，理論塔板數(shù)：含再沸器理論塔板數(shù)為19，進(jìn)料板是第16塊。精餾段理論塔板數(shù)，提餾段理論塔板數(shù)（含進(jìn)料板）3.3.5 塔板效率本體系為非理想體系，故根據(jù)分別計(jì)算精餾段和提餾段塔板效率

18、。精餾段 提餾段 3.3.6 實(shí)際塔板數(shù)精餾段 提餾段 （包括進(jìn)料板，不含再沸器）總板數(shù) （不含再沸器）全塔效率3.3.7 塔徑的初步計(jì)算塔徑的設(shè)計(jì)以避免塔內(nèi)氣液兩相的異常流動(dòng)為原則，即使他的空塔氣速低于發(fā)生過(guò)量液沫夾帶液泛的氣速，然后，根據(jù)空塔氣速計(jì)算塔徑。 精餾段氣液流動(dòng)參數(shù)塔板間距，則由史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得安全系數(shù)取0.7，安全氣速塔徑 圓整 提餾段氣液流動(dòng)參數(shù) 塔板間距，則 由費(fèi)爾關(guān)聯(lián)圖，可得安全系數(shù)取0.7，安全氣速塔徑 圓整 塔截面積 空塔氣速 提餾段：精餾段：3.3.8熱量衡算乙醇與水的比熱容見表五：表35乙醇與水的比熱容溫度td=78.25tf=82.57tw=99.17乙醇的摩

19、爾比熱容149.5151.8水的摩爾比熱容75.675.6 加熱蒸汽用量的計(jì)算原料液平均摩爾比熱容：原料液的焓：原料液帶入的熱量：回流液的焓近似取純c2h5oh的焓：回流液帶入的熱量：塔頂蒸汽的熱焓近似地取純乙醇蒸汽的焓：塔頂蒸汽帶出的熱量： 塔底產(chǎn)品的焓近似地取純水的焓：3.4 溢流裝置因塔徑d = 2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下。（1）堰長(zhǎng)：（2）溢流堰高度：采用平直堰，堰上液層高度由公式求得。 (取e=1)精餾段：故：提餾段： 故：（3）弓形降液管寬度wd 和截面積af 由，查弓形降液管參數(shù)圖，得： 查圖可知，。則，驗(yàn)算液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾

20、段：提餾段：故降液管設(shè)計(jì)合理。（4） 降液管底隙高度：對(duì)于精餾段取降液管底隙流速： 對(duì)于提餾段取降液管底隙流速： ，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。3.5 塔板布置與浮閥數(shù)目及排列3.5.1 塔板分布由于塔徑大于800mm，故采用單溢流型分塊式塔板，以便于人孔拆裝塔板。3.5.2 浮閥數(shù)目與排列因d = 2.0m 1.5m，取破沫區(qū)的寬度，邊緣區(qū)寬度本設(shè)計(jì)采用f1型重閥，孔徑，取浮閥動(dòng)能因子 精餾段孔速：每層塔板上浮閥數(shù)：塔板上鼓泡區(qū)面積按照下式計(jì)算：其中則：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距：t1=0.075m則排間距 考慮到塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓

21、泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小些，取t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得浮閥數(shù)目為n = 342個(gè)。塔板布置如圖3。按照n = 342，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：，在913之間開孔率： 圖33 精餾段塔板浮閥布置圖提餾段孔速：每層塔板上浮閥數(shù)：塔板上鼓泡區(qū)面積：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m則排間距 考慮到塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小些，以等腰三角形叉排方式作圖，圖34 提餾段塔板浮閥布置圖排得浮閥數(shù)目為n = 300 個(gè)。塔板布置如圖4。按照n = 300，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：，在

22、913之間開孔率：3.6 塔板流體力學(xué)計(jì)算3.6.1 塔板壓降精餾段干板壓降由式確定臨界流速;解得：，則 氣體通過(guò)充氣液層的壓降計(jì)算公式為，。 液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略故 每層板的壓降 提餾段（1）干板壓降解得：，則（2）氣體通過(guò)充氣液層的壓降計(jì)算公式為，。（3）液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略每層板的壓降：3.6.2 降液管液泛校核為了防止降液管中液體發(fā)生液泛現(xiàn)象，應(yīng)控制降液管內(nèi)清液層高度，精餾段塔板阻力 流動(dòng)阻力 板上清液層高 ，符合防止淹塔要求。提餾段塔板阻力 流動(dòng)阻力 板上清液層高 ， 3.6.3 霧沫夾帶本設(shè)計(jì)中控制泛點(diǎn)率在0.8以內(nèi)，來(lái)避免過(guò)量液沫夾帶。泛點(diǎn)率通過(guò)公式計(jì)

23、算：其中液相流程長(zhǎng)液流面積并取物性系數(shù)k=1 精餾段根據(jù)氣相密度與塔板間距，由泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖（圖5），得泛點(diǎn)負(fù)荷因子 ，泛點(diǎn)率 提餾段泛點(diǎn)負(fù)荷因子 泛點(diǎn)率 由以上計(jì)算，霧沫夾帶能滿足ev0.1(kg 液/kg 氣)氣的要求。圖5 泛點(diǎn)負(fù)荷因子關(guān)聯(lián)圖3.6.4 漏液前面在進(jìn)行塔板上的浮閥數(shù)目計(jì)算及排列的時(shí)候已經(jīng)核算過(guò)，閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在正常操作范圍內(nèi)，不會(huì)造成漏液。3.7 塔板性能負(fù)荷圖3.7.1 霧沫夾帶上限線按泛點(diǎn)率為80%確定氣液流量關(guān)系，求出霧沫夾帶線方程，并作出霧沫夾帶上限線。精餾段 提餾段 最后得表： 表36 物沫表帶線上的氣液體積流量精餾段ls(cm3/s)0.010.

24、0080.0150.02vs(cm3/s)5.05725.184.75084.44提餾段ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02vs(cm3/s)6.3296.48326.99356.9583.7.2 降液管液泛線根據(jù)，降液管液泛線方程為公式 且精餾段 提餾段 3.7.3 液相負(fù)荷上限線液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于3-5s，取降液管內(nèi)停留時(shí)間5s為液相負(fù)荷上限，則精餾段 （提餾段同）3.7.4 液相負(fù)荷下限線取堰上液頭高度為0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，e=1.0，即精餾段 （提餾段同）3.7.5 氣相負(fù)荷下限線對(duì)于f1型重閥，以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則精

25、餾段 ： 提餾段 ： 3.7.6 塔板負(fù)荷性能圖根據(jù)7.17.5計(jì)算結(jié)果，作出塔板負(fù)荷性能圖。在任務(wù)規(guī)定的氣、液符合下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位置。塔板的氣相符合上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。精餾段 在圖中做出精餾段的操作點(diǎn)，如圖，連接操作點(diǎn)與原點(diǎn)，交負(fù)荷性能圖于兩點(diǎn)，并由此確定氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，操作彈性。圖36 精餾段負(fù)荷性能圖提餾段 在圖中做出精餾段的操作點(diǎn)，如圖，連接操作點(diǎn)與原點(diǎn)，交負(fù)荷性能圖于兩點(diǎn)，并由此確定氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，操作彈性圖37 提餾段負(fù)荷性能圖3.8 塔高度確定3.8.1 裙座為了制作方便一般采用圓筒形裙座，由于裙座內(nèi)徑

26、大于800mm，故裙坐壁厚取16nm。基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整dbi=1800mm,dbo=2300mm，基礎(chǔ)環(huán)厚度?？紤]到腐蝕余量取18nm，考慮到再沸器，裙座高度取3m,地腳螺栓直徑取30m。3.8.2 人孔人孔：是一般每隔6-8塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共37塊板，需設(shè)置4個(gè)人孔。每個(gè)孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為450mm，裙座上應(yīng)開設(shè)2個(gè)人孔，直徑450mm。 3.8.3 頂部空間塔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，頂部空間高度，取除沫器到第一塊板的距離為450mm，塔頂部空間高度為1200mm。3.8.4 底部空間塔的底部空間高度是指塔底最末一層

27、塔盤到塔底封頭的直線距離，釜液停留時(shí)間取5min，rv=0.1423.8.5進(jìn)料板進(jìn)料板板間距取3.8.6 塔體總高第四章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)4.1冷凝器的選擇 按泡點(diǎn)回流設(shè)計(jì)，即飽和蒸汽冷凝且回流，冷卻水的進(jìn)口溫度為25，出口溫度為45逆流操作。由化工原理（楊祖榮主編）“液體比熱容共線圖”可以查得在不同溫度下乙醇、水的比熱容，得表41。熱負(fù)荷qc表 41 不同溫度下水和乙醇的汽化熱208090100140乙醇88.93838.14815.8792.5768.3水2331.22307.82283.12258.42232.0 塔頂，插值法求得乙醇的汽化熱：水的汽化熱：平均汽化熱： 冷卻水用量取冷卻水的

28、進(jìn)口溫度20，出口溫度40，水的比熱容為4.174kj/(kg)則 總傳熱系數(shù)k查表，取k=600w/（m2），作為傳熱面積。出料液面積：78.25（飽和氣）78.25（飽和液）冷卻水溫度：2035泡點(diǎn)回流時(shí)的平均溫差tm：t1=58.25，t2=43.25。換熱面積a圓整后取183m3,查表取得換熱管長(zhǎng)4.5m，公稱直徑900mm，公稱壓力1.6mpa，管程數(shù)6。則冷凝器型號(hào)為：ael 900 1.6 185.8 4.5/25 6 。4.2 再沸器的選擇（1）塔底 ， 根據(jù)插值法得出（2）總傳熱系數(shù)k查表，取k=600w/（m2）（3）平均溫差tm（4）換熱面積a圓整后468m3。查表取得換

29、熱管長(zhǎng)9.0m，公稱直徑1000mm，公稱壓力2.5mpa，管程數(shù)6，則冷凝器型號(hào)為：ael 1000 2.5 487.7- 9.0/25 6 第五章 輔助設(shè)備的設(shè)計(jì)5.1 輔助容器的設(shè)計(jì)容器填充系數(shù)取k=0.75.1.1進(jìn)料罐（常溫貯料）在20時(shí)，水，乙醇，壓力取1.24mpa （絕對(duì)壓力）。進(jìn)料xf=0.1436，平均密度可得：進(jìn)料質(zhì)量流量進(jìn)料罐容積其中為停留時(shí)間，取4天，則 圓整取1850m35.1.2回流罐（40），取停留時(shí)間為 。則：圓整后取22m3。5.1.3餾出產(chǎn)品罐取產(chǎn)品停留時(shí)間為5天，即=120 h，則 5.1.4釜液罐取停留時(shí)間為5天，即=120 h, 。則 5.2 管道設(shè)

30、計(jì) 表51各接管尺寸的確定公稱直徑dn/mm不保溫設(shè)備接管/mm保溫設(shè)備接管長(zhǎng) /mm使用公稱壓/mpa1580130420501001501.6703501502001.6705001.0 5.2.1 進(jìn)料管線取料液流速 u=1.6m/s 則 。當(dāng)tf=82.57根據(jù)插值法，得:取管子規(guī)格652.5。5.2.2回流管采用直接回流管，取原料流速u=1.6m/s，t=78.25，則，,取管子規(guī)格252.5。5.2.3 釜液流出管取釜液流速u=1.6m/s,tw=99.17。根據(jù)插值法得。則 ，取管子規(guī)格252.5。5.2.4塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s,vs1=4.065m3

31、/s。選管規(guī)格 5309。5.2.5塔釜進(jìn)氣管采用直管，取蒸汽流速 u=23m/s，則取管子規(guī)格50812。5.2.6筒體和封頭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(shí)可直接采用無(wú)縫鋼管制作，此時(shí)公稱直徑的值等于鋼管外徑。根據(jù)所設(shè)計(jì)的塔徑，先按內(nèi)壓容器設(shè)計(jì)厚度，厚度計(jì)算見下式：，式中 ：計(jì)算壓力，根據(jù)設(shè)計(jì)壓力確定；塔徑；焊接接頭系數(shù)，對(duì)筒體指縱向焊接系數(shù)；設(shè)計(jì)溫度下材料的許用應(yīng)力，與鋼板的厚度有關(guān)。由上式計(jì)算出的計(jì)算厚度加上腐蝕裕量得到設(shè)計(jì)厚度。 壁厚選6mm,所用材質(zhì)為a3。封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形的封頭，由公稱直徑dn=2000mm，查得曲面高度h1=500mm，直邊

32、高度h0=40m2。5.2.7除沫器設(shè)計(jì)氣速選?。?，。除沫器直徑：5.3 吊柱本設(shè)計(jì)中塔高度，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)塔徑d=2000mm，可選用吊柱500kg，s=1000mm,l=3400mm,h=1000mm,材料為a3。第六章 控制方案精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指標(biāo)、產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三個(gè)方面進(jìn)行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測(cè)上的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進(jìn)行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是溫度。第七章 設(shè)計(jì)心得與體會(huì)歷時(shí)一個(gè)星期，終于完成了課程設(shè)計(jì)。我感覺到課程設(shè)計(jì)鍛煉了我們搜索有用信息的能力，各種狀態(tài)下的物性參數(shù)都要親自去查出來(lái)，翻閱文獻(xiàn)，查找資料，在這一步步的設(shè)計(jì)準(zhǔn)備過(guò)

33、程中，自己的能力也在不斷的提高。最后十分感謝顧明廣老師在課程設(shè)計(jì)過(guò)程中給予我熱情的指導(dǎo)，不厭其煩解答我的各種問題，使我順利完成課設(shè)。也感謝和我一起進(jìn)行設(shè)計(jì)、計(jì)算討論的同學(xué)，我們一起探討，一起學(xué)習(xí)、一起進(jìn)步。這是一個(gè)非常難忘的過(guò)程，復(fù)雜但充實(shí)，再次特別感謝！附錄一 主要符號(hào)說(shuō)明符號(hào)意義與單位符號(hào)意義與單位a換熱面積 m2qnf進(jìn)料摩爾流量 kmol/haa塔板上有效傳質(zhì)區(qū)面積 m2qnl液相摩爾流量 kmol/haf降液管截面積 m2qnv氣相摩爾流量 kmol/hat塔截面積 m2qnw釜液摩爾流量 kmol/h相對(duì)揮發(fā)度l1液相體積流量 m3 /hcf計(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子l2液相體積流量

34、m3 /sc20液體表面張力20mn/m時(shí)的負(fù)荷因子vs2氣相體積流量 m3 /hd塔徑 mvs2氣相體積流量 m3 /sdo浮閥孔直徑 mqc熱負(fù)荷 w(kw)et塔板效率r摩爾汽化潛熱 kj/kmolfo氣體的動(dòng)能因子kg1/2/(s*m1/2)t熱力學(xué)溫度 kflv兩相流動(dòng)參數(shù)t攝氏溫度 lw堰長(zhǎng) mu空塔氣速 m/sho降液管底隙 mu設(shè)計(jì)或操作氣速 m/shc干板壓降 mus液泛氣速 m/shl氣體通過(guò)充氣液層的壓降muo閥孔氣速 m/shp塔板阻力（以清液層高度表示 m）umax最大氣速 m/shd流動(dòng)阻力（以清液層高度表示 ）mu/h降液管底隙流速 m/shl板上清液層高度 mu

35、a通過(guò)有效傳質(zhì)區(qū)的氣速 m/show堰上液層高度 mwc塔板無(wú)效區(qū)寬度 mhw釜液高度 mws塔板破沫區(qū)寬度 mhw堰高 mwd降液管寬度 mh/d降液管內(nèi)清液層高度 mk相平衡常數(shù)ht塔板間距 mk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)h塔高 m粘度 mpa/sn浮閥個(gè)數(shù)密度 kg/m3nt理論塔板數(shù)液體表面張力 mn/mnp實(shí)際塔板數(shù)時(shí)間 sp系統(tǒng)總壓力 kpa組分分壓 kpa降液管中泡沫層的相對(duì)密度pp塔板阻力降 pa浮閥的開孔率m摩爾質(zhì)量 kg/kmolx液相摩爾分?jǐn)?shù)qm質(zhì)量流量kmol/hy氣相摩爾分?jǐn)?shù)qnd餾出液摩爾流量 kmol/h下標(biāo)a.b組分名稱min最小o乙醇max最大w水n塔板序號(hào)c冷卻水opt適