乙醇--水精餾塔設(shè)計資料

1、化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計題目：乙醇-水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計任務(wù)要求設(shè)計一連續(xù)篩板浮閥精餾塔以分乙醇和水?dāng)?shù)如下100kmol/h具體工藝參原 料 加 料 量進(jìn)料組成x尸273餾出液組成xd= 0.831釜液組成 x w= 0.012 塔頂壓力 p = 100kpa 單板壓降 < 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點進(jìn)料，泡點回流 三主要設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(1) 塔徑及 提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定(2) 塔板的流體力學(xué)校核(3) 塔板的負(fù)荷性能圖(4) 總塔咼4、設(shè)計結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾塔工

2、藝條件圖目錄化工原理課程設(shè)計任務(wù)書 錯誤!未定義書簽。摘 要 IV第一章 前言 錯誤!未定義書簽。1.1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用 11.2 精餾塔對塔設(shè)備的要求 11.3常用板式塔類型及本設(shè)計的選型 11.4本設(shè)計所選塔的特性 1第二章流程的確定和說明 32.1 設(shè)計思路 32.2 設(shè)計流程 3第三章精餾塔的工藝計算 43.1 物料衡算 4原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 4物料衡算 43.2 回流比的確定 5平均相對揮發(fā)度的計算 5最小回流比的確定 63.3 板數(shù)的確定 6精餾塔的氣液相負(fù)荷 6精餾段與提餾段操作線方程 6逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置 6全塔效率 83.4 精餾塔的工

3、藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 8操作溫度的計算 8操作壓強(qiáng) 9塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量 10精餾塔各組分的密度 12液體表面張力的計算 15液體平均粘度的計算 15氣液負(fù)荷計算 163.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計算 16塔徑的計算 錯誤!未定義書簽。精餾塔有效高度的計算 錯誤!未定義書簽。溢流裝置計算 錯誤!未定義書簽。塔板布置 203.6 篩板的流體力學(xué)驗算 21塔板壓降 21液沫夾帶 錯誤!未定義書簽。漏液 錯誤!未定義書簽。液泛 錯誤!未定義書簽。3.7 塔板負(fù)荷性能圖 錯誤!未定義書簽。過量液沫夾帶線關(guān)系式 錯誤!未定義書簽。液相下限線關(guān)系式 錯誤!未定義書簽。嚴(yán)重漏夜線關(guān)系式 錯誤

4、!未定義書簽。4液相上限線關(guān)系式 錯誤!未定義書簽。降液管液泛線關(guān)系式 錯誤!未定義書簽。3.8 主要接管尺寸的選取 錯誤!未定義書簽。進(jìn)料管 錯誤!未定義書簽。釜液出口管 錯誤!未定義書簽。塔頂蒸汽管 錯誤!未定義書簽?；亓鞴?錯誤!未定義書簽。塔底蒸汽管 錯誤!未定義書簽。第四章主要計算計算結(jié)果列表 錯誤!未定義書簽。4.1浮閥塔計算結(jié)果匯總 錯誤!未定義書簽。結(jié)束語 29參考文獻(xiàn) 30主要符號說明 31附 錄、物性表、負(fù)荷性能圖錯誤!未定義書簽錯誤!未定義書簽錯誤!未定義書簽三、帶控制點的工藝流程圖37四、塔的設(shè)備結(jié)構(gòu)圖38本設(shè)計是以乙醇一一水物系為設(shè)計物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離乙醇和

5、水。浮閥塔 是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對二元物系乙醇-水的精餾問題進(jìn)行 分析，選取，計算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計過程。通過逐板計算得出理論板數(shù)為16塊，回流比為3.531,算出塔效率為0.518，實際板數(shù) 為32塊，進(jìn)料位置為第11塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為1米,有效塔高13.6米，浮閥數(shù)（提餾段每塊76）。通過浮閥塔的流體力學(xué)驗算，證明各指 標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。本次設(shè)計過程正常，操作合適。關(guān)鍵詞：乙醇、水、二元精餾、浮閥連續(xù)精餾精餾塔、提餾段第1章前言1.1精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用實際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時，上述部分氣化和部分冷凝是同

6、時進(jìn)行的。對理想液態(tài)混合物精餾時，最后得到的餾液（氣相冷卻而成）是沸點低的B物質(zhì)，而殘液是 沸點高的A物質(zhì)，精餾是多次簡單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫 度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點組分，純高沸點組分則留在塔底。1.2精餾塔對塔設(shè)備的要求精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求 大致如下：一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。三：流體阻力小：流體通

7、過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費用，在減壓操作是時，易 于達(dá)到所要求的真空度。四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。五：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。1.4常用板式塔類型及本設(shè)計的選型常用板式塔類型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很 多優(yōu)點，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前新型 塔板研開發(fā)的主要方向。近年來與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金。實際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下，使其

8、操作板效率明顯 下降，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到滿意的程度。浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的，它吸收了兩者的優(yōu)點。所以在 此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單，造價低，制造方便；塔板開孔率大， 生產(chǎn)能力大等。乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛，對于提純物質(zhì)有非常重要的意義。所以有必要做好本次設(shè)計1.4 本設(shè)計所選塔的特性浮閥塔的優(yōu)點是：1 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開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

9、變化，因此維持正常操作而允許 的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，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，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾 帶量小，塔板效率高。4 氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差 比泡罩塔小。5塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的50%80%但是比篩板塔高20%30。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成， 致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高 效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)

10、驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適第二章流程的確定和說明2.1設(shè)計思路首先，乙醇和水的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進(jìn)入原 料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因 為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分 開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到 塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品 冷卻器中，停留一定的時間然后進(jìn)入乙醇的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中， 這個過程就叫做回流。液相混合物就從

11、塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn) 入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面 所說的過程，而進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。2.1設(shè)計流程乙醇一水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物 q=1送入精餾塔，塔頂上升 蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲罐,塔釜 采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后，送入貯罐（附流程圖）。薩0. 012第三章精餾塔的工藝計算3.1物料衡算3.1.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量Ma 46.07kg/kmol水的摩爾質(zhì)量Mb 18.02 kg / k

12、mol原料加料量F = 100kmol/h 進(jìn)料組成 x f= 0.275餾出液組成xd= 0.843釜液組成 x w= 0.013 塔頂壓力 p = 100kpa單板壓降< 0.7 kPaM fXfM乙醇1Xf(1m水25.70kg / kmol0.27346.070.273)18.02Md0.83146.0710.83118.0241.60kg/ kmolM w0.01246.0710.01218.0218.36kg/ kmol物料衡算精餾塔二元系物料DFXfXw0.273 0.0120.3190.8310.012XdXwFDW100D WFxfDxdWxw1000.2730.831

13、D0.0121W解得：D=31.6kmol/h W=68.4 kmol/h精餾段：L=RD=2.36X 31.6=74.51 kmol/hV=( R+1) D= (2.36+1 ) x 31.6=106.08kmol/h提餾段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV=V+(q 1)F=V=106.08 kmol/h3.2回流比的確定321平均相對揮發(fā)度的計算查由相平衡方程y X 得 疸勺1 (1)xx(y 1)y yBXa XbyA1Xa1yBXbx0.180.20.250.30.350.4y0.510.5250.5510.5750.5950.61x0.450.550

14、.50.60.650.7y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由常壓下乙醇-水溶液的平衡數(shù)據(jù)由道爾頓分壓定律PiPy 及 i _ABPA XaFb Xb將上表數(shù)據(jù)代入得:序號12345i3.68153.15692.72542.35012.1263序號678910i1.91551.72281.54081.41961.3207則'10 -123 103.04則平衡線方程：yx3.04x3.04xy 11 x 13.04 1 x 1 2.04x最小回流比的計算和適宜回流比的確定xf= 0.275 xd= 0.843Xw= 0.012=3.04 因為 q=1 所以 Xe

15、= xf= 0.275X由相平衡方程y= 0.5361 (1)x最小回流比RminD % 1.18ye Xe操作回流比取最小回流比的1.6倍R=1.6 Rn =2.363.3板數(shù)的確定精餾塔的氣液相負(fù)荷精餾段：L=RD=2.36X 31.6=74.51 kmol/hV= ( R+1) D= (2.36+1 ) x 31.6=106.08 kmol/h提餾段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV=V+(q- 1)F=V=106.08 kmol/h精餾段與提餾段操作線方程精餾段操作線方程：yn 1 xn XD 0.702xn 0.251VV提餾段操作線方程：LDxFxy

16、n 1xnxd 1.645xn 0.008VV逐板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置對于甲醇一水屬物系，可采用逐板計算法求理論板層數(shù)。根據(jù)求得的相對揮發(fā)度可知相平衡方程為yn亍冠Xn1)ynyn2.08 1.08yn因為泡點進(jìn)料，q=1, Xq Xf 0.275第一塊板上升的蒸汽組成yiX D 0.843第一塊板下降的液體組成由式（c ）求取X1 0.6385由第二塊板上升的氣相組成用（a）式求?。簓 0.6992由第二塊板下降的液體組成如此反復(fù)計算：y 0.5552 , X3 0.2911y 0.4553, x40.2157v xF因第5塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程（b）LDx Fx計算 yn

17、1 =xn D xD 1.645xn 0.008VV如此反復(fù)計算：0.3468 , X50.1487Y60.2366 , x60.0925y70.1442, x70.0525y80.0784 , X80.0272y90.0368 , X?0.0124< x =0.013w根據(jù)以上求解結(jié)果得：總理論板數(shù)為9 （包括再沸器）進(jìn)料板位置為4精餾段理論板數(shù)3 提餾段理論板數(shù)6全塔效率由進(jìn)料組成xF 0.275經(jīng)查表 得 泡點溫度Td 78.24 C Tw 99.32|C在此溫度下查文獻(xiàn)得：A 0.55583mpa.sB 0.28767mpa.s則進(jìn)料液再該溫度下的平均粘度為:0.55583 0.

18、28767 120.421750.245則板效率E由E 0.49 a計算E=0.401則實際塔板數(shù)N9-220.401餾段：N137.487個冃0.401提餾段：N2614.96150.4013.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算操作溫度的計算1. ）塔頂溫度計算查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.70和0.80時，其沸點分別為78.7 C 78.4 C塔頂溫度為TD ,則由內(nèi)插法:xD 0.843Xd 0.70Td 78.70.80 0.7078.4 78.7JTd78.24 °C2. ）進(jìn)料板溫度查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.20和0.30時，其沸點分別為83.2

19、C和81.7 C設(shè)塔頂溫度為Tf,則由內(nèi)插法：xF 0.20Tf 83.20.30 0.2083.2 81.7JxF 0.275Tf82.13 C3. ）塔釜的溫度查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為0.00和0.05時,其沸點分別為100C和90.6 C設(shè)塔頂溫度為Tw,則由內(nèi)插法：xW0.013Xw 0.00Tw 1000.05 0.0090.6 100Tw 96.92 °C則精餾段的平均溫度:78.24 82.13280.19 C提餾段的平均溫度:96.92 82.13289.53 C操作壓強(qiáng)塔頂壓強(qiáng)：PD=100 kpa取每層塔板壓降： P=0.7 kpa則進(jìn)料板壓力：Pf 1

20、00 0.7 7 104.9kpa塔釜 壓力：IW 1000.77 104.9a則 精餾段的平均操作壓強(qiáng)100 104.92102.5kpa提餾段的平均操作壓強(qiáng)110.5104.92107.7塔內(nèi)各段氣液兩相的平均分子量乙醇的摩爾質(zhì)量Ma 46.07kg /kmol水的摩爾質(zhì)量Mb 18.02kg / kmoliXM i由公式得1.）對于塔頂捲 0.843 ,y-i 0.843對于氣相平均分子量：M VDy1M A10.843 46.0741.74kg / kmoly1mb1 0.84318.02對于液相平均分子量：MldM a 1N Mb0.6385 46.0710.6385 18.0235

21、.88kg / kmol2.）對于進(jìn)料板X 0.2157 ,y60.4553對于氣相平均分子量MVF y5M A 1 y5 M B0.2157 46.071 0.2157 18.0224.04kg/kmol對于液相平均分子量：M LF EMa 1 X5 M B0.4553 46.071 0.4553 18.0230.75kg/ kmol3.）對于塔釜x16 0.0124y160.0368對于氣相平均分子量MVW yi6M A 1 yi6 M B18.020.0368 46.071 0.036819.03kg/kmol對于液相平均分子量M LW X16 M A1 X16 M B18.020.01

22、24 46.071 0.012418.35kg / kmol則精餾段的平均分子量氣相:M VM1M VF M VD241.74 30.75236.25kg / kmolM lm 1M lf m ld235.88 24.04229.96kg / kmol提餾段的平均分子量M VM 2M VD M VW219.03 30.75224.89kg / kmolM LM 2M ld M lw218.35 24.04221.20kg/kmol精餾塔各組分的密度 1.)氣相平均密度PMRT計算:精餾段的氣相平均密度:Vm1Pm1 M Vm1RTm1提餾段的氣相平均密度:Vm2Pm2M Vm2RTm2匹&am

23、p; 36空1.27 kg/m38.31480.19 273.152.)液相的平均密度查文獻(xiàn)(1.)對于塔頂TdA 741.83kg /i/ i計算n 178.240CB 972.9kg / m3質(zhì)量分率0.843 46.070.93210.843 46.071 0.84318.021 A 0.0679107.7 24890.89kg/m38.31489.53273.15LALB10.93210.0679763.6972.93775.2m /kg(2.)對于進(jìn)料板Tf82.13C查文獻(xiàn)739.6kg /B 970.50kg/ m3質(zhì)量分率0.2157 46.070.215746.071 0.2

24、157點 0.41270.5102LALBF 0.412710.5873862.1m3/kg739.6970.5(3.)對于塔釜TW 96.920C X16 0.009195查文獻(xiàn) A 721.2kg/m3， B 955.1kg/m3質(zhì)量分率0.03110.0124 46.070.0124 46.071 0.012418.02B 1 A 0.9689LALB3w945.6m /kg0.03110.9689721.2955.1則精餾段的液相平均密度:Lm1769.2 862.12815.6kg/m3提餾段的液相平均密度:Lm2945.6 862.12903.8kg /m3液體表面張力的計算由Xi

25、in 1計算(1.)對于塔頂Td 78.240C X10.702查文獻(xiàn)A 18.45mN / m，B 62.98mN /mLD 0.843 18.7525.44mN / m10.843663.42(2.)對于進(jìn)料板LF 52.75mN / m(3.)對于塔釜Tv 96.920C查文獻(xiàn)A 16.60mN / m，B 59.49 mN / mLW 0.0124 16.601 0.012459.49 58.96mN/m則精餾段的液體平均表面張力:Lm125.44 52.7539.10mN/m提餾段的液體平均表面張力:Lm258.96 52.75255.85mN /m液體平均粘度的計算i由xi i 計

26、算n 1(1.)對于塔頂TD 78.24°C xi 0.702查文獻(xiàn) A 0.504mpa.s，B 0.3644mpa.s則ld0.479mpa .s(2.)對于進(jìn)料板Tf 82.130C查文獻(xiàn) A 0.481mpa.s，B 0.349mpa.s則LF 0.374mpa.s(3.)對于塔釜TW 96.920C查文獻(xiàn) A 0.382mpa.s， B 0.295mpa.s則lw 0.296mpa.s則精餾段的液體平均粘度:Lm1LF LD20.479 0.37420.427mpa.s提餾段的液體平均粘度:LFLW0.296 0.374Lm20.335mpa.s氣液負(fù)荷計算精餾段氣液負(fù)荷計

27、算:VsVM Vm1106.0836.250.841 m3/s3600 Vm136001.27LsVM Lm174.5131.050.0008m3/s3600 Lm13600815.6提餾段氣液負(fù)荷計算：1VVM Vm2106.824.8930.824m /sVs3600 Vm236000.89Vh2966.4m3/sLsVM Lm2174.5121.2030.0011m /3600 Lm23600903.8Lh 3.96m3/h3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算塔徑的計算Flv12Lm2Vm2精餾段液氣流動參數(shù)10.02410.0008 3600 815.6 20.841 36001.27取板間

28、距Ht 0.40m ,板上清液高度入0.06m，Ht hc 0.40 0.06 0.34m則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得Cf2o0.073又液體的表面張力20mN / m0.2CfCf 20200.2Cf 20200.073 391200.20.083D4 0.84113.14 1.4590.083 , 8151627.27 0.857m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：D 1.0m塔截面積A : 2 A D 0.785m 實際空塔氣速u：.084認(rèn)取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速:u 0.8Umax 0.7 2.0841.459m/ sVs uA0.8410.7851.071m/s提餾段液氣流動參數(shù)FlvLs12Lm2

29、Vm210.0011 903.8 20.8240.890.0425取板間距Ht 0.40m，板上清液高度hc 0.06m，Ht hc 0.40 0.06 0.34m則查史密斯關(guān)聯(lián)圖得Cf2o 0.073又液體的表面張力20mN / m0.2Cf Cf 20200.2 0.255.85cf200.0730.088420 200.0884903.8 0.890.892.816m/s取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速:u 0.8Umax 0.7 2.8161.971m/ s4Vs4 0.824則 D * s 0.73mV u 3.14 1.971按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：D 1.0m塔截面積A :2 2ArD

30、 0.785m4實際空塔氣速u：Vs uat0.824 1.05m/s0.785精餾塔有效高度的計算板式塔的塔高按下式計算初選板間距HT=0.4m貝U 7 10.415 10.4 0.88.8m溢流裝置計算因為D=1米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤1. ）堰長lw取 lw 0.66D0.66 1.0 0.66m2. ）溢流堰高度hw由hwhl how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計算how2.84E1000Lhlw近似取E=1,3.)2.84how10000.0011 36000.7230.009m取板上清液高度hc0.06mhw弓形降液管寬度0.06 0.009 0.051m

31、Wd和截面積Af2 0.66D查弓形降液管的參數(shù)WdAt0.0722, D0.124Af 0.0722Af0.0722 0.7850.0567m2Wd 0.124D0.124 1.00.124m依式3600AfHT3600 °.0567 °.40 20.62 5s0.0011 3600降液管設(shè)計合理4.)降液管底隙高度h。hoLh360CI WU0則h0hwu00.08m/s°.0011 3600 0.02083600 0.66 0.08h。0.054 0.0208 0.0332 0.006m降液管底隙高度設(shè)計合理選用凹形受液盤，深度hw 0.05m塔板布置1.

32、）邊緣寬度的確定取 Ws Ws 0.065m，Wc 0.035m2. ）開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積Aa按下式計算A2 x r22 x2r 1 x sin 180r其中：xDWdWs1 00.124 0.0650.311m22D1.0rWc0.0350.465m222220.465. 1 0.311故Aa 2O.402。4652。3112碣20.596m3. ）浮閥個數(shù)及其排布乙醇-水對設(shè)備無腐蝕性，可選用3mm的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯排排列浮閥，并取塔板上液體進(jìn)出口安定區(qū)寬度 bs和bs均為60mn邊緣區(qū)寬度為be為50mm 取 浮閥直徑 d00.039mm選取F1型浮閥，重型，其閥孔直

33、徑d0=0.039m初取孔動能因子FO u0廠 10故閥孔氣速U0=10.62m/s故閥孔個數(shù)：0.8240.785 0.0392 1163vsnd。2 U04設(shè)計條件下閥孔氣速:Uovsdo2 n40.8240.785 0.0392 6311 m/sU0Vs0.8240.09 0.69313.31m/s動能因子：f0 u0.,v 11,089 10塔板上浮閥開孔率：n d 2 2n 4d063 0.785 0.039 門“40.09At0.785氣體通過篩孔的氣速u0 :3.6篩板的流體力學(xué)驗算塔板壓降1.）干板阻力hc的計算由hf h° h| h ;干板阻力h）可計算如下：臨界孔

34、速故g按浮閥未全開計算:h。19.9UT5110.17519.9897.530.0337m 液柱;表面張力產(chǎn)生阻力：-44 58.96 10 3cccc"、腐卄h0.00076m 液柱;d0 Lg 0.039 815.6 9.81塔板上液層阻力:h| 0.5(hw how) 0.5(0.051 0.009)0.03m 液柱;故 hf h0 hl h =0.0337+0.03+0.00076=0.06446m 液柱。2.）氣體通過液層的阻力h計算氣體通過液層的阻力h由h|hL計算1.131m/s0.739Vs0.824uaA Af0.785 0.0567Fo 1.51. VS 1.51

35、. 0.824查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得 0.5hLhwh°w0.5 0.051 0.0090.03液柱液體表面張力的阻力h計算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力h，由h 上計算Lgdo4 LLgdo4 55.85 10903.8 9.81 0.0050.0050m 液柱則氣體通過每層板的壓降P :P hp Lg 0.06446 857.97 9.81542.54 pa 0.7kpa （設(shè)計允許值）液沫夾帶3.2液沫夾帶由 e 5.7 10UaHthf計算hf2.5hL2.50.060.15m5.7 10 63.24Ht hf5.7 1061.1313.239.100.40 0.060.017kg 液

36、/kg 氣 0.1 kg 液/kg 氣故在本設(shè)計中液沫夾帶量eV在允許的范圍內(nèi).漏液對篩板塔，漏液點氣速Uo,min由Uo,min4.4Cc.二計算即uo,min4.4c0yr8.18m/ s實際孔速穩(wěn)定系數(shù) K-U 13.31Uo,min 8Y8故在設(shè)計中無明顯的漏液液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式:HdHthw取0.5，貝UHthw0.5 0.400.0540.227 m液柱而HdhphLhd,2板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd由 0.153 uo計算'2he0.153 uo20.153 0.0850.00113m 液柱H d hp hL hdHd 0.0493 0.06 0

37、.001130.1317m 液柱Hd Ht hw故在本設(shè)計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象3.7塔板負(fù)荷性能圖過量液沫夾帶線關(guān)系式在F11.36 LsZl式中，令F10.8，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入得:Vh 1.65 31LhLh0.20.3Vh1.030.72液相下限線關(guān)系式由 how 2.84 10 3E(L1/Lwf3，令 E=1,取 仏 0.006m，并將-代入，可得：L 0.0006m3/s嚴(yán)重漏夜線關(guān)系式55令 F0 5 則：Vs ( /4)d02n 0.785 0.0392 760.4878m3 / sv 0.8869或 乂 0.48m3/s液相上限線關(guān)系式在JALHt中，令5s,并將A和Ht代入

38、得Lh 0.0044m3 / sLs降液管液泛線關(guān)系式由降液管液泛校核條件式Hd Ht hw將how (令其中E=1)，hf (略去其中h)，和hd計算代入，可得：Hd (Ht Hw)0.6 (0.40.045)HdhphL% ； hphch h； hl h ；hl hw h°w得：Ht(1)hw(1)hwhc hd h將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得： Vs29.38 65Ls2321128Ls2Ls0.0010.003vs2.952.8以Lh為橫坐標(biāo)，Vh為縱坐標(biāo)，可得塔板負(fù)荷性能圖為:扌戡留段負(fù)荷性鯛圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點 A,與原點連接，即為操作線 0A由圖可知，篩板的操作上 限為液泛

39、控制，下限為漏液控制。由圖查得0.4878m3 */s3Vs,max1.57m /s ，Vs,min故彈性操作為Vs,maxVs,min1.570.48783.223.8主要接管尺寸的選取 進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、管徑計算如下:4"取 uF=1.6m/s，而 UfT型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管,3857.97 kg/m30.00083m /s4 0.000833.14 1.60.026 m釜液出口管3945.6 kg / m則：Vw 68.43 21.2/ 945.631.53m /h已知釜液流率為w 68.43kmol/h 釜液密度:取管內(nèi)流速為：U

40、w 1.6m/sdw4Vw3600 uw4 1.53' 3600 1.60.02m3.8.3塔頂蒸汽管體積流速：Vd 106.08kmol/h塔頂蒸密度31.27kg/m則：Vd 106.08 36.25/1.273027.9m3 / h0.2315m采用直管回流管，取UR=1.6m/s4 0.8410.03m775.23.14 1.6塔底蒸汽管體積流速：VD 106.08 kmol / h塔頂蒸密度0.89 kg / m3則：Vd0.2m106.08 19.03/ 0.892268.2m3 / h第四章主要計算計算結(jié)果列表4.1浮閥塔計算結(jié)果匯總項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段平均分

41、子量氣相Mvkg/kmol36.2524.89液相Mlkg/kmol29.9621.20各段平均壓強(qiáng)PmkPa102.5107.7各段平均溫度tmC80.1989.53平均密度氣相Vmkg m-31.270.89液相Lmkg m-3815.6903.8各段平均表面張力LmmN m-139.1055.85各段平均粘度LmmPa0.4270.335平均流量氣相Vsm/s0.8410.824液相Lsm/s0.00080.0011實際塔板數(shù)N塊715板間距Htm0.40.4塔有效高度Zm3.68.4塔徑Dm10.1空塔氣速um/s1.0711.05塔板液流形式單流型單流型項目符號單位計算數(shù)據(jù)提餾段溢流

42、壯溢流管形式弓形裝堰長lWm0. 66堰咼hwm0.054溢流堰寬度Wdm0.124管底與受液盤距離hom0.0337板上清夜層咼度hm0.03浮閥數(shù)n個63開孔面積A2 m0.596閥孔流速Uom/s11塔板壓降hpkPa446液體在降液管中停留的時間s20.62降液管內(nèi)清液層咼度Hdm0.1317霧沫夾帶ekg液/kg氣0.017負(fù)荷上限液沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制液相最大負(fù)荷Ls,maxnf/s0.044液相最小負(fù)荷Ls,minnf/s0.0006彈性操作Vs,max /Vs,min3.22結(jié)束語課程設(shè)計是對以往學(xué)過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，尤其是這次精 餾塔設(shè)計更加深

43、入了對化工生產(chǎn)過程的理解和認(rèn)識，使我們所學(xué)的知識不局限于書本，并鍛 煉了我的邏輯思維能力。設(shè)計過程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計中的許多知識都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以 歸納、整理和總結(jié)。通過自學(xué)及老師的指導(dǎo)和同學(xué)的幫助，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識 更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認(rèn)識到實際化工生產(chǎn)過程和理論的聯(lián)系和差別，這對將 來的畢業(yè)設(shè)計及工作無疑將起到重要的作用.這次化工原理的課程設(shè)計，從最開始的草稿，到后來的電子稿，我經(jīng)過了一遍又一遍的修 改，每次修改都伴隨著我很大的努力，當(dāng)然也伴隨著我很大的進(jìn)步，更使我明白理論離實踐的 距離真的很遠(yuǎn)。最開始是由于自己的粗心大意導(dǎo)致了理論板的卻定出

44、現(xiàn)了錯誤，從而是的后面 出現(xiàn)了一系列的錯誤，好在及時發(fā)現(xiàn)，從新進(jìn)行了計算。雖然浪費了時間但是也讓我知道了粗 心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設(shè)計中我也收獲到了很多，學(xué)會 了一些word中自己以前不會的的東西，學(xué)了以前從未接觸的 Auto CAD繪圖軟件，同時也讓我 深深地感受到了同學(xué)們之間的友誼，感謝同學(xué)們對我的幫助和鼓勵，使我能夠順利的完成我的 課程設(shè)計，同時也感謝幾位同學(xué)在 CAD繪圖過程中對我的指導(dǎo)。在此，衷心的謝謝你們對我的 幫助。設(shè)計中一定有很多疏漏和錯誤之處，懇請老師批評指正，并感謝學(xué)校給予我這次機(jī)會！參考文獻(xiàn):(1) 賈紹義，柴誠敬，化工單元過程及設(shè)備設(shè)計課

45、程設(shè)計，天津，天津大學(xué)出版社，2002年,3871, 101133。(2) 陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理(上冊)，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999 年，310 313。(3) 陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理(下冊)，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999 年，49103。(4) 陳常貴，柴誠敬，姚玉英，化工原理(下冊)，天津，天津大學(xué)出版社，2002年，38,90111。(5) 唐倫成，化工原理課程設(shè)計簡明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005年，3566。(6) 圖偉萍，陳佩珍，程達(dá)芳，化工過程及設(shè)備設(shè)計，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2003年。(7) 劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機(jī)卷)，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2002年，1 27。(8)劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機(jī)卷)，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，20