乙醇-水溶液連續(xù)精餾設(shè)計(jì)

1、廣 西 工 學(xué) 院課題名稱： 乙醇-水溶液連續(xù)精餾設(shè)計(jì) 系 別： 生物與化學(xué)工程系 專 業(yè)： 化工082班 學(xué) 號(hào)： 200800601045 姓 名： 馬升艷 指導(dǎo)教師： 羅建平 時(shí) 間： 2011年6月13-25日 設(shè)計(jì)題目: 篩板精餾塔設(shè)計(jì)者: 班級(jí) 化工082班 姓名 ： 馬升艷日期 2011 年 6月指導(dǎo)教師: (簽字) 設(shè)計(jì)成績(jī): 日期 附: 篩板精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書一、 設(shè)計(jì)名稱：乙醇-水溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、 設(shè)計(jì)條件1 進(jìn)精餾塔的料液含乙醇25%（質(zhì)量），其余為水；2 產(chǎn)品乙醇含量不得低于94%（質(zhì)量）；3 殘液中乙醇含量不得高于0.1%（質(zhì)量）；4 生產(chǎn)能力為日產(chǎn)94%（質(zhì)量）

2、乙醇產(chǎn)品425噸/天； 5 操作條件 （1）塔頂操作壓力4kPa（表壓）； （2）進(jìn)料熱狀況（自選）； （3）回流比（自選）； （4）加熱蒸氣為低壓蒸汽； （5）全塔效率60% 。 （6）單板壓力降 0.7 kPa6工作日：每年330天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行。三、 設(shè)計(jì)要求：1 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說明；2 塔的工藝計(jì)算： （1）物料衡算；（2）計(jì)算塔頂 、塔底及加料板溫度；（3）計(jì)算平衡數(shù)據(jù)；（4）計(jì)算塔板數(shù)：作X-Y圖；求最小回流比及適宜回流比；求理論塔板數(shù)和實(shí)際塔板數(shù)。 3 塔 和塔板的主要工藝尺寸計(jì)算 ：（1） 塔體和塔板主要尺寸的確定 ：塔徑；溢流裝置（溢流堰長(zhǎng) 、出口堰高 、降液管

3、的寬度及面積 、降液管下端與塔板間距離）；塔板設(shè)計(jì)（塔板布置：包括開孔區(qū) 、溢 流區(qū) 、安定區(qū) 、無效區(qū)；篩孔數(shù)或浮閥數(shù)：包括孔徑 、塔板厚度 、開孔面積 、開孔率 、孔數(shù)或浮閥數(shù) 、浮閥的選型；排列方式及孔心距）。（2） 塔板的液體力學(xué)驗(yàn)算：塔板壓力降；霧沫夾帶；漏液點(diǎn)氣速；液泛（即淹塔）。（3） 塔板負(fù)荷性能圖。4 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表5 板式塔的結(jié)構(gòu)：（1） 塔體結(jié)構(gòu)：塔頂空間；塔底空間；人孔；視鏡；支座；塔高；封頭及容器法蘭。（2） 塔板結(jié)構(gòu)及安裝方式。6 附屬設(shè)備的計(jì)算及選型（1） 再沸器（即蒸餾釜）；（2） 塔頂回流冷凝器；（3） 料液預(yù)熱器；（4） 塔頂 、塔底產(chǎn)品冷凝器； （5） 主

4、要接管尺寸及法蘭：包括塔頂蒸氣出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管 、飽和水蒸氣管的管徑 及各接管的法蘭。（6） 蒸氣噴出器。7 繪圖：生產(chǎn)工藝流程圖 、精餾塔的工藝圖 、塔板構(gòu)造圖。8 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述和有關(guān)問題的分析討論。目錄第一章 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介.1第二章 工藝流程草圖及說明.2第三章 塔板的工藝計(jì)算33.1精餾塔全塔物料衡算33.2乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算.33.2.1溫度.33.2.2密度.43.2.3混合液體表面張力.63.2.4相對(duì)揮發(fā)度.73.2.5混合物黏度.83.3理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)的計(jì)算.8第四章 塔體的主要工藝尺寸計(jì)算114.1塔體的主要工藝尺寸計(jì)算.114.1.1塔體主

5、要尺寸確定.114.1.2溢流裝置計(jì)算134.1.3塔板設(shè)計(jì)144.2篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算164.2.1氣相通過浮閥塔板的壓降164.2.2淹塔184.2.3物沫夾帶194.2.4漏液點(diǎn)氣速19 4.3塔板負(fù)荷性能曲線204.3.1物沫夾帶線204.3.2液泛線214.3.3液相負(fù)荷上限224.3.4漏液線224.3.5液相負(fù)荷下限22第五章 板式塔的結(jié)構(gòu)255.1塔高的計(jì)算.215.1.1塔的頂部空間高度255.1.2塔的底部空間高度255.1.3人孔255.1.4裙座255.1.5筒體與封頭265.2接管.225.2.1進(jìn)料管265.2.2回流管275.2.3塔底出料管275.2.4塔頂蒸汽

6、出料管285.2.5塔底進(jìn)氣管285.3法蘭.29第六章 附屬設(shè)備的計(jì)算306.1熱量衡算306.2附屬設(shè)備的選型.326.2.1再沸器326.2.2塔頂回流冷凝器326.2.3塔頂產(chǎn)品冷凝器336.2.4塔底產(chǎn)品冷凝器336.2.5原料預(yù)熱器336.2.6蒸汽噴出器34第七章 設(shè)計(jì)評(píng)述.35浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果列表.36主要符號(hào)說明.38參考文獻(xiàn).405第一章 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔

7、，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設(shè)計(jì)是浮閥塔。精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時(shí)提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時(shí)，始終能保證一定的傳質(zhì)推動(dòng)力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時(shí)，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)中,是液體混合物分離中首選分離方法本次課程設(shè)計(jì)是分離乙醇水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾篩板塔。具有以下特點(diǎn)： (1) 篩板塔的操作彈性小，

8、對(duì)物料的流量要求非常平穩(wěn)精確，不利于實(shí)際生產(chǎn)中使用 (2) 篩板塔盤較浮閥塔盤的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單抗堵，壓降較小，造價(jià)便宜。 (3) 篩板塔盤現(xiàn)在很少用了，比浮閥塔的效率低，操作彈性小。(4) 篩板塔盤也有溢流堰和降液管。優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，壓降較小，造價(jià)便宜，抗堵性強(qiáng)。 本次設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計(jì)算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。精餾設(shè)計(jì)包括設(shè)計(jì)方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖的制作、主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對(duì)精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計(jì)如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性

9、參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進(jìn)行并使效率盡可能的提高。工科大學(xué)生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決實(shí)際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計(jì)是一次讓我們接觸實(shí)際生產(chǎn)的良好機(jī)會(huì)，我們應(yīng)充分利用這樣的時(shí)機(jī)認(rèn)真去對(duì)待每一項(xiàng)任務(wù)，為將來打下一個(gè)穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進(jìn)的設(shè)計(jì)思想、科學(xué)的設(shè)計(jì)方法和優(yōu)秀的設(shè)計(jì)作品是我們所應(yīng)堅(jiān)持的設(shè)計(jì)方向和追求的目標(biāo)。第二章工藝流程草圖及說明首先，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(shí)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(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開了，氣相混合物在精

10、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(diǎn)，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(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(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(diǎn)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，完成乙醇與水的分離。（工藝流程圖附后） 冷凝器塔頂產(chǎn)品冷卻器乙醇儲(chǔ)罐乙醇    回流原料原料罐原料預(yù)熱器精餾塔     回流    

11、; 再沸器 塔底產(chǎn)品冷卻器水的儲(chǔ)罐水第三章 塔板的工藝計(jì)算3.1 精餾塔全塔物料衡算F:進(jìn)料量(Kmol/s) XF:原料組成D:塔頂產(chǎn)品流量(Kmol/s)XD:塔頂組成W:塔底殘液流量(Kmol/s)XW:塔底組成原料乙醇組成: XF= =11.5%塔頂組成: XD=86.0%塔底組成: XW=0.04%餾出液量D=0.1169 Kmol/s物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW聯(lián)立代入求解:F=0.8679 Kmol/s W=0.7510 Kmol/s3.2 乙醇和水的物性參數(shù)計(jì)算3.2.1溫度 常壓下乙醇水氣液平衡組成與溫度的關(guān)系溫度T液相中乙醇的摩爾分率%氣相中乙醇的摩

12、爾分率%1000.000.0095.50.01900.170089.00.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080.558081.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.0656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tF tD tW tF := tF=84.97 tD: :

13、= tD =78.21 tW := tW =99.91 精餾段平均溫度:=81.59 提留段平均溫度:=92.443.2.2密度已知:混合液密度: 混合氣密度:塔頂溫度: tD=78.21氣相組成yD: yD=86.83%進(jìn)料溫度: tF=84.97氣相組成yF: yF=47.39%塔底組成: tW=99.91氣相組成yw: yw=0.34%(1)精餾段液相組成x1:氣相組成y1:所以 (2)提留段液相組成x2:氣相組成y2:所以由不同溫度下乙醇和水的密度,內(nèi)差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度溫度T,708090100110,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3,

14、KG/M3977.8971.8965.3958.4951.6tF=84.97 tD=78.21 tW=99.91 所以3.2.3混合液體表面張力 由內(nèi)差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面張力乙醇表面張力：溫度，2030405060708090100110，m N/m22.321.220.419.818.81817.1516.215.214.4水表面張力溫度，020406080100，m N/m75.6472.7569.6066.2462.6758.91 乙醇表面張力 CF=16.68mN/m CD=17.30mN/m CW=15.21mN/m 水表面張力 wF=61.74mN/m wD

15、=64.77mN/m wW=60.81mN/m塔頂表面張力 D=21.37mN/m原料表面張力 F=53.94mN/m塔底表面張力 w=60.59mN/m(1)精餾段的平均表面張力 1=(22.37+53.94)/2=38.16mN/m(2)提餾段的平均表面張力：2=（60.59+53.94）/2=57.27mN/m3.2.4相對(duì)揮發(fā)度由 xF=11.5% yF=47.39% 得由 xD=86.0% yD=86.83% 得由 xW=0.04% yw=0.34% 得(1)精餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度提餾段的平均相對(duì)揮發(fā)度3.2.5混合物的粘度 =81.59 查表，得水=0.0.349mpa·

16、s, 醇=0.452mpa·s =92.44 查表，得水=0.309mpa·s, 醇=0.387mpa·s(1)精餾段粘度：1=醇x1+水(1-x1)=0.452*0.4875+0.349*(1-0.4875)=0.399 mpa·s(1) 提留段粘度: 2=醇x2+水(1-x2)=0.397*0.0577+0.309*(1-0.0577)=0.314 mpa·s3.3理論塔板和實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算繪出乙醇水的氣液平衡組成，即X-Y曲線圖，作進(jìn)料線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為xq=0.115 yq=0.46最小回流比為取操作回流比R=1.7Rmin=1.9

17、71精餾段 L=RD=1.971*0.1169=0.2304kmol/s V=(R+1)D=2.971*0.1169=0.3473kmol/s提留段 因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以q=1 則精餾段操作線方程為y=0.66X+0.29 提餾段操作線方程為精餾段相平衡方程：由精餾段操作線方程和精餾段相平衡方程得： 由精餾段操作線方程和提餾段相平衡方程得 由逐板法得理論板數(shù)NT=16-1=15,加料板為第8塊理論板全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：塊精餾段實(shí)際板數(shù)：提餾段實(shí)際板數(shù)：第四章 塔體的主要工藝尺寸計(jì)算4.1塔體主要尺寸確定4.1.1塔徑的初步計(jì)算4.1.1.1氣液相體積流量計(jì)算（1）精餾段 質(zhì)量流量： 體

18、積流量： （2）提留段 質(zhì)量流量： 體積流量： 4.1.1.2精餾段塔徑計(jì)算 由u=(安全系數(shù))*Umax,安全系數(shù)=0.60.8，Umax= 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：Ht=0.60m , hL=0.06m .則Ht- hL=0.54m查圖可知C20=0.11 ,取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=2.6m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為4.1.1.3提留段塔徑計(jì)算 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距：Ht=0.60m , hL=0.06m .則Ht- hL=0.54m 查圖可知C20=0.12 , 取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為=2.6m塔截面積為實(shí)際空塔氣速為綜上：塔徑D

19、=2.6m，選擇雙流型塔板，截面積精餾段有效高度提餾段有效高度全塔的有效高度Z=7.8+6=13.4m4.1.2溢流裝置計(jì)算4.1.2.1堰長(zhǎng) 對(duì)雙流型，一般 取=0.65D=1.625m4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高） 選擇平直堰 堰上層高度 又查圖得E=1.03 塔板上清液層高度 在此?。?） 精餾段 （2） 提留段 4.1.2.3弓形降液管寬度和截面積由查得， 溢流中間降液管寬度則驗(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4.1.2.4降液管底隙高度（1）精餾段取降液管底隙的流速=0.15m/s 則=（2）提留段 取=0.15m/s 則=降液管底隙高

20、度在3040mm之間，故降液管設(shè)計(jì)合理受液盤凹形和平形兩種，對(duì)于塔徑為以上的塔，常采用凹形受液盤，這種結(jié)構(gòu)在低流量時(shí)仍能造成正液封，且有改變液體流向的緩沖作用。凹形受液盤的的深度一般在50mm以上。選用凹形受液盤：深度4.1.2.4溢流堰寬度 4.1.3塔板設(shè)計(jì)4.1.3.1塔板分布 本設(shè)計(jì)塔徑D=2.6m 采用分塊式塔板4.1.3.2 浮閥的選型：F1Q-3B型閥片厚度1.5mm，閥重24.3g，塔板厚3mm.4.1.3.3浮閥數(shù)目與排列 (1)精餾段 取閥孔動(dòng)能因子F0=12. 則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 邊緣區(qū)寬度 (mm)，一般為 5075， 取邊緣區(qū)寬度（即無效區(qū)） 破沫區(qū)寬度（即

21、安定區(qū)），雙溢流中間降液管寬度Wd=0.15m， 計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即 其中 所以 浮閥排列方式采用順排方式，t/d0應(yīng)盡可能在34的范圍內(nèi)，在此取同一個(gè)橫排的孔心距t=0.120m（） 則排間距： 按t=120mm , 以順排方式作圖，排得閥數(shù)919個(gè) 按N=919 開孔面積：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) 塔板開孔率 (2)提留段 取閥孔動(dòng)能因子F0=12. 則孔速 每層塔板上浮閥數(shù)目為 按t=120mm ,估算排間距取t=120mm , 以順排方式作圖，排得閥數(shù)817個(gè) 按N=817 開孔面積：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

22、在913范圍內(nèi) 塔板開孔率4.2 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算4.2.1氣相通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時(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。氣體通過塔板的壓降Pp可由 和計(jì)算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱； hl與氣體通過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。 精餾段(1)干板阻力 因u01>u0c1 故(2)板上充氣液層阻力取 則(3)液體表面張力所造成的阻力=0.050+0.025+0.0005=0.0755m單板的壓力降： 精餾段平均壓強(qiáng)：提留段（

23、1）干板阻力 因u02>u0c2 故（2）板上充氣液層阻力取 則（3）液體表面張力所造成的阻力=0.044+0.025+0.00067=0.0697m單板的壓力降提餾段平均壓強(qiáng)：4.2.2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)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?2)液體通過液體降液管的壓頭損失 (3) 則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求。 提留段 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?2)液體通過液體降液管的壓頭損失 板上液層高度 則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求?？梢娝苑戏乐寡退囊蟆?.2.3物沫夾帶精餾段 板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：

24、板上液流面積：取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率為了避免過量物沫夾帶，一般的大塔應(yīng)控制泛點(diǎn)率在，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 提留段 取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率為了避免過量物沫夾帶，一般的大塔應(yīng)控制泛點(diǎn)率在，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。 4.2.4漏液點(diǎn)氣速當(dāng)氣相負(fù)荷減小或踏板上開孔率增大，通過篩孔或閥孔的氣速不足以克服液層阻力時(shí)，部分液體會(huì)從篩孔或閥孔中直接落下，該現(xiàn)象稱為漏液。漏液導(dǎo)致辦效率下降，嚴(yán)重時(shí)將使塔板上不能積液而無法操作。漏液氣速指的是漏夜現(xiàn)象明顯影響辦效率時(shí)的氣速。精餾段：查圖C0=0.85（化工原理課程設(shè)計(jì)P90) 提餾段： 查圖C0=0.85（化

25、工原理課程設(shè)計(jì)P90) 4.3塔板負(fù)荷性能曲線4.3.1物沫夾帶線 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 0.8= 整理得： 即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出 提留段 0.8= 整理得： 即在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值算出 精餾段 Ls (m3/s)0.0040.002Vs (m3/s)12.0112.18提餾段 Ls (m3/s)0.0010.002Vs (m3/s)15.4415.444.3.2液泛線 而精餾段 整理得： 提留段 整理得：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)0.00010.00150.0070

26、.009Vs1 (m3/s)27.927.526.626.3提餾段 Ls2 (m3/s)0.00010.00150.0070.009Vs2 (m3/s)33.232.731.531.24.3.3液相負(fù)荷上限 液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(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 4.3.4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)提留段4.3.5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關(guān)的豎直線。 取E=1.0 3 則由以上15作出塔板負(fù)荷性能圖 由上圖可知：精餾段：氣相最

27、大負(fù)荷氣相最小負(fù)荷提餾段：氣相最大負(fù)荷氣相最小負(fù)荷精餾段操作彈性=提餾段操作彈性= 第五章 板式塔的結(jié)構(gòu)5.1塔總高的計(jì)算5.1.1塔的頂部空間高度 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，塔頂部空間高度為1200mm。 5.1.2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(shí)間取20min。釜液上方的氣液分離空間高度取1.5m。5.1.3人孔人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔68塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，需經(jīng)常清洗時(shí)每隔

28、34塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔.本塔中共25塊板，需設(shè)置4個(gè)人孔，每個(gè)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，取人孔所在板增至800mm5.1.4 裙座裙座高度應(yīng)考慮的問題包括：1.底部接管的高度和出入孔的位置2.塔底抽出泵的灌泵液位3.塔底再沸器熱虹吸循環(huán)或強(qiáng)制循環(huán)的要求4.檢修方便5.減壓塔底液封要求6. 支撐應(yīng)力要求設(shè)計(jì)時(shí)一般取裙座高度為1.5-2m，本塔為常壓操作，取裙座2m.進(jìn)料所在板的板間距由600mm增至700mm，5.1.5筒體與封頭5.1.5.1筒體 由D=2.6m 選鋼板材料為：GB

29、 3274 則，100%探傷， 取壁厚為4mm5.1.5.2封頭 封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設(shè)計(jì)采用標(biāo)準(zhǔn)橢圓形封頭，由公稱直徑D=2600mm ，取壁厚為4mm得曲面高度，直邊高度。選用封頭N2600×4,JB1154-73塔總高：5.2接管5.2.1進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，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5.2.2回流管采用直流回流管 取 查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.2.3塔底出料管取 直管出料查標(biāo)準(zhǔn)系列選取5.2.4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5.2.5塔底進(jìn)氣管 采用直管 取氣速 查標(biāo)準(zhǔn)系

30、列選取5.3法蘭公稱直徑/mm法蘭外徑/mm螺栓孔中心圓直徑/mm螺栓孔直徑/mm螺栓孔數(shù)/mm螺紋/mm法蘭厚度/mm法蘭內(nèi)徑/mm法蘭重量/kg進(jìn)料管108210170184M16181103.41塔頂蒸汽101434.50.73塔底出料管140240200188M1620141.54.53塔底進(jìn)氣管259065114M1014260.60回流管180320280188M16202226.85 由于常壓操作，所以法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭、平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進(jìn)料管接管法蘭、回流管接管法蘭、塔底出料管法蘭、塔釜蒸汽進(jìn)氣法蘭都采用HGT/20607-

31、2009鋼制管法蘭用聚四氟乙烯包覆墊片5.3視鏡公稱直徑：50mm 尺寸標(biāo)準(zhǔn)：Pg2.5Pg50JB93-14-1 連接面形式：平面第六章 附屬設(shè)備的計(jì)算6.1 熱量衡算 0的塔頂氣體上升的焓HvtD溫度下，即 78.21 =30溫度下 tw溫度下，即 99.91 tD溫度下，即 78.21 0的塔頂氣體上升的焓Qv 塔頂以0為基準(zhǔn)溫度由78.21到30的熱量變化溫度由99.91到30的熱量變化回流液的焓HR 注：此為泡點(diǎn)回流，據(jù)t-x-y圖差得此時(shí)組成下的泡點(diǎn)tD，用內(nèi)差法求得回流液組成下的，查得=78.15 此溫度下： 注：回流液組成與塔頂組成相同 塔頂餾出液的焓HD 因餾出口與回流液口組

32、成一樣，所以 冷凝器消耗的熱量QC進(jìn)料口的熱量QFt溫度下，即 84.97 =25溫度下 塔釜?dú)堃旱撵蔘W6.2附屬設(shè)備的選型6.2.1再沸器塔釜熱損失為10%, 則 設(shè)再沸器損失能量Q損=0.1QB 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷再沸器的選型：選用飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2926J/(m2.h.oC) 料液溫度： 水蒸氣： 加熱水蒸氣的汽化熱：r=2259.5 kJ/kmol水蒸氣的用量m水= QB/ r=查表得水蒸氣溫度為t=120取k=650（w/m2×k）則再沸器的傳熱面為:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2 選取型號(hào)為：G.CH800-6-706.2.2塔

33、頂回流冷凝器有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500)本設(shè)計(jì)取K=700)=2926)出料液溫度：冷卻水溫度： 逆流操作：t1=58.21 t2=43.21 選用設(shè)備型號(hào)：G500I-16-406.2.3、塔頂產(chǎn)品冷凝器出料液溫度：冷卻水溫度： 逆流操作：t1=43.21 t2=10 選用列管式換熱器。6.2.4、塔底產(chǎn)品冷凝器出料液溫度：冷卻水溫度： 逆流操作：t1=64.91 t2=10 選用列管式換熱器。6.2.5、原料預(yù)熱器原料液由25加熱到84.97，假設(shè)加熱蒸汽進(jìn)口溫度為130，出口溫度為60，逆流冷凝，取傳熱系數(shù)取K=700)=2926)加熱蒸汽溫度： 原料

34、液溫度：逆流操作：t1=35 t2=45.03 選用U型管換熱器。6.2.6、蒸汽噴出器蒸汽噴出器可用蒸汽噴射式泵。第七章 設(shè)計(jì)評(píng)述化工原理課程設(shè)計(jì)是一個(gè)綜合性和實(shí)踐性很強(qiáng)的學(xué)習(xí)環(huán)節(jié)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，同時(shí)也是我們?cè)趯W(xué)習(xí)化工設(shè)計(jì)基礎(chǔ)只是過程的初次嘗試。本次課程設(shè)計(jì)要求我們綜合運(yùn)用基礎(chǔ)知識(shí)，獨(dú)立思考。要做好課程設(shè)計(jì)，不僅要了解工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握設(shè)計(jì)的程序和方法，還要求有縫隙和解決工程實(shí)際問題的能力。此次設(shè)計(jì)學(xué)到的真的很多。對(duì)于我們?cè)O(shè)計(jì)的乙醇-水溶液連續(xù)精餾，讓自己對(duì)于浮閥塔的連續(xù)精餾有了一定的認(rèn)識(shí)，至少對(duì)于浮閥塔精餾設(shè)備有了基礎(chǔ)的了解，對(duì)于溶液連續(xù)精餾的工藝流程有了一定認(rèn)識(shí)。在此次設(shè)計(jì)

35、過程中，知道了查取數(shù)據(jù)及取合適數(shù)據(jù)的重要性，在選取設(shè)備時(shí)都是需要不斷地核算，核算是否符合生產(chǎn)要求及其安全要求，才能選出適合的設(shè)備。在計(jì)算過程中需及其的認(rèn)真，某個(gè)地方錯(cuò)了可能就得全部重來算一遍。當(dāng)然在進(jìn)行設(shè)計(jì)時(shí)分析、思考是很關(guān)鍵的，如何計(jì)算，選用何種計(jì)算公式都得通過認(rèn)真思考。本次設(shè)計(jì)心得有以下幾點(diǎn)：1、 數(shù)據(jù)的查取：盡可能保證數(shù)據(jù)的來源具有一定的可靠性；2、 數(shù)據(jù)的單位：各公式計(jì)算時(shí)單位的要求及加和時(shí)單位的一致性；3、 耐心和細(xì)心：需計(jì)算數(shù)據(jù)多、計(jì)算的繁瑣都需要有一定的耐心和細(xì)心；4、 清晰的思路：計(jì)算的公式特別多，各符號(hào)代表的意義及對(duì)應(yīng)的數(shù)據(jù)一定得很清楚。精餾塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng) 目符 號(hào)

36、 單 位 計(jì) 算 數(shù) 據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)109.462（絕壓）116.965（絕壓）各段平均溫度 81599244平均流量氣相 0.009260.00949液相11.5413.19 實(shí)際塔板數(shù)塊1411 板間距 m0.60.6 塔的有效高度Zm7.86 塔徑 Dm2.62.6 空塔氣速um/s2.172.48 塔板溢流型式雙溢流弓形降液管 分塊式塔板溢流裝置溢流管型式弓型堰高mm2820 堰長(zhǎng)m1.6251.625溢流堰寬度m0.2850.285管底與受液盤距離mm3839 板上清液層高度mm5050 孔徑mm3939 孔間距 tmm120120孔數(shù)或閥數(shù)N個(gè)919817開孔面積1.100.975開孔率%20.718.4浮閥型式F1Q-3B浮閥重量g24.39篩孔或閥孔氣速m/s10.5213.52塔板壓降591612降液管面積0.3720.372液體在降液管停留時(shí)間s24.1025.52降液管內(nèi)清液層高度mm128.5122.7霧沫夾帶(泛點(diǎn)率)%81.173.4氣相最大負(fù)荷2