分離乙醇正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 化工原理課程設(shè)計

1、成 績 華北科技學(xué)院環(huán)境工程系化工原理課程設(shè)計報告設(shè)計題目 分離乙醇-正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計 學(xué)生姓名 楊志榮 學(xué) 號 200801034216 指導(dǎo)老師 孫春峰 專業(yè)班級 化工B082班 教師評語 設(shè)計起止日期：2011年6月13日 至2011年6月26日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.設(shè)計題目：分離乙醇正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設(shè)計2.原始數(shù)據(jù)及條件：進(jìn)料：乙醇含量45%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量99%；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，年開工7200小時操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強(qiáng)1.03atm(絕壓)； 泡點(diǎn)進(jìn)料

2、； R=5 3.設(shè)計任務(wù)：（1） 完成該精餾塔的各工藝設(shè)計，包括設(shè)備設(shè)計及輔助設(shè)備選型。（2） 畫出帶控制點(diǎn)的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。（3） 寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和設(shè)計評價。目錄第一章 緒論 4第二章 塔板的工藝設(shè)計 52.1精餾塔全塔物料衡算 52.2有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 52.3理論塔板數(shù)的計算 122.4塔徑的初步計算 142.5溢流裝置 152.6塔板分布、浮閥數(shù)目與排列 16第三章 塔板的流體力學(xué)計算 183.1、氣相通過浮閥塔板的壓降 183.2、淹塔 193.3、霧沫夾帶 203.4、塔板負(fù)荷性能圖 20物沫夾帶線 20 液泛線 21 相

3、負(fù)荷上限 213.4.4漏液線 22 3.4.5 相負(fù)荷下限 22 3.5 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果 23 第四章 塔附件的設(shè)計 254.1接管254.2筒體與封頭274.3除沫器274.4裙座274.5人孔27第五章 塔總體高度的設(shè)計285.1塔的頂部空間高度285.2塔的頂部空間高度285.3塔總體高度28第六章 附屬設(shè)備的計算286.1冷凝器的選擇286.2再沸器的選擇30主要符號說明32結(jié)論34參考文獻(xiàn)34感想35第一章 緒論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

4、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，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，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，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)計是分離乙醇正丙醇二元物系。在此我選

5、用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點(diǎn)： (1) 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加2040，而接近于篩板塔。 (2) 操作彈性大，一般約為59，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。 (3) 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 (4) 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400660N/m2。 (5) 液面梯度小。 (6) 使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。(7) 結(jié)構(gòu)簡單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的6080,為篩板塔的120130。本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設(shè)計過程。精餾設(shè)計包括設(shè)計方案的選取，主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算物料衡

6、算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計和工藝尺寸的設(shè)計計算、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。通過對精餾塔的運(yùn)算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件、物性參數(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。本次設(shè)計結(jié)果為：理論板數(shù)為25塊，塔效率為48.0%，精餾段實(shí)際板數(shù)為17塊，提餾段實(shí)際板數(shù)為33塊，實(shí)際板數(shù)50塊。進(jìn)料位置為第19塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為1.4米，設(shè)置了五個人孔，塔高28.425米，通過浮閥板的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。關(guān)鍵詞：浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學(xué)檢驗(yàn)第二章 塔板

7、的工藝設(shè)計2.1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= =51.63%塔頂組成: XD=99.23%塔底組成: XW=0.013%進(jìn)料量: F=25千噸/年=0.0183 Kmol/s物料衡算式:F=D+W F XF=D XD+W XW聯(lián)立代入求解:D=0.0095Kmol/s W=0.0088 Kmol/s2.2精餾段和提餾段的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算2.2.1 溫度及平均相對揮發(fā)度的計算因?yàn)橐掖?正丙醇可視為理想物系，故塔的平均相對揮發(fā)度的確定可運(yùn)用安

8、托因方程和拉烏爾定律，采用試差法，通過Excel計算出: （2.1） （2.2）雙組分理想溶液相對揮發(fā)的計算5: （2.3） 式中：p°純組分液體的飽和蒸汽壓，kPa； t溫度，； A、B、CAntoine常數(shù)。由表5查得； x液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)； p總壓，kPa； pA°、pB°溶液溫度t時純組分A、B的飽和蒸汽壓，kPa；相對揮發(fā)度。因?yàn)楸驹O(shè)計中為常壓操作，所以總壓：p=104.36 kPa乙醇和正丙醇的Antoine常數(shù)：A、B、C查液體蒸汽壓的安托因常數(shù)表5得：乙醇： A=7.33827 B=1652.05 C=231.48正丙醇：A=6.7441

9、4 B=1375.14 C=193.0采用試差法，先在Excel中設(shè)計好相應(yīng)表格，表格設(shè)計思路為：要計算某一組成下混合液的泡點(diǎn)溫度以及相對揮發(fā)度，則在Excel中假定一t值，代入公式2.1中計算出pA°、pB°，再將計算得到pA°、pB°值代入公式2.2中，計算出相應(yīng)的x值，若計算得到的x值與所求的混合液組成x值相同，則假定的t值正確，同時可得到相應(yīng)的值。計算結(jié)果見表2.1.1。表2.1.1 塔頂產(chǎn)品、塔底產(chǎn)品、進(jìn)料液的泡點(diǎn)溫度以及相對揮發(fā)度塔頂產(chǎn)品塔底產(chǎn)品進(jìn)料液xD = 0.9923xW = 0.00013xF = 0.5163tD=79.17tW=9

10、7.99tF=86.59D=2.131W=2.08224F=2.0211(1)精餾段平均溫度:=82.88(2)提留段平均溫度:=92.292.2.2密度已知:混合液密度:（為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）混合氣密度:塔頂溫度: =79.17氣相組成: 進(jìn)料溫度: =86.59氣相組成： 塔底組成: =97.99氣相組成: (1)精餾段液相組成: 氣相組成: 所以 (2)提餾段液相組成： 氣相組成: 所以 表2.2.2 醇類密度表溫度T,708090100110,754.2742.3730.1717.4704.3,759.6748.7737.5726.1714.2由不同溫度下乙醇和丙醇的密度,內(nèi)差法求tF tD

11、tW下的乙醇和丙醇的密度所以2.2.3 混合液體平均表面張力根據(jù)內(nèi)差法求的表面張力 表2.2.3 醇類液體表面張力 mN/m名稱溫度，6080100乙醇20.2518.2816.29正丙醇21.2719.4017.50塔頂液相平均表面張力的計算:進(jìn)料板液相平均表面張力的計算:塔底液相平均表面張力的計算:(1)精餾段的平均表面張力： (2)提餾段的平均表面張力：2.2.4 混合物的粘度 表2.2.4 醇類液體粘度 名稱溫度，6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444根據(jù)內(nèi)差法求不同溫度下的粘度 B 查表，得, 查表，得, (1)精餾段粘度：(1) 提留段

12、粘度: 2.2.5 相對揮發(fā)度 (1)精餾段的平均相對揮發(fā)度: (2)提留段的平均相對揮發(fā)度: 2.2.6 氣液相體積流量計算 kmol/s（1） 精餾段 kmol/s kmol/s 已知： kg/kmol kg/kmol 質(zhì)量流量： 體積流量： （2） 提餾段 飽和液體進(jìn)料q=1已知： kg/kmol kg/kmol質(zhì)量流量： 體積流量： 2.3理論塔板數(shù)的計算取操作回流比R=5精餾段操作線方程為y=精餾段氣液平衡方程 提餾段操作線方程為提餾段氣液平衡方程采用逐板計算法，運(yùn)用Excel快捷、準(zhǔn)確地計算出理論塔板數(shù)。其Excel表格設(shè)計原理如下：精餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和精餾

13、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計算到xN< xW則理論塔板數(shù)為N塊。由Excel計算結(jié)果見表2.3：表2.3逐板法計算理論塔板數(shù)結(jié)果x編號x的值y編號y的值x10.983913y10.9923x20.969513y20.985295x30.945348y30.973295x40.90617y40.953158x50.846063y50.920512x60.761233y

14、60.870425x70.654613y70.799736x80.538534y80.710889x90.430348<0.5163y90.61416x100.324817y100.496774x110.226206y110.374949x120.146914y120.261113x130.090509y130.169578x140.053789y140.104464x150.031245y150.062074x160.017898y160.036049x170.010167y170.020642x180.005744y180.011717x190.003233y190.006611x2

15、00.001812y200.003712x210.001011y210.002072x220.000559y220.001147x230.000305y230.000626x240.000162y240.000332X258.13E-05<0.00013y250.000167采用逐板計算法求得理論板層數(shù)NT=25（包括再沸器）,加料板為第9塊理論板，其中精餾段有8塊，提留段有17塊。（1）精餾段 已知所以（2）提餾段 已知 所以全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：全塔效率：加料板位置在第19塊。2.4 塔徑的初步計算（1）精餾段由u=(安全系數(shù))* ,安全系數(shù)=0.6-0.8， 橫坐標(biāo)數(shù)值：取板間距：H

16、t=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m查圖可知C20=0.082 , 圓整： ，橫截面積： 空塔氣速： （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 , 圓整： ，橫截面積： 空塔氣速： 2.5 溢流裝置堰長 取溢流堰高度 選擇平直堰堰上層高度（1）精餾段 （2）提餾段 弓形降液管寬度和截面積由 查得， 則，驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時間 精餾段： 提留段：停留時間>5s，故降液管可使用 降液管底隙高度（1）精餾段 取降液管底隙的流速=0.13m/s 則，?。?）提餾段取=0.13m/s

17、 則=，取故降液管設(shè)計合理2.6 塔板分布、浮閥數(shù)目與排列塔板分布 本設(shè)計塔徑D=1.4m 采用分塊式塔板，共4塊 浮閥數(shù)目與排列 (1)精餾段取閥孔動能因子F0=12. 則孔速每層塔板上浮閥數(shù)目為取邊緣區(qū)寬度 破沫區(qū)寬度計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即其中所以浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm則排間距：按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)154個按N=154 重新核算孔速及閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率=(2)提餾段取閥孔動能因子F0=12. 則孔速每層塔板上浮閥數(shù)目為按t=75mm ,估算排間距取t=75mm , 以等腰

18、三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)154按N=154 重新核算孔速及閥孔動能因子閥孔動能因子變化不大，仍在913范圍內(nèi)塔板開孔率=第三章 塔板的流體力學(xué)計算3.1通過浮閥塔板的壓降氣體通過塔板時，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 和計算式中 hc與氣體通過塔板的干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m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。 1. 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

19、阻力此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹?.提餾段（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此阻力很小，可忽略不計。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)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。 提餾段(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 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。

20、3.3霧沫夾帶精餾段板上液體流經(jīng)長度：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=對于小塔，為了避免過量霧沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足的要求。 提餾段 取物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率=由計算可知，符合要求。3.4塔板負(fù)荷性能圖物沫夾帶線據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率80%計算：精餾段 整理得： 即 由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出提餾段 0.7=整理得： 即在操作范圍內(nèi)任取兩個值算出 精餾段Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/s)2.231.99提餾段Ls (m3/s)0.0020.01Vs (m3/

21、s)2.061.83液泛線由此確定液泛線，忽略式中 而精餾段 整理得：提餾段整理得：在操作范圍內(nèi)任取若干個值，算出相應(yīng)得值： 精餾段Ls1 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs1 (m3/s)2.962.832.772.55提餾段Ls2 (m3/s)0.0010.0030.0040.007Vs2 (m3/s)2.822.712.662.50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間不低于35s 液體降液管內(nèi)停留時間 以作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則3.4.4漏液線對于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)荷上限取堰上液層高

22、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 則由以上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控制，操作下限由露液控制;（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)計計算結(jié)果浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項(xiàng)目符號單位計算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1.41.4板間距m0.450.45塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s0.510.53堰長m0.91

23、0.91堰高m0.0550.051板上液層高度m0.070.07降液板底隙高度m0.0270.0365浮閥數(shù)N154154等腰三角形叉排閥孔氣速m/s9.208.72浮閥動能因子11.3812.34臨界閥孔氣速m/s7.857.40孔心距tm0.0750.075同一橫排孔心距排間距m0.09250.0885相鄰橫排中心距離單板壓降Pa638.81639.54降液管清液高度m0.16050.1616泛點(diǎn)率%59.7267.32氣相負(fù)荷上限2.682.60氣相負(fù)荷下限0.790.75物沫夾帶控制操作彈性3.383.47漏液控制第四章 塔附件的設(shè)計4.1接管進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、

24、彎管進(jìn)料管、T型進(jìn)料管。本設(shè)計采用直管進(jìn)料管。管徑計算如下： 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，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。(1)進(jìn)料管接管法蘭：(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=1400mm,焊縫系數(shù)取得 由于一般直徑超過400mm時，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

25、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)計采用橢圓形封頭，由公稱直徑D=1400mm，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)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)計氣速選?。?系數(shù) 除沫器直徑： 選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，高度為0.4m，直徑為0.92m4.4裙座塔底采用裙

26、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?；A(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?；A(chǔ)環(huán)將裙座圈傳來的載荷均勻地傳到基礎(chǔ)環(huán)地面上去。由裙座的名義直徑為1400mm（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300m

27、m，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)備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般每隔1020塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共50塊板，需設(shè)置5個人孔，每個孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，裙座上應(yīng)開2個人孔，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)計也是如此。 第五章 塔總體高度的設(shè)計5.1塔的頂部空間高度

28、 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，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。 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到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。5.3塔總體高度 第六章 附屬設(shè)備的計算6.1 冷凝器的選擇有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為5001500)本設(shè)計取K=700)=2930.76)出料液溫度：79.17（飽和氣）79.17（飽和液）冷卻水溫度：2535逆流操作：t1=54.17 t2=44.17 各股物流熱量的計算以104.36kPa、tD=79.17的液態(tài)乙醇和正丙醇為熱量衡算

29、的基準(zhǔn)態(tài)，則：QL = QD = 0查得乙醇與正丙醇在正常沸點(diǎn)下的汽化焓分別為：乙醇：VHmA（Tb）= 39.33 kJ×mol-1正丙醇：VHmB（Tb）= 41.25 kJ×mol-1正常沸點(diǎn)分別為： Tb A = 351.7K Tb B = 370.6K使用Watson公式計算乙醇和正丙醇在79.17的汽化焓：式中 TC臨界溫度。查手冊得Tc A = 516.2K Tc B = 536.7K所以有：VHm A（79.17）=（kJ×mol-1）VHm B（79.17）=（kJ×mol-1） 塔頂蒸汽由79.17的蒸汽冷凝至79.17的液體放出的熱

30、的計算如下：（kJ×h-1）可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：（kJ×h-1）傳熱面積按單管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表殼徑/mm500管子尺寸/mm25×2.5񟉂公稱壓力/Mpa0.6管長/mm4500公稱傳熱面積/m260.1管子總數(shù)/個174型號為冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qm，則：取t125 t235以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：（）查得水在30時的比熱容為： Cpm = 4.25（kJ×kg-1×K-1）（kg×h-1）6.2再沸器QB的選擇選用120飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2930.76)料液

31、溫度：97.9997.99 水蒸氣溫度：120120逆流操作： 加熱器熱負(fù)荷及全塔熱量衡算 表6.2醇類在不同溫度下的比熱容塔頂塔釜進(jìn)料精餾段提餾段溫度79.1797.9986.5988.2892.79乙醇138.03150.19142.78143.88146.81正丙醇173.30177.40175.12175.96176.36精餾段乙醇正丙醇提餾段乙醇正丙醇塔頂流出液的比熱容塔釜流出液的比熱容為簡化計算，現(xiàn)以進(jìn)料焓，即86.59時的焓值為基準(zhǔn)對全塔進(jìn)行熱量衡算; 塔釜熱損失為10%, 則 加熱器實(shí)際熱負(fù)荷換熱面積：加熱蒸汽消耗量：查的按雙管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表殼徑/mm80

32、0管子尺寸/mm25×2.5񟉂公稱壓力/Mpa0.6管長/mm4500公稱傳熱面積/m2155.4管子總數(shù)/個450型號為主要符號說明符號意義SI單位F進(jìn)料流量kmol/s；D塔頂產(chǎn)品流量kmol/s；W塔釜產(chǎn)品流量kmol/s；x進(jìn)料組成無因次V上升蒸汽流量kmol/s；L下降液體流量kmol/s；粘度mPa·s板效率無因次P壓強(qiáng)Pat溫度；R回流比無因次N塔板數(shù)無因次q進(jìn)料狀況參數(shù)無因次M分子量kg/kmol；C操作物系的負(fù)荷因子m/s密度kg/m3；表面張力mN/m；u空塔氣速m/s；HT板間距m；hL板上液層高m；降液管低隙高度m停留時間SD塔徑m；

33、AT塔截面積m2；Af弓形降液管面積m2；g重力加速度N/kgWd降液管寬度m；uo閥孔氣速m/s；Z塔高m；Aa鼓泡區(qū)面積m2；開孔率無因次壓降Pauoc孔速m/s；N開孔數(shù)無因次K物性系數(shù)無因次F0動能因子無因次阻力因子無因次t閥孔直徑m；Hd液體通過降液管的高度m；lW堰長m；hW溢流高度m；堰上液層高度m；泛點(diǎn)率無因次Wc邊緣區(qū)寬度m；G料液的質(zhì)量流率kg/sV料液的體積流率m3/sD進(jìn)料管的直徑m基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑m基礎(chǔ)環(huán)外徑mnF加料板數(shù)個np人孔數(shù)個HD人孔高度mHB塔底空間高度mHF有人孔的加料版高度mHD塔頂空間高度m結(jié) 論1. 由于乙醇-正丙醇二元體系可視為理想體系，故本設(shè)計可以用

34、Excel，采用試差法快速算出特定組成下的乙醇-正丙醇混合液體的泡點(diǎn)溫度及相對揮發(fā)度，較一般估算平均相對揮發(fā)度的方法更為簡便；采用逐板計算法快速計算出理論塔板數(shù)。2. 采用空塔氣速確定塔徑。如用操作氣速確定塔徑結(jié)果會更為準(zhǔn)確些（因?yàn)閷?shí)際上氣體通過的僅是有效傳質(zhì)區(qū)而并非整個塔的橫截面），但比較麻煩，而且兩種方法計算出來的塔徑結(jié)果相差不大（用空塔氣速計算出來的塔徑偏小）。由于計算得到的塔徑還需按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整，所以用兩種方法所得到的塔徑大小一般是相同的。故本設(shè)計采用空塔氣速確定塔徑。 3. 本設(shè)計的設(shè)計條件中要求回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)，而實(shí)際上回流液的溫度為組成為的泡點(diǎn)溫度，所以在計算塔頂餾出液

35、的溫度時本設(shè)計采用的是回流液的泡點(diǎn)溫度。在進(jìn)行熱量衡算時，本設(shè)計考慮了塔頂蒸汽冷凝時的顯熱（即由塔頂蒸汽由其露點(diǎn)溫度降溫至餾出液泡點(diǎn)溫度時放出的顯熱），但計算之后發(fā)現(xiàn)若不考慮此顯熱所計算出來的塔頂冷凝水的流量以及塔底再沸器加熱蒸汽的用量的結(jié)果與考慮顯熱計算出來的結(jié)果的誤差很小，故實(shí)際上可忽略不計。因此為計算方便，建議在進(jìn)行熱量衡算時，若塔頂采用泡點(diǎn)回流可以將此顯熱忽略不計。參考文獻(xiàn) 1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,2002 2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,20023賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設(shè)計.天津:天津大學(xué)出版社,20024張受謙.化工手冊(上卷).濟(jì)南:山東科學(xué)技術(shù)出版社,19865AutoCAD 2002培訓(xùn)教程.北京:電子工業(yè)出版社,20036方利國,董新法.化工制圖Auto CAD實(shí)戰(zhàn)教程與開發(fā).北京:化學(xué)工業(yè)出版社,20047陳英蘭, 劉玉蘭. 常用化工單元設(shè)備的設(shè)計M. 上海：華東理工大學(xué)出版社, 2005 感想工科大學(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)計是一次讓我們接觸實(shí)際生產(chǎn)的良好機(jī)會，我們應(yīng)充分利用這樣的時機(jī)認(rèn)真去對待每一項(xiàng)任務(wù)，為將來打下一個穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進(jìn)的設(shè)計思想、科學(xué)的設(shè)計方法和優(yōu)秀的設(shè)計作品是我們所應(yīng)堅持的設(shè)計方向和追求的目