化工原理課程設(shè)計——甲醇與乙醇的精餾

1、西南石油大學(xué)化工原理課程設(shè)計報告題 目：甲醇-乙醇常壓精餾塔的設(shè)計系別班級： 08 級 化 學(xué) 工 程 與 工 藝 ( 石 油 化 工 ) 小組成員： 鄧驥（0804040143)、劉晨（0804040112）、 馮俊（0809050231）、徐興海（0804040140）、 向衛(wèi)紅（0804040201）、范聲振（0803010117）、梅爽（0804040239）指導(dǎo)老師：陳秀麗老師、蘭貴紅老師 2011年6月30日目錄第一章 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書41.1設(shè)計題目：甲醇乙醇常壓精餾塔的設(shè)計41.2設(shè)計成果5第二章 精餾過程的生產(chǎn)流程及特點52.1 概述52.2藝流程示意圖6第三章 精餾塔

2、的工藝設(shè)計計算73.1引言73.2物料衡算8原始數(shù)據(jù)8查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)8物料衡算9塔溫確定93.2.5 q值的計算103.3 塔板數(shù)的確定10理論塔板數(shù)的求取10用奧康奈爾法對全塔效率進行估算11第四章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計124.1 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計12精餾塔塔徑的計算12精餾塔有效高度的計算184.2 塔板主要工藝尺寸的計算19溢流裝置計算19降液管20塔板布置224.3 流體力學(xué)驗算24氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）24漏液驗算24液泛驗算25霧沫夾帶驗算25液體在降液管內(nèi)的停留時間264.4 操作性能負荷圖26氣相負荷下限線26過量霧沫夾帶線26液相負荷下限線27液泛負荷上限線

3、27液泛線27操作性能負荷圖28第五章 各接管的設(shè)計295.1進料管295.2釜殘液出料管295.3回流液管305.4塔頂上升蒸汽管30第六章 輔助設(shè)備的計算及選型306.1裙座306.2吊柱316.3冷凝器的選擇316.4再沸器的選擇316.5進料處加熱器的選擇32附錄34附錄一：設(shè)計結(jié)果一覽表34附錄二：參考文獻35附圖36附圖一36附圖二37附圖三38附圖四39摘要:精餾是化工分離中經(jīng)常遇到的環(huán)節(jié)。本設(shè)計是采用浮閥塔對組成結(jié)構(gòu)和性質(zhì)相似的甲醇和乙醇進行精餾分離。本文詳細的介紹了甲醇和乙醇浮閥塔精餾分離的設(shè)計過程，畫出了塔盤的布量圖，工藝條件圖以及操作性能負荷圖形象直觀的展現(xiàn)了設(shè)計的結(jié)果。

4、關(guān)鍵詞：精餾 浮閥塔 塔盤的布量圖 工藝條件圖 操作性能負荷圖 Abstract: Distillation is often encountered in chemical separation areas. The tower design is the use of float valve similar to the composition and properties of methanol and ethanoldistillation separation. This paper describes in detail methanol and ethanol distillat

5、ion separation of the float valve tower design process, draw a tray cloth volume chart, the process maps and operating performance of the load diagram visually show thedesign results.Keywords:float valve distillation tower, tray cloth volume chart, the process diagram, the operating performance of l

6、oad diagram第一章 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書1.1設(shè)計題目：甲醇乙醇常壓精餾塔的設(shè)計1、工藝條件及數(shù)據(jù)（1）原料液量kg/h,含甲醇（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同）（2）餾出液含甲醇%,殘液含乙醇%。（3）泡點進料；（4）料液可視理想液；2、操作條件（1）常壓操作；（2）回流液溫度為塔頂蒸汽的露點；（3）間接蒸汽加熱、加熱蒸汽壓力為5 kgf/ ；（4）冷卻水進口溫度25°C；（5）設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%。1.2設(shè)計成果1、設(shè)計說明書一份；2、設(shè)計圖紙包括負荷性能圖、塔盤布量圖、浮閥塔（或篩板塔）工藝條件圖。第二章 精餾過程的生產(chǎn)流程及特點2.1 概述甲醇(俗稱“工業(yè)酒精”)是基

7、礎(chǔ)的有機化工原料和優(yōu)質(zhì)燃料。主要應(yīng)用于精細化工，塑料等領(lǐng)域，甲醇常用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷等有機產(chǎn)品，但同時也是農(nóng)藥、醫(yī)藥的重要原料之一。甲醇在深加工后可作為一種新型清潔燃料，也加入汽油摻燒。甲醇和氨反應(yīng)可以制造一甲胺。 不同的用途，對甲醇的純度有不同的要求。在工業(yè)合成上，對甲醇的純度要求較高（常常要求達到99.9%以上），然而要獲得高純度的甲醇又有不同的方法，比如多級精餾、吸附、亞沸蒸餾等等。而本設(shè)計主要簡述甲醇-乙醇混合物精餾分離。精餾是利用混合物中各組分揮發(fā)性不同這一性質(zhì)，將混合物中各組分進行分離的單元操作。雖然甲醇和乙醇在氣味，外觀以及其他許多物性上有很多相似之處，但由于二者的揮發(fā)度

8、有一定的差異，因此我們可以選擇用精餾的方法分離甲醇-乙醇混合液。相對于乙醇，甲醇的揮發(fā)度較小，故在精餾中甲醇為輕組分從塔頂采出，乙醇為重組分從塔底得到?；S中的精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。因此，單有精餾塔還不能完成精餾操作。所以為實現(xiàn)整個操作還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時甚至還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備。浮閥塔由于兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，現(xiàn)在已成為國內(nèi)應(yīng)用廣泛的精餾塔塔型之一，并且在石油、化學(xué)工業(yè)中使用最為普遍。因此本設(shè)計也采用浮閥塔設(shè)計。浮閥有很

9、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)，F(xiàn)1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降很低的系統(tǒng)中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)點：1、生產(chǎn)能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對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。2.2藝流程示意圖上圖是一個典型的板式連續(xù)精餾塔。塔內(nèi)有若干層塔板，每一層就是一個接觸級，它為氣液兩相提供傳質(zhì)場所。為向接觸級

10、提供兩相接觸所需的氣流和液流，塔頂設(shè)有冷凝器將頂部的蒸氣冷凝成液體并部分往下流，塔底設(shè)有再沸器降低將塔底部的液體部分氣化向上流。操作時原料液自塔的中部某適當(dāng)位置連續(xù)地加入，塔頂冷凝液的一部分作為塔頂產(chǎn)品稱為流出液連續(xù)產(chǎn)出，其余回流進入塔頂；塔釜出來的液體經(jīng)再沸器部分氣化后，液體作為塔底產(chǎn)品稱為釜液連續(xù)排出，氣體則返回進入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸氣與頂部下來的液體逐級逆流接觸，進行多次接觸級蒸餾，因此自下而上氣相易揮發(fā)組分濃度逐級增加；在加料位置之下部分，下降液體與底部上升的蒸氣逐級逆流接觸，也進行多次接觸級蒸餾，因此自上而下也像難揮發(fā)組分濃度逐級增加?？傮w來看，全塔自塔底向上氣相中易揮

11、發(fā)組分濃度逐級增加；自塔頂向下液相中難揮發(fā)組分濃度逐級增加。因此只要有足夠多的塔板數(shù)，就能在塔頂?shù)玫礁呒兌鹊囊讚]發(fā)組分，塔底得到高純度的難揮發(fā)組分。精餾過程的熱力學(xué)基礎(chǔ)仍然是組分之間揮發(fā)度的差異（ ），而多次的接觸級蒸餾是其實現(xiàn)的手段。在一個精餾塔內(nèi)自上而下溫度逐級升高，塔頂溫度最低，塔釜溫度最高。引入料液的塔板叫做加料板，其上的部分成為精餾段；加料板以及其下的部分稱為提餾段。為在一個塔內(nèi)同時獲得高純度的和，需要一個具有精餾段和提餾段的完整精餾塔。但是根據(jù)生產(chǎn)中的不同要求，可以采用只有精餾段或只有提餾段的精餾塔，也可以使用一些特殊的精餾過程。曹作坊和一是連續(xù)地，也可以是間歇的。提供氣液兩相接觸

12、的場所可以是塔板（板式塔），也可以是填料的表面（填料塔）。第三章 精餾塔的工藝設(shè)計計算3.1引言精餾所進行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備首先必須要能使氣、液兩相得到充分接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。塔設(shè)備設(shè)計要具備下列各種基本要求：1、 氣、液處理量大，即當(dāng)生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶，攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。2、 操作穩(wěn)定，彈性大，即當(dāng)塔設(shè)備的氣、液負荷有較大范圍的變動，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定操作，并應(yīng)保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。3、 流體流動的阻力少，可降低操作費用。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，

13、方便操作，調(diào)節(jié)和檢修。6、 塔內(nèi)的滯留量要小。3.2物料衡算原始數(shù)據(jù)表31原始液：乙醇和水的混合物原料液處理量30000t/y （1y=300d * 24 h/d）原料液（含甲醇）75%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）原料液溫度25塔頂產(chǎn)品（含甲醇）95%（質(zhì)量爾分?jǐn)?shù)）塔底殘液（含甲醇）5%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）回流比R=1.8Rmin熱損失Q1=5%QB熱源條件5kgf/查閱文獻，整理有關(guān)物性數(shù)據(jù)表32 甲醇和乙醇的物理性質(zhì)名稱分子式相對分子質(zhì)量密度(20)沸點(101.3kPa)比熱容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s導(dǎo)熱數(shù)(20)/(m.)表面張力(20)N/m甲醇（A）H32.0479164.72.49

14、50.60.21222.6乙醇（B）OH46.0778978.32.3951.150.17222.81. 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)原料組成： = 0.8118餾出液組成：= 0.9647釜出液組成 = 0.0704物料衡算 已知D=133.2762 kmol/h 總物料衡算 F=D+W=133.2762+W 易揮發(fā)組分物料衡算 0.9647133.2762+0.0704W= 0.8118 F 聯(lián)立以上二式得： F=160.7619kmol/h W=27.4857kmol/h表33 物料衡算數(shù)據(jù)記錄F160.7619kmol/h0.8118D133.2762 kmol/h0.9647W27

15、.4857kmol/h0.0704塔溫確定 由于各操作階段的甲醇和乙醇的質(zhì)量百分含量已確定，所以根據(jù)甲醇和乙醇的質(zhì)量百分含量，利用表中數(shù)據(jù)用內(nèi)插值法求得各組分的溫度。表34塔溫溫度相對揮發(fā)度塔頂甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)： = 0.9647進料甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)： = 0.8118(泡點溫度)塔底甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)： = 0.07043.2.5 q值的計算 假設(shè)為泡點進料，則q = 1。3.3 塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的求取 平衡線方程：y = 精餾段：提餾段：平衡線方程可寫為：x = = = 0.96470 = 0.94086 = 0.94841 = 0.91454 = 0.93039 = 0.8861

16、1 = 0.91092 = 0.85617 = 0.89042 = 0.82548 = 0.86941 = 0.79489 < 0.8118 = 改用提餾段操作線方程： = 0.84190 = 0.75620 = 0.80078 = 0.70058 = 0.74154 = 0.62548 = 0.66156 = 0.53224 = 0.56226 = 0.42782 = 0.45105 = 0.32354 = 0.33999 = 0.23069 = 0.24111 = 0.65608 = 0.16165 = 0.10091 = 0.10289 = 0.062584 < 0.0704

17、 = 所以，理論塔板數(shù)為 = 16塊（含再沸器）。其中6塊精餾段理論板，16塊提餾段理論板，第6塊板為進料板。3.3.2用奧康奈爾法對全塔效率進行估算因為 = = 0.96470 = 0.94086（塔頂?shù)谝粔K板） = 0.86941 = 0.79489 (加料板) = 0.10289 = 0.062584（塔釜）根據(jù)公式 = ，得 = 0.330289 = 0.42364塔頂和塔釜的算術(shù)平均值： = = 0.3732由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式： = 0.49 = 0.49 = 54.504%求解實際塔板數(shù) N = = = 27.5 28第四章 精餾塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計4.1 塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計精餾塔塔徑的計算1.查

18、得有關(guān)甲醇與乙醇的安托因方程：甲醇：lg() = A 得: = 乙醇： lg() = A 得: = 將，代入+= P進行試差,求塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度：1)塔頂： = 101.3 + 0.7 = 102kPa, = = 0.9647, 試差得 = 65.62)進料板位置：6精餾段實際板層數(shù)： = 5 / 54.504% = 9.17 9每層塔板壓降： = 0.7kPa 進料板壓力：= 101.3+0.79=107.6kPa，=0.79489, 試差得 = 68.73）提餾段實際板層數(shù)： = (11-4) / 54.504% = 18.35 19 塔釜壓力： = 101.3+0.729

19、 = 121.6kPa 塔釜：= 0.062584，= 121.6kPa， 試差得= 82.7求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度：精餾段： = = = 67.15 = = = 104.8kPa提餾段： = = = 75.71 = = = 114.6kPa2.平均摩爾質(zhì)量的計算： 塔頂：= 0.963434+(10.96347)46.07=34.4261kg/kmol = 0.986734+(10.9867)46.07=34.1608 kg/kmol進料板：= 0.8694134+(10.86941)46.07=35.5762 kg/kmol =0.794934+(10.7949)46.07=3

20、6.4756 kg/kmol塔釜：= 0.0422234+(10.04222)46.07=45.5106 kg/kmol = 0.070434+(10.0704)46.07=45.2203 kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量:= = 34.8685 kg/kmol = 35.4509kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量：= = 40.5434 kg/kmol = =40.84795 kg/kmol表41 平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂34.4261kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量34.8685kg/kmol34.1608kg/kmol35.4509kg/kmol進料板35.5762kg/kmol提餾段平均摩

21、爾質(zhì)量40.5434kg/kmol36.4756kg/kmol40.84795kg/kmol塔釜45.5106 kg/kmol45.2203 kg/kmol3.平均密度的計算：1)汽相平均密度計算：精餾段汽相平均密度：= 1.2916kg/提餾段汽相平均密度：= = = 1.6019 kg/2)液相平均密度計算： = 塔頂： = 749.25 kg/， = 750.11 kg/ = = = 0.9528 得 ： = = = 749.3750.11 kg/進料板： = 746.4kg/， = 747.4 kg/ = = = 0.74094得：= = = 746.7 kg/塔釜： = 733.5k

22、g/， = 735.04 kg/ = = = 0.05293得：= = = 734.95 kg/精餾段液相平均密度：= = 746 kg/提餾段液相平均密度：= = 740.825 kg/表42 液相平均密度的計算塔頂749.25 kg/塔釜733.5 kg/750.11 kg/735.04 kg/0.95280.05293749.3 kg/734.95 kg/進料板746.4 kg/精餾段液相平均密度746 kg/747.4 kg/1.2916 kg/0.74094提餾段液相平均密度740.825 kg/747.4 kg/1.6019 kg/4.液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算

23、：塔頂：= 65.6，由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，陳敏恒）附錄= 18.35mN/m， = 18.40mN/m得：= +(1-)=0.9408618.35+(1-0.94086) = 18.353進料板：= 68.7，查手冊：= 17.86mN/m，= 18.00mN/m 得：= +(1-)=0.811817.86+(1-0.8118)= 17.8887 mN/m塔釜：= ，查附錄：=16.80 mN/m，= 17.18mN/m 得：= +(1-)=0.070416.80+(1-0.0704)= 17.1532 mN/m精餾段液體表面平均張力：= = = 18.12085 mN/m提餾

24、段液體表面平均張力：= =17.52246 mN/m表43 液體平均表面張力計算塔頂65.50塔釜82.718.35 mN/m16.8 mN/m18.40 mN/m17.18 mN/m18.35 mN/m17.16 mN/m進料板68.70精餾段液體表面平均張力18.12 mN/m17.86 mN/m18.00 mN/m提餾段液體表面平均張力17.52 mN/m17.89 mN/m5.液體平均黏度計算： 液體平均黏度按下式計算： = 塔頂：= 65.50查由化工原理（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，陳敏恒）附錄= 0.315 mPa， = 0.520 mPa 得：= = 0.32448mPa進料板：=

25、 68.70，查附錄：= 0.305 mPa, = 0.485 mPa 得：= = 0.33544mPa塔釜：= 82.7，查附錄：= 0.256 mPa, = 0.394 mPa 得：= = 0.3835mPa精餾段液體平均黏度：= = 0.35399 mPa提餾段液體平均黏度：= = 0.35948 mPa表44 液體平均黏度計算塔頂65.6塔釜82.70.315 mPa0.256 mPa0.520 mPa0.3921 mPa0.32448 mPa0.3835 mPa進料板68.7精餾段液體平均黏度0.35399 mPa0.305 mPa0.485 mPa提餾段液體平均黏度0.35948

26、mPa0.33544 mPa6.氣液相體積流率計算 精餾段汽相體積流率： = = = 3.319/s液相體積流率： = = = 0.00382/s提餾段汽相體積流率： = = = 2.97185/s液相體積流率： = = = 0.008936/s表45 氣液相體積流率計算3.319/s2.97185/s0.00382/s0.008936/s7.塔徑的確定 塔徑的確定，需求= C，C由下式計算：由Smith圖查取。取板間距，板上液層高度，則（1） 精餾段塔徑的確定圖的橫坐標(biāo)為 = = 0.02767，查smith圖：Smith圖得 = 0.086 ,C = 0.0843 = 0.0843 = 2

27、.024m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：u = 0.72.024 = 1.4168m/s則精餾塔塔徑D = = = 1.7275m（2）提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標(biāo)為： = = 0.06466，查smith圖，得 = 0.082， = 0.082 = 0.079860 = 0.07986 = 1.71553m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為 = 0.71.71553 = 1.200871m/s則精餾塔塔徑 = = = 1.75911m（3）按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，D = 1.8m塔截面積： = = 4 = 2.5434精餾段實際空塔氣速為：u = = = 1.3049m/s提餾段實際空塔

28、氣速為：= = = 1.1685m/s精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算： = () = () =3.15m提餾段有效高度的計算： = () = () = 8.1m每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m人孔直徑為0.5m人孔數(shù)： = (28/5)-1 = 4.6 塔頂空間高度：取=1m , 塔底空間高度：=2m，進料板處板間距：塔高：H=（N-1） + Hp + + + =（28-5-1-1）×0.45+5×0.5+1+2+1×0.4 = 15.35m4.2 塔板主要工藝尺寸的計算4.2.1溢流裝置計算 因塔徑D = 1.8m，可選用單溢流弓形降液管1.

29、堰長單溢流： ，取 = 0.6×1.8 = 1.08m2.溢流堰高度因為選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算， 即精餾段： = 0.003823600 = 13.752/h液體收縮系數(shù)計算圖 = = 11.345, = = 0.6查上圖得E=1.025, 則=(2.84/1000)1.025= 0.0158526m取板上清夜層高度 ，故 = 0.05-0.0158526 = 0.034147m 提餾段： = 0.0089363600 = 32.1696/h 查得E = 1.042，則(2.84/1000)1.042= 0.02844m取板上清夜層高度 , 故= 0.0

30、5-0.02844 = 0.02156m4.2.2降液管 1.降液管高度和截面積因為 ，查下圖（弓形降液管參數(shù)圖）得： , 所以 = 0.055 = 0.139887， = 0.1151.8 = 0.207m弓形降液管參數(shù)圖依下式驗算液體在降液管中的停留時間：精餾段： = = 12.83s5s提餾段： 故降液管設(shè)計合理。2.降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算： 取=0.41m/s則 精餾段：= = 8.9mm <0 .034147mm = 提餾段：= = 20.2mm < 0.02156mm = 故降液管底隙高度設(shè)計合理。精餾段提餾段4.2.3塔板布置1塔板的分塊因為D=180

31、0mm,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為5塊。表46 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34562邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：WS=0.07m 邊緣區(qū)寬度：WC=0.035m3開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算： 其中故4浮閥塔計算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm1)浮法數(shù)目 浮法數(shù)目按下式計算： 氣體通過閥孔的速度： 取動能因數(shù)F=11 則精段：個 取288個提餾段個取287個2)排列由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。設(shè)相近的閥孔中心距t=88mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔60個

32、.弓形板可排閥孔56個，所以總閥孔數(shù)目為N=56×2+60×3=292個.3)校核a)精餾段 氣體通過閥孔的實際速度： 實際動能因素：=9.515b)提餾段： 氣體通過閥孔的實際速度： 實際動能因素：=8.52開孔率：開孔率在10%14%之間，且實際動能因數(shù)F0在912間，滿足要求。4.3 流體力學(xué)驗算氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 單板壓降：=閥片全開前： =19.9=19.9=0.0389=19.9=19.9=0.039 閥片全開后: =5.34=5.34=0.0425=5.34=5.34=0.0427取板上液層充氣因數(shù)，那么=0.50.05= 0.025m 氣體

33、克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算： = 但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可忽略不計。(1) 精餾段： =0.03896+0.025=0.0639(2) 提餾段：=0.0644.3.2漏液驗算1精餾段： 氣體通過閥孔時的速度： 2提餾段 氣體通過閥孔時的速度：4.3.3液泛驗算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：Hd=hp+hw+how+hd=hp+hL +hd（HT+hw）浮法塔的頁面落差一般不大，?？珊雎圆挥? 精餾段 hp =0.064m , hL =0.05m塔板上不設(shè)進口堰時： Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取=0.5 ，（HT+）=

34、0.45×（0.35+0.034147）=0.24207m，Hd<（HT+hw2 提餾段 , 塔板上不設(shè)進口堰時：取=0.5 ，（HT+）=0.5×（0.45+0.01591）=0.11475m，Hd<（HT+ hW）4.3.4霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算，取計算結(jié)果中較大的數(shù)值： , ZL=D-2Wd ， Ab=AT-2Af1 精餾段：2提餾段：4.3.5液體在降液管內(nèi)的停留時間1 精餾段：2提餾段： 4.4 操作性能負荷圖4.4.1氣相負荷下限線1精餾段：2提餾段：4.4.2過量霧沫夾帶線1精餾段：0.1=得： 2提餾段：0.1=得：液相負荷下限線

35、1 0.006m，并設(shè)修正系數(shù)為E=1.02，則得：2同理得，提餾段：液泛負荷上限線 液泛線泛液線方程：1精餾段： 2提餾段：操作性能負荷圖由圖可知，該塔的操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(Ls)max=16.3m3/h , (LS)min=6.5m3/h所以，塔的操作彈性為 由圖可知，該塔的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：(Ls)max=39.3m3/h , (LS)min=14.8m3/h所以，塔的操作彈性為 第五章 各接管的設(shè)計5.1進料管查得66.9時，A=747.9 Kg/m3 ，B=748.9 Kg/m3 ，故 Kg/m3進料體積流量; = m3

36、/s取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 故 =0.0416 m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB/T17395-1988)，規(guī)格：45×1.5mm實際管內(nèi)流速：=1.96255 m/s 5.2釜殘液出料管釜殘液的體積流量： m3/s取適宜的輸送速度：uf=1.5m/s, 則 m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：27×3mm實際管內(nèi)流速： 5.3回流液管回流液體積流量： m3/s利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度uL=0.5m/s那么=0.09660 m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：102×2mm實際管內(nèi)流速： 5.4塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積V流量： =m3/

37、s取適宜速度uV=20m/s，那么 =0.4464 m經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格：480×10mm實際管內(nèi)流速： 第六章 輔助設(shè)備的計算及選型6.1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>800mm，故裙座壁厚取16mm?；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3m。地角螺栓直徑取M30。6.2吊柱對于較高的室內(nèi)無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對于補充和更換填料、安裝和拆卸內(nèi)件，即經(jīng)濟又方便的一項設(shè)施，一般取15m以上的塔物

38、設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=2000mm，可選用吊柱500kg S=1000m,L=3400mm,H=1000mm材料為A3。6.3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：5001500kcal/()本設(shè)計取出料液溫度：65.3（飽和氣）65.3（飽和液）冷卻水溫度：2540逆流操作： = 40.3, = 25.3 = = = 32.22查表知： = 1101kJ/kg = 35232kJ/kmol = 846kJ/kg = 38916kJ/kmol則 r = 352320.9647+389160.0353 = 35362kJ/kmol則 Q =

39、35362133.2762 = 4712912.984kJ/h 傳熱面積為：A = = = 13.89故所選換熱器為: JB/T 471792 DN=325mm, N=2, L=1.4519m, A=15.86.4再沸器的選擇T = 151.13. 取查表知： = 1160kJ/kg = 37120kJ/kmol = 960kJ/kg = 44160kJ/kmol則 = 37120 + 44160(1-0.062584) = 43719.4 kJ/kmol則 Q = (R+1)D = 43719.43.1717133.27621.05 = 20294755.46 kJ/h又 = 2113.2

40、kJ/kg , = 68.3 m = Q/ = 9603.8 kJ/h A = = = 23.866故所選換熱器為: JB/T 471492 DN=500mm, N=2, L=3.025m, A=28.36.5進料處加熱器的選擇原料液溫度：25（原料液溫度）66.9（目標(biāo)溫度）查表知： = 2.63kJ/kg = 84.16kJ/mol = 3.18 kJ/kg = 146.28 kJ/mol = 2113.2 kJ/kg 則 Q = 84.160.8118+146.28(1-0.8118)160.7619 = 645644.9062 kJ/h 則 m = Q/ = 318.65 kJ/h又 = 126.13, = 82.43 = = = 102.74 A = = = 0.345故所選換熱器為: JB/T 471592 DN=159mm, N=2, L=1.5m, A=1.2個人感受通過本次課程設(shè)計，使我對化工原理、分離過程等課程有了更深入的理解。這些課程都是實踐性較強的課程，為了學(xué)好這些課程，必須在掌握理論知識的同時，加強實踐。一個人的力量是有限的，要想把課程設(shè)計做的更好，就要學(xué)會參考一定的資料，吸