化工原理畢業(yè)設(shè)計

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上前言精餾是分離液體混合物最常用的一種操作，在化工、煉油的工業(yè)中廣泛應(yīng)用。塔設(shè)備是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產(chǎn)過程中廣泛采用的氣液傳質(zhì)設(shè)備，主要用于蒸餾和吸收傳質(zhì)單元操作過程。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸構(gòu)件的結(jié)構(gòu)形式，可分為板式塔和填料塔。傳統(tǒng)的設(shè)計中，蒸餾過程多選用板式塔，而吸收過程多選用填料塔。近年來，隨著塔設(shè)備設(shè)計水平的提高及新型塔構(gòu)件的出現(xiàn)，這種傳統(tǒng)已逐漸打破。對于一個具體的分離過程，設(shè)計中選用何種塔型，應(yīng)根據(jù)生產(chǎn)能力、分離效率、塔壓降、操作彈性、結(jié)構(gòu)制造及造價等要求，并結(jié)合維修等因素綜合考慮。生產(chǎn)能力而言，單位塔截面積上，填料塔的生產(chǎn)能力一般均高于板式塔；對于分

2、離效率，一般情況下，填料塔具有較高的分離效率，在減壓、常壓和低壓（壓力小于0.3MPa）操作下，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔；壓力將方面，通常填料塔的壓降高于板式塔的五倍左右；操作彈性方面，一般來說，填料塔可根據(jù)實際情況需要確定操作彈性，而板式塔一般操作彈性較小；對于結(jié)構(gòu)、制造機造價方面，一般來說，填料塔的結(jié)構(gòu)較板式塔的簡單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價通常高于板式塔。由以上綜合考慮，本設(shè)計采用板式塔作為水和乙醇的精餾塔。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進行傳質(zhì)與傳熱。在正常操作下，氣相為分散相，氣相組成呈

3、階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。目錄第1章 設(shè)計任務(wù)書1.1、任務(wù)1.1.1、設(shè)計題目乙醇水篩板精餾塔工藝設(shè)計1.1.2、設(shè)計條件常壓操作，P1 atm（絕壓）。料液初溫2025原料來至上游的粗餾塔，為9596的飽和蒸氣。因沿程熱損失，進精餾塔時原料液溫度降為90。塔頂產(chǎn)品為濃度95%（質(zhì)量分率）的藥用乙醇，產(chǎn)量為3000噸/年。塔釜排出的殘液中要求乙醇的濃度不大于1(質(zhì)量分率)。 塔釜采用飽和水蒸氣加熱（加熱方式自選）；塔頂采用全凝器，泡點回流。操作回流比R=(1.12.0) 。1.1.3、設(shè)計任務(wù)完成該精餾塔工藝設(shè)計，包括輔助設(shè)備及進出口接管的計算和選型。畫出帶控制點的工藝流程示意圖，t

4、-x-y相平衡圖，塔板負(fù)荷性能圖，篩孔布置圖以及塔的工藝條件圖。寫出該精餾塔的設(shè)計說明書，包括設(shè)計結(jié)果匯總和對自己設(shè)計的評價。第2章 設(shè)計方案確定及工藝流程說明2.1、操作條件的確定2.1.1、操作壓力的選擇蒸餾過程按操作壓力不同，分為常壓蒸餾、減壓蒸餾和高壓蒸餾。一般，除熱敏性物系外，凡通過常壓蒸餾能夠?qū)崿F(xiàn)分離要求，并能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的物系，都應(yīng)采用常壓蒸餾；對熱敏性物系或者混合物泡點較高的物系則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的物系，需提高塔壓或者采用深井水、冷凍鹽水作為冷卻劑；而常壓下呈氣態(tài)的物系必須采用加壓蒸餾。由于乙醇和水體系對溫度的依耐性不強，常壓下為

5、液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選擇常壓。其中塔頂壓力為1.01325Pa，。2.1.2、進料狀態(tài)的選擇蒸餾操作有五種進料熱狀況，進料熱狀況不同，影響塔內(nèi)各層塔板的氣、液相負(fù)荷。工業(yè)上多采用接近泡點的液體進料和飽和液態(tài)（泡點）進料，通常用釜殘液預(yù)熱原料。若工藝要求減少塔釜的加熱量，以避免釜溫過高，料液產(chǎn)生聚合或者是結(jié)焦，則應(yīng)采用氣態(tài)進料。雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔德操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進料。2.1.3、加熱

6、方式的選擇精餾塔的設(shè)計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應(yīng)；由于乙醇水體系中，宜春市輕組分，水由塔底排出，且水的比熱較大，故可采用直接水蒸氣加熱，這是只需在塔底安裝一個鼓泡管，于是可省去一個再沸器，并且可以利用壓力較低的蒸汽進行加熱，無論是設(shè)備費用還是操作費用都可以降低。2.1.4、熱能利用精餾過程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此，熱效率較低，通常進入再沸器的能量只有5%左右可以被有效利用。雖然塔頂蒸汽冷凝可以放出大量熱量，但是由于其位能較低，不可能直接用作為塔底的熱源。為此，我們擬采用塔釜殘液對原料液進行加熱。2.1.5、回流比的選擇回流比是精餾操作的重

7、要工藝條件，其選擇的原則是使設(shè)備費和操作費用之和最低。設(shè)計時，應(yīng)根據(jù)實際需要選定回流比，也可參考同內(nèi)生產(chǎn)的經(jīng)驗值選定。2.2、確定設(shè)計方案的原則板式塔的類型很多，但其設(shè)計原則基本相同。一般來說，板式塔的設(shè)計步驟大致如下：根據(jù)設(shè)計任務(wù)和工藝要求，確定設(shè)計方案；根據(jù)設(shè)計任務(wù)和工藝要求，選擇塔板類型；確定塔徑、塔高等工藝尺寸；進行塔板的設(shè)計，包括溢流裝置的設(shè)計、塔板的布置、升氣道（泡罩、篩孔或浮閥等）的設(shè)計及排列；進行流體力學(xué)驗算；繪制塔板的負(fù)荷性能圖；根據(jù)負(fù)荷性能圖，對設(shè)計進行分析，若設(shè)計不夠理想，可對某些參數(shù)進行調(diào)整，重復(fù)上述設(shè)計過程，一直到滿意為止。2.3、工藝流程的說明圖2.1原料經(jīng)上游的粗

8、餾塔出來，經(jīng)管道直接送入下游精餾塔，即我們所設(shè)計的塔。精餾塔塔頂蒸汽經(jīng)全凝器全部冷凝，然后經(jīng)過分配器（屬于冷凝器的部分），一部分餾出液在泡點狀態(tài)下作為回流液回到精餾塔，一部分作為產(chǎn)品流出。由于塔頂產(chǎn)品仍比較熱，所以經(jīng)過冷卻器冷卻。在塔釜，釜液經(jīng)再沸器直接蒸汽加熱，為精餾段提供物料。塔釜出來的產(chǎn)品經(jīng)水泵全部送出。第3章 篩板式精餾塔的工藝設(shè)計3.1、精餾塔的工藝計算3.1.1、乙醇和水的汽液平衡組成不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如表3-1所示：表3-1 不同溫度下乙醇水的汽液平衡組成摩爾分率x%摩爾分率y%溫度t摩爾分率x%摩爾分率y%溫度t0.00.010025.055.182.30.56.

9、598.430.057.581.71.011.097.135.059.581.22.017.594.940.061.480.73.023.193.545.063.580.24.027.391.850.065.779.95.031.091.055.067.879.16.034.089.560.069.878.87.036.788.565.072.578.78.039.287.770.075.578.59,041.586.975.078.578.410.043.086.480.082.078.312.046.085.585.085.578.214.048.284.889.489.478.216.0

10、50.084.190.089.878.318.051.383.695.094.278.320.052.583.2100.0100.078.3由表21中的數(shù)據(jù)作出相平衡曲線，見圖3.1，及溫度組成曲線，見圖3.2。圖3.1 相平衡曲線圖3.2 溫度組成曲線相對揮發(fā)度： 由計算可得表3-2表3-2t/707580859095100531.65663.54809.55983.961184.701418.281689.04233.66289.23355.25434.12526.05634.17760.062.2752.2942.2792.2672.2522.2362.222=2.26塔頂和塔釜溫度的確

11、定:由t-x-y圖可知: 塔頂溫度t= 77.36，塔底溫度t= 98.37，平均溫度=3.1.2、物料衡算與操作線方程原料液中：設(shè) 乙醇（A）; 水（B）查附表得: =46.07 =18.02= = 2原料來至上游的粗餾塔,取為95.5的飽和蒸汽,由表21得:內(nèi)差法求得： =0.1569根據(jù)產(chǎn)量和所定工作時間，即年產(chǎn)3000噸95%乙醇，每天24小時連續(xù)正常工作，則D=，由 F = D + WF=D+W得 F=44.32（kmol/h）， W=35.91（kmol/h），由表3-1乙醇-水的平衡數(shù)據(jù)用內(nèi)差法求得原料進入塔時（入塔時溫度為90）的氣液相組成為： 由 F= L + G 和 F =

12、 L + G 得 L = 29.59（kmol/h），q = L /F = 0.668則：q線方程為 y = = -2.01x +0.473回流比和理論塔板的確定：在附圖1上做出q線方程得到交點（）,即（0.643，0.714）R= 取R= 1.6 R=2.83根據(jù)理論板數(shù)的捷算法有=0.28圖3.3 吉利蘭關(guān)聯(lián)圖由吉利蘭關(guān)聯(lián)圖得：=0.41又 =12.9 代入上試得N=22.6塊 N23塊所以理論塔板數(shù) NT =23（塊）（包括塔釜）或根據(jù)相平衡曲線圖以作圖法（參見圖1）求得總理論塔板數(shù) NT =19（塊）（包括塔釜），第13塊板進料。圖3.4 理論板數(shù)圖操作方程的確定：精餾塔的氣液相負(fù)荷：

13、精餾段：=(R+1)D=(2.83+1)40.45=154.92（kmol/h）， =RD=2.83×40.45 =114.47（kmol/h），提餾段：=V (1-q)F=154.92 (1- 0.632)×212.67 =76.66（kmol/h）， =LqF = 114.47 + 0.632×212.67=248.88（kmol/h），則精餾段操作線方程： =0.7389xn 0.2158 提餾段操作線方程：yn+1 = xn + xw =xn ×0.00012 =2.112xn 0.0001 板效率及實際塔板數(shù)的確定： （1）求已知：t= 78.

14、25 ，t= 99.97則全塔平均溫度 ： =(C)表3-3乙醇在不同溫度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.150.8140.6010.4950.361表3-4水在不同溫度下的粘度8 t/20406080100/mpa.s1.00500.65600.46880.35650.2838由表用內(nèi)差法求89.1 下的粘度= 0.4340mpas ，=0.3198 mpas則=（1）=0.1573×0.4340（10.1573）×0.3198 =0.3378 mpas =2.27×0.3378=0.7667（2）求板效率ET由L=0.7809，由化工原理

15、(下)164頁圖10-20查得 ET=52%，偏低；實際工作ET有所提高,因此取ET =70%.（3）求實際板數(shù)由 得精餾段實際板數(shù)： =15.716（塊）提餾段實際板數(shù)： =8.69（塊）全塔板數(shù)： N=25塊在計算理論板數(shù)時，我們用了捷算法和作圖法兩種方法，經(jīng)過比較可見，捷算法雖然比較接近實際板數(shù)，但無法確定進料位置，實際上不常使用。所以用作圖法相對實用。3.2、精餾段物料衡算3.2.1、物料衡算操作壓強 ： P = 101.325 kpa溫度 t ： t=78.25C t=90C t=99.97C t=定性組成：(1)塔頂 y= X= 0.8265 x=0.825(2)進料 y=0.33

16、00 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔頂：=0.07+(1-0.8265)18.02=41.20（） =0.82546.07+(1-0.825)18.02=41.16（）進料: =0.07+(1-0.3300)18.02=27.27（） =0.07+(1-0.0567)18.02=19.61 （）平均分子量=34.24（） =30.38()平均密度 由書： 1/=a/+a/ 塔頂：在78.25下：=736.9() =972.9()=0.9241/736.9+0.0759/972.9 則 =714.3()進料：在進料溫度90下：=729.9),=972.9() a =2= 則 =925

17、.54) 即精餾段的平均液相密度=(714.3+925.54)/2=819.92() 平均氣相密度=1.17()液體表面張力 ： 塔頂: 查8中圖表求得在78.25下：（物化手冊） ()進料: 在90.0下： ()則 =(+)/2=(25.71+60.30)/2=43.0()液體平均粘度：塔頂: 查書8 （物化手冊）中圖表求得在78.25下：=0.504 =0.364=0.82650.504+0.17350.364=0.480 ()進料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94330.3165=0.3228 ()3.2.2、氣液負(fù)荷的計算由已知條件 =1

18、54.92 =114.47 得 ： =1.26 ()=()3.3、塔和塔板主要工藝尺寸計算3.3.1、塔板橫截面的布置計算塔徑D的計算：參考化工原理表10-1，取板間距H=0.45m 0.06mH-=0.45-0.06=0.39m 兩相流動參數(shù)計算如下： = =（）（）=0.0252參考化工原理下圖10-42篩板的泛點關(guān)聯(lián)得：C=0.085=u=2.619()本物系不易起泡，取泛點百分率為80%，可求出設(shè)計氣速=0.82.619=2.095（）根據(jù)塔設(shè)備系列化規(guī)格，將圓整到D=1m 作為初選塔徑，因此 重新校核流速u實際泛點百分率為 ：塔板詳細設(shè)計 ：選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進口堰。因為弓

19、形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。 (1)溢流裝置取堰長=0.7D=0.7×1=0.7m，選擇平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84×E由 =4.32/0.72.5=10.54 查化工原理下圖10-48得：E=1.03=2.84××1.03(4.32/0.7)2/3=0.0098m =0.06-0.0098=0.0502m取0.06是符合的。hL=hW+hOW=0.06+0.0098=0.0698m修正后hL對un影響不大,顧塔徑計算不用修正。(2) 降液管寬度Wd

20、與降液管面積Af 由/D=0.7查化工原理下圖10-40得: =0.149×1=0.149m (3) 降液管底隙高度ho 因物系較清潔,不會有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過降液管底隙速度=0.07m/s。 過小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度W=0.07m，取邊緣區(qū)寬度W=0.05m （5）篩板數(shù)與開孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式計算塔板上的開孔率=10.1% 則每層塔板上的開孔面積為： =3.3.2、篩板能校塔流體力學(xué)校核板壓降的校核 ： 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?1)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?取板厚，,查化工原理下圖10-45得：Co=0.74（2

21、）氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l按面積（AT-2Af）計算的氣體速度 相應(yīng)的氣體動能因子 查化工原理下圖10-46得：=0.58 液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 板壓降 本設(shè)計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。液沫夾帶量的校核 ： 通常限制液沫夾帶量不超過10%,以上計算知道FLV=0.0252泛點百分率為0.8，從化工原理下冊圖10-47查得=0.11，。用另一方法計算： 0.01538<0.1Kg液/Kg氣，同樣得到：液沫夾帶量不超過10%故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。溢流液泛條件的校核：溢流管中的當(dāng)量清液高度可由式 計液體沿篩板流動時，阻力損失很小,

22、其液面落差可忽略不計，即 。已知: 故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度： 乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,則降液管內(nèi)泡沫層高度：故不會產(chǎn)生溢流液泛。液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 ： 降液管內(nèi)的停留時間 >5s故不會產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。漏液點的校核 ： 漏液點的孔速為： = =8.22(m/s)篩孔氣速：= 塔板穩(wěn)定系數(shù) ：表明具有足夠的操作彈性。根據(jù)以上各項流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為設(shè)計的塔徑及各工藝尺寸合適。3.4、塔板負(fù)荷性能圖注：以下計算常用得,E 經(jīng)驗計算，取E=1.0，則=2/33.4.1 、過量液沫夾帶線依下式計算: =3.2 式中： = =(h+h)=令 =0.1kg液/kg氣由 =

23、42.5310 H=0.45代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個值，根據(jù)上式算出值列于表3-5中： 表3-50.0020.0040.0060.0081.6481.5361.4431.359依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線（1）(參見圖3-1) 2.4.2、溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。=（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+ =+ 0.0333 =0.153（）=（）= 則： +0.0335+0.05+0.8462+195.2整理得： =3.765-22.777L-3325.38L 取若干值依(2-18)式計算值，見表2-4，作出液泛線（3）(參見3-1圖)

24、表3-600020004000600081.841.771.701.6252.4.3、液相上限線取液體在降液管中停留時間為5秒。則 =（）在=處作出垂線得液相負(fù)荷上限線(4)，可知在圖上它為與氣體流量 V無關(guān)的垂直線。(參見圖3-1）2.4.4、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由 h=h+h=0.05+0.8462，u=代入下式求漏液點氣速式： u=4.4C =4.40.74將=0.0476 代入上式并整理得：V=0.1550 據(jù)上式，取若干個值計算相應(yīng)值，見表2-5，作漏液線（2）(參見圖3-1) 表3-70.0020.0040.0060.0080.4010.4220.4390.4542.4.5、液

25、相下限線取平頂堰堰上液層高度=6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限，則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） 0.006=2.84101.01（）整理得： 在圖上處作垂線（5）即為液相下限線。2.4.6 、操作線 P點為操作點，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線，OP與線(1)的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,man，與氣相負(fù)荷下限線(4)的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為Vs,min.可知：精餾段的操作彈性=圖3.53.5、提餾段物性衡算3.5.1、物料衡算操作壓強 P = 101.325kPa溫度 t t=78.25C t=90.0C t=99.97C t=定性組成：(1)塔斧 =0.0012 =0.

26、OOO12(2)進料 y=0.3300 x=0.0567平均分子量 查附表8知:塔斧：=0.07+(1-0.0012)18.02=18.05（） =0.07+(1-0.0012)18.02=18.02（） 進料: =0.07+(1-0.3300)18.02=27.28（） =0.07+(1-0.0567)18.02=19.602（） 平均分子量=22.66（） =18.82()平均密度 ： 由式：1/=a/+a/ 塔斧：在99.97下：=714.4() =958.4()=0.0003/714.9+0.9997/958.4 則=958.3()進料:在進料溫度90.0下：=729.9() =972

27、.9() a = 則=931.6() 即提餾段的平均液相密度=(958.3+931.6)/2=944.9() 平均氣相密度=()液體表面張力 ： 塔釜: 查圖表8求得在99.97下： =58.91()進料: 在90.0下： ()則 =(+)/2=(58.86+58.33)/2=58.59()液體平均粘度：塔釜: 查化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊圖表求得在99.97下：=0.361 =0.282=0.00120.325+0.99880.282=0.2839 ()進料: 在90.0下： =0.428 =0.3165=0.05670.428+0.94340.3165=0.323()= (+)/2 = (0.2

28、82+0.323)/2 =0.303()2.5.2、氣液負(fù)荷的計算由已知條件=76.66 =248.88 得 =()=()3.6 、塔和塔板主要工藝尺寸計算3.6.1 、塔板橫截面的布置計算塔徑D的計算：參考化工原理下表10-1，取板間距H=0.3m 0.06mH-=0.3-0.06=0.24m 兩相流動參數(shù)計算如下： = =（）（）=0.08 參考化工原理下圖10-42篩板的泛點關(guān)聯(lián)得：C=0.06 =u=2.64()本物系不易起泡,取泛點百分率為80%，可求出設(shè)計氣速=0.82.64=2.112()由精餾段知，將取到D=1m 作為初選塔徑，因此 ，重新校核流速u實際泛點百分率為 塔板詳細設(shè)

29、計： 選用單溢流，弓形降液管，不設(shè)進口堰。因為弓形降液管具有較大容積，又能充分利用塔面積，且單溢流液體流徑長，塔板效率高，結(jié)構(gòu)簡單，廣泛用于直徑小于2.2米的塔中。4(1)溢流裝置取堰長=0.7D=0.7×1=0.7m，選擇平流溢流堰出口堰高 ，已取=0.06=2.84×E由 =5.04/0.72.5=12.29查化工原理下圖10-48得：E=1.022=2.84××1.022(5.04/0.7)=0.0208m =0.06-0.0103=0.032m取0.05是符合的。=0.05+0.0103=0.0603m修正后hL對un影響不大，顧塔徑計算不用修正

30、。(2) 降液管寬度Wd與降液管面積Af 由/D=0.7查化工原理下圖10-40得: =0.149×1=0.149m (3) 降液管底隙高度 因物系較清潔,不會有臟物堵塞降液管底隙,取液體通過降液管底隙速度=0.07m/s。 過小，取ho=0.04m（4）塔板布置 取安定區(qū)寬度W=0.07m, 取邊緣區(qū)寬度W=0.05m (5) 篩板數(shù)與開孔率 初取， 呈正三角形排列 = 依下式計算塔板上的開孔率=5.67% 則每層塔板上的開孔面積為： = =2126孔3.6.2 、篩板能校塔流體力學(xué)校核板壓降的校核 氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?(1)干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?取板厚，查化工原理

31、下圖10-45得: Co=0.74m/s Hc=0.051=液柱(2)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l 相應(yīng)的氣體動能因子 查化工原理下圖10-46得：=0.72 液柱(3)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 板壓降 本設(shè)計系常壓操作，對板壓降本身無特殊要求。液沫夾帶量的校核 0.0135 Kg液/Kg氣<0.1Kg液/Kg氣故在設(shè)計負(fù)荷下不會發(fā)生過量液沫夾帶。溢流液泛條件的校核溢流管中的當(dāng)量清液高度可由式 計液體沿篩板流動時,阻力損失很小,其液面落差可忽略不計,即 。已知: hf=0.0598, ，故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度： 乙醇-水混合液不易起泡,取=0.6,則降液管內(nèi)泡沫層

32、高度：故不會產(chǎn)生溢流液泛。液體在降液管內(nèi)停留時間的校核 降液管內(nèi)的停留時間 >5s故不會產(chǎn)生嚴(yán)重的氣泡夾帶。漏液點的校核 漏液點的孔速為： = 篩孔氣速 = 塔板穩(wěn)定系數(shù) 表明具有足夠的操作彈性。根據(jù)以上各項流體力學(xué)驗算，可認(rèn)為設(shè)計的塔徑及各工藝尺寸合適。 3.7 、塔板負(fù)荷性能圖注:以下計算常用得,E 經(jīng)驗計算,取 E=1.0 ， 則=2/3 3.7.1 、過量液沫夾帶線依下式計算: =3.2 式中： =(h+h)=令=0.1kg液/kg氣，由= 58.5910, H=0.3代入式(2-1)得：0.1=()整理得： 在操作范圍中，任取幾個值，根據(jù)上式算出值列于表3-8中： 表3-80.

33、0020.0040.0060.0080.890.770.660.57依表中數(shù)據(jù)在作出過量液沫夾帶線（1）。3.7.2、溢流液泛線由式 和 聯(lián)立求解。=（）（）=（） =（）（）=（h+h）=故 =+0.00506 =+ 0.0411 (2) 0.153（）=（）= 則： + 0.0411+0.0497+0.8462+ 整理得： =1.144-5.86-1885.06 任取幾個值(2-18)式計算值，見表3-9，作出液泛線（3）表3-900020004000600081.0210.9830.93960.8883.7.3、液相上限線取液體在降液管中停留時間為5秒。則 =0.00546（）在=0.0

34、0546處作出垂線得液相負(fù)荷上限線(4)，可知在圖上它為與氣體流量 無關(guān)的垂直線。(參見圖3.5)3.7.4、漏液線（氣相負(fù)荷下限線）由 h=h+h=0.0497+0.8462 ，u=代入下式求漏液點氣速式： u=4.4C =4.40.74將=0.0267 代入上式并整理得：=0.0869 據(jù)上式，取若干個值計算相應(yīng)值,見表3-10，作漏液線（2）。 表3-100.0020.0040.0060.0080.2780.2940.3070.3183.7.5、液相下限線取平頂堰堰上液層高度=6，作為液相負(fù)荷下限條件，低于此下限,則不能保證板上液流分布均勻。 則 h=2.8410E（） 0.006=2.

35、84101.01（）整理得： 在圖上處作垂線（5）即為液相下限線。3.7.6、 操作線 P點為操作點，其坐標(biāo)為： ， OP為操作線，OP與線(1)的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為,與氣相負(fù)荷下限線(4)的交點對應(yīng)氣相負(fù)荷為可知：精餾段的操作彈性=圖3.63.8、塔高的確定及塔的其它工藝條件板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管,各物流進出口管及人孔(手孔),除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管,各物流進出口管及人孔(手孔),除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。 3.8.1、塔高的設(shè)計計算3.8.1.1、塔高的確定塔高

36、主要由下列部分組成：塔頂空間，塔底空間,有效塔高塔頂封頭高度及群座高度，即: =+塔頂空間的確定塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x。其距離取遠高于板間距的值，本設(shè)計計算中精餾段板間距為0.45m，提餾段板間距為0.3m。實際塔板數(shù)為25（不包括塔釜），且第17塊進料。根據(jù)經(jīng)驗取塔頂空間=1.1m，（塔頂封頭0.25米）。塔底空間的確定塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由塔底貯液取停留時間和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定。本塔設(shè)計取 則 =設(shè)計中取Hb=1500mm有效塔高的確定=(=(16-1)0.45+9×0.3=9.45m其中：為實際塔板數(shù)； 為板間

37、距。塔頂封頭HF的確定=(1/4)D=0.25m裙座高度HS的確定為了制作方便,裙座為圓形,HS/D=1.75,HS=1.75×1=1.75m人孔高度Hr 本精餾塔中設(shè)計了3個人孔，孔徑均為400mm.最后算得：=+Hr=1.1+1.5+9.45+0.25+1.75+3×0.4=15.25m（全塔圖見附圖）3.8.1.2、塔板結(jié)構(gòu)的確定塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致分為整塊式和分塊式兩類。塔徑為300-900mm時，一般采用整塊式；塔徑超過800-900mm時，由于鋼度，安裝，檢修等要求將塔板分成數(shù)塊。本設(shè)計采用分塊式，將塔板分為三塊。（本設(shè)計篩板板面及其工藝尺寸圖可參見附圖）第4張

38、 精餾塔的附屬設(shè)備及選型4.1、輔助設(shè)備的選型本精餾塔選用直接蒸汽加熱，其附屬設(shè)備主要有原料預(yù)熱器、蒸汽冷凝器、產(chǎn)品冷凝器、連接管、泵等。列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。因此,以下的冷凝器、再沸器、原料預(yù)熱器都采用列管換熱器。4.1.1、 直接蒸汽加熱本設(shè)計中，水為難揮發(fā)組分，采用直接蒸汽加熱方式，以提高傳熱效果，并節(jié)省再沸器。熱量衡算在tw=99.97時，=36.513KJ/Kmol =40.600 KJ/Kmol KJ/Km

39、olKJ/h設(shè)熱損為5%，則： KJ/h加熱蒸汽消耗量：Kmol/h4.1.2、冷凝器采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。熱量衡算 已知: 在78.25時： rA=38.72KJ/mol rB=41.61 KJ/mol KJ/mol泡點回流，則塔頂蒸汽效出的熱量=154.9239.22=6.07610冷卻水出口溫度不宜超過50否則會使溶于水中的無機鹽析出，破壞效果。在30時，KJ/Kg·K-1 設(shè)冷卻水進口溫度為20，出口溫度為40，則水的冷卻用量為：=設(shè)傳熱方式為逆流傳熱選型 查書取=1000=換熱器面積： A=30.55m查書

40、可選G500-25-35型列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=35m，管長L=3000，管程數(shù)4，公稱直徑DN=500mm，碳鋼管。4.1.3、餾出液冷卻器熱量衡算 =126.78KJ/Kmol·K-1Q=mct=Dct=40.45126.78(78.25-25)=2.選型 查書取=700=設(shè)熱損為5%，則： KJ/h換熱器面積： A=m查書可選G273-25-4型列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下：A=6m，管長L=1500，管程數(shù)1,公稱直徑DN=273mm，碳鋼管。4.1.4、釜液冷卻器設(shè)將餾出液冷卻到25/，求得平均溫度=62.5下：KJ/Kg·K-1 KJ/Kg

41、83;K-1 Q=mct=Wct=172.2275.21(99.97-25)=9.71105選型 查書取=1000=設(shè)熱損為5%,則： KJ/h換熱器面積： A=m查書可選G159-25-1型列管式換熱器,主要設(shè)計參數(shù)如下:A=1m，管長L=1500，管程數(shù)1,公稱直徑DN=159mm，。表4-1換熱器規(guī)格匯總表換熱器換熱面積（m）管長(m)管程數(shù)公稱直徑(mm)管規(guī)格管數(shù)原料預(yù)熱器G400-16-10101500440086冷凝器G500-25-353530004500152餾出液冷卻器G273-25-441500127338釜液冷卻器G159-25-1115001159134.2、塔的主要

42、接管尺寸的選取接管尺寸由管內(nèi)蒸氣、液體速度及體積流量決定。本塔的接管均采用YB231-64熱扎無縫鋼管5。4.2.1、塔頂蒸氣管路近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率,則塔頂蒸汽直徑選管： 選取 u=4.2.2、塔頂冷凝水管路 設(shè)冷凝水進口溫度為20 ,出口溫度為40。則在平均溫度30下：冷凝水管直徑選管：選取 u=4.2.3、塔頂液相回流管路已知回流液體流率為， 則回流管直徑選管： 選取 u=4.2.4、加料管路=212.67 ，30下： 得：選管： 選取 u=4.2.5、塔釜殘液流出管已知釜液體積流率 ，在99.97下： 得：釜液出口管直徑，選管： 選取 u=4.2.6、冷卻水出口管路在

43、（20+40）/2=30下：，由得： 選管： 選取 u=4.2.7、塔頂餾出液管路選管： 選取 u=表4-2接口管路匯總表項目尺寸或型號（熱扎無縫鋼管）Di(mm)塔頂蒸汽管260塔頂冷凝水管路162 塔頂餾出液管27回流管 40加料管 45釜液排出管 35冷卻水出口管 334.3、輸送泵的選取泵的分類泵按作用與液體的原理一般分為葉片式和容積式, 本設(shè)計使用的離心泵在化工廠是很常見的，其性能普遍適用于一般的液體輸送。因此本設(shè)計選用離心泵輸送各液體。選泵原則根據(jù)介質(zhì)物性,已經(jīng)確定的流量,揚程,再從化工原理下冊附表中選擇泵的具體型號，察看性能參數(shù)（包括流量、揚程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容

44、度）。 4.3.1、釜液泵的選型 釜液流量為：從流程圖看不出所需揚程，設(shè)輸送對揚程的要求不高<8.5m。查表選取冷卻泵 ,如下表4-3所示：表4-3型號轉(zhuǎn)速()流量揚程效率(%) 功率/kW軸功率電機功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.554.3.2、 餾出液冷卻水泵的選型 餾出液冷卻水流量為：從流程圖看不出所需揚程，設(shè)輸送對揚程的要求不高<8.5m.查表選取冷卻泵 ,如下表4-4所示：表4-4型號轉(zhuǎn)速()流量揚程效率(%) 功率/kW軸功率電機功率 IS50-32-16014503.751.048.535%0.250.55第5章 設(shè)計結(jié)果概

45、要及匯總表5.1全塔工藝設(shè)計結(jié)果總匯設(shè)計內(nèi)容及符號單位精餾段理論塔板數(shù)NT塊23實際塔板數(shù)N塊25理論板效率E%52實際取塔板效率E%70液體流量Ls0.0012氣體流量Vs1.258定性溫度0C84.1定性壓力PKPa101.325板間距HT0.45塔徑D1空塔氣速2.10塔板溢流形式單溢流-溢流管形式弓型-堰長0.7堰高0.05降液管寬度0.153降液管面積0.0688邊緣區(qū)寬度0.05安定區(qū)寬度0.07鼓泡區(qū)面積0.469篩孔數(shù)n個2428孔徑d05.0孔間距t15塔板開孔率%10.1總開孔面積A00.0481塞孔氣速26.46板壓降m液柱0.132降液管低隙高度h00.04堰上液層高度h9.8降液管停留時間12.07降液管內(nèi)清液層高度H0.1919降液管內(nèi)