化工原理課程設計乙醇水 篩板式精餾塔的設計

1、化工原理課程設計任務書1、設計題目：乙醇水 篩板式精餾塔的設計2、工藝操作條件：工藝條件：進料乙烯含量（表內）% (摩爾百分數，下同)；年開工8000小時。塔頂乙醇含量不低于（表內） ，釜液乙醇不高于含量（表內）%設計條件：常壓 （絕壓） 塔頂全凝器 泡點回流 單板壓降 塔頂濃度為含乙醇93%（摩爾分率），產量為2萬噸/年；塔釜為飽和蒸汽間接加熱，從塔釜出來的殘液中乙醇濃度要求不大于0.3%（摩爾分率）；（，摩爾分率）：=20塔頂采用全凝器，泡點回流，回流比：R=Rmin 。3、設計任務：完成工藝設計與計算，畫出塔板負荷性能圖，有關附屬設備的設計與選型，繪制工藝流程圖和塔的工藝條件圖，編寫設計

2、說明書。目錄 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc248576680 化工原理課程設計任務書I HYPERLINK l _Toc248576681 摘 要 PAGEREF _Toc248576681 h I HYPERLINK l _Toc248576682 前 言 PAGEREF _Toc248576682 h 1 HYPERLINK l _Toc248576683 查 新 PAGEREF _Toc248576683 h 1 HYPERLINK l _Toc248576684 緒 論 PAGEREF _Toc248576684 h 1 HYPERLINK l _T

3、oc248576685 設計背景 PAGEREF _Toc248576685 h 1 HYPERLINK l _Toc248576686 設計方案 PAGEREF _Toc248576686 h 1 HYPERLINK l _Toc248576687 1.3 設計思路 PAGEREF _Toc248576687 h 1 HYPERLINK l _Toc248576689 選塔依據 PAGEREF _Toc248576689 h 1 HYPERLINK l _Toc248576690 第一章 精餾塔的工藝設計 PAGEREF _Toc248576690 h 1 HYPERLINK l _Toc2

4、48576691 全塔工藝設計計算10 HYPERLINK l _Toc248576692 產品濃度的計算和進料組成確定10 HYPERLINK l _Toc248576694 1.1.2平均相對揮發(fā)度的計算10 HYPERLINK l _Toc248576695 1.1.3最小回流比的確定11 HYPERLINK l _Toc248576696 1.1.4物料衡算11 HYPERLINK l _Toc248576697 1.1.5精餾段和提餾段操作線11 HYPERLINK l _Toc248576698 1.1.6逐板法確定理論板數及理論加料板位置11 HYPERLINK l _Toc24

5、8576699 1.1.7全塔效率、實際塔板數及加料位置13 HYPERLINK l _Toc248576700 第二章 板式塔主要工藝尺寸的設計計算14 HYPERLINK l _Toc248576701 2.1 塔的工藝條件及物性數據計算14 HYPERLINK l _Toc248576702 2操作壓強 P14 HYPERLINK l _Toc248576703 操作溫度 T14 HYPERLINK l _Toc248576704 塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量15 HYPERLINK l _Toc248576705 精餾段和提餾段各組分的密度15 HYPERLINK l _Toc2

6、48576706 液體表面張力的計算18 HYPERLINK l _Toc248576707 液體粘度m21 HYPERLINK l _Toc248576707 2.1.7相對揮發(fā)度22 HYPERLINK l _Toc248576707 2.1.8混合物的粘度22 HYPERLINK l _Toc248576708 2.1.9氣液負荷計算22 HYPERLINK l _Toc248576709 塔和塔板的主要工藝尺寸的計算23 HYPERLINK l _Toc248576710 塔徑 D23 HYPERLINK l _Toc248576711 液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定24 HY

7、PERLINK l _Toc248576712 塔板布置25 HYPERLINK l _Toc248576713 篩孔數 n 及 開孔率 26 HYPERLINK l _Toc248576714 塔有效高度Z26 HYPERLINK l _Toc248576715 塔高的計算27 HYPERLINK l _Toc248576716 篩板塔的流體力學校核27 HYPERLINK l _Toc248576717 板壓降的校核27 HYPERLINK l _Toc248576718 液沫夾帶量eV的校核28 HYPERLINK l _Toc248576719 漏液點的校核28 HYPERLINK l

8、 _Toc248576720 溢流液泛條件的校核28 HYPERLINK l _Toc248576721 塔板負荷性能圖29 HYPERLINK l _Toc248576722 漏液線29 HYPERLINK l _Toc248576723 液沫夾帶線29 HYPERLINK l _Toc248576724 2.4.3 液相負荷下限線30 HYPERLINK l _Toc248576725 2.4.4 液相負荷上限線31 HYPERLINK l _Toc248576726 溢流液泛線31 HYPERLINK l _Toc248576727 2.4.6 塔氣液負荷性能圖32 HYPERLINK

9、l _Toc248576728 2.4.7 熱量衡算：33 HYPERLINK l _Toc248576729 第三章 塔的附屬設備的計算36 HYPERLINK l _Toc248576730 塔頂冷凝器設計計算36 HYPERLINK l _Toc248576731 3.1.1 確定設計方案36 HYPERLINK l _Toc248576732 3.1.2 確定物性數據36 HYPERLINK l _Toc248576733 3.1.3熱負荷Q的計算36 HYPERLINK l _Toc248576733 3.1.4傳熱面積的計算36 HYPERLINK l _Toc248576734

10、3.1.5換熱器工藝結構尺寸37 HYPERLINK l _Toc248576735 3.1.6 核算總傳熱系數K038 HYPERLINK l _Toc248576736 1.管程表面?zhèn)鳠嵯禂涤嬎?9 HYPERLINK l _Toc248576736 2. 計算殼程對流傳熱系數39 HYPERLINK l _Toc248576736 3. 確定污垢熱阻RS39 HYPERLINK l _Toc248576736 4. 核算總傳熱系數K039 HYPERLINK l _Toc248576736 5. 傳熱面積裕度40 HYPERLINK l _Toc248576736 3.1.7 壁溫核算4

11、0 HYPERLINK l _Toc248576736 3.1.8 換熱器內流體的流動阻力（壓降）40 HYPERLINK l _Toc248576737 3.2 接管設計41 HYPERLINK l _Toc248576738 進料管41 HYPERLINK l _Toc248576736 3.2.2 回流管41 HYPERLINK l _Toc248576739 釜液出口管42 HYPERLINK l _Toc248576740 塔頂蒸汽管42 HYPERLINK l _Toc248576741 加熱蒸汽管42 HYPERLINK l _Toc248576742 管線設計結果表42 HYP

12、ERLINK l _Toc248576743 3.3 泵的選型43 HYPERLINK l _Toc248576744 第四章 設計結果匯總45 HYPERLINK l _Toc248576745 結束語47 HYPERLINK l _Toc248576746 參考文獻48 HYPERLINK l _Toc248576747 主要符號說明49 HYPERLINK l _Toc248576748 附 錄51摘 要化工生產常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達到輕重組分分離的方法。精餾操作在化工、石油化工、輕

13、工等工業(yè)生產中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數是非常重要的。本次設計的篩板塔是化工生產中主要的氣液傳質設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程，該設計方法被工程技術人員廣泛的采用。本設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物料衡算、熱量衡算、工藝參數的選定、設備的結構設計和工藝尺寸的設計計算，輔助設備的選型，工藝流程圖，主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾塔的運算，我調試出塔的工藝流程、生產操作條件及物性參數是合理的，換熱器和泵及各種接管尺寸是合理的，以保證精餾

14、過程的順利進行并使效率盡可能的提高。具體結果如下：主要參數：； 理論板數NT=15塊，第5塊為加料板。實際板數Np=34塊，進料位置為第10塊板。其中精餾塔為等徑塔，（D1m）、（D2=），板間距為上寬（NT1m）下窄（NT2m）總體塔高為m。關鍵詞：乙醇、水、精餾段、提餾段、篩板塔。前 言化工生產中所處理的原料中間產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，其中大部分是均相混合物。生產中為滿足要求需將混合物分離成較純的物質。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。精餾過程在能量劑的驅動下（有時加質量劑），使氣、液兩相多次直接接觸和

15、分離，利用液相混合物中各組分揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉移，實現原料混合液中各組分的分離。該過程是同時進行傳質、傳熱的過程。在本設計中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點是結構簡單造價低。合理的設計和適當的操作篩板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高采用篩板可解決堵塞問題適當控制漏液。篩板塔是最早應用于工業(yè)生產的設備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實踐逐步改進了設計方法和結構，近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質設備。為減少對傳質的不利影響，可將塔板的液體進入區(qū)制成突起的斜臺狀這樣可以降低進口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用

16、碳鋼的比率較少。它的主要優(yōu)點3是：結構簡單，易于加工，造價為泡罩塔的60%左右，為浮閥塔的80%左右；在相同條件下，生產能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率較高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮閥塔；氣體壓力降較小，每板壓力降比泡罩塔約低30%左右；缺點是：小孔篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液；操作彈性較小（約23）；蒸餾是分離均相混合物的單元操作，精餾是最常用的蒸餾方式，是組成化工生產過程的主要單元操作。精餾是典型的化工操作設備之一。進行此次課程設計的目的是為了培養(yǎng)綜合運用所學知識,來解決實際化工問題的能力,做到能獨立進行化工設計初步訓練，為以后從事設計工作打下堅實的基

17、礎。查 新篩板塔是扎板塔的一種，內裝若干層水平 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1280340.htm t _blank 塔板，板上有許多小孔，形狀如 HYPERLINK :/baike.baidu /view/424567.htm t _blank 篩；并裝有 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1316611.htm t _blank 溢流管或沒有溢流管。操作時， HYPERLINK :/baike.baidu /view/115153.htm t _blank 液體由塔頂進入，經溢流管（一部分經 HYPERLINK :/baike.ba

18、idu /view/1134268.htm t _blank 篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經篩孔上升穿過液層， HYPERLINK :/baike.baidu /view/1283315.htm t _blank 鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。 HYPERLINK :/baike.baidu /view/73683.htm t _blank 泡沫式接觸氣液傳質過程的一種形式，性能優(yōu)于 HYPERLINK :/baike.baidu /view/803912.htm t _blank 泡罩塔。為克服 HYPERLINK :/baike.baidu /

19、view/388310.htm t _blank 篩板安裝水平要求過高的困難，發(fā)展了環(huán)流篩板；克服篩板在低負荷下出現 HYPERLINK :/baike.baidu /view/2290177.htm t _blank 漏液現象，設計了板下帶盤的篩板；減輕篩板上霧沫夾帶縮短板間距，制造出板上帶擋的的篩板和突孔式篩板和用斜的增泡臺代替進口堰，塔板上開設氣體導向縫的林德篩板。 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1283294.htm t _blank 篩板塔普遍用作 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1200702.htm t _blank H2

20、S- HYPERLINK :/baike.baidu /view/47831.htm t _blank H2O雙溫交換過程的冷、熱塔。應用于 HYPERLINK :/baike.baidu /view/135935.htm t _blank 蒸餾、 HYPERLINK :/baike.baidu /view/310477.htm t _blank 吸收和e.baidu /view/131675.htm t _blank 除塵等。新垂直篩板塔： 產品和技術簡介新垂直篩板塔是在塔板上開有直徑較大的升氣孔，孔上設置圓筒形罩體，其側壁上部開有篩孔，下端與塔板保持一定距離。操作時，液體從底隙進入罩體，氣

21、體經升氣孔進入罩體，其動能將液體拉成液膜并破碎成液滴，兩相在罩體內進行傳熱傳質，然后從篩孔噴出，氣體上升，液體落回板面，液相在塔板上前進過程中，重復上述過程，最后由降液管流至下一層塔板。與一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的關鍵是連續(xù)相和分散相發(fā)生了相轉變，即氣相轉為連續(xù)相，液相轉為分散相，使相際面積明顯增加，從而強化傳質。為了減少塔板阻力提高處理能力，我們將升氣孔由平孔改成噴咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系統(tǒng)。應用范圍可用于蒸鎦、吸收、水洗、除塵等過程，可用于常壓，也可以用于加壓和真空系統(tǒng)。將其用于丙烷脫瀝青裝置，處理能力提高50%以上，提高了產品質量。近年來開發(fā)出噴射型塔板，大

22、致有以下幾種類型：（1）舌型塔板 舌型塔板的結構下圖所示，在塔板上沖出許多舌孔，方向朝塔板液體流出口一側張開。舌片與板面成一定的角度，有18、20、25三種（一般為20），舌片尺寸有5050mm和2525mm兩種。舌孔按正三角形排列，塔板的液體流出口一側不設溢流堰，只保留降液管，降液管截面積要比一般塔板設計得大些。操作時，上升的氣流沿舌片噴出，其噴出速度可達2030m/s。當液體流過每排舌孔時，即被噴出的氣流強烈擾動而形成液沫，被斜向噴射到液層上方，噴射的液流沖至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一層塔板舌型塔板的優(yōu)點是：生產能力大，塔板壓降低，傳質效率較高；缺點是：操作彈性較小，氣體噴射

23、作用易使降液管中的液體夾帶氣泡流到下層塔板，從而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 如上圖所示，與舌型塔板相比，浮舌塔板的結構特點是其舌片可上下浮動。因此，浮舌塔板兼有浮閥塔板和固定舌型塔板的特點，具有處理能力大、壓降低、操作彈性大等優(yōu)點，特別適宜于熱敏性物系的減壓分離過程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的結構如圖片3-7所示。在板上開有斜孔，孔口向上與板面成一定角度。斜孔的開口方向與液流方向垂直，同一排孔的孔口方向一致，相鄰兩排開孔方向相反，使相鄰兩排孔的氣體向相反的方向噴出。這樣，氣流不會對噴，既可得到水平方向較大的氣速，又阻止了液沫夾帶，使板面上液層低而均勻，氣體和液體不斷分散和聚集，其表面不

24、斷更新，氣液接觸良好，傳質效率提高。其中，篩孔板的造價是板式塔中最低的一種.并且負荷大.效率高.設計方法也較為成熟.近年來逐漸有采用大孔徑(1025mm)的篩孔.因為大孔徑篩板具有:加工制造簡單.造價低.不易堵塞等優(yōu)點.只要設計合理.同樣可以得到滿意的塔板效率.因此，我這次的設計中我選則篩孔.緒 論乙醇是一種重要的基礎化工原料，有著廣泛的用途。它是基本有機化工及中間體的原料，還是一種重要的有機溶劑，在交通運輸、醫(yī)藥、農業(yè)等方面都占有重要地位。工業(yè)上生產乙醇的方法有很多，其中真正有工業(yè)意義的，概括起來可分為兩大類，即發(fā)酵法和乙烯水合法。發(fā)酵法有糧食發(fā)酵法、木材水解發(fā)酵法、亞硫酸鹽廢堿液法；水合法

25、有乙烯間接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美國、日本、意大利等國家正在開發(fā)一種用一氧化碳、氫氣（或甲烷）進行羰基合成制取乙醇的方法。乙醇和水的混合液是使用機泵經原料預熱器加熱后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡點回流；部分連續(xù)采出經冷卻器冷卻后送至產品罐。塔釜采用直接蒸汽（1的水蒸汽）加熱，塔底廢水經冷卻后送入貯槽。具體連續(xù)精餾流程參見下圖： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 飽和水蒸汽塔釜出料 設計思路全塔物料衡算求理論塔板數氣液相負荷計算篩板塔設計流體力學性能校核畫出負荷性能圖全塔熱量衡算塔附屬設備計算篩板塔是現今應用最廣泛的一種塔型，設計比較成熟，具體優(yōu)點如

26、下：結構簡單、金屬耗量少、造價低廉.氣體壓降小、板上液面落差也較小.塔板效率較高.改進的大孔篩板能提高氣速和生產能力，且不易堵塞塞孔.第一章 精餾塔的工藝設計 全塔工藝設計計算原料液及塔頂，塔底產品質量分數乙醇的摩爾質量M=/kmol水的摩爾質量M=18.02 kg/kmolx= x=97%x= x=0.8%=0.20 =39%原料液及塔頂，塔底產品平均摩爾質量M=M=M=由條件可知，因為要求設計的生產能力是2萬t/年，年開工8000小時，所以D=1.1.2平均相對揮發(fā)度的計算由式得到相對揮發(fā)度，有： 同理，有： 1.6401766 1.915452 =2.386010 3.156863 4.

27、333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 8.536 所以，有：1.1.3最小回流比的確定由q=1時，則有：1.1.4物料衡算和.518kmol/h1.1.5精餾段和提餾段操作線精餾段操作線方程： 即提餾段操作線方程： (因q=1)即1精餾塔理論板數的確定及理論加料板位置由q=1，第一塊塔板上升的氣相組成：從第一塊板下降的液體組成由由第二塊板上升的氣相組成用得：第二塊板下降的液體組成：第三塊板上升的氣相組成：第三塊板下降液相組成： 由于，第六塊板上升的氣相組成由提餾段操作線方程計算 所需總理論板數為15塊，精餾段4塊，提餾段11塊，第5塊加料.1.1.7全塔效

28、率、實際塔板數及實際加料位置利用板效率奧康奈爾公式：（1）精餾段 已知：=2.519 所以： （2）提餾段 已知： 所以： 全塔所需實際塔板數：全塔效率：則實際進料位置為第10塊板，實際塔板數N=34塊第二章 板式塔主要工藝尺寸的設計計算 2.1 塔的工藝條件及物性數據計算2.1.1操作壓強 P塔頂操作壓強 每層塔板壓降進料板壓力塔釜壓力精餾段平均操作壓強提餾段平均操作壓強:kPa2.1.2操作溫度 T常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度關系溫度 液相組成 氣相組成 /% /%100 0 0溫度 液相組成 氣相組成 /% /%82.7 溫度 液相組成 氣相組成 /% /%利用表中數據由內插法可求得

29、、. 精餾段的平均溫度：=提餾段的平均溫度：=塔內各段氣、液兩相組分的平均分子量乙醇分子量為MA=46.07,水分子量MB=18.02由公式：M=X imi1.對于塔頂： XD=Y1=0.93,X1=則氣相平均分子量為：MVD = YD1M1+YD2M = 0.93+(1-0.93)Kg/Kmol液相平均分子量為： MLD = XD1M1+XD2M2 =46.07+(1-0.7879)Kg/Kmol2.對于進料板： XF=,YF=0.1812 則氣相平均分子量為：MVF=YF1M1+YF2M2 =0.4390+(1-0.4390)Kg/Kmol液相平均分子量為： MLF=XF1M1+ XF2M

30、2 =0.181246.07 +(1-0.1812)18.02=Kg/Kmol3.對于塔底： Yw=0.00435,Xw=0.00123則氣相平均分子量為：MVw = YwM1+(1-Yw)M2 =0.0043546.07 +(1-0.00435) Kg/Kmol液相平均分子量為： MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.001234+(1-0.00123)Kg/Kmol 則精餾段的平均分子量 氣相： Mvm1=Kg/Kmol液相： MLm1=Kg/Kmol則提餾段的平均分子量 氣相: Mvm2=Kg/Kmol液相： MLm2=Kg/Kmol精餾段和提餾段各組分的密度 依式 =（a為質

31、量分數，為平均相對分子質量）混合汽密度 依式 塔頂溫度：氣相組成： 進料溫度：氣相組成： 塔府溫度：氣相組成： 精餾段：液相組成： 氣相組成： 所以 提餾段液相組成： 氣相組成： 所以 表3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 ：溫度/溫度/8073595720968573010071690724求得在與下的乙醇和水的密度（單位：） 所以 2液體表面張力的計算二元有機物水溶液表面張力可用下列公式計算：注： ； A=B+Q， 對于乙醇q=1； 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/乙醇表面張力/（10-3N/m）水表面張力/（10-3N/m）70188090100乙醇表面張力：水表面張力： 塔頂表面張力：

32、聯立方程組： 代入求得： 原料表面張力：聯立方程組： 代入求得： 塔底表面張力：聯立方程組：代入求得： （1）精餾段液相表面張力：=（2）提餾段液相表面張力：2m液體平均粘度可由下試計算：m=（1）.對于塔頂：時，=0.4999mPa，（2）.對于進料板: 時，=0.39mPa，（3）.對于塔底: 時，=0.364mPa，=0.364+(1-0.003)則精餾段平均液相粘度:=則提餾段平均液相粘度:=相對揮發(fā)度由 =0.20 得：由 =0.8856 由 =0.02682 （1）精餾段相對揮發(fā)度 （2）提餾段相對揮發(fā)度 2.1.8混合物的粘度查表得： =0.371mPa.s 查表得： =0.31

33、5mPa.s 精餾段粘度：提餾段粘度：2.1.9氣液負荷計算精餾段氣液負荷計算由公式：V=（R+1）D=（2.225+1）h-1 得：h-1Lh3h-1提餾段氣液負荷Vh-1 (q=1為飽和液體進料) 3h-1 2.2塔和塔板的主要工藝尺寸的計算2.2.1塔徑 D由不同塔徑的板間距3參考表3-1：表3-1：不同塔徑的板間距塔徑DT/m0.81.6 1.62.4 2.44.0 板間距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初選所設計的精餾塔為中型塔，采用單流型塔板，因精餾段氣相流量較大，故采用分段設計，以適應兩相體積流量的變化。精餾段板間距H1Tm,提餾段板

34、間距H2Tm。液氣流動參數精餾段：=提餾段：= =查圖可得，表面張力為20mN/m時的負荷因子：精餾段C20,1=0.083,提餾段C20,2=0.084.mN/mmN/m。由如下公式（20mN/m）計算氣體負荷因子C:C=C20（ 將C20,1,C20,2及分別代入解得精餾段的氣體負荷因子：C1=0.083提餾段的氣體負荷因子：C2根據如下公式計算液泛速度值: =則精餾段有：= m/s則提餾段有: =取安全系數為，則設計氣速為:=0.6umax則精餾段： m/s 則提餾段： m/s則精餾段塔徑：則提餾段塔徑：按標準塔徑圓整精餾段塔徑為D1=0.8m,提餾段塔徑D2=。此塔徑與表5-1塔板間距

35、HT相符。由此初選塔徑可以計算出：精餾段實際塔板總面積：提餾段實際塔板總面積：精餾段實際氣速：u1=VS1AT1提餾段實際氣速：u2=VS2AT2液流形式、降液管及溢流裝置等尺寸的確定因塔徑和流量適中，選取單溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盤及平頂溢流堰、不設進口堰。各項取值計算如下：溢流堰長LW的值：由以上設計結果可得溢流堰長LW=0.6D為： 精餾段堰長：Lw10.8=0.48m 提餾段堰長：Lw2溢流堰長hW：由hw=hL-how選用平直堰，堰上液層高度精餾段因為 取板上清液層高度hL1=60mm 故精餾段hw1提留段因為 取板上清液層高度hL2=60mm故提留段hw2Wd和降液管的面

36、積Af精餾段由lW1/D1=0.6，查圖5-7得：Wd1/D11 Af1/ At1故Af1 At12 Wd1依式（5-9）驗算液體在降液管中停留時5s提留段由lW2/D2=0.2, 查圖5-7得: Wd2/D21 Af2/ At2故Af2 At22 Wd2依式（5-9）驗算液體在降液管中停留時5s故精餾段提留段降液管設計合理o精餾段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m提餾段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m故降液管底隙高度設計合理 選用凹形受液盤，深度為hw1=50mm hw2=50mm塔板布置1塔板的分塊 因D800mm故塔板采用分塊式。查表5-3

37、得塔板分為3塊2邊緣區(qū)寬度確定 取Wc1=Wc2=m ， Ws1=Ws2m3根據以下公式計算開孔區(qū)面積。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )則精餾段：X1=m; R1=0.365m 則提餾段：X2=0.252m; R2=0.365m 代入上式得：精餾段開孔區(qū)有效面積：Aa1=2提餾段開孔區(qū)有效面積：Aa2=2篩孔數 n 及 開孔率 精餾段和提餾段均取篩孔的孔徑do=4mm;精餾段：孔徑do與孔間距t之比：t1/do=3；在有效傳質區(qū)內，篩孔呈正三角形排列。提餾段：孔徑do與孔間距t之比：t2/do=3；在有效傳質區(qū)內，篩孔呈正三角形排列。則精餾段孔間距：t1=3do=

38、44=12mm則提餾段孔間距：t2=3do=34=12mm依據下式計算開孔率：精餾段：32=0.1008提餾段：32塔板上的篩孔數n：n=則精餾段：n1=2754個則提餾段：n2=2754個氣體通過篩孔的氣速：精餾段uo1=VS1Ao1=m/s提餾段uo2=VS2AO2=塔有效高度Z精餾段：Z1=(N1-1)0.45=(9-1)提餾段：Z2=(N2-1)0.40=(25-1)塔高的計算由下式計算塔高：H=Z+h式中：h調整板間距，塔兩端空間以及裙坐所占的總高度。將進料板間距增至600mm,再考慮塔頂端及釜液上方的氣液分離空間均取,裙坐取30.6m,共取4個人孔，并將入孔處板間距增至600mm。

39、所以塔高（從塔頂至塔底計算）H=Z+h=10.48+0.+0.6+（0.6-0.35）2+（-0.32）4+1.0+3.0=m板壓降的校核精餾段和提餾段均取塔板厚度=4mm，則4/do=44=1。1.干板壓降（以液柱高度表示）由孔徑與板厚之比/do =1和開孔率（以AT-2Af為基準）：查圖5-10得干板孔流系數Co1= Co2則各段的干板壓降分別：hd=精餾段：hd1=提餾段：hd2=2氣流穿過板上液層壓降（以液柱高度表示）hL精餾段： Fa1=ua1=1.388 m/s查圖5-11得1=0.61 故hL2=2(hw1+how1提餾段： Fa2=ua2=查圖5-11得2=0.63 故hL1=

40、13.克服液體表面張力壓降（以液柱高度表示）依據下式計算克服液體表面張力壓降h: h=4/(Lgdo)精餾段 :h1=410-3m提餾段 :h2=410-3m則各段板壓降hf分別為：精餾段：hf1=hd1+hL1+h1+3301=0.072m提餾段：hf2=hd2+hL2+h2根據以上所求條件并根據公式 P=hpLg 可以得出實際單板壓降分別為： P1=hp1L1g=0.07289.81=Pa P2=hptL2g6139.81=Pa以上所得均700pa在允許范圍之內。液沫夾帶量eV的校核根據如下公式計算液沫夾帶量eV 值：eV=，hf1=hf2L0.06=則有：精餾段：eV1=kg液/kg氣k

41、g液/kg氣提餾段：eV2=kg液/kg氣15%20%則傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。3.1.7 壁溫核算因管壁很薄，且管壁熱阻很小，則管壁溫度可按下式計算：其中：由于傳熱管內側污垢熱阻大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應按最不利的操作條件考慮，因此取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。則上式可化為： 由于該換熱器用循環(huán)水冷卻，冬季操作時，循環(huán)水的進口溫度將會降低。為確?？煽浚⊙h(huán)水進口溫度為15，出口溫度為35計算傳熱管壁溫。則有：Tm40=30,tm=1/2從而傳熱管平均壁溫為：（此溫度與假設溫度

42、70基本相符，影響不大）。殼體壁溫，可近似取蒸汽溫度，即T=99則殼體壁溫與傳熱管壁溫之差為：t=99-69.3129=29.6871,該溫差較大，故需要設溫度補償器。3.1.8 換熱器內流體的流動阻力（壓降）因殼程為有機蒸汽在等溫等壓條件下的冷凝傳熱，壓降忽略，下面計算管程壓降。管程流體的阻力等于流體流經傳熱管直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即：式中：FS=1.5(近似取值)，NS=1,NP=1，取碳鋼管壁粗糙度 ，由Re=12385,傳熱管相對粗糙度查莫狄圖得： uI=/s104(湍流)對于水力光滑管，當Re=30001105時，摩擦系數可由下式計算： 則：在兩截面之間列柏努利方程求泵的

43、揚程為：m所選泵的額定流量和揚程應略大于系統(tǒng)所需的，據此選IS型單級單吸離心泵具體性能見下表4-3-1和表4-3-2：IS型單級單吸油泵性能表14-3-1： IS型單級單吸水泵性能表14-3-2：型 號IS50-32-125型 號IS50-32-160流量/(m3/h)流量/(m3/h)15揚 程/m20揚 程/m功率/kW電機功率功率/kW電機功率3軸功率軸功率轉速2900轉速2900效率60%效率56%質量（泵底座）/kg32/46質量（泵底座）/kg32/38結 構單級單吸離心泵結 構單級單吸離心泵第四章 設計結果匯總篩板塔的工藝設計計算結果匯總表 4-1：項 目符號單位計算數據精餾段提

44、餾段各段平均壓強pmkPa各段平均溫度tm各段平均流量氣 相Vsm3/s液 相Lsm3/s塔徑Dm塔板間距HTm50.32堰長lWm降液管寬度Wdm堰高hWm5467底縫hom2626Ad/AT-塔實際面積ATm20.5024塔截面積Afm228642864有效傳質區(qū)Aam20.34330.3433開孔面積A0m249872971孔徑d0mm44孔數n個27542754開孔率Ao/AT-008孔間距tmm1212篩孔氣速u0m/s邊緣區(qū)Wcm安定區(qū)寬Wsm6060塔板厚mm44溢流型式-弓形弓形排列方式-錯排錯排塔板液流形式-單流型單流型液泛速度ufm/s液泛率un/uf-空塔氣速um/s實際

45、塔板數N塊 925塔的有效高度Zm塔板壓降hPPa堰上液高hOWm13降液管內停留時間s篩板塔的工藝設計計算結果匯總表 4-2：項 目符號單位計算數據精餾段提餾段板上清液層高度hLm6060降液管清液層高度Hdm0.03330.0185降液管內泡沫層Hd/m0.1710.159穩(wěn)定系數k-操作彈性-霧沫夾帶evkg/kg7055液相負荷上限Lmaxm3/s25062291液相負荷下限Lminm3/s44結束語經過近一個月的查閱文獻、計算數據和上機調試，化工原理課程設計的基本工作已經完成，并得出了可行的設計方案，全部計算過程已在前面的章節(jié)中給以體現。課程設計是對以往學過的知識加以檢驗，能夠培養(yǎng)理

46、論聯系實際的能力，尤其是這次精餾塔設計更加深入了對化工生產過程的理解和認識，使我們所學的知識不局限于書本，并鍛煉了我們的邏輯思維能力。設計過程中培養(yǎng)了我的自學能力，設計中的許多知識都需要查閱資料和文獻，并要求加以歸納、整理和總結。通過自學及老師的指導，不僅鞏固了所學的化工原理知識,更極大地拓寬了我的知識面，讓我更加認識到實際化工生產過程和理論的聯系和差別，這對將來的畢業(yè)設計及工作無疑將起到重要的作用.通過對這次化工原理的課程設計使我增長了不少實際的知識，也再大腦中確立了一個關于化工生產的一個輪廓。同時我也感謝王老師對我的指導，使我在設計中找到了一些解決難題的方法，鍛煉了我獨立思考問題的能力。在

47、這次設計中我學到的知識比課本上的印象更加深刻。知道如何去靈活的運用課本上的公式解決實際問題。當然在這次設計中的收獲還不只這些。更主要的是它武裝了我的頭腦，教我如何面對自己在實際中遇到的問題，在以后的工作中積累了經驗。我知道自己所學的知識還遠遠不夠，在這次設計中還有許多疏漏之處。由于是第一次設計，在某些方面還有許多不當和錯誤之處。當然還需要以后的努力和老師的指導。參考文獻匡國柱,史啟才 主編化工單元過程及設備課程設計第1版，化學工業(yè)出版社. 2002年1月盧煥章等 編石油化工基礎數據手冊，化學工業(yè)出版社.1982年吉林化工學院化工原理教研室 編化工原理課程設計指導書.2002年3月陳濤 張國亮

48、主編化工傳遞過程基礎第2版，化學工業(yè)出版社.2004年6月。 主要符號說明表 主要符號說明3：符號意義單位Aa基板鼓泡區(qū)面積m2Ad降液管截面積m2Af總降壓管截面積m2An塔板上方氣體通道截面積m2Ao浮閥塔板閥孔總截面積m2AT塔截面積m2C計算液泛速度的負荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時的負荷因子-Co孔流系數-D塔徑mD塔頂產品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數-ET塔板效率-eV單位質量氣體夾帶的液沫質量-F進料摩爾質量kmol/hFLV兩相流動參數-Fo氣體的閥孔動能因子kg/(sm)G質量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc與干板壓強降相當

49、的液柱高度mhd降液管壓強降相當液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當的液層高度mHT板間距mhoW堰上方液頭高度mhW出口堰高m與克服表面張力壓強降相當的液柱高度mL下降液體流率Kmol/sLh塔內液體流量m3/hLs塔內液體流量m3/slW堰長mk塔板的穩(wěn)定性系數-M摩爾質量kg/kmolQ熱流量Wn浮閥個數-N一層塔板上的篩孔總數-主要符號說明（續(xù)表）：NT理論塔板數-Np實際塔板數-P系統(tǒng)的總壓Paq進料中液相所占分率-R回流比-r摩爾汽化潛熱kJ/kmolT溫度Kt孔心距mu空塔氣速m/suo篩板氣速m/sV上升蒸氣流率Kmol/sVh塔內氣體流量m3/hVs塔內氣體流量m3

50、/sW蒸餾釜的液體量KmolWc塔板邊緣區(qū)寬度mWd降液管寬度m Wd降液管寬度mWs塔板上入口安定區(qū)寬度m Ws塔板上出口安定區(qū)寬度mx液相組分中摩爾分率-y氣相組分中摩爾分率-Z塔的有效段高度m液面落差m相對揮發(fā)度-0板上液層無孔系數-粘度mN/m塔板開孔率-降液管內泡沫層相對密度-密度Kg/m3L液體密度Kg/m3V氣體密度Kg/m3液體表面張力dyn/cm液體在降液管內停留時間s 表下標：1,2組分名稱s秒max最大V氣相min最小L液相q精餾段和提餾段交點F進料1精餾段2提餾段附 錄基礎數據：乙醇和水的物理性質：表1 乙醇和水的物理性質：項目分子式分子量(g/mol)沸點()臨界溫度Tc()臨界壓強Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH水(B)H2O100常壓下乙醇水系統(tǒng)txy數據如表12所示。表2 乙醇水系統(tǒng)txy數據溫度t液相中乙醇的摩