乙醇-水連續(xù)板式精餾塔的設(shè)計及乙醇-水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計

PAGE目錄摘要 3前言 3課程設(shè)計任務(wù)書 3《課程設(shè)計》綜合成績評定表 3第一章設(shè)計概述 31.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 31.2塔設(shè)備的分類 31.3板式塔 31.3.1泡罩塔 31.3.2篩板塔 31.3.3浮閥塔 3第二章設(shè)計方案的確定及流程說明 32.1塔型選擇 32.2操作壓力 32.3進料狀態(tài) 32.4加熱方式 32.5回流比 32.6產(chǎn)品純度或回收率 32.7熱能的利用 32.8操作流程 3第三章精餾塔的工藝計算 33.1摩爾分數(shù) 33.2最小回流比和最佳回流比的確定 33.3物料橫算 33.4塔板數(shù)的確定 33.4.1理論塔板數(shù)NT的確定 33.4.2全塔效率的估算 33.4.3實際塔板數(shù) 3第四章精餾塔主題尺寸的計算 34.1精餾段與提餾段的汽液體積流量 34.1.1精餾段的汽液體積流量 34.1.2提餾段的汽液體積流量 34.2塔徑的計算 34.3塔高的計算 34.4塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 34.4.1溢流裝置 34.4.2降液管 34.4.3塔板布置 3第五章塔板的流體力學(xué)驗算 35.1氣體通過塔板的壓力降QUOTE 35.1.1干板阻力QUOTE 35.1.2板上充氣液層阻力QUOTE 35.1.3由表面張力引起的阻力QUOTE 35.2液面落差 35.3液沫夾帶（霧沫夾帶） 35.4漏液 35.5液泛 3第六章塔板負荷性能圖 36.1精餾段塔板負荷性能圖 36.1.1漏液線 36.1.2液沫夾帶線 36.1.3液相負荷下限線 36.1.4液相負荷上限線 36.1.5液泛線 36.2提餾段塔板負荷性能圖 36.2.1漏液線 36.1.2液沫夾帶線 36.1.3液相負荷下限線 36.1.4液相負荷上限線 36.1.5液泛線 3第七章接管尺寸的確定及選型 37.1進料管尺寸的確定及選型 37.2釜液出口管尺寸的確定及選型 37.3回流管尺寸的確定及選型 37.4塔頂蒸汽出口徑及選型 37.5水蒸汽進口管口徑及選型 3第八章精餾塔的主要附屬設(shè)備 38.1冷凝器 38.1.1冷凝器的選擇 38.1.2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量 38.2預(yù)熱器 38.3泵的選用 3設(shè)計結(jié)果一覽表 3設(shè)計小結(jié) 3參考文獻 3摘要 篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計針對乙醇-水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(shè)計過程。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設(shè)計如塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)是否合理，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。 關(guān)鍵詞：篩板塔，精餾段，提餾段，乙醇，水Abstract Thesievetraytowerisonekindofmaingas-liduidmasstransferequipmentinChemicalproduction.Thisdesignforethanol-waterdistillationanalysisoftheproblem,selection,calculation,accounting,graphics,etc,isamorecompletedistillationdesignprocess.Throughthecalculationofsievetraytower,wecangetvariousdesignsofsievetraytower,suchastowerprocess,productionoperatingconditionsandphysicalparametersisreasonabletoensurethesmoothprogressofdistillationprocessandtoimproveefficiencyasmuchaspossible. Keywords:sievetraytower，rectifyingsection,strippingsection,ethanol,water前言乙醇在工業(yè)、醫(yī)藥、民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，可采用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差較大。精餾是傳質(zhì)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中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，必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？梢?，單有精餾塔主體還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器、回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個精餾操作。塔設(shè)備是最常采用的精餾裝置，無論是填料塔還是板式塔都在化工生產(chǎn)過程中都得到了廣泛的應(yīng)用，因此我們進行板式塔的設(shè)計以熟悉單元操作設(shè)備的設(shè)計流程和應(yīng)注意的事項是非常必要的。化工與制藥學(xué)院課程設(shè)計任務(wù)書課題名稱乙醇-水連續(xù)板式精餾塔的設(shè)計課題條件（文獻資料、儀器設(shè)備、指導(dǎo)力量）1.文獻資料：【1】陳敏恒，叢德滋，方圖南，齊鳴齋編，化工原理。北京：化學(xué)工業(yè)出版社。2000.02【2】賈紹義，柴誠敬編?；ぴ碚n程設(shè)計。天津：天津大學(xué)出版社。2003.12【3】華東理工大學(xué)化工原理教研室編?；み^程開發(fā)設(shè)計。廣州：華南理工大學(xué)出版社。1996.02【4】劉道德編?；ぴO(shè)備的選擇與設(shè)計。長沙：中南大學(xué)出版社。2003.04【5】王國勝編?；ぴ碚n程設(shè)計。大連：大連理工大學(xué)出版社。2005.02【6】化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)/任曉光主編。北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009，01.2.儀器設(shè)備：板式精餾塔3.指導(dǎo)老師：方繼德設(shè)計任務(wù)（包括設(shè)計、計算、論述、實驗、應(yīng)繪圖紙等）1設(shè)計一連續(xù)板式精餾塔以分離乙醇和水，具體工藝參數(shù)如下：原料乙醇含量：質(zhì)量分率=25.5%，原料處理量：質(zhì)量流量=9.5t/h產(chǎn)品要求：摩爾分率：xD=0.83,xW=0.0252工藝操作條件：塔頂壓強為4kPa(表壓)，單板壓降<0.7kPa，塔頂全凝，泡點回流，R=（1.2~2）Rmin。3確定全套精餾裝置的流程，繪出工藝流程示意圖，標明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置；4精餾塔的工藝計算與結(jié)構(gòu)設(shè)計：1）物料衡算確定理論板數(shù)和實際板數(shù)；（可采用計算機編程）2）按精餾段首、末板，提餾段首、末板計算塔徑并圓整；3）確定塔板和降液管結(jié)構(gòu)；4）按精餾段和提餾段的首、末板進行流體力學(xué)校核；5）進行全塔優(yōu)化，要求操作彈性大于2。5計算塔高和接管尺寸；6估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量或再沸器換熱面積。7繪制塔板結(jié)構(gòu)布置圖和塔板的負荷性能圖；（如果精餾段和提餾段設(shè)計結(jié)果不同，則應(yīng)分別繪出）8設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表；9設(shè)計小結(jié)和參考文獻；10繪制裝配圖一張（可采用CAD繪圖）設(shè)計所需技術(shù)參數(shù)乙醇-水在常壓下的相平衡數(shù)據(jù)設(shè)計說明書內(nèi)容(指設(shè)計說明書正文中包括的主要設(shè)計內(nèi)容，根據(jù)目錄列出大標題即可)1．精餾塔全塔物料衡算.2．塔板數(shù)的確定3．餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4．精餾塔的塔體工藝尺寸計算5．塔板主要尺寸的計算6．篩板的流體力學(xué)驗算7．塔板負荷性能圖8．塔件設(shè)計9．篩板塔設(shè)計計算結(jié)果進度計劃（列出完成項目設(shè)計內(nèi)容、繪圖等具體起始日期）1.查找資料，初步確定設(shè)計方案及設(shè)計內(nèi)容，3天6.27到6.292.根據(jù)設(shè)計要求進行設(shè)計，確定設(shè)計說明書初稿，6.30到7.23.撰寫設(shè)計說明書，7.3到7.54.繪制工藝流程圖及總裝圖，答辯，7.6到7.8指導(dǎo)教師（簽名）：年月日學(xué)科部（教研室）主任（簽名）：年月日化工與制藥學(xué)院《課程設(shè)計》綜合成績評定表學(xué)生姓名學(xué)生班級設(shè)計題目乙醇-水連續(xù)板式精餾塔的設(shè)計指導(dǎo)教師評語指導(dǎo)教師簽字：年月日答辯記錄答辯組成員簽字：記錄人：年月日成績綜合評定欄設(shè)計情況答辯情況項目權(quán)重分值項目權(quán)重分值1、計算和繪圖能力351、回答問題能力202、綜合運用專業(yè)知識能力102、表述能力（邏輯性、條理性）103、運用計算機能力和外語能力104、查閱資料、運用工具書的能力55、獨立完成設(shè)計能力56、書寫情況（文字能力、整潔度）5綜合成績指導(dǎo)教師簽名：學(xué)科部主任簽名：年月日年月日第一章設(shè)計概述1.1塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。1.2塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設(shè)備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的內(nèi)件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類。1.3板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國內(nèi)外的現(xiàn)狀，主要的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比范圍大（4）.不易堵塞，能適應(yīng)多種介質(zhì)泡罩塔的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。1.3.2篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產(chǎn)能力大（提高20％－40％）（2）.塔板效率高（提高10％－15％）（3）.壓力降低（降低30％－50％），而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40％左右，安裝維修都比較容易[1]。1.3.3浮閥塔20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。第二章設(shè)計方案的確定及流程說明設(shè)計方案包括精餾流程、設(shè)備的結(jié)構(gòu)類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設(shè)備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調(diào)節(jié)機構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。限于篇幅，僅對其中一些內(nèi)容作些闡述，其他內(nèi)容可見參考文獻。2.1塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為10.8t/h，由于產(chǎn)品粘度較小，流量較大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選用篩板塔。2.2操作壓力塔內(nèi)操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原則：⑴壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增加，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式；⑵考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作；⑶真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。2.3進料狀態(tài)進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q＞1；飽和液體（泡點）：q＝1；氣、液混合物：0＜q＜1；飽和蒸氣（露點）：q＝0；過熱蒸氣：q＜0。q值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進料量F的比值D/F有關(guān)；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，當D/F值大時宜采用較小的q值，當D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。如果實際操作條件與上述要求不符，是否應(yīng)對進料進行加熱或冷卻可依據(jù)下列原則定性判斷：⑴進料預(yù)熱的熱源溫度低于蒸餾釜的熱源溫度，可節(jié)省高溫?zé)嵩磿r，對進料預(yù)熱有利，但會增加提餾段的塔板數(shù)；⑵當塔頂冷凝器采用冷凍劑進行冷卻，又有比較低的冷量可利用時，對進料預(yù)冷有利。泡點進料時的操作比較容易控制，且不受季節(jié)氣溫的影響；此外，泡點進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，設(shè)計和制造時比較方便。2.4加熱方式塔釜采用直接蒸汽加熱，直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用。2.5回流比影響精餾操作費用的主要因素是塔內(nèi)蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D一定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設(shè)備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計，要進行這種核算是困難的，可以利用該方法確定：先求出最小回流比Rmin，根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.2∽2倍，即R＝（1.2∽2）Rmin；2.6產(chǎn)品純度或回收率產(chǎn)品純度通常是根據(jù)客戶的要求決定的。若客戶對精餾塔頂和塔底產(chǎn)品的純度都有要求，則產(chǎn)品的回收率也已確定；若用戶僅指定其中一種產(chǎn)品的純度，設(shè)計人員則可根據(jù)經(jīng)濟分析決定產(chǎn)品的回收率。提高產(chǎn)品的純度意味著提高產(chǎn)品的回收率，可獲得一定的經(jīng)濟效益。但是產(chǎn)品純度的提高或者是通過增加塔板數(shù)或者是增加回流比來達到的，這意味著設(shè)備費用或操作費用的增加，因此只能通過經(jīng)濟分析來決定產(chǎn)品的純度或回收率。2.7熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入蒸餾釜的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。2.8操作流程乙醇——水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。乙醇—水混合液原料經(jīng)預(yù)熱器加熱到泡點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。第三章精餾塔的工藝計算3.1摩爾分數(shù)QUOTEQUOTE質(zhì)量分率W乙醇=0.255質(zhì)量流量QUOTE=9.5t/hM乙醇=46g/molM水=18g/molQUOTE=QUOTE=0.118平均摩爾質(zhì)量M=0.11846+（1-0.118）18=21.30kg/kmolM=0.8346+(1-0.83)18=41.24kg/kmolM=0.02546+（1-0.025）18=18.70kg/kmol3.2最小回流比和最佳回流比的確定通過QUOTEQUOTE由RMIN專用計算程序知Rmin=1.48最佳回流比R=（1.2—2.0）Rmin捷算法求理論板層數(shù)——吉利蘭圖最小理論板數(shù)Nmin可根據(jù)表1確定：表1乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)沸點t/℃乙醇摩爾數(shù)/%沸點t/℃乙醇摩爾數(shù)/%氣相液相氣相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根據(jù)表1：乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)可得到圖1：全回流下乙醇—水的平衡圖如下：圖1全回流下乙醇—水的相平衡圖由該圖得出精餾塔的最小理論板數(shù)Nmin=8吉利蘭的原始數(shù)據(jù)回歸方程式【3】：QUOTEQUOTE整理數(shù)據(jù)如表2：表2N-R數(shù)據(jù)表以N-R作圖可得圖2：圖2：N-R圖該圖拐點R為最佳回流比，該點為：R=2.22，N=15.293.3物料橫算物料衡算D+W=F+S（1）易揮發(fā)組分物料衡算F=D+WχW（2）恒摩爾流假設(shè)S=V=(R+1)D(3）QUOTEQUOTE聯(lián)立上式（1）、（2）、(3)得：S=150.84kmol/hW=549.98kmol/hD=46.8kmol/h3.4塔板數(shù)的確定3.4.1理論塔板數(shù)NT的確定理論塔板數(shù)可根據(jù)圖3確定圖3：乙醇—水的相平衡圖由圖3可知總理論板數(shù)為17，第16塊板為進料板（精確位置為15.2塊板），精餾段理論板數(shù)為16（精確板數(shù)為15.2），提餾段理論板數(shù)為1（精確板數(shù)為1.8）（包括蒸餾釜）3.4.2全塔效率的估算根據(jù)乙醇—水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：QUOTEQUOTEQUOTE(塔頂?shù)谝粔K板)QUOTEQUOTEQUOTE（進料口)QUOTEQUOTEQUOTE（塔底）由相平衡方程式可得因此可以求得：QUOTE全塔的相對平均揮發(fā)度：精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE全塔的平均溫度：精餾段：QUOTE提餾段：在82℃時，根據(jù)上圖知對應(yīng)的X=0.273，由《化工原理》（陳敏恒版）課本附錄二（水與蒸汽的物理性質(zhì)）查得，由附錄四（液體及水溶液的物理性質(zhì)——液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在89.9℃時，根據(jù)上圖知對應(yīng)的X=0.056，由《化工原理》（陳敏恒版）課本附錄二（水與蒸汽的物理性質(zhì)）查得，由附錄四（液體黏度共線圖）查得（圖中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因為所以，平均黏度：精餾段：提餾段：用奧康奈爾法()計算全塔效率：精餾段：提餾段：3.4.3實際塔板數(shù)實際塔板數(shù)QUOTE精餾段：，取整28塊，考慮安全系數(shù)加一塊為29塊。提餾段：，取整5塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為6塊。進料口：N進料=29+1=30故進料板為第30塊，實際總板數(shù)為35塊。第四章精餾塔主題尺寸的計算4.1精餾段與提餾段的汽液體積流量4.1.1精餾段的汽液體積流量平均摩爾質(zhì)量的計算：進料口：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE塔頂：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE數(shù)據(jù)整理如表3：表3精餾段的數(shù)據(jù)位置進料板塔頂(第一塊板)摩爾分數(shù)xF=0.118y1=xD=0.83yF=0.468x1=0.813質(zhì)量分數(shù)摩爾質(zhì)量/MLF=21.3MLD=41.76MVF=31.3MVD=41.24溫度/℃85.778.3平均摩爾質(zhì)量：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE液相平均質(zhì)量分數(shù)：Wlm=（QUOTE+QUOTE）/2=(QUOTE+0.917)/2=0.586氣相平均質(zhì)量分數(shù)：WVm=（QUOTE+QUOTE）/2=（0.692+0.923）/2=0.808平均溫度：tm=（tF+tD）/2=(85.7+78.3)/2=82℃在平均溫度下查得QUOTE4.1.1.1液相的計算已知Wlm=0.586，QUOTE液相平均密度計算：代入：QUOTE求得：QUOTE精餾段的液相負荷L=RD==QUOTEKmol/hLsj=LQUOTE/QUOTE=103.9×31.53/817.3=QUOTE4.1.1.2氣相的計算已知tm=82℃，QUOTE精餾段塔頂壓強QUOTE若取單板壓降為QUOTE,則進料板壓強QUOTEnQUOTE105.325+0.7QUOTE氣相平均壓強QUOTE由所以氣相平均密度計算:QUOTE=QUOTE氣相負荷V=（R+1)D==QUOTE=QUOTE精餾段的負荷列于表4：表4精餾段的汽液相負荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量/36.2731.53平均密度/1.420817.3體積流量/3851.94.014.1.2提餾段的汽液體積流量采用和精餾段相同的計算方法可以得到下表：平均溫度：tm=（tF+tw）/2=（94+85.7）/2=89.85℃表5提餾段的數(shù)據(jù)位置塔釜進料板摩爾分數(shù)xF=0.118yF=0.468質(zhì)量分數(shù)摩爾質(zhì)量/MLF=21.3MVF=31.3溫度/℃94.085.7表6提餾段的汽液相負荷名稱氣相液相平均摩爾質(zhì)量/27.420平均密度/1.067918.5體積流量/3873.511.984.2塔徑的計算由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為便于制造，我們?nèi)啥蔚乃较嗟?。有以上的計算結(jié)果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：QUOTE=QUOTE汽塔的平均液相流量：QUOTE汽塔的汽相平均密度：QUOTE汽塔的液相平均密度：QUOTE塔徑可以由下面的公式給出：QUOTE由于適宜的空塔氣速，因此，需先計算出最大允許氣速。不同塔徑的板間距參考表7【1】：表7不同塔徑的板間距參考表塔徑D/mm800～12001400～24002600～6600板間距

HT/mm300350400450500400450500550600650700450500550600650700750800參照上表,取板間距QUOTE0.35m,板上液層高度QUOTE=0.06m，那么分離空間：由已知條件可以計算出二相流動參數(shù)【2】：QUOTE從史密斯關(guān)聯(lián)圖圖4史密斯關(guān)聯(lián)圖查得：QUOTE=0.062，由于由于，需先求平均表面張力：1——乙醇2——水塔頂:進料板：=17.5mN/m=61.6mN/m塔底：=16.6mN/m=58.9mN/m精餾段液相平均表面張力提餾段液相平均表面張力全塔液相平均表面張力C=0.062×()0.2=0.0735=0.0735×u=0.65×1.95=1.27m/s==1.086m根據(jù)塔徑系列尺寸圓整為D=1000mm此時，精餾段的上升蒸汽速度為：QUOTE=QUOTE提餾段的上升蒸汽速度為：QUOTE=QUOTE安全系數(shù)：QUOTE==0.7QUOTE==0.702和均在0.6—0.8之間，符合要求4.3塔高的計算精餾段有效高度QUOTE提餾段有效高度QUOTE塔的高度可以由下式計算：QUOTEQUOTE—塔頂空間（不包括頭蓋部分）—板間距N—實際板數(shù)S—人孔數(shù)—進料板出板間距—塔底空間（不包括底蓋部分）已知實際塔板數(shù)為N=35塊，板間距QUOTE，由于料液較清潔，無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊板設(shè)一個人孔，則人孔的數(shù)目為：個取人孔兩板之間的間距QUOTE，則塔頂空間QUOTE塔底空間QUOTE，進料板空間高度QUOTE，那么，全塔高度：4.4塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定4.4.1溢流裝置由于塔徑大于800mm，采用單溢流、弓形降液管、平形受液盤及平形溢流堰，不設(shè)進流堰。各計算如下【2】：4.4.1.1溢流堰長QUOTEQUOTE為0.7D，即：QUOTE；4.4.1.2出口堰高QUOTEQUOTE精餾段：由QUOTE,查液流收縮系數(shù)圖5可知：圖5液流收縮系數(shù)圖E為1.02，依下式得堰上液高度：QUOTEEQUOTE故：QUOTE提餾段：QUOTE,查液流收縮系數(shù)表可知：E為1.067，依下式得堰上液高度：QUOTEEQUOTE故：QUOTE4.4.2降液管4.4.2.1降液管寬度QUOTE與降液管面積QUOTE有，查弓形降液管參數(shù)圖6【2】得,QUOTE故：QUOTE圖6弓形降液管參數(shù)圖液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時間【3】：QUOTEQUOTE）液體在提餾段降液管內(nèi)的停留時間：QUOTEQUOTE）4.4.2.2降液管底隙高度QUOTE精餾段：取液體通過精餾段降液管底隙的流速Q(mào)UOTE依式計算降液管底隙高度QUOTE，即：QUOTE提餾段：取液體通過精餾段降液管底隙的流速Q(mào)UOTE依式計算降液管底隙高度QUOTE，即：4.4.3塔板布置4.4.3.1邊緣區(qū)寬度的確定取安定區(qū)寬度取邊緣區(qū)寬度：QUOTE4.4.3.2開孔區(qū)面積的計算開孔區(qū)面積按下式計算：QUOTE）【3】其中QUOTE故QUOTE4.4.3.3篩孔數(shù)n與取篩孔的孔徑d0為5mm正三角形排列，一般碳鋼的板厚為4mm,取QUOTE故孔中心距t=2.9QUOTE5.0=14.5mm，依下式計算塔板上篩孔數(shù)n,即QUOTE孔依下式計算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即：QUOTE每層板上的開孔面積為QUOTE氣孔通過篩孔的氣速：精餾段：QUOTE提餾段：QUOTE4.4.3.4篩孔排列篩孔按正三角形排列第五章塔板的流體力學(xué)驗算5.1氣體通過塔板的壓力降QUOTE氣體通過塔板的壓力降(單板壓降)QUOTEQUOTE——氣體通過每層塔板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱QUOTE——氣體通過篩板的干板壓降，m液柱QUOTE——氣體通過板上液層的阻力，m液柱QUOTE——克服液體表面張力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力QUOTE干板壓降QUOTEQUOTE【2】QUOTE——篩孔氣速，m/sQUOTE——孔流系數(shù)QUOTE——分別為氣液相密度，Kg/m3根據(jù)QUOTE，查干篩孔的流量系數(shù)圖C0=0.751精餾段QUOTE=0.0466m液柱提餾段QUOTE=0.0306m液柱5.1.2板上充氣液層阻力QUOTE板上液層阻力用下面的公式計算：QUOTE【2】QUOTE——板上清液層高度，mβ——反映板上液層充氣程度的因數(shù)，可稱為充氣因數(shù)降液管橫截面積QUOTE塔橫截面積QUOTE精餾段動能因子查充氣系數(shù)0.6，則QUOTE提餾段動能因子查充氣系數(shù)QUOTE0.63，則QUOTE5.1.3由表面張力引起的阻力QUOTE液體表面張力的阻力QUOTE【2】精餾段提餾段綜上，故精餾段hf=0.0466+0.036+0.00403=0.08663m液柱QUOTE提餾段QUOTE=0.0306+0.0378+0.00507=0.07347m液柱5.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計的塔徑和流量均不大，故可忽略液面落差的影響5.3液沫夾帶（霧沫夾帶）板上液體被上升氣體帶入上一層塔板的現(xiàn)象，為保證板式塔能維持正常的操作效果，QUOTEQUOTE【2】精餾段QUOTE提餾段QUOTE故在本設(shè)計中液沫夾帶常量ev在允許范圍內(nèi)，不會發(fā)生過量液沫夾帶。5.4漏液漏液驗算【2】QUOTE精餾段QUOTE實際孔速Q(mào)UOTE穩(wěn)定系數(shù)QUOTE提餾段QUOTE實際孔速Q(mào)UOTE穩(wěn)定系數(shù)QUOTE故在本設(shè)計中無明顯漏液5.5液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從的關(guān)系QUOTE【2】乙醇-水組分為不易發(fā)泡體系故取QUOTEQUOTE精餾段：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE提餾段：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE第六章塔板負荷性能圖6.1精餾段塔板負荷性能圖6.1.1漏液線QUOTE據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液體/kg干氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：QUOTEhf=2.5hL=2.5（QUOTE，QUOTEQUOTEEQUOTEQUOTEQUOTE解得：QUOTE列表計算如下：Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.2521.1261.0200.926可作出液沫夾帶線26.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由QUOTE=0.817QUOTE解得：QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3.6.1.4液相負荷上限線以QUOTE作為液體在降液管中停留時間的下限QUOTE,QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。6.1.5液泛線令QUOTEQUOTE聯(lián)立得：QUOTE整理得：QUOTE’QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTEEQUOTE列表計算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.651.4791.2200.900由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔精餾段的負荷性能圖7如下：圖7精餾段的負荷性能圖在精餾段塔板負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負荷下限控制。由圖查得：QUOTE故操作彈性為QUOTE6.2提餾段塔板負荷性能圖6.2.1漏液線QUOTE據(jù)此可以做出與流體流量無關(guān)的水平漏液線16.1.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液體/kg干氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下：QUOTEhf=2.5hL=2.5（QUOTE，QUOTEQUOTEEQUOTEQUOTEQUOTE解得：QUOTE列表計算如下：Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.5621.4171.2951.186可作出液沫夾帶線26.1.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作最小液體負荷標準，由QUOTE=0.855QUOTE解得：QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限3.6.1.4液相負荷上限線以QUOTE作為液體在降液管中停留時間的下限QUOTE,QUOTE據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷上線4。6.1.5液泛線令QUOTEQUOTE聯(lián)立得：QUOTE整理得：QUOTE’QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTEEQUOTE列表計算如下：Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.7411.5731.3791.139由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔提餾段的負荷性能圖8如下圖8提餾段的負荷性能圖在提餾段塔板負荷性能圖上，作出操作點A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為漏液控制。由圖查得：QUOTE故操作彈性為QUOTE第七章接管尺寸的確定及選型7.1進料管尺寸的確定及選型料液質(zhì)量流量QUOTE進料溫度QUOTE，在此溫度下QUOTEQUOTE則QUOTEQUOTE取管內(nèi)流速：QUOTE則進料管管徑：QUOTE則可選擇進料管QUOTE熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速Q(mào)UOTE7.2釜液出口管尺寸的確定及選型釜液質(zhì)量流量QUOTE塔釜溫度QUOTE，在此溫度下QUOTEQUOTE則QUOTEQUOTE取釜液出塔的速度：QUOTE則釜液出口管管徑：QUOTE則可選擇釜液出口管QUOTE熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速Q(mào)UOTE7.3回流管尺寸的確定及選型回流液質(zhì)量流量QUOTE回流溫度QUOTE，在此溫度下QUOTEQUOTE則QUOTEQUOTEQUOTE取回流速度：QUOTE則回流出口管管徑：QUOTE則可選擇回流出口管QUOTE熱軋無縫鋼管，此時管內(nèi)液體流速Q(mào)UOTE7.4塔頂蒸汽出口徑及選型QUOTE塔頂上升蒸汽的質(zhì)量流量：QUOTEQUOTE取適當流速：QUOTEQUOTE所選規(guī)格為，此時管內(nèi)流速13.9QUOTE7.5水蒸汽進口管口徑及選型進入塔的水蒸汽體積流量：QUOTEQUOTEQUOTE取適當速度QUOTEQUOTE所選規(guī)格為，此時管內(nèi)流速15.7QUOTE第八章精餾塔的主要附屬設(shè)備8.1冷凝器8.1.1冷凝器的選擇冷凝器選擇選擇強制循環(huán)式冷凝器，冷凝器置于塔下部適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺架，且便于維修、安裝，造價不高。8.1.2冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量塔頂全凝器的熱負荷：QUOTEQUOTE——單位時間內(nèi)的傳熱量，QUOTE；——熱、冷流體的質(zhì)量流量，QUOTE；QUOTE——熱流體的汽化潛熱，QUOTEQUOTE查表得r=925kJ/kg則QUOTE取水為冷凝器介質(zhì)其進出冷凝器的溫度為20℃和30℃平均溫度25℃下水的比熱Cpc=4.203QUOTE于是冷凝水用量：QUOTE又QUOTEK取700所以，傳熱面積：QUOTEQUOTE8.2預(yù)熱器以釜殘液對預(yù)熱原料液，則將原料加熱至泡點所需的熱量QUOTE可記為：QUOTE其中QUOTE=(85.7+35)/2=60.35℃（設(shè)原料液的溫度為35℃）在已知進出預(yù)熱器的平均溫度QUOTE=60.35℃的情況下可以查得比熱容：QUOTE所以，釜殘液放出的熱量QUOTE若將釜殘液溫度降至QUOTE=45℃那么平均溫度QUOTE=(94+45)/2=69.5℃其比熱為QUOTE=4.2KJ/kg.℃，因此，QUOTE可知，QUOTE，于是理論上可以用釜殘液加熱原料液至泡點8.3泵的選用（1）進料泵：選用離心泵，泵入口溫度為常溫，取為30℃，特點為流量穩(wěn)定，揚程較高；（2）產(chǎn)品泵：單機離心泵，入口溫度為常溫，流量較小，揚程較低；（3）塔底泵：單機離心泵，流量變動范圍大，流量較大，泵入口溫度高，一般大于100℃，故塔底不需冷凝器。設(shè)計結(jié)果一覽表項目符號單位計算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均溫度℃78.394.0平均流量氣相VSm3/s1.071.076液相LSm3/s0.001110.00333實際塔板數(shù)N塊296板間距HTm0.350.35塔的有效高度Zm9.81.75塔徑Dm1.01.0空塔氣速um/s1.3631.37塔板液流形式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長lwm0.760.76堰高hwm0.051220.0409溢流堰寬度Wdm0.1630.163管底與受液盤距離hom0.0210.0364板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔中心距tmm14.514.5孔數(shù)n孔31723172開孔面積m20.06210.0621篩孔氣速uom/s17.2217.33塔板壓降HfkPa0.6950.662液體在降液管中停留時間τs26.58.78降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1470.136霧沫夾帶eVKg液/kg氣0.0510.038負荷上限液沫夾帶控制液沫夾帶控制負荷下限液相負荷下限控制漏液控制氣相最大負荷VS·maxm3/s1.31.4氣相最小負荷VS·minm3/s0.4820.558操作彈性2.702.51設(shè)計小結(jié)經(jīng)過兩周的化工原理課程設(shè)計，我受益頗多。課程設(shè)計是一個我們自我學(xué)習(xí)，自我檢測的過程，在設(shè)計的過程中，學(xué)會自己查閱資料，運用圖書館，網(wǎng)絡(luò)等可以運用的資源來收集所需的資料，所以，這次的課程設(shè)計，是自我完善的良好過程。本次，我的設(shè)計題目是乙醇和水的板式精餾塔的設(shè)計，這使得我對課本中有關(guān)蒸餾的章節(jié)有了更加深入的了解和學(xué)習(xí)，對于蒸餾方面問題的把握也更加準確。當然，在次過程中，我亦發(fā)現(xiàn)了我存在的許多問題，譬如，對概念的把握有些迷糊等，幸而通過設(shè)計鞏固了所學(xué)的知識。此外，通過設(shè)計，讓我更加明白了理論聯(lián)系實際的重要性，無論理論知識學(xué)得再好，不能設(shè)計出方案也是不行的，但是，反言之，一味追求實際，而忽略理論知識的重要性也是萬萬不可的，總之，只有把理論和實際相結(jié)合，才能設(shè)計出優(yōu)秀的方案。當然，我的設(shè)計并不完善，還有待改進，望老師予以幫助。總之，這次設(shè)計總體來說應(yīng)該是自我提高的很好的過程，而我，也認真的體會了這個過程。相信在以后的學(xué)習(xí)過程當中，會有很大的幫助。參考文獻陳敏恒化工原理（上）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008陳敏恒化工原理（下）[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008夏清、陳常貴.化工原理（下）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2005夏清、陳常貴.化工原理（下）[M].天津：天津大學(xué)出版社，2005譚皓、張電吉.AutoCAD2009建筑制圖[M].中國電力出版社，2010中英文摘要摘要：設(shè)計一座連續(xù)浮閥塔，通過對原料，產(chǎn)品的要求和物性參數(shù)的確定及對主要尺寸的計算，工藝設(shè)計和附屬設(shè)備結(jié)果選型設(shè)計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設(shè)備設(shè)計。首先根據(jù)設(shè)計任務(wù)，確定操作條件。比如：操作壓力的確定、進料狀態(tài)等的確定。然后設(shè)計工藝流程草圖。根據(jù)確定的方案，確定具體的參數(shù)，即一個完整的設(shè)計就初步的確定了。最后計算塔的工藝尺寸、浮閥的流體力學(xué)演算、塔板的負荷性能，最后根據(jù)計算選擇合適的輔助設(shè)備。關(guān)鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設(shè)備。Abstract:Thedesignofacontinuousdistillationvalvecolumn,inthematerial,productrequirementsandthemainphysicalparametersandtodeterminethesize,processdesignandselectionofequipmentanddesignresults,completionoftheethanol-waterdistillationprocessandequipmentdesigntheme.Atfirst,accordingtothedesigningtasktodeterminetheconductionoftheoperation,forexample,determinethepowerontheoperation,thestateoffeeding,thedraftofthedistillationprocess.Onthebasisoftheprogram,determiningthespecificparamiters,thenthewholedesigncanbedetermined.Atlast,designtheprocesssizeofthetower,theloadingcapabilityofthetowerboard,thenchoosetheauxiliaryepuipmentaccordingtothedesign.Keywords:rectificationcolumn,valvetower,accessoryequipmentoftherectificationcolumn.概述乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因為乙醇和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離?；S中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和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?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實現(xiàn)整個操作。浮閥塔與20世紀50年代初期在工業(yè)上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點，已成為國內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)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)已列入部頒標準（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，采用輕閥。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。浮閥塔不宜處理宜結(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。設(shè)計依據(jù)課程設(shè)計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力，進料狀況，加熱方式及其熱能的利用。操作壓力精餾可在常壓，加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，若物料無特殊要求，應(yīng)盡量在常壓先操作。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝，冷卻費用。在相同的塔徑下，適當提高操作壓力還可提高塔的處理能力，但增加塔壓，也提高了再沸器的溫度，并且相對揮發(fā)度也有所下降。降低操作壓力，組分的相對揮發(fā)度增大，有利于分離。減壓操作降低了平衡溫度，這樣可以使用較低溫位的加熱劑。但降低壓力也導(dǎo)致塔徑增大和塔頂蒸汽冷凝溫度降低，且必須使用抽真空的設(shè)備，增加了相應(yīng)的設(shè)備和操作費用。故我們采用塔頂壓力為常壓進行操作。進料狀況進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預(yù)熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度就不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作就比較容易控制。此外，泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，設(shè)計制造均比較方便。但泡點進料需預(yù)熱，熱耗很大。在此次設(shè)計中，我們選用30°加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量，若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。這樣操作費用和設(shè)備費用均可降低。但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。綜合考慮，我們采用間接蒸汽加熱的方式（4）熱能的利用蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量僅有5%左右被有效利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的，但其能位較低，不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用作低溫?zé)嵩?，供別處使用。或可采用熱泵技術(shù)，提高溫度后再用于加熱釜液。此外，通過蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，也可取得節(jié)能的效果。例如，可采用設(shè)置中間再沸器和中間冷凝器的流程。技術(shù)來源目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，但是嚴格計算法對于連續(xù)精餾塔是最常采用的，我們此次所做的計算也采用嚴格計算法。設(shè)計內(nèi)容及任務(wù)設(shè)計內(nèi)容乙醇-水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計設(shè)計任務(wù)處理能力：2.5萬噸/年，每年按300天計算，每天24小時連續(xù)運轉(zhuǎn)。原料乙醇-水溶液：40%組成（乙醇的質(zhì)量分數(shù)）產(chǎn)品要求：塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分數(shù)）：≥90%塔頂易揮發(fā)組分回收率：99%塔底的產(chǎn)品組成（質(zhì)量分數(shù)）：≤1%塔型選擇根據(jù)生產(chǎn)任務(wù)，若按年工作日300天，每天開動設(shè)備24小時計算，產(chǎn)品流量為145.9kmol/h,由于產(chǎn)品黏度較小，流量增大，為減少造價，降低生產(chǎn)過程中壓降和塔板液面落差的影響，提高生產(chǎn)效率，選擇浮閥塔。操作條件操作壓力：塔頂壓強為常壓101325Pa單板壓降：﹥0.7KPa進料狀況：30°回流比：自選加熱方式：間接蒸汽加熱冷卻水進口溫度：30塔的工藝計算工藝過程物料衡算由得由得表1物料衡算數(shù)據(jù)記錄F145.9kmol/h0.2069D38.36kmol/h0.7790W107.54kmol/h0.0028由氣液平衡數(shù)據(jù)，畫出下表，由圖查出組成的乙醇-水溶液泡點為83.25°C，在平均溫度為（83.25+30）/2=56.63下，由《化工原理》（第三版，王志魁）附錄查得乙醇與水的有關(guān)物性為：乙醇的摩爾熱容：乙醇的摩爾汽化潛熱：水的摩爾熱容：水的摩爾汽化潛熱：比較水與乙醇的摩爾汽化潛熱可知，系統(tǒng)滿足衡摩爾流的假定。加料液的平均摩爾熱容：加料液的平均汽化熱：最小回流比及操作回流比的確定（1）q線方程：做出下圖，得q線與平衡線的交點（0.238，0.547），即，由，得（2）過點（0.7790，0.7790）做平衡線的切線，交Y軸于點（0，0.41）由，得取較大的回流比，故根據(jù)，取R=1.8精餾段和提餾段操作線的確定精餾段液相流量：精餾段汽相流量：精餾段操作線方程：提餾段液相流量：提餾段汽相流量：提餾段操作線方程：理論及實際塔板數(shù)的確定A用圖解法求解理論板數(shù)在y-x圖上分別畫出提餾段方程和精餾段方程，利用圖解法可以求出理論塔板數(shù)為10塊（含塔釜）。其中第8理論板為進料板。見下圖B用奧康奈爾法對全塔效率進行估算：（1）由相平衡方程式，可得根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：因此可以求得：平均相對揮發(fā)度的求?。?2)根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：塔頂：，塔釜：,塔頂和塔釜的算術(shù)平均溫度：由《化工原理》（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）書中附表12查得：在88.77°C下，，根據(jù)公式得由奧康奈爾關(guān)聯(lián)式：C求解實際塔板數(shù)取N=20塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計精餾塔塔徑的計算查得有關(guān)乙醇與水的安托因方程：乙醇：得:水：得：將代入進行試差，求塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度：塔頂：，試差得進料板位置：精餾段實際板層數(shù)：每層塔板壓降：進料板壓力：進料板：，試差得提餾段實際板層數(shù)：塔釜壓力：塔釜：，試差得求得精餾段及提餾段的平均壓力及溫度：精餾段：提餾段：平均摩爾質(zhì)量的計算：塔頂：進料板：塔釜：精餾段平均摩爾質(zhì)量：提餾段平均摩爾質(zhì)量：表2平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂精餾段平均摩爾質(zhì)量進料板提餾段平均摩爾質(zhì)量塔釜平均密度的計算：汽相平均密度計算：精餾段汽相平均密度：提餾段汽相平均密度：液相平均密度計算：塔頂：，得：進料板：，,得：塔釜：，，得：精餾段液相平均密度：提餾段液相平均密度：表3液相平均密度的計算塔頂塔釜進料板精餾段液相平均密度提餾段液相平均密度液體平均表面張力計算液體平均表面張力按下式計算：塔頂：，由《化工原理》（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄二十，得：進料板：，查手冊：，得：塔釜：，查附錄：，得：精餾段液體表面平均張力：提餾段液體表面平均張力：表4液體平均表面張力計算塔頂塔釜進料板精餾段液體表面平均張力提餾段液體表面平均張力液體平均黏度計算：液體平均黏度按下式計算：塔頂：，查由《化工原理》（第三版，化學(xué)工業(yè)出版社，王志魁）附錄十二，得：進料板：，查附錄：，得：塔釜：，查附錄：，得：精餾段液體平均黏度：提餾段液體平均黏度：表5液體平均黏度計算塔頂塔釜進料板精餾段液體平均黏度提餾段液體平均黏度氣液相體積流率計算：精餾段汽相體積流率：液相體積流率：提餾段汽相體積流率：液相體積流率：表6氣液相體積流率計算塔徑的確定塔徑的確定，需求，C由下式計算：由Smith圖查取。取板間距，板上液層高度，則精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為查smith圖，smith圖得0.0826取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為：則精餾塔塔徑提餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為：查smith圖，得取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為則精餾塔塔徑按標準塔徑圓整后，塔截面積：精餾段實際空塔氣速為：提餾段實際空塔氣速為：精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算：提餾段有效高度的計算：每隔5層塔板開一人孔，人孔高度為0.5m，人孔數(shù)：N塔頂間距：H1=(1.5~2.0)HT,取H1=1.7×0.35=0.595m≈0.6m塔底空間高度：H2=2m，進料板處板間距：HF=0.4m塔高：H=（N-np-nF-1）HT+npHp+H1+H2+HD+HB+nFHF=（20-3-1-1）×350+3×600+600+2000+1000+2000+1×400=13.05m塔板主要工藝尺寸的計算溢流裝置計算因塔徑D=0.9m，可選用單溢流弓形降液管A.堰長lw單溢流：lw=（0.6~0.8）D，取lw=0.6×0.9=0.54mB.溢流堰高度hw因為hl=hw+how選用平直堰，堰上液層高度how可用Francis計算，即精餾段：lL=0.000543×3600=1.9548m3液體收縮系數(shù)計算圖，查上圖得，E=1.02,則how=（2.84/1000）×1.02×（2.7/0.54）2/3=0.00849m取板上清夜層高度h2=0.05m,故hw=0.05-0.00849=0.04151m提餾段：l′h=0.00148×3600=5.328m3查得E=1.045，則h′OW=(2.84/1000)×1.045×（5，328/0.54）2/3=0.0137m取板上清夜層高度hL=0.05m,故h′W=0.05-0.0137=0.0363m降液管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，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：提餾段：故降液管設(shè)計合理。降液管底隙高度降液管底隙高度依下式計算：取，則精餾段：，即提餾段：，即故降液管底隙高度設(shè)計合理。塔板布置塔板的分塊因為D=900mm,故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。表塔板分塊數(shù)塔徑/mm800~12001400~16001800~20002200~2400塔板分塊數(shù)3456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=0.035m開孔區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算：其中故浮閥塔計算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm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=1.1則精餾段：，個提餾段：，個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=75mm，畫出閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔26個.弓形板可排閥孔24個，所以總閥孔數(shù)目為N=26+24×2=74個.校核精餾段：氣體通過閥孔的實際速度：閥孔排列圖實際動能因素：提餾段：氣體通過閥孔的實際速度：實際動能因素：開孔率：開孔率在10%~14%之間，且實際動能因數(shù)F0在9~12間，滿足要求。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：hp=hc+hl+hσ閥片全開前：閥片全開后:取板上液層充氣因數(shù)ε0=0.5，那么hL=ε0(hw+how)=ε0hL=0.5×0.05=0.025m氣體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：hp=hc+hl+hσ=0.037+0.025=0.062m(2)提餾段：h′P=0.033+0.025=0.058m漏液驗算(1)精餾段：氣體通過閥孔時的速度：>6(2)提餾段氣體通過閥孔時的速度：>6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+Δ+hd=hp+hL+hd≤φ（HT+hw）浮法塔的頁面落差一般不大，?？珊雎圆挥?1)精餾段hp=0.062m,hL=0.05m塔板上不設(shè)進口堰時：Hd=0.062+0.05+0.00005=0.11205m取φ=0.5，φ（HT+hw）=0.5×（0.35+0.04151）=0.196mHd<φ（HT+hw）(2)提餾段h′p=0.058m,h′L=0.05m塔板上不設(shè)進口堰時：H′d=0.058+0.05+0.00005=0.10805m取φ=0.5，φ（HT+h′W）=0.5×（0.35+0.0363）=0.19315mH′d<φ（HT+h′W）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-2Af(1)精餾段：(2)提餾段：液體在降