化工原理課程設(shè)計任務(wù)書.設(shè)計題目：分離乙醇一正丙醇二元物系的浮閥式精餾塔.原始數(shù)據(jù)及條件：進料：乙醇含量45%（質(zhì)量分數(shù)，下同），其余為正丙醇分離要求：塔頂乙醇含量93%；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1.03atm（絕壓）；泡點進料；R=5.設(shè)計任務(wù)：⑴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。⑵畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設(shè)計條件圖。⑶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。概述本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、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、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。通過對精餾塔的核算，以保證精餾過程的順利進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20塊，塔效率為42.2%，精餾段實際板數(shù)為40塊，提餾段實際板數(shù)為5塊，實際板數(shù)45塊。進料位置為第17塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計計算中得出塔徑為0.8米，設(shè)置了四個人孔，塔高22.19米，通過浮閥板的流體力學驗算，證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。關(guān)鍵詞：二元精餾、浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學驗算。目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章緒論 1\o"CurrentDocument"第二章塔板的工藝設(shè)計 2一、精餾塔全塔物料衡算 2二、乙醇和水的物性參數(shù)計算 錯誤!未定義書簽。\o"CurrentDocument".溫度 2\o"CurrentDocument".密度 3三、理論塔板的計算 6四、塔徑的初步計算 7五、溢流裝置 8六、塔板分布、浮閥數(shù)目與排列 10\o"CurrentDocument"第三章塔板的流體力學計算 11一、氣相通過浮閥塔板的壓降 11二、淹塔 12三、物沫夾帶 13四、塔板負荷性能圖 錯誤!未定義書簽。TOC\o"1-5"\h\z.物沫夾帶線 13.液泛線 14.液相負荷上限 15.漏液線 155.液相負荷下限 15第四章塔附件的設(shè)計 16一、接管 16二、筒體與封頭 18三、除沫器 18四、裙座 18五、人孔 19第五章塔總體高度的設(shè)計 19一、塔的頂部空間高度 19二、塔總體高度 19\o"CurrentDocument"第六章附屬設(shè)備的計算 20熱量衡算 210℃的塔頂氣體上升的焓Qv 錯誤!未定義書簽。回流液的焓Qr. 錯誤!未定義書簽。塔頂餾出液的焓QD 錯誤!未定義書簽。冷凝器消耗的焓QC 錯誤!未定義書簽。進料口的焓QF 錯誤!未定義書簽。塔釜殘液的焓QW 錯誤!未定義書簽。TOC\o"1-5"\h\z再沸器QB 21冷凝器的設(shè)計 20冷凝器的核算 錯誤!未定義書簽。泵的選擇 24\o"CurrentDocument"浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果列表 25\o"CurrentDocument"主要符號說明 26\o"CurrentDocument"參考文獻 28II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)計是分離乙醇一一水二元物系。在此我選用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點：(1)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20?40%,而接近于篩板塔。(2)操作彈性大，一般約為5?9,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)壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400?660N/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，制造費為泡罩塔板的60?80%,為篩板塔的120?130%。本次設(shè)計針對二元物系的精餾問題進行分析、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)計計算一一物料衡算、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行并使效率盡可能的提高。工科大學生應(yīng)具有較高的綜合能力，解決實際生產(chǎn)問題的能力，課程設(shè)計是一次讓我們接觸實際生產(chǎn)的良好機會，我們應(yīng)充分利用這樣的時機認真去對待每一項任務(wù)，為將來打下一個穩(wěn)固的基礎(chǔ)。而先進的設(shè)計思想、科學的設(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)計方向和追求的目標。

第二章塔板的工藝設(shè)計一、精餾塔全塔物料衡算F:進料量(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:xlF45464546原料乙醇組成:xlF45464546+5560=51.63%塔頂組成:xD=93469346+760=94.54%塔底組成:xW塔底組成:xW==0.013%0.0146+99.9960進料量:F=25000噸/年=25000*103*(0.4546+0.5560)=0.01827kmol/s7200*3600物料衡算式:f=d+wdFxF=DxD+WxW聯(lián)立代入求解:D=0.0071kmol/sW=0.0112kmol/s二、常壓下乙醇一正丙醇氣液平衡組成(摩爾)與溫度的關(guān)系溫度T/℃液相組成%氣相組成%97.600.000.0093.8512.624.092.6618.831.891.6021.034.988.3235.855.086.2546.165.084.9854.671.184.1360.076.083.0666.379.980.5088.491.478.381001001.溫度利用表中數(shù)據(jù)由內(nèi)差可求得tFtDtWtF=85.42℃①十 86.25—84.98_tf-86tF=85.42℃①tF:46.1-54.6—51.63—46.1

78.38-80.50=廠78.381.078.38-80.50=廠78.381.0—0.884 0.9215-1.0W,0-0.126 0.013-0tD=79.81℃tW=97.21℃④精餾段平均溫度：;空=包產(chǎn)1tD=79.81℃tW=97.21℃⑤提留段平均溫度:「金仁上二85.42+97.21=91.315℃2 2 22密度混合氣密度：Py=T0PM

22.4TP0塔頂溫度：tD=79.81℃氣相組成y:D78.41-78.15_78.35-78.1578.15-89.43.100y。-89.43yD=89.36%混合氣密度：Py=T0PM

22.4TP0塔頂溫度：tD=79.81℃氣相組成y:D78.41-78.15_78.35-78.1578.15-89.43.100y。-89.43yD=89.36%進料溫度：tF=73.00℃氣相組成y:F89.0-86.7_89.0-73.0038.91-43.75.38.91-1003yF=72.58%塔底組成：t=99.99℃氣相組成y:wW100-95.5_100-99.990-17.00-100ywy=0.11%⑴精餾段液相組成x81.82%+26.54%「 =54.18%氣相組成y1：y122=行"=83.79%+26.54%=80.44%所以Ml]=46*0.5418+18*(1-0.5418)=33.71kg/molMV]=46*0.8044+18*(1-0.8044)=40.52kg/mol⑵提留段液相組成X2：%氣相組成y2：y2xw+x

2%+yF

20.012%+26.54%a

=13.28%2°」1%+77」％:38.60%所以Ml2=46*0.1328+18*(1—0.1328)=21.72kg/molMV2=46*0.3860+18*(1-0.3868)二38.60kg/mol由不同溫度下乙醇和丙醇的密度，內(nèi)差法求ttt下的乙醇和水的密度溫度T,℃708090100110Pa,KG/M3754.2742.3730.1717.4704.3Pb,KG/M3759.6748.7737.5726.1714.2P"=95Z66tF=70.85℃ pcF=746.98PF=841.451 PF=841.45 = + P.946.98952.66F『8.28℃ pCD=738.06 p皿=973.041 0.92 1-0.92PDPD=752.60PD738.06 973.04土產(chǎn)⑼。。P土產(chǎn)⑼。。Pc"712.04PX958.721 0.003 1-0.003—= +1 0.003 1-0.003—= + Pw712.04 958.72WPW=958.62所以PL1=PF+PD=841.45+752.60=797.02=Pf+pw=841,45+958.62=900.04Mld=xD*46+(1-xD)*18=40.91kg/molMlf=xF*46+(1-xF)*18=25.43kg/molMlw=xW*46+(1-xW)*18=18.00kg/molM=Mld+MM=Mld+MlfL1 240.91+25.432=33.17kg/molM=MLw+MlfL2 218.00+25.432=21.72kg/molMvD=yD*46+(1-yD)*18=41.46kg/molMF=%*46+(1-3)*18=39.59kg/molMvW=yw*46+(1-yw)*18=18.03kg/molM=MvD+MM=MvD+MvF

v1 241.46+39.592=40.53kg/molM二MvJMvFv2— 218.03+39.592:28.81kg/mol.混合液體表面張力VCDVCFVWDmw

pWD46 q&& ] =62.33ml738.0646=61.58ml746.9818 =18.50ml973.04Vcw二mCW pCWVWF由內(nèi)差法求得在tF乙醇表面張力水表面張力塔頂表面張力原料表面張力塔底表面張力46 =64.60ml712.0418 =18.89ml952.6618958.72tDtw下的乙醇和水的表面張力o=18.02mN/mo=17.30mN/mowF=64.34mN/m owD=62.89mN/m4%=0.1818*<62.89+0.8182*V17.304%=0.7346*<63.34+0.2654*V18.024屋=0.9998*4/5881+0.00012*415.20=18.78ml=15.20mN/mCW=58.81mN/mwWoD=22.61mN/moF=47.06mN/mo=58.80mN/m(1)精餾段的平均表面張力⑵提餾段的平均表面張力:=(22.61+47.06)/2=34.84mN/m1=(58.80+47.06)/2=52.93mN/m2.混合物的粘度11=74.57℃ 查表，得口水=0.382mpa-s, 口醇=0.493mpa?s12=85.41℃查表，得口=0.334mpa,s,u_=0.429mpa?s(1)精餾段粘度： 水 醉U1=u_x1+u(1-X1)=0.493*0.5418+0.382*(1-0.5418)=0.4421mpa?s(1)提留段粘度I/水1口2=口醇x2+口水(1-3)=0.429*0.1328+0.334*(1-0.1328)=0.3466mpa?s.相對揮發(fā)度由x由x=26.54%y=77.1%FF由x=81.82%y=83.79%DD由xW=0.012%y=0.11%(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度提留段的平均相對揮發(fā)度0.771得aF=0.2654_9321-0.771 9.21-0.26540.8379得%=0.8182—11s1-0.8379 .F1-0.81820.0011得aF=0.00012qiq1-0.0011=9.181-0.00012.氣液相體積流量計算(1)精餾段質(zhì)量流量：L1=ML1L=33.17*0.0093=0.308kg/sV]=MV1L=40.53*0.0147=0.596kg/s體積流量：L.=L=0.308=0.000387m3/ss1 p 797.02L1口 V 0.596V,=-1= =0.419m3/ss1 p 1.421V1(2)提留段 質(zhì)量流量：L2=ML2L'=21.72*0.026=0.56kg/sV2=MV2V'=28.81*0.0093=0.268kg/s體積流量：L=-^2= =0.000622m3/ss2p900.04

L2u=0.7u =0.7*1.87=1.31m/s V=V2=0268=0.2669m3/s塔板的計算1max s2p0.996V2三、理論塔板數(shù)的計算繪出乙醇一水的氣液平衡組成，即X-Y曲線圖，作進料線，與平衡線的交點

0.8182-0.54 0.8182-0.54 =1.013最小回流比為R.=XD-yqminy-x0.54-0.2654Jqq取操作回流比R=1.7Rmin=1.722精餾段L=RD=1.722*0.0054=0.0093kmol/sV=(R+1)D=2.722*0.0054=0.0147kmol/s提留段因本設(shè)計為飽和液體進料，所以q=1L'=L+qF=0.0093+0.0167=0.026kmol/sV'=V+(q-1)F=V=0.0093kmol/s則精餾段操作線方程為y=xDx+r--1=0.63X+30.06提餾段操作線方程為y==1.76x—0.00009采用圖解法求得理論板層數(shù)Nj20,加料板為第17塊理論板(1)精餾段已知a=5.23uL1=0.4421mpa?s所以Et=0.490.245O^L=0.49*0.245523*0.4421=0.40NEt3NEt3=40塊0.4(2)提留段已知a=9.25口L2=0.3466mpa,s所以ET=0.490.2時可=0.49*0.2破25*0.3466=0.37Np提NNp提NtET 0.373-1——=5塊全塔所需實際塔板數(shù)：NP=NP精+NP提=40+5=45塊全塔效率：ET=N全塔效率：ET=N*100%=20-1*100%=42.2%NP45四、塔徑的初步計算1.精餾段由u=(安全系數(shù))*Umax,安全系數(shù)=0.6—0.8,Umax=c[&~區(qū)PV橫坐標數(shù)值：乂*瓦="幽Z*jB=0.0219匕1\：pV1 0.419 \1.421

取板間距：Ht=0.40m,h=0.06m.則Ht-h=0.34m查圖可知一 。 ，34.84、C=0.071,C=C。（」）0.2=0.071*（ ）0.5=0.07920 2020 20umax=0.079*797-02-1-421=umax=0.079*1.421取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速u1=0.7umax=0.7*1.87=1.31m/s4*0.419八々 =0.64m兀義1.31按標準塔徑圓整后為D2=0.8m兀塔截面積為A=—D2=0.785*0.82=0.502m2t4實際空塔氣速為u=匕實際空塔氣速為u=匕0.419AT0.502=0.83m；s2.提留段橫坐標數(shù)值：鼠Vs2丫橫坐標數(shù)值：鼠Vs2丫20.000622（900.04￥；0.269I0.996）=0.070取板間距:查圖可知Ht=0.40m,h=0.06m,則Ht-h=0.34mC=0.07220取板間距:查圖可知Ht=0.40m,h=0.06m,則Ht-h=0.34mC=0.07220。 52一93、,C=C八（二）0.2=0.072*（―9-）0.2=0.0872020 20u=0.087*J-04-0.996=1.83m/smax\ 0.9964^269=0.43兀義1.83按標準塔徑圓整后為D2=0.8m五塔截面積為A=—D2=0.502m2t4實際空塔氣速為u'實際空塔氣速為u'寡=0.533ms五、溢流裝置.堰長lw取1^=0.65D=0.52m3.2.2溢流堰高度hw堰上層高度hOWw2.841000LOWx3.2.2溢流堰高度hw堰上層高度hOWw2.841000LOWxE(L/1)2/3選擇平直堰（1）精餾段how當*]*(1000hw0.000387*36000.52)2/3=0.005mh=hL—how=0.06—0.005=0.055m(2)提留段h，=jji*1*(0.000622*3600)2/3=0.0075m

ow1000 0.52h；=hL-how=0.06—0.0075=0.053m.方形降液管寬度w和截面積Ad f由w=0.65查得土=0.0721，巴=0.124DADt則AF=0.0721AT=0.0721*0.502=0.036m2驗算降液管內(nèi)停留時間精餾段：0=AH=Ls1,提留段：0'=AHrLs20.036*0.4 =37.41s0.0003870.036*0.4__ =23.28s0.000622停留時間0>5s，故降液管可使用.降液管底隙高度h0(1)精餾段取降液管底隙的流速u0=0.08m/sLs1 0.000387則Uh=——1= =0.009m0 1u00.52*0.08w(2)提留段取u'=0.08m/s 則h'二餐=0.000622=0.015m0 01u0,0.52*0.08w故降液管設(shè)計合理

選用凹形受液盤：深度h'=55mmw六、塔板分布、浮閥數(shù)目與排列.塔板分布本設(shè)計塔徑D=0.8m 采用整塊式塔板.浮閥數(shù)目與排列(1)精餾段取閥孔動能因子F0=12.則孔速與產(chǎn)丸=-^==10.07m/s

0 01VPy1 <1.421每層塔板上浮閥數(shù)目為N=—每層塔板上浮閥數(shù)目為N=—L0.419冗/4d02u010.785*0.0392*0.07=34個取邊緣區(qū)寬度Wc=0.035m 破沫區(qū)寬度W=0.065mS計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即4=2x\.R計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即4=2x\.R2-x2+^―R2sin-1180其中R=D-W=2-0.06=0.94m2c2t'=90mmx=D-(W+W)=竺-(0.099+0.065)=0.236m2ds2. 兀 0236所以A=2

a=0.010m20.236x0.3652-0.2362+一0.3652sin所以A=2

a=0.010m2180 0.94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貝U排間距：tt= =—°"1—=39mmAT34*0.075按t=75mm,t'=90mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個按N=39重新核算孔速及閥孔動能因子0.419u== 0.419u== 010.785*0.039*39=8.998m/s0.785*00藍0.785*00藍*12.02=第個10F01,=8.998*v,1.421=10.73閥孔動能因子變化不大，仍在9-13范圍內(nèi)塔板開孔率=-^―=033=9.22%u018.998(2)提留段取閥孔動能因子F0=12.則孔速u。==與=上^=12.02m/s0 02 Py2 v'0.996每層塔板上浮閥數(shù)目為N=—%—九/4d02u02

按t=75mm,估算排間距t'=4s=——WU——=7mmAT18*0.075取t=90mm,t'=120mm以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)39個按N=23重新核算孔速及閥孔動能因子0.268u020.268u02—0.785*0.039*23=9.76m/sF02,=9.76*<0.996=9.74閥孔動能因子變化不大，仍在9—13范圍內(nèi)塔板開孔率二——053—5.43%u02， 9.76第三章塔板的流體力學計算、氣相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hp―hc+%+h。和pp—hppg計算式中hc——與氣體通過塔板的干板壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱；hl——與氣體通過板上液層的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱；h?！c克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱。1.精餾段⑴干板阻力 U0c1—1.81詈=L8$71，=8.66m/SPi/Un,2 1.421X10.072因u01>u0c1故h——5.34x~101=5.34因u01>u0c1c1 2p￡1g 2x797.02x9.8(2)板上充氣液層阻力取s0=0.5 hL=0.06m貝UhL1=s0hL=0.5x0.06=0.03m⑶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?shù)囊褐叨葹閔p1=0.049+0.03=0.079mApp1=hp1pL1g=0.079x797.02x9.8=617.05Pa2.提留段11

(1)干板阻力u(1)干板阻力u73.173.1=182s:——=10.53m/s250,996Pi”u.2 0.996x12.022因U02>U0c2 故hc22義900.04*因U02>U0c2 故hc22義900.04*9.8(2)板上充氣液層阻力取￡0=0.5 hL=0.06m 則hL2=￡0hL=0.5x0.06=0.03m(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?shù)囊褐叨葹閔p1=0.044+0.03=0.073mApp2=hp2pL2g=0.073x900.04x9.8=648.83Pa二、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H&邑卯(出『十血印I即=近？+為工+%1.精餾段⑴單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨绕?=0,079m⑵液體通過液體降液管的壓頭損失h=0.153( h=0.153( )2d1 Lwh0(3)板上液層高度=0.153x(0.0003870.52x0.009)2=0.0010mhL=0.06m 則Hd1=0.079+0.0010+0.06=0.1400m取中二0I已選定HT=0.40m hW=0.055m則①(hW+HT)1=0.5x(0.40+0.055)=0.2275m可見《必為+%)】所以符合防止淹塔的要求。2才是留段(1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨萮p1=0,073m⑵液體通過液體降液管的壓頭損失h=0.153()2=0.153x(0.000622)2=0.0010md2 ^W^/i: 0.52x0.015⑶板上液層高度hL=0.06m則Hd1=0.073+0.0010+0.06=0.1340m12取中二01已選定HT=0.40mhW=0.053m則①(hW+Ht)1=0.5x(0.40+0.053)=0.2265m可見出m＜囪月丁+')口所以符合防止淹塔的要求。三、物沫夾帶1.精餾段% 4136Aizi泛點率= x100%板上液體流經(jīng)長度：ZL=D—2WD=0.8—2x0.099=0.602m板上液流面積：Ab=A—2Ab=0.502—2x0.036=0.43m2取物性系數(shù)反二10，泛點負荷系數(shù)圖CF=0.0980.419泛點率二——1421 . +1.36x0.000387x0.602797.02-1.421=42.77%1.0x0.098x0.43對于小塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點率不超過70%，由以上計算可知，物沫夾帶能夠滿足卻能液/幅氣)的要求。2才是留段取物性系數(shù)玄=1Q，泛點負荷系數(shù)圖CF=0.0940.269泛點率二——0.996————+1.36x0.000622x0.602900.04-0.996=23.41%1.0x0.094x0.43由計算可知，符合要求。四、塔板負荷性能圖1.物沫夾帶線%卜丹一+1%工兄乙泛點率= xlOO%卬413據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率70%計算:⑴精餾段0.7=: 1.421797.02-1.421+1.36x0.602LS1.0x0.098x0.43整理得：0.029=0.0423匕+0.8187LS即匕=0.697—19.36LS由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個月值算出匕⑵提留段0.7=1.00.7=1.0x0.094x0.43,: 0.996s\；900.04—0.996+1.36x0.602L1S整理得：0.028=0.0333匕+0.8187L'S即V；=0.850-24.59L;S S精餾段Ls(m3/s)0.0020.003Vs(m3/s)0.6930.639提餾段L's(m3/s)0.0020.003V's(m3/s)0.8450.776在操作范圍內(nèi)任取兩個L、值算出V；S S2.液泛線⑴精餾段+1.5x(0.055+1.03LS產(chǎn)3)+1.5x(0.055+1.03LS產(chǎn)3)0.7852x392x0.0394x797.02x2x9.8 S1整理得：VS12=0.636—31185.45LS12-6.90LS產(chǎn)⑵提留段0.2265=5.34x0.996Vs220.7852x232x0,0394x900.04x2x9.8+2514.79LS22+1.5x(0.053+1.03LS產(chǎn))整理得：VS22=0.368-6290.12LS22-3.86LS產(chǎn)在操作范圍內(nèi)任取若干個4值，算出相應(yīng)得吃值:14精餾段Ls1(m3/s)0.00010.00040.00150.003Vs1(m3/s)0.7880.7700.6890.460提餾段Ls2(m3/s)0.00030.00070.00150.003Vs2(m3/s)0.5920.5780.5510.4813.液相負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3?5s§= =3液體降液管內(nèi)停留時間4以日;為作為液體在降液管內(nèi)停留時間的下限，則(LS)=尊=min50.036x0.40 =0.02m3/s54.漏液線對于F1型重閥(1)精餾段e1_< %=一d；瓶口依穌二勺作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則 4(LS1) =jxmin40.0392x39x 5 =0.195m3/sJ1.421(2)提留段九 5(L<J =-x0.0392x23x. =0.138m3/sS2min 4 <0,9965.液相負荷下限取堰上液層高度二?？诙棺鳛橐合嘭摵上孪迼l件作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。1000=0.006取E=1.0則(L) =(0.006x1000)3/2-WW-=0.0004m/sSmin'2.84x1 3600由以上1?5作出塔板負荷性能圖15提留段負荷性能圖Ls第四章塔附件的設(shè)計一、接管.進料管進料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進料管、彎管進料管、T型進料管。本設(shè)計采用直管進料管。管徑計算如下：4匕72上『D=當液體由泵輸送時，流速可取4匕72上『D=當液體由泵輸送時，流速可取1.5?2.5m/s16這里取u^=1.6m/s,p=738.13kg/m3=0.0013m3；s=0.0013m3；s7200x3600x738.13D='4X0.0013=0.032m=32mm丫3.14x1.6查無縫鋼管GB8163-87,選取^38x3.回流管采用直流回流管，取uR=1.6m；s,pD=724.94kg/m32.483724.943.14x724.943.14x1.6=0.052m=52mm查無縫鋼管GB8163-87,選取巾60x4查無縫鋼管GB8163-87,選取巾60x4.塔底出料管取uw=1.6m/s，直管出料，/0.008294x60,4x , 728.393.14x1.6=0.023m=23mm查無縫鋼管GB8163-87,取巾27x1.5.塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s，則D='義L755=0.334m=334mm\3.14x20查無縫鋼管GB8163-87,取巾351x8.塔底進氣管采用直管，取氣速u=23m/s，則D―：4*1.795=0.315m=315mm\3.14x23查無縫鋼管GB8163-87,取巾325x7.517176.法蘭由于常壓操作，所以法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應(yīng)法蘭。進料管接管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭回流管接管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔底出料管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔頂蒸汽管法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭塔釜蒸汽進氣法蘭：HGT+20592-2009鋼制管法蘭二、筒體與封頭.筒體,PDO=——c i—2[o卜由D=800mm 選取壁厚為4mm.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=800mm，查得曲面高度hl=200mm，直邊高度h0=40mm，內(nèi)表面積F封=0.79m2，容積V封=0.0871m3。選用封頭N800x6,JB1154-73三、除沫器當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，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。設(shè)計氣速選?。簎=K:P，—Pv 系數(shù)K'=0.107\P'V740.54—1.65三“u=0.107* 1-65 =2.26m；s14乂1775除沫器直徑：D,'4L"5=0.995m3.14義2.26選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，類型：標準型；材料：不銹鋼絲網(wǎng)(1Cr18Ni9Ti)；絲網(wǎng)尺寸：圓絲巾0.23四、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18設(shè)備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于群座內(nèi)格800mm,故裙座壁厚選取16mm?；A(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Di=(1600+2*16)—(0.2?0.6)義103=1232mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：Do=(1600+2*16)+(0.2?0.6)義103=2032mm圓整：Do=1400mm，Do=2200mm；根據(jù)JB4710《鋼制塔式容器》，基礎(chǔ)環(huán)厚度應(yīng)不小于16mm，考慮到腐蝕余量取壁厚為18mm；考慮到再沸器，裙座高度取3m,地角螺栓直徑取M30。五、吊柱對于較高的室外無框架的整體塔，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，既經(jīng)濟又方便，一般取15m以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計中塔高較大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計塔徑D=1600mm，可選用吊柱500kg。s=1000mm，L=3400mm，H=1000mm。吊柱管采用20號無縫鋼管，其它部件采用Q235-A，吊柱與塔連接的襯板與塔體材料相同。六、人孔人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進入任何一層塔板，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到要求，一般每隔10?20塊塔板才設(shè)一個人孔，本塔中共43塊板，需設(shè)置4個人孔，每個孔直徑為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)計塔高計算公式(不包括群座)：h=Hd+(N2S)Ht+SHt旬f+熊Hd:塔頂空間高度,m HB：塔底空間高度,m HT:塔板間距,mHT、：開有人孔的塔板間距,m HF：進料段高度,mN：實際塔板數(shù) S：人孔數(shù)(不包括塔頂空間和塔底空間的人孔數(shù))一、塔的頂部空間高度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。二、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，塔頂部處理量較大，釜液停留時間可取5min。HB=叫x60—RJ/%+(0.5?0.7)=(5x5.24x10-3x60—0.142)/2.011+0.6=1.31m三、塔板間距塔板間距HT=0.45m凡是人孔處的塔板間距應(yīng)三600mm，人孔直徑取450mm,H,取600mmTHf一般要比Ht大，有時要大一倍，此處取Hf為800mm19

四、塔總體高度H=H+(N—2—S)H+SH'+H+H+HD T TFB裙=1.2+(41—2—4)x0.45+4x0.60+0.8+1.31+3=24.46m第六章附屬設(shè)備的計算一、冷凝器的選擇本設(shè)計塔處理量較大，冷凝器安裝在地面或平臺上，回流液由泵來輸送，操作控制較方便，選用臥式殼程冷凝器。有機物蒸汽冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為500?1500 kcal/(m2-h? ℃ ) 本設(shè)計取K=700kcal/(m2-h-℃)=2926kJ/(m2-h?℃)出料液溫度：79.82℃(飽和氣)一79.82℃(飽和液)冷卻水溫度：25℃—35℃逆流操作：△t154.82℃ At=44.82℃人1A「A八54.822-44.824coeAt=-1--2= ———=49.65°CCm?A11 ?54.82nA12 n44.82傳熱面積:根據(jù)全塔熱量衡算，得QC=9.15x106KJ/h按雙管程計時，初步選定換熱器，其具體參數(shù)見表殼徑/mm400管子尺寸“19mmx2mm公稱壓力/Mpa0.6管長1.5m公稱傳熱面積/mz14.5m2管子總數(shù)174管程數(shù)1管子排列方式正方形斜轉(zhuǎn)45°殼程數(shù)1折流擋板形式圓缺形20

A二旦K.A二旦K.Atm9.15x1062930.76x49.65而該型號換熱器的實際傳熱面積A為A=N兀dl=174*3.14*0.019*1.5=15.57m2從傳熱面積的核算中也可知，所選的換熱器合適所以本實驗最終選取的換熱器為:。=19mm，管心距25mm,公稱直徑400mm，管程數(shù)N為2,管子根數(shù)為174,換熱管長度1500mm，換熱面積為14.5m2二、再沸器qb的選擇選用120C飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2930.76J/（m2,h°C）料液溫度：86.59料液溫度：86.59.100C水蒸氣溫度：120Cf120C逆流操作：At，=33.411At'-At1 33.41—20逆流操作：At，=33.411At'-At1 33.41—20-4 ?At1In1At'2in巴120=26.13°C根據(jù)全塔物料橫算得 Qb=1.10X107KJ/hQQA=B—KAt'm1.10X1072930.76x26.13=143.68m2三、熱量衡算.熱量示意圖.加熱介質(zhì)的選擇常用的加熱劑有飽和水蒸氣和煙道氣。飽和水蒸氣是一種應(yīng)用最廣的加熱劑。由于飽和水蒸氣冷凝時的傳熱系數(shù)很高，可以通過改變蒸汽壓力準確地控制加熱溫度。燃料燃燒所排放的煙道氣溫度可達100?1000°C，適用于高溫加熱。煙道氣的缺點是比熱容及傳熱系數(shù)很低，加熱溫度控制困難。本設(shè)計選用300kPa（溫度為13.3°C）的飽和水蒸氣作加熱介質(zhì)。水蒸氣易獲得、清潔、不易腐蝕加熱管，不但成本會相應(yīng)降低，塔結(jié)構(gòu)也不復雜。.冷卻劑的選擇常用的冷卻劑是水和空氣，應(yīng)因地制宜地加以選用。受當?shù)貧鉁叵拗?，冷卻水一般為10?25°C。如需冷卻到較低溫度，則需采用低溫介質(zhì)，如冷凍鹽水、氟利昂等。本設(shè)計建廠地區(qū)為沈陽。沈陽市夏季最熱月份日平均氣溫為25°C。故選用2125C的冷卻水，選升溫10°C，即冷卻水的出口溫度為35C。4.熱量衡算⑴冷凝器的熱負荷Qc=（R+1）D（ID-ID）式中IVD——塔頂上升蒸汽的焓；ILD——塔頂流出液的焓。又 IVD-ILD=xD△HV乙+（1-xD）△HV水式中AHV乙一一乙醇的蒸發(fā)潛熱；AHV水一一水的蒸發(fā)潛熱。蒸發(fā)潛熱的計算：沸點下蒸發(fā)潛熱列表沸點/℃蒸發(fā)^^H/(kJ/kg) V T/K C 乙醇78.384.6516.15水1002257648.15摘自《化工原理》修訂版，上冊附錄4（P328?329）及附錄18（P350?351）79.82C時，乙醇：T=T2=273.15+79.82=0.684r2T516.15C273.15+273.15+78.3576.15=0.681同理，水：Tr同理，水：Tr2=0.54522 1-0684蒸發(fā)潛熱AH =846x(―.—)0.38=842.968V乙 1-0.681T273.15+79.82= T648.15C273.15+100 =0.576648.1510545蒸發(fā)潛熱AHV水=2257x(]0576)0.38=2318.338kJ/kg代入得IVD—ID=0.9454x842.968+(1-0.9454)x2318.338=923.523kJ/kgQc=6x0.009976x923.523x46=2542.806kJ/s-1⑵冷卻水消耗量

式中 WC式中 WCcpct1,t2一所以t=二2 C CPc(12-t)一冷卻水消耗量，kg/h;一冷卻介質(zhì)在平均溫度下的比熱容，kg/(kg-C)；?冷卻介質(zhì)在冷凝器進出口處的溫度。25+35:30C2此溫度下冷卻水的比熱容 CPC=4.25kJkkg?。C)所以w二一QC一c CPC(12-11)9.15x1064.25x(35-25)=2.15x105kg/h⑶加熱器熱負荷及全塔熱量衡算列表計算乙醇、正丙醇在不同溫度下混合物的比熱容Cp(單位：kJ/(kg?())塔頂塔釜進料精餾段提鎦段溫度/℃79.8297.9986.5982.7993.61乙醇38.62736.72137.91838.31737.181正丙醇43.7341.70442.97543.39942.192精餾段：乙醇CP1(tLD-tF)=38.317x(79.82-86.59)=-259.406kJ/kg正丙醇CP2(tD-tF)=43.399x(79.82-86.59)=-293.811kJ/kg提鎦段：乙醇 CP1(tw-tF)=37.181x(97.99-86.59)=423.863kJ/kg正丙醇CP2(tw-tF)=42.192x(97.99-86.59)=480.989kJ/kg塔頂流出液的比熱容：C=Cx'+(1-x')C=38.317x0.9454+43.399x(1-0.9454)=38.594kJ/(kg-°C)P1 P1D DP2塔底餾出液的比熱容：C=Cx'+(1-x1)C=37.181x0.00013+(1-0.00013)x42.192=42.191kJ/(kg-。C)P2 P1W WP2為簡化計算，現(xiàn)以進料焓，即86.59℃時的焓值為基準。根據(jù)表可得：D=0.009976kmol/s=0.009976x3600x46=1652.0256kg/hW=0.008294kmol/s=0.008294x3600x60=1791.504kg/h23

QD=DJtLDCP1dt=DCP1AttF二1652.0256x38.627x(79.82—86.59)=-4.32x105kJ/hQW=WJWCP2dt=W-CP2AttF1791.504x41.704x(97.99-86.59)=8.517x105kJ/h對全塔進行熱量衡算：Qf+Qs=Qd+QW+QC Qf=0所以Q=-4.320x105+8.517x105+9.15x106=1.04x107kJ/hS由于塔釜熱損失為10%,則n=90%Q1.04x107所以Q'-—= =1.156x107kJ/hS丑0.9式中Qs——加熱器理想熱負荷；Q——加熱器實際熱負荷；Sqd——塔頂餾出液帶出熱量；QW——塔底餾