《工藝技術(shù)_乙醇-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)課程》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《工藝技術(shù)_乙醇-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)課程（51頁珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。

1、 課 程 設(shè) 計(jì) 設(shè)計(jì)題目 乙醇-水連續(xù)精餾浮閥塔的設(shè)計(jì)學(xué)生姓名 學(xué) 號(hào) 專業(yè)班級(jí) 指導(dǎo)教師 2014年 1 月 11 日 .乙醇水浮連續(xù)精餾閥塔工藝設(shè)計(jì) 目 錄 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書3摘要4一、設(shè)計(jì)任務(wù)及方案簡介101.1 設(shè)計(jì)任務(wù)101.2 設(shè)計(jì)方案論證及確定10二、工藝流程草圖及說明122.1.1 工藝草圖122.2 工藝流程說明12三、精餾塔工藝的設(shè)計(jì)及計(jì)算133.1 塔的物料衡算：133.1.1 液料及塔頂，塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù)133.1.2平均摩爾質(zhì)量133.1.3 物料衡算133.2 塔板數(shù)的確定：143.2.1 理論塔板數(shù)的求取153.2.2求最小回流比及操作回流比R163

2、.2.3 求理論塔板數(shù)163.3 塔的平均溫度:173.4 密度173.4.1 精餾段173.4.2 提餾段183.4.3 不同溫度下乙醇和水的密度183.5 混合物的粘度193.6 相對(duì)揮發(fā)度193.6.1 精餾段揮發(fā)度193.6.2 提餾段揮發(fā)度193.7 氣液相體積流量計(jì)算203.7.1 精餾段203.7.2 提餾段203.8 混合溶液表面張力20v3.8.1 精餾段213.8.2 提餾段223.9 全塔效率及實(shí)際塔板數(shù)22四、工藝計(jì)算及主體設(shè)備的設(shè)計(jì)234.1 管徑的初步設(shè)計(jì)234.1.1精餾段244.1.2 提餾段254.2 溢流裝置254.2.1 堰長254.2.2 方形降液管的寬

3、度和橫截面264.2.3 降液管底隙高度264.3 塔板分布及浮閥數(shù)目及排列264.3.1 塔板分布264.3.2 浮閥數(shù)目與排列264.4 塔板的流體力學(xué)計(jì)算294.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降294.5 淹塔304.5.1 精餾度304.5.2 提餾段304.6 物沫夾帶314.6.1 精餾段314.6.2 提餾段314.7塔板負(fù)荷性能圖324.7.1 物沫夾帶線324.7.2 液泛線324.8 液相負(fù)荷上限334.9 液漏線334.10 液相負(fù)荷下限性34五、塔的附屬設(shè)備選型及校核355.1 接管355.1.1 進(jìn)料管355.1.2 回流管365.1.3 塔釜出料管365.1.4 塔頂

4、蒸汽出料管375.1.5 塔釜進(jìn)氣管375.1.6 法蘭375.2 筒體與封頭385.2.1 筒體385.2.2 封頭395.3 除沫器395.4 裙座395.5吊柱405.6人孔405.7 塔總體高度的計(jì)算405.7.1 塔的頂部空間高度405.7.2 塔的底部空間高度405.7.3 塔立體高度405.8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)415.8.1 冷凝器的選擇415.8.2 再沸器的選擇41六、 塔的各項(xiàng)指標(biāo)校驗(yàn)426.1 風(fēng)載荷及風(fēng)彎矩426.1.1 風(fēng)載荷426.2 風(fēng)彎矩426.3 離心泵選型436.4 塔體的強(qiáng)度和穩(wěn)定性校核446.4.1 塔底危險(xiǎn)截面1-1軸向應(yīng)力計(jì)算446.5 質(zhì)量載荷446.

5、6 塔底抗壓強(qiáng)度校核456.6.1 塔底1-1截面抗壓強(qiáng)度及軸向穩(wěn)定性校核456.7 裙座的強(qiáng)度及穩(wěn)定性校核45裙座底部0-0截面的軸向應(yīng)力計(jì)算456.8 焊縫強(qiáng)度466.9.1 水壓試驗(yàn)時(shí)，塔體1-1截面的強(qiáng)度條件466.9.2水壓試驗(yàn)時(shí)裙裾底部1-1截面的強(qiáng)度和穩(wěn)定性驗(yàn)算47七、設(shè)計(jì)結(jié)果概要及匯總477.1 全塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果總匯477.2 主要符號(hào)說明50八、總結(jié)528.1 總結(jié)528.2 心得53九、主要參考文獻(xiàn)54緒論本設(shè)計(jì)書介紹的是浮閥塔精餾的設(shè)計(jì)，其中包括設(shè)計(jì)方案的確定、塔主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算、輔助設(shè)備的選型、工藝流程圖及草圖及說明、設(shè)計(jì)結(jié)果概要及一覽表等幾大內(nèi)容。本設(shè)計(jì)主要用于

6、分離酒精和水的混合物，利用浮閥塔將其進(jìn)行精餾分離。精餾所進(jìn)行的是精餾所進(jìn)行的是氣、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)所用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。在本設(shè)計(jì)過程中，嚴(yán)格按照常用數(shù)據(jù)算圖，化工設(shè)備常用材料性能以及化工圖例國標(biāo)規(guī)定進(jìn)行設(shè)計(jì)，同時(shí)查閱了大量的有關(guān)資料。每一步的計(jì)算都嚴(yán)格按照化工原理課程設(shè)計(jì)一書中的公式進(jìn)行計(jì)算，并經(jīng)過核對(duì)與驗(yàn)算，總體來說有一定的合理性。一、 設(shè)計(jì)方案論證及確定 1.1.1 生產(chǎn)時(shí)日及處理量的選擇：設(shè)計(jì)要求塔年處理11.5萬噸乙醇水溶液系統(tǒng)，年工作日300d，每天工作24h。 1.1.2 選擇用板式塔不用填料塔的原因：因?yàn)?/p>

7、精餾塔精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： （1）生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流動(dòng)。 （2）效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 （3）流體阻力?。毫黧w通過塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。 （4）有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 （5）結(jié)構(gòu)簡單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 （6）能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。 故選用板式塔。1.1.3 板式精餾塔選擇浮閥塔的原因：（1）生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其

8、開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 （2）操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 （3）塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時(shí)間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 （4）氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 （5）塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 1.1.4 選擇泡點(diǎn)進(jìn)料的原因：在供熱量一定的情況下，熱量應(yīng)盡可能從塔底輸入，使產(chǎn)生的氣相回流在全塔發(fā)揮作用。為使塔

9、的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則常采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.1.5 操作壓力的選擇：常壓操作可減少因加壓或減壓操作所增加的增、減壓設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用，提高經(jīng)濟(jì)效益, 在條件允許下常采用常壓操作，因此本精餾設(shè)計(jì)選擇在常壓下操作。1.1.6 加熱方式的選擇：采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。1.2.7 回流比的選擇：主要從經(jīng)濟(jì)觀點(diǎn)出發(fā)，力求使設(shè)備費(fèi)用和操作費(fèi)用之和最低，該設(shè)計(jì)選擇為。二、工藝流程草圖及說明2.1.1 工藝草圖2.1 工藝流程草圖 圖 2-1 工藝流程簡圖2.2 工藝流程說明一整套精餾裝置應(yīng)該包括精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。

10、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(jìn)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(diǎn)溫度后送入精餾塔進(jìn)料板，在進(jìn)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(jìn)行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時(shí)，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分液體氣化，產(chǎn)生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液送回塔頂作為回流液，其余部分經(jīng)冷凝器冷凝后送出作為塔頂產(chǎn)品，經(jīng)冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用再沸器加熱。塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。三、精餾塔工藝的設(shè)計(jì)及計(jì)算3.1 塔的物料

11、衡算：3.1.1 液料及塔頂，塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù) =0.8597=0.3.1.2平均摩爾質(zhì)量 =0.11546.07+(1-0.115)18.02=21.25 Kg/Kmol =0.07+（1-0.8597）18.02=42.13 Kg/Kmol =0.07+（1-0.）18.02=18.03 Kg/Kmol3.1.3 物料衡算總物料衡算 += =/24=15416.67Kg/h 易揮發(fā)組份物料衡算 0.94+0.001=0.25聯(lián)立以上式，得： =58137.56Kg/h =58137.56/21.25=2735.89 Kmol/h=15416.67Kg/h D=15416.67/42.

12、12=366.02 Kmol/h =42720.89Kg/h W=42720.89/18.03=2369.43 Kmol/h 3.2 塔板數(shù)的確定： 表3-1 不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如下表所示溫度F乙醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)溫度F乙醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)溫度F乙醇?xì)庀嗄柗謹(jǐn)?shù)乙醇液相摩爾分?jǐn)?shù)F 212.031900180.21790.0.175.99860.0.206.820.0.179.93790.0.175.86530.647980.202.72810.0.179.67480.0.175.73420.651860.199.43230.0.179.42670.0.17

13、5.60520.65580.49495196.72320.0.179.19180.0.175.47840.0.194.46120.0.178.96860.0.175.35040.0.192.54880.0.178.75570.0.175.22790.0.190.91480.0.178.5520.0.30303175.10750.0.189.50620.411770.178.35650.0.174.98920.676560.188.28580.0.178.16820.0.174.87310.0.187.21610.0.10101177.98630.597280.174.75910.0.186.2

14、7470.0.177.81030.0.174.64740.0.185.44130.0.177.63950.604430.174.53790.0.184.69970.0.177.47340.0.174.43080.0.59596184.03640.0.177.31160.0.174.32610.0.183.44010.0.177.15360.0.174.22380.0.182.90160.0.176.99920.0.174.1240.0.182.4130.0.176.84810.0.40404174.02680.0.181.96760.528340.176.70.0.173.93220.0.18

15、1.55990.0.176.55460.629340.173.84040.0.181.18490.0.20202176.4120.0.180.83850.0.176.27180.0.180.51720.0.176.1340.0.3.2.1 理論塔板數(shù)的求取 3.2.1.1 根據(jù)乙醇、水的平衡數(shù)據(jù)作x-y圖及t-x-y圖。 3.2.2求最小回流比及操作回流比R。因泡點(diǎn)進(jìn)料，根據(jù)1.01325105Pa下乙醇水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x-y曲線圖。已知乙醇水為非理想物系，其平衡曲線有下凹部分，當(dāng)操作線與q線的交點(diǎn)尚未落到平衡線上之前，操作線已經(jīng)與平衡線相切，對(duì)應(yīng)的回流比為最小的回流比。最小

16、回流比的求法是由點(diǎn)(0.8597，0.8597)向平衡線的下凹部分作切線，該線與q線的交點(diǎn)坐標(biāo)為(xq= 0.1153，yq= 0.355)。見圖 取操作回流比 R=1.45=3.054 圖3-1乙醇、水的t-x-y圖 3.2.3 求理論塔板數(shù)。依圖3-2。精餾段操作線方程為：=0.7533x+ 0.2121 提餾段操作線方程可以根據(jù)精餾段操作線與q線交點(diǎn)(0.1153，0.2990)和點(diǎn)(0.，0)這兩點(diǎn)坐標(biāo)確定，y= 2.5974 x - 0.。 =28（不包括塔其中精餾段理論塔板數(shù)23層，提餾段5層（不包括塔釜），第24層為加料板。3.3 塔的平均溫度: 利用表中數(shù)據(jù)，用拉格朗日標(biāo)值可求

17、得： ： C0 C C3.3.1 精餾段平均溫度：C3.3.2 提餾段平均溫度：C3.4 密度： 混合液密度:(a為質(zhì)量分率，為平均相對(duì)分子質(zhì)量) 混合器密度： 3.4.1 精餾段：C 液相組成 氣相組成 ： 所以：= 3.4.2 提餾段：=92.83C液相組成 氣相組成 所以 3.4.3 不同溫度下乙醇和水的密度： 表3-2 不同溫度下乙醇的和水密度 溫度/C乙醇密度Kg/m3水的密度Kg/m380735971.885730968.690724965.395720961.85100716958.4求得 和下的乙醇和水的密度： 同理：=92.83C， =721.74C， =963.35 Kg/

18、 在精餾段： 氣相密度： 在提餾段；液相密度=932.51 Kg/氣相密度： 3.5 混合物的粘度 =81.98C，查表得， =0.3478 mpa.s =0.432 mpa.s =92.83C，查表得，=0.3060 mpa.s =0.386 mpa.s精餾段粘度： =0.372 mpa.s提餾段粘度： =0.3093 mpa.s3.6 相對(duì)揮發(fā)度： 3.6.1 精餾段揮發(fā)度：由，得： ，故 3.6.2 提餾段揮發(fā)度：由， 故 3.7 氣液相體積流量計(jì)算 根據(jù)t-x-y圖得，=2.106，則R=1.45=3.0543.7.1 精餾段：L=RD=3.02=1117.83 Kmol/h V=（R

19、+1）D=(3.054+1)366.02=1483.85 Kmol/h已知，=26.08 Kg/Kmol =34.06 Kg/Kmol =833.39 Kg/ =1.17Kg/有質(zhì)量流量 體積流量 3.7.2 提餾段：飽和液體進(jìn)料,q=1 已知： 則有質(zhì)量流量： 體積流量： 3.8 混合溶液表面張力 二元有機(jī)物水的溶液表面張力可用以下公式計(jì)算： 其中： 式中下腳標(biāo)w，o，s分別代表水，有機(jī)物及表面部分，指主體部分的分子數(shù)，指主體部分的摩爾體積；，指純水及有機(jī)物的表面張力。對(duì)乙醇，q=2.3.8.1 精餾段：=81.98C 表3-3 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度/C708090100乙醇表面

20、張力/mN/1817.1516.215.2水表面張力/mN/64.3662.6960.7958.91 乙醇表面張力： =16.962 mpa.s水表面張力： =62.314 mpa.s=0.31=-0.752=-0.509-0.752=-1.261聯(lián)立方程組：求得 N/3.8.2 提餾段：=92.83C 乙醇表面張力： =15.917 mpa.s水表面張力： =60.258 mpa.s =6.02=0.0408 =0.9592 B=0.780=-0.717=-0.717+0.780=0.063 A= =0.643 =0.357 故， N/3.9 全塔效率及實(shí)際塔板數(shù)理論塔板數(shù)的計(jì)算，可采用逐板

21、計(jì)算法，圖解法，在本次設(shè)計(jì)中采用圖解法。根據(jù)1.01325pa下，乙醇-水的氣液平衡組成關(guān)系可繪出平衡曲線即x-y曲線圖，泡點(diǎn)進(jìn)料，所以q=1.即q為一條直線，本平衡具有下凹部分，操作線尚未落到平衡線前，已與平衡線相切，=0.7791，=0.8042，所以=2.223，操作回流比R=3.336. 已知：精餾段操作線方程為：=0.7533x+0.2121 提餾段操作線方程為：y=2.5974x-在圖上做操作線，由此得到理論板=28（包括再沸器），加料板在24塊理論板。塔板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用公式來計(jì)算。注：塔

22、頂與塔板平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度。 塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度 mpa.s 3.9.1 精餾段 已知=3.31，,0.372所以：,故=50 塊3.9.2 提餾段已知8.26 , 故13 塊全塔所需實(shí)際塔板數(shù)；=13+49=63塊全塔效率： 加料板位置在第51塊塔板. 四、工藝計(jì)算及主體設(shè)備的設(shè)計(jì) 4.1 管徑的初步設(shè)計(jì) 圖4-1 SMITH 關(guān)聯(lián)圖 4.1.1精餾段： 由 ，安全系數(shù)=0.60.8，式中，c可由史密斯關(guān)聯(lián)圖得：橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距 =0.07m 則 m查圖可知 m/s m/s 圓整為3米 橫截面積： 空塔氣速： 4.1.2 提餾段： 橫坐標(biāo)數(shù)值： 取板間距 =0.07m

23、則 m 查圖可知： m/s m/s 圓整為3m 橫截面積 空塔氣速： m/s 4.2 溢流裝置 4.2.1 堰長 ： 取=0.65D=0.653=1.95 m 出口堰高，本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液高度；近似取E=1 4.2.1.1 精餾段； = m m 4.2.1.2 提餾段： = m m 4.2.2 方形降液管的寬度和橫截面 查圖得：，則 m 驗(yàn)證降液管內(nèi)停留時(shí)間： 精餾段： s 提餾段： s 停留時(shí)間5s，故降液管可用4.2.3 降液管底隙高度 4.2.3.1 精餾段取降液管底隙流速 m/s，則： m 4.2.3.2 提餾段取 m/s 則： m 取 m都不小于0.02m，故滿足要求。4.3

24、塔板分布及浮閥數(shù)目及排列 4.3.1 塔板分布 本設(shè)計(jì)塔徑D=3m，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔板。 4.3.2 浮閥數(shù)目與排列 4.3.2.1 精餾段取閥孔動(dòng)能因子 ，則孔速 m/s每層塔板上浮閥數(shù)目為 塊取邊緣區(qū)寬度 m，破沫區(qū)寬度 m計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即：其中 =5.37浮閥排列方式采用等腰三角叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距，則排間距： mm 考慮到孔徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用79mm，而應(yīng)小些，故取=0.065m，按t=75mm，=65mm，以等腰三角形叉排方式做圖，排得閥數(shù)948個(gè)。 按N=948個(gè)重新核算孔速

25、及閥孔動(dòng)能因數(shù)， m/s=11.46 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)，塔板開孔率= 4.3.2.2 提餾段 取閥孔動(dòng)能因子=12，則 m/s每層塔板上的浮閥數(shù)目為 塊按t=75 mm，估算排間距， mm取 mm，排得閥數(shù)為812快。按812塊重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)， m/s 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍在912范圍內(nèi)，開孔率=浮閥排列方式如圖所示： 圖4-2 精餾段閥孔排列方式 圖4-3 提餾段閥孔排列方式4.4 塔板的流體力學(xué)計(jì)算 4.4.1 氣相通過浮閥塔板的壓降 可根據(jù)計(jì)算 4.4.1.1 精餾段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.047m 2）板上充氣液層阻力 取 3）表面張力

26、所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?m pa 4.4.1.2 提餾段 1）干板阻力 m/s 因 故=0.042m/s 2）板上充氣液層阻力 取 m 3）表面張力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不計(jì)，因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋?m pa4.5 淹塔 為了防止發(fā)生淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度：即。 4.5.1 精餾度 1）單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨?m2） 液體通過降液管的塔頭損失 m3）板上液層高度 0.07m ，則 m 取=0.5，已選定 m, m 則 所以符合防淹塔的要求。4.5.2 提餾段1）單板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨萴2

27、）液體通過降液管的壓頭損失： m3）板上液層高度：0.07m ，則 m 取=0.5，則 m，可見 所以符合防淹塔的要求。4.6 物沫夾帶 4.6.1 精餾段 泛點(diǎn)率= 泛點(diǎn)=板上流體流經(jīng)長度： m板上流經(jīng)面積： 查物料系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖。泛點(diǎn)率：對(duì)于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過80%，由以上可知，物沫夾帶能夠滿足的需求。4.6.2 提餾段取物料系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷性能系數(shù)圖泛點(diǎn)率：由計(jì)算知，符合要求。4.7塔板負(fù)荷性能圖 4.7.1 霧沫夾帶線 泛點(diǎn)率=據(jù)此可作業(yè)負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點(diǎn)泛80%計(jì)算。4.7.1.1 精餾段0.8=整理得：即由上式知

28、物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)作取兩個(gè)值，算出。4.7.1.2提餾段：0.8=整理得：即=16.08-101.934.7.2 液泛線由此確定液泛線，忽略式中 而 4.7.2.1 精餾段整理得：4.7.2.2 提餾段整理得：4.8 液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于3-5s，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間 s。以s作為液體降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： 4.9 液漏線對(duì)于 型重閥，依=5作為規(guī)定氣 體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則4.9.1 精餾段 4.9.2 提餾段 4.10 液相負(fù)荷下限性 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為氣相流量無關(guān)的豎直線。取E=1則 由以上4.

29、5-4.10可作出負(fù)荷性能圖，圖如下：由塔板負(fù)荷性能圖可看出：1） 在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作p處在操作區(qū)內(nèi)的適中位置。2） 塔板的氣相負(fù)荷上限完全由物沫夾帶線控制，操作下限由漏液控制；3） 按固定的液氣比，由圖可查出塔板的氣相負(fù)荷上限=13.09（13.57），氣相負(fù)荷下限5.232（5.280） 。所以：精餾段操作彈性為：13.09/5.232=2.50:；提餾段操作彈性為：13.57/5.280=2.57 圖 4-3 精餾段負(fù)荷性能圖圖 4-4 提餾段負(fù)荷性能圖五、塔的附屬設(shè)備選型及校核： 5.1 接管 5.1.1 進(jìn)料管 進(jìn)料管的要求很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、丁型進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)

30、采用直管進(jìn)料管，管徑如下： 取=2 m/s ，=85.18C 由，當(dāng)=85.18C時(shí)： Kg/ Kg/ 故：=894.78 Kg/ m查標(biāo)準(zhǔn)系列選?。?.1.2 回流管采用直管依靠重力回流，取液體流速uR = 0.4m/s。查t-x-x圖得，C，（為全凝器冷凝后的溫度） 由差值法： 故： ， mm查表?。?.1.3 塔釜出料管取 m/s,直管出料C，故可先選取F的數(shù)據(jù)， ， 故： 故： m查表取5.1.4 塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速：u=25 m/s，則C m=711mm 查表取5.1.5 塔釜進(jìn)氣管采用直管，取氣速u=23m/s，t=99.91C Kmol/s m=732 mm 查表

31、取5.1.6 法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，干焊法蘭，由不同的公稱直徑選用法蘭。1） 進(jìn)料管接管法蘭：2） 回流管接管法蘭：3） 塔釜出料管法蘭：4） 塔頂蒸汽管法蘭: 5） 塔釜蒸氣進(jìn)氣法蘭：5.2 筒體與封頭 5.2.1 筒體選用碳素鋼，因料液無腐蝕性，由公式： 式中： s筒體的壁厚，毫米 P筒體的設(shè)計(jì)壓力，公斤力/ 筒體的內(nèi)徑，毫米。 焊縫系數(shù) C 壁厚附加量 ，毫米 筒體材料的舉用應(yīng)力，公斤力/對(duì)此設(shè)計(jì)精餾塔，溫度800mm，故裙座壁厚取16mm。 基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑： mm 基礎(chǔ)環(huán)外徑： mm 圓整：=2800 mm，=3300 mm；基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18 mm，

32、考慮到再沸器，裙裾高度取3 mm，地角螺栓直徑取M30.5.5吊柱 對(duì)于較高的室外無框架的整體塔，在塔頂設(shè)置吊柱，對(duì)于補(bǔ)充和更新填料、安裝和卸載內(nèi)件，既經(jīng)濟(jì)又方便的一項(xiàng)措施，一般取15 mm以上的塔物設(shè)吊柱，本設(shè)計(jì)中塔高度大，因此設(shè)吊柱。因設(shè)計(jì)塔徑D=3000 mm，可選用吊柱500 Kg，s=1000mm，5.6人孔 人孔是安裝或檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)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(huì)使塔體的彎曲度難以達(dá)到要求，一般每隔10-20塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共57塊塔板，需設(shè)置6個(gè)人孔，每個(gè)孔直徑為450 mm，在設(shè)置人孔處，塔間距為600 mm，

33、裙座應(yīng)開兩個(gè)人孔，直徑為450 mm，人孔深入塔內(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(jì)也是如此。5.7 塔總體高度的計(jì)算 5.7.1 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，塔頂部空間高度為2040 mm。 5.7.2 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，釜液停留時(shí)間取5 min。 5.7.3 塔立體高度 m m5.8 附屬設(shè)備設(shè)計(jì) 5.8.1 冷凝器的選擇 有機(jī)物蒸氣冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為： 。本設(shè)計(jì)取 K=700 =2926 出料液溫度：7

34、8.21C（飽和氣）78.16C（飽和液） 冷卻水溫度：20C 50C 逆流操作： C C C 傳熱面積： 設(shè)備型號(hào)： 5.8.2 再沸器的選擇 選用120C的飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2931 K。料液溫度：99.95C100C，熱流溫度120C120C。 逆流操作： C C C換熱面積： 設(shè)備型號(hào)： 500-30-40-2六、 塔的各項(xiàng)指標(biāo)校驗(yàn) 6.1風(fēng)彎矩把截面劃分為00截面為裙座基座截面，11截面為裙座人孔處截面，22截 面為裙座塔體焊縫處截面。 11截面彎矩： 式中： -塔體22截面到標(biāo)高10m處的距離 -對(duì)應(yīng)于段的風(fēng)力11截面彎矩: 22截面彎矩：式中： -裙座底部到標(biāo)高十米處

35、的距離-對(duì)應(yīng)于段的風(fēng)力所以：6.2 離心泵選型 進(jìn)料口離地面高度： m， Kw 選型：Is80-50-2006.3塔體的強(qiáng)度和穩(wěn)定性校核6.3.1 塔底危險(xiǎn)截面1-1軸向應(yīng)力計(jì)算（裙座塔體焊縫處截面） 塔底危險(xiǎn)截面1-1抗壓強(qiáng)度及軸向穩(wěn)定性驗(yàn)算： 6.4 質(zhì)量載荷塔體和裙裾質(zhì)量= 人孔、法蘭、接管等附件的質(zhì)量： 內(nèi)構(gòu)件質(zhì)量： 保溫層材料質(zhì)量： 扶梯、平臺(tái)質(zhì)量（扶梯單位質(zhì)量為40kg/m，操作平臺(tái)共六層，平臺(tái)寬1.0m，單位質(zhì)量150kg/，直角360，平臺(tái)距塔之間距離1000mm）： 操作時(shí)塔內(nèi)物料質(zhì)量： 充水質(zhì)量： 塔體與裙裾的操作質(zhì)量： 最大操作質(zhì)量： 最小操作質(zhì)量： 塔體操作時(shí)質(zhì)量： K

36、g 6.5 塔底抗壓強(qiáng)度校核6.5.1 塔底1-1截面抗壓強(qiáng)度及軸向穩(wěn)定性校核：該截面上的最大軸向壓縮應(yīng)力發(fā)生在空塔時(shí)： 式中：=114 Mpa =83.04 Mpa因此塔底1-1截面滿足抗壓強(qiáng)度及軸向穩(wěn)定條件 塔底1-1截面上的抗拉強(qiáng)度校核塔底1-1截面上的最大拉應(yīng)力： 綜合以上各項(xiàng)計(jì)算，在各種不同危險(xiǎn)截面情況下塔體壁厚取,可以滿 足整個(gè)塔體的強(qiáng)度、剛度及穩(wěn)定性要求。6.6 裙座的強(qiáng)度及穩(wěn)定性校核 設(shè)裙座厚度，厚度附加量C=1mm,則裙座有效厚度 裙座底部0-0截面的軸向應(yīng)力計(jì)算 操作時(shí)全塔質(zhì)量引起的壓應(yīng)力為： 風(fēng)載荷引起的0-0截面彎曲應(yīng)力： 因此裙座底部0-0截面滿足抗壓強(qiáng)度及軸向穩(wěn)定性

37、條件。6.7焊縫強(qiáng)度 裙裾與塔體采用對(duì)接焊，焊縫承受的組合拉應(yīng)力為： 6.8水壓試驗(yàn)時(shí)塔的強(qiáng)度和穩(wěn)定性驗(yàn)算： 6.8.1 水壓試驗(yàn)時(shí)，塔體1-1截面的強(qiáng)度條件： 式中： 是液注靜壓力，因塔高29.07m,故取=0.29MP Mpa 因此滿足水壓試驗(yàn)強(qiáng)度滿足要求。6.8.2水壓試驗(yàn)時(shí)裙裾底部1-1截面的強(qiáng)度和穩(wěn)定性驗(yàn)算 式中：， 由于 因此滿足強(qiáng)度與軸向穩(wěn)定性要求。七、設(shè)計(jì)結(jié)果概要及匯總7.1 全塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果總匯表71 精餾塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果總表項(xiàng)目設(shè)計(jì)結(jié)果進(jìn)料溫度/85.18含乙醇的摩爾分?jǐn)?shù)塔頂xD0.8597原料xF 0.125平均摩爾質(zhì)量(kg/h）塔底xw0.塔頂MD42.13原料MF21

38、.25流量(kmol/h）塔底Mw18.03塔頂產(chǎn)品D366.02原料F2735.89上升蒸汽質(zhì)量流量(kg/s）塔底產(chǎn)品W2369.43精餾段V14.039提餾段10.428下降液體的質(zhì)量流量(kg/s）精餾段L8.098提餾段20.5012平均溫度（）精餾段81.98提餾段92.83液相平均摩爾質(zhì)量（kg/kmol）精餾段26.08提餾段19.16氣相平均摩爾質(zhì)量（kg/kmol）精餾段34.06提餾段25.31液相平均密度（kg/m3）精餾段833.39提餾段932.51氣相平均密度（kg/m3）精餾段1.17提餾段0.843液體表面張力mN/精餾段23.07提餾段39.35液體黏度（m

39、Pa.s）精餾段0.372提餾段0.3093表 72 塔的總體計(jì)算及設(shè)計(jì)結(jié)果總表項(xiàng)目設(shè)計(jì)結(jié)果塔徑D/m3板間距HT/m0.45實(shí)際空塔氣速m/s精餾段1.7提餾段1.75堰長lw/m 1.95堰高h(yuǎn)w/m精餾段0.0505提餾段0.0364板上液層高度hL/m 精餾段 0.0195降液管底隙高度h0/m提餾段0.0336精餾段 提餾段 0.05 0.11浮閥數(shù)N/個(gè)精餾段948提餾段812閥孔氣速u0/（m/s）精餾段10.6提餾段11.72閥孔動(dòng)能因數(shù)F0精餾段11.46提餾段11.72開孔率精餾段16.04%提餾段13.71%孔心距t/m 0.075板壓降/pa精餾段670.4提餾段704

40、.39液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間/s精餾段23.56提餾段10.41降液管內(nèi)清液層高度Hd/m精餾段0.156提餾段0.1558泛點(diǎn)率/精餾段75.5提餾段72.64氣相負(fù)荷上限Vs.max/（m3/s）精餾段13.09提餾段 13.57氣相負(fù)荷下限Vs.max（m3/s）精餾段5.232提餾段5.28操作彈性精餾段 2.5提餾段 2.57實(shí)際塔板數(shù)精餾段50提餾段13全塔效率42.86%液相負(fù)荷上限Ls.max0.0458液相負(fù)荷下限Ls.min0.00167回流比3.054保溫層厚度 mm100塔高 m35.29塔底部空間高度 m1.9塔頂部空間高度 m2.04人孔數(shù)5裙座高度 m3人孔直徑

41、 m0.45人孔高度 m0.6 表7-3 塔的附屬設(shè)備選型項(xiàng)目選取型號(hào)進(jìn)料管1278回流管1527塔釜出料管1146塔頂蒸汽出料管7408塔釜進(jìn)氣管76010筒體材質(zhì)A3封頭Dg30008JB1154-73除沫器40-100法蘭Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg70HG5010-58Pg6Dg50HG5010-58Pg6Dg500HG5010-658Pg6Dg70HG5010-58冷凝器FLA700-135-16-4再沸器 500-30-40-2離心泵Is80-50-2007.2 主要符號(hào)說明 主要符號(hào)說明符號(hào)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

42、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(jì)算液泛速度的負(fù)荷因子-C20液體表面張力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子-Co孔流系數(shù)-D塔徑mD塔頂產(chǎn)品流率Kmol/sdo閥孔直徑mE液流收縮系數(shù)-ET塔板效率-eV單位質(zhì)量氣體夾帶的液沫質(zhì)量-F進(jìn)料摩爾質(zhì)量kmol/hFLV兩相流動(dòng)參數(shù)-Fo氣體的閥孔動(dòng)能因子kg0.5/(sm0.5)G質(zhì)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(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨萴hd降液管壓強(qiáng)降相當(dāng)液柱高度mhL板上液層高度mhp與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨萴HT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(qiáng)降相當(dāng)

43、的液柱高度mL下降液體流率Kmol/sLh塔內(nèi)液體流量m3/hLs塔內(nèi)液體流量m3/slW堰長mk塔板的穩(wěn)定性系數(shù)-M摩爾質(zhì)量kg/kmolQ熱流量Wn浮閥個(gè)數(shù)-Np實(shí)際塔板數(shù)-NT理論塔板數(shù)-P系統(tǒng)的總壓Paq進(jìn)料中液相所占分率-R回流比-r摩爾汽化潛熱kJ/kmolT溫度Ku空塔氣速m/sV上升蒸氣流率Kmol/sVh塔內(nèi)氣體流量m3/hVs塔內(nèi)氣體流量m3/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(duì)揮發(fā)度-0板上液層無孔系

44、數(shù)-粘度mN/m塔板開孔率-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(nèi)停留時(shí)間s八、總結(jié)8.1 總結(jié)： 本次課程設(shè)計(jì)不同于往常的作業(yè)，它具有多方案性，由同一思路可地多種結(jié)果。其目的是希望我們能夠綜合運(yùn)用以前學(xué)過的各課程知識(shí)，通過認(rèn)真的設(shè)計(jì)計(jì)算和每項(xiàng)項(xiàng)目的精心校核，提高分析問題、解決問題，理論聯(lián)系實(shí)際，獨(dú)立思考問題等能力。本次課程設(shè)計(jì)的結(jié)果是全組成員兩個(gè)星期兢兢業(yè)業(yè)，同心協(xié)力的結(jié)果。不同的分工使得我們遇到不同的困境，然而在小組成員積極的探討之下，我們解決了一個(gè)又一個(gè)的問題。這次的課程設(shè)計(jì)不僅使我們加深了對(duì)化工原理課程中的一些精餾知識(shí)的理解，懂得了

45、學(xué)以致用，同時(shí)，在查閱資料的同時(shí)也豐富了課外知識(shí)，為以后的畢業(yè)設(shè)計(jì)和工作打下了堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)。這次設(shè)計(jì)讓我明白了，一種嚴(yán)謹(jǐn)求實(shí)的態(tài)度，是做好一切工作的前提，這個(gè)過程，也為我以后的日常生活和工作留下了寶貴的經(jīng)驗(yàn)。在本次設(shè)計(jì)中我也發(fā)現(xiàn)了自己的很多不足之處，知道了自己學(xué)習(xí)中的薄弱環(huán)節(jié)在哪里，對(duì)知識(shí)的掌握還存在盲點(diǎn)，總而言之，本次課程設(shè)計(jì)讓我獲益匪淺，我相信在以后的專業(yè)設(shè)計(jì)中我能做的更好。從設(shè)計(jì)結(jié)果看，本設(shè)計(jì)基本上是可行的，但仍存在一些不足之處,在此我將體會(huì)和不足總結(jié)如下： 體會(huì)：（1）本次設(shè)計(jì)的是乙醇-水精餾塔，由于該物系非理想物系，所以不能用逐板法求取理論板數(shù)，因此本設(shè)計(jì)選用圖解法。設(shè)計(jì)中很多數(shù)據(jù)都是

46、由x-y圖或t-x-y圖讀出。（2）在物性計(jì)算中，一定注意要取平均值，而不能直接應(yīng)用某個(gè)溫度下的物性。（3）對(duì)塔板流體力學(xué)的驗(yàn)算是一項(xiàng)繁冗而耗時(shí)的工作，因此要認(rèn)真對(duì)待，仔細(xì)計(jì)算，盡力將錯(cuò)誤減小到最低值。（4）塔的輔助設(shè)備設(shè)計(jì)主要是設(shè)計(jì)各換熱器。在這里主要應(yīng)抓住熱量衡算這一點(diǎn)，求出Q值后即可求出換熱面積，就能選型了。（5）從設(shè)計(jì)總體看，各設(shè)計(jì)過程和結(jié)果是相互關(guān)聯(lián)，相互影響的。對(duì)某一設(shè)計(jì)值若取的不好，就很有可能影響到后邊乃至全設(shè)計(jì)的結(jié)果。因此，在作設(shè)計(jì)時(shí)一定要統(tǒng)籌全局，不能顧此失彼。不足：（1）本設(shè)計(jì)中對(duì)一些數(shù)據(jù)的選取均選了經(jīng)驗(yàn)值或參考值，這使計(jì)算不夠精確。實(shí)際工作中應(yīng)盡量查取精確值。（2）本設(shè)計(jì)

47、中有些計(jì)算是為了方便計(jì)算或受實(shí)際情況的限制不能考察的，忽略或省略了某些因素，這對(duì)計(jì)算結(jié)果會(huì)造成一定影響。在實(shí)際工作中應(yīng)盡量考慮周全。（3）由于不同的資料給出的數(shù)據(jù)，公式等等存在一定的不同，不同的選取也給我們的計(jì)算帶來了誤差。8.2 心得：連續(xù)兩周的課程設(shè)計(jì)即將結(jié)束，我們?cè)谲嚴(yán)蠋煹闹笇?dǎo)下成功的完成了精餾操作中浮閥塔的設(shè)計(jì)。在這過程中，我們發(fā)現(xiàn)從化工原理課中學(xué)到知識(shí)只是一個(gè)概括，遠(yuǎn)遠(yuǎn)不能滿足完成課程設(shè)計(jì)的需要，要順利完成課程設(shè)計(jì)的任務(wù)，必須查閱許多圖書和資料，綜合多方面的信息進(jìn)行分析。然而，這是我們的第一次課程設(shè)計(jì)，在此之前毫無經(jīng)驗(yàn)的我們可以說是手足無措，從開始的手足無措最后的完成設(shè)計(jì)，無不是在全

48、體成員的積極參與，相互配合以及老師的幫助下一步一步完成的，有不懂的地方我們查閱資料，請(qǐng)教老師，參考前例，相互討論，直至最終設(shè)計(jì)的完成。在本次設(shè)計(jì)任務(wù)中，我們有了解決真正工程問題的感覺，認(rèn)識(shí)到各種經(jīng)驗(yàn)公式對(duì)工程設(shè)計(jì)的重要性。感謝有姚老師的幫助，讓我們將以前的學(xué)習(xí)中學(xué)習(xí)到的理論知識(shí)成功的運(yùn)用到了實(shí)際工程的設(shè)計(jì)當(dāng)中。九、主要參考文獻(xiàn)1.夏清，賈紹義，化工原理（第2版）（上下冊(cè)），天津大學(xué)出版社，2005年2.國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設(shè)計(jì)院編化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)（第二版），化學(xué)工業(yè)出版社，1990年3.化學(xué)工程手冊(cè)編委會(huì)編化學(xué)工程手冊(cè)（第二版），化學(xué)工業(yè)出版社，19964.路秀林，王者相塔設(shè)備，北京，化學(xué)工

49、業(yè)出版社，2004年5.魏崇關(guān)，鄭曉梅，化工工程制圖，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1992年6.刁玉瑋，王立業(yè) 編，化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)，大連，大連理工大學(xué)出版社，1989年7.厲玉鳴，化工儀表及自動(dòng)化（第四版），北京，化工工業(yè)出版社，20068.化工設(shè)備結(jié)構(gòu)圖冊(cè)編寫組，化工設(shè)備結(jié)構(gòu)圖冊(cè)，上海，上?？茖W(xué)技術(shù)出版社，1978年9.柴誠敬，劉國維，李阿娜，化工原理課程設(shè)計(jì)，天津，天津科學(xué)技術(shù)出版社，1994年10.劉光啟，馬連湘，劉杰化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(有機(jī)卷)北京,化學(xué)工業(yè)出版社，2002年11.劉光啟，馬連湘，劉杰化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)(無機(jī)卷)北京,化學(xué)工業(yè)出版社，2002年我們總羨慕別人的幸福，卻常常忽略自己生活中的美好。其實(shí)，幸福很平凡也很簡單，它就藏在看似瑣碎的生活中。幸福的人，并非拿到了世界上最好的東西，而是珍惜了生命中的點(diǎn)點(diǎn)滴滴，用感恩的心態(tài)看待生活，用樂觀的態(tài)度闖過磨難。