化工原理課程設計--環(huán)氧丙烷—丙酮分離過程浮閥精餾塔的設計

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p>　　二〇一三年十一月二十日</p><p><b>　　課程設計任務書</b></p><p><b>　　一、課題名稱</b></p><p>　　分離環(huán)氧丙烷-丙酮混合液的浮閥板式精餾塔工藝設計<

2、/p><p><b>　　二、課題條件</b></p><p>　　原 料：環(huán)氧丙烷、丙酮溶液 </p><p>　　處理量：60000t/a</p><p>　　原料組成：環(huán)氧丙烷含量94%（質(zhì)量百分數(shù)）</p><p>　　原料液初溫： 20℃</p><p>

3、;　　操作壓力、回流比、單板壓降：自選</p><p>　　進料狀態(tài)：冷液體進料</p><p>　　分離要求：塔頂環(huán)氧丙烷含量不低于99%，殘液中環(huán)氧丙烷含量不大于0.1%。</p><p><b>　　塔 頂：全凝器</b></p><p>　　塔 釜：飽和蒸汽間接加熱</p><p><

4、;b>　　塔板形式：浮閥</b></p><p>　　生產(chǎn)時間：年開工300天，每天三班8小時連續(xù)生產(chǎn)</p><p><b>　　冷卻水溫度：20℃</b></p><p><b>　　設備形式：浮閥塔</b></p><p><b>　　廠 址：濱州市</b&g

5、t;</p><p><b>　　三、設計內(nèi)容</b></p><p><b>　　1、設計方案的選定</b></p><p>　　2、精餾塔的物料衡算</p><p><b>　　3、塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　4、精餾塔的工藝條件及有關

6、物性數(shù)據(jù)的計算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導熱系數(shù)）</p><p>　　5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算</p><p>　　6、塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　7、塔板的流體力學驗算</p><p>　　8、塔板負荷性能圖（精餾段）</p><p><b>　　9、換熱器設計</

7、b></p><p>　　10、精餾塔接管尺寸計算</p><p>　　1、撰寫課程設計說明書一份 </p><p>　　設計說明書的基本內(nèi)容</p><p>　　(1)課程設計任務書</p><p><b>　　(2)目錄</b></p><p>　　(3)設計計算

8、與說明</p><p><b>　　(4)設計結果匯總</b></p><p><b>　　(5)小結</b></p><p><b>　　(6)參考文獻</b></p><p>　　14、 有關物性數(shù)據(jù)可查相關手冊</p><p><b>　

9、　15、 注意事項</b></p><p>　　(1)寫出詳細計算步驟，并注明選用數(shù)據(jù)的來源</p><p>　　(2)每項設計結束后列出計算結果明細表</p><p>　　(3)設計最終需裝訂成冊上交</p><p><b>　　四、進度計劃</b></p><p>　　1.設計動員

10、，下達設計任務書 0.5天</p><p>　　2.收集資料，閱讀教材，擬定設計進度 1-2天</p><p>　　3.初步確定設計方案及設計計算內(nèi)容 5-6天</p><p>　　4.整理設計資料，撰寫設計說明書 2天</p><p>

11、;<b>　　前言</b></p><p>　　精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，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多次部分冷凝達到輕重組分分離的方法，它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。因此在化工、煉油、石油化工等工業(yè)中得到廣泛應用。</p><p>　　本次課程設計任務為設計年處理含環(huán)氧丙烷質(zhì)量分

12、數(shù)94%的環(huán)氧丙烷-丙酮混合液6萬噸的浮閥精餾塔，實現(xiàn)環(huán)氧丙烷-丙酮的分離。精餾塔分為板式塔和填料塔兩大類；板式塔又有篩板塔、浮閥塔、泡罩塔等。本次設計采用浮閥塔。</p><p><b>　　1.精餾及精餾流程</b></p><p>　　精餾是多次部分汽化和多次部分冷凝的過程，被廣泛應用于分離純化各種混合物。在化工生產(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種方面：</p&g

13、t;<p>　?。?）獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；</p><p>　　（2）將溶液多級分離后，收集餾出液；</p><p>　?。?）脫除雜質(zhì)獲得純凈的溶劑和半成品，如酒精的提純。</p><p>　　在化工生產(chǎn)中，精餾過程采用連續(xù)精餾過程，原料液經(jīng)預熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的精料板，在進料板上與子塔頂上不下降的回流液匯合后，逐板溢流，最后流入塔底

14、再沸器中。在每層塔板上，回流液體和上升蒸汽相互接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，從再沸器部分氣化，產(chǎn)生上升蒸汽流；從冷凝器全部冷凝，部分回流作為回流液。因此塔底上升蒸汽流和塔頂回流液是精餾過程連續(xù)操作的必要條件。</p><p><b>　　2.精餾的分類</b></p><p>　　按操作方式可分為：間歇式和連續(xù)式。工業(yè)上大多采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。且在化工生產(chǎn)中

15、的精餾操作多用于分離多組分溶液，多組精餾的特點：</p><p>　?。?）能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；</p><p>　?。?）流程短，設備投資費用少；</p><p>　?。?）耗能量低，收率高，操作費用低；</p><p>　?。?）操作管理方便。</p><p><b>　　3.精餾操

16、作的特點</b></p><p>　　精餾過程是一種傳質(zhì)和傳熱的過程，但和一般的傳熱過程相比，精餾又有以下特點：</p><p><b>　　（1）沸點升高</b></p><p>　　精餾的溶液中含有沸點不同的溶劑，在相同的壓力下溶液的蒸汽壓較純?nèi)軇┑臍鈮旱停谷芤旱姆悬c高于純?nèi)芤旱姆悬c，這種現(xiàn)象稱為沸點的升高。</p>

17、;<p>　?。?）物料的工藝特性</p><p>　　精餾溶液本身具有某些特性，如某些再加入到溶劑中時可與溶液中的某一組分或幾組分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工藝要求，選擇適宜的精餾流程和設備是精餾操作必須考慮的問題。</p><p><b>　?。?）節(jié)約能源</b></p><p>　　蒸餾氣化的溶劑量較大，需要消耗較

18、大的加熱蒸汽。如何充分利用熱量提高加熱蒸汽的利用率是精餾操作需要考慮的另一個問題。</p><p><b>　　4.塔板類型的選擇</b></p><p>　　塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)上以錯流式塔板為主，最常用的錯流式塔板有篩孔塔板、浮閥塔板及泡罩塔板。在設計中采用的是浮閥式塔板。</p><p>　　浮閥塔

19、是化工生產(chǎn)中常用的板式塔之一，它具有生產(chǎn)能力大、操作彈性大、塔板效率高、氣體壓強降及液面落差較小、結構簡單、易于制造及造價低等的優(yōu)點。</p><p>　　本設計包括設計方案的確定，主要設備的工藝設計計算——物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)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，工藝流程圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，選出較合適的生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)，以確保精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。

20、</p><p><b>　　第一章 概述</b></p><p>　　1.1課程設計的目的</p><p>　　課程設計是化工原理課程的一個總結性學習環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)我們綜合運用本門課程以及有關選修課程的基礎知識去解決某以設計任務的一次訓練，在整個教學環(huán)節(jié)中起著培養(yǎng)我們獨立工作的能力的重要性，通過課程設計可以加強我們以下幾個方面：</p&

21、gt;<p>　?。?）查閱文獻及資料，選用公式和收集數(shù)據(jù)的能力；</p><p>　?。?）樹立既要考慮技術上的可行性與先進性，又要考慮經(jīng)濟的合理性，并要注意操作上的合理性，再設計思路的指導下去分析解決問題；</p><p>　?。?）迅速準確地進行工程計算和計算機繪圖的能力；</p><p>　?。?）對化工設備及操作流程進一步的了解和熟悉。<

22、;/p><p>　　1.2精餾操作對塔設備的要求</p><p>　　精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質(zhì)，而作為氣(汽)、液兩相傳質(zhì)所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質(zhì)效率。但是，為了滿足工業(yè)生產(chǎn)和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求：</p><p>　?。?）氣(汽)、液處理量大，即生產(chǎn)能力大時，仍不致發(fā)生大量的霧沫夾帶

23、、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　?。?）操作穩(wěn)定，彈性大，即當塔設備的氣(汽)、液負荷有較大范圍的變動時，仍能在較高的傳質(zhì)效率下進行穩(wěn)定的操作并應保證長期連續(xù)操作所必須具有的可靠性。</p><p>　?。?）流體流動的阻力小，即流體流經(jīng)塔設備的壓力降小，這將大大節(jié)省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統(tǒng)無法維持必要的真空度，最終破壞物系

24、的操作。</p><p>　?。?） 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。</p><p>　　（5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修。</p><p>　?。?） 塔內(nèi)的滯留量要小。</p><p>　　實際上，任何塔設備都難以滿足上述所有要求，況且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優(yōu)點，設計時應根據(jù)物系性質(zhì)和

25、具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。</p><p>　　1.3設計方案的確定</p><p>　　確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。</p><p>　　1.3.1確定設計方案的原則</p>

26、<p>　　確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。</p><p>　　方案選定是指確定整個精餾裝置的流程。主要設備的結構形式和主要操作條件。所以方案的選定必須：（1）能滿足工藝要求，達到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量。（2）操作平穩(wěn)，易于調(diào)節(jié)。（3）經(jīng)濟合理。（4）生產(chǎn)安全。在實際的設計問題中，上述四項都是

27、必須考慮的。本設計任務為分離環(huán)氧乙烷——丙酮混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用冷液體進料，塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比選擇最小回流比的1.8倍，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。</p><p>　　1.4操作條件的確定</p><p&g

28、t;　　1.4.1操作壓力的確定</p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。本設計是對環(huán)氧丙烷——丙酮的分離，且兩者沸點都較低，故采用加壓操

29、作。</p><p><b>　　1.4.2進料狀態(tài)</b></p><p>　　進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。本設計采用冷液體進料。

30、</p><p><b>　　1.4.3加熱狀態(tài)</b></p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產(chǎn)物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發(fā)度較大，便可采用直接蒸汽加熱。本設計中塔底產(chǎn)物為丙酮，故采用間接蒸汽加熱。</p><p>　　1.4.4冷卻劑與出口溫度</p>

31、<p>　　冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經(jīng)濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。本次設計采用常溫水作冷卻劑。</p><p>　　第二章 塔的工藝尺寸的計算</p><p><b>　　2.1基礎物性數(shù)據(jù)</b></p><p>　　

32、2.1.1常壓下正己烷-正庚烷氣液平衡組成與溫度的關系</p><p>　　利用Antoine方程求算不同溫度下，環(huán)氧丙烷和丙酮的飽和蒸汽壓</p><p>　　表2-1：Antoine常數(shù)值</p><p>　　利用上式求出的飽和蒸汽壓及利用下式分別求出易揮發(fā)組分在氣液兩相中的摩爾含量 </p><p>　　2.1.2環(huán)氧丙烷與丙

33、酮的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表2-2：氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　2.2精餾塔的物料衡算</p><p>　　2.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含環(huán)氧丙烷摩爾分數(shù)、平均摩爾質(zhì)量等的計算 </p><p>　　環(huán)氧丙烷的摩爾質(zhì)量：</p><p><b>　　丙酮的摩爾質(zhì)量：</b>&

34、lt;/p><p><b>　　原料液： </b></p><p><b>　　塔頂產(chǎn)品：</b></p><p><b>　　塔釜產(chǎn)品：</b></p><p><b>　　2.2.2物料衡算</b></p><p><b>

35、;　　全塔物料衡算：</b></p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算：</p><p><b>　　已知： </b></p><p><b>　　聯(lián)立上式解得：</b></p><p><b>　　餾出液流量 </b></p><p>&

36、lt;b>　　釜液流量 </b></p><p>　　式中：F—原料液流量，kmol/h</p><p>　　D—流出液流量，kmol/h</p><p>　　W—釜殘液流量，kmol/h</p><p>　　XF—原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)</p><p>　　XD—餾出液中易揮發(fā)組分的摩

37、爾分數(shù)</p><p>　　XW—釜殘液中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)</p><p>　　2.3理論板數(shù)的計算</p><p>　　2.3.1進料熱狀況q值及q線方程的確定</p><p>　?。?）由環(huán)氧丙烷與丙酮的氣液平衡數(shù)據(jù)可得：</p><p>　　環(huán)氧丙烷—丙酮t-x-y圖如下</p><p&g

38、t;　　圖2-1 環(huán)氧丙烷—丙酮t-x-y圖</p><p>　　由上圖可知溶液的泡點溫度=35.6℃</p><p><b>　　進料溫度</b></p><p><b>　　定性溫度</b></p><p>　?。?）表2-3：環(huán)氧丙烷和丙酮的比熱容Cp</p><p>

39、;<b>　　利用內(nèi)插法可得</b></p><p>　?。?）表2-4：環(huán)氧丙烷和丙酮的汽化熱r</p><p><b>　　利用內(nèi)插法可得</b></p><p><b>　　（4）q值確定</b></p><p><b>　?。?）q線方程</b>&

40、lt;/p><p>　　在x-y圖中作出q線，如下圖</p><p>　　圖2-2 圖解確定最小回流比</p><p>　　由上圖可知q線與平衡線的交點（0.942,0.9705）</p><p><b>　　所以最小回流比</b></p><p>　　2.3.2確定理論塔板數(shù)</p>

41、<p><b>　　（1）取</b></p><p><b>　　故精餾段操作線方程</b></p><p>　?。?）由以上操作線方程可作圖，利用圖解法求算理論塔板數(shù)</p><p>　　圖2-3 環(huán)氧丙烷--丙酮圖解理論塔板</p><p>　　由上圖可知：總理論塔板數(shù)為12塊（不

42、含再沸器），精餾段2塊，提餾段10塊，第3塊塔板進料。</p><p><b>　　2.4氣液相負荷</b></p><p><b>　　精餾段液相負荷</b></p><p><b>　　精餾段氣相負荷</b></p><p><b>　　提餾段液相負荷</b

43、></p><p><b>　　提餾段氣相負荷</b></p><p><b>　　提餾段操作線方程</b></p><p>　　2.5精餾塔有關物性參數(shù)的計算</p><p>　　物性數(shù)據(jù)的查取和估算對于工藝設計計算非常重要，精餾塔設計中主要的物性數(shù)據(jù)包括：密度、粘度、比熱、汽化熱和表面張力

44、。</p><p><b>　　2.5.1操作溫度</b></p><p><b>　　=35.6℃</b></p><p>　　利用表一中的數(shù)據(jù)由內(nèi)插法可求得</p><p><b>　　精餾段平均溫度</b></p><p><b>　　提

45、餾段平均溫度</b></p><p>　　2.5.2平均摩爾質(zhì)量</p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　　液相組成</b></p><p><b>　　氣相組成</b></p><p><b>

46、　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　液相組成</b></p><p><b>　　氣相組成</b></p><p>　　2.5.3液相平均黏度</p><p>　　液相平均粘度依下式計算：</p><p>　　表2-5：不同溫度下環(huán)氧丙烷液體黏度

47、</p><p>　　不同溫度下丙酮液體黏度</p><p>　?。?）精餾段液相平均黏度()</p><p><b>　　環(huán)氧丙烷液體黏度</b></p><p><b>　　丙酮液體黏度</b></p><p>　　（2）提餾段液相平均黏度（）</p>&l

48、t;p><b>　　環(huán)氧丙烷液體黏度</b></p><p><b>　　丙酮液體黏度</b></p><p>　　2.5.4液相平均表面張力</p><p>　　液相平均表面張力依下式計算，即 </p><p>　　表2-6：不同溫度下環(huán)氧丙烷表面張力數(shù)據(jù)</p><p&

49、gt;　　不同溫度下丙酮表面張力數(shù)據(jù)</p><p>　　(1)精餾段液相平均表面張力()</p><p>　　環(huán)氧丙烷液體表面張力</p><p><b>　　丙酮液體表面張力</b></p><p>　?。?）（2）提餾段液相平均表面張力（）</p><p>　　環(huán)氧丙烷液體表面張力</

50、p><p><b>　　丙酮液體表面張力</b></p><p>　　2.5.5液相平均密度</p><p>　　表2-7：不同溫度下環(huán)氧丙烷的密度</p><p>　　不同溫度下丙酮的密度</p><p>　?。?）精餾段液相平均密度()</p><p><b>　

51、　環(huán)氧丙烷液相密度</b></p><p><b>　　丙酮液相密度</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　?。?）提餾段液相平均密度（）</p><p><b>　　環(huán)氧丙烷液相密度</b></p><p>

52、;<b>　　丙酮液相密度</b></p><p><b>　　液相密度</b></p><p>　　2.6全塔效率，實際塔板數(shù)，操作壓力的確定</p><p>　　2.6.1由奧康內(nèi)爾公式確定全塔效率</p><p><b>　　(1)相對揮發(fā)度</b></p>

53、<p><b>　　(2) </b></p><p><b>　　(3) </b></p><p>　　2.6.2實際塔板數(shù)確定</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p>&l

54、t;p><b>　　實際塔板數(shù)</b></p><p><b>　　2.6.3操作壓力</b></p><p><b>　?。?）塔頂操作壓力</b></p><p><b>　　（2）每層塔板壓降</b></p><p><b>　?。?

55、）進料板壓降</b></p><p><b>　?。?）塔底壓降</b></p><p>　?。?）精餾段平均壓降</p><p><b>　?。?）塔底壓降</b></p><p>　　2.6.4氣相平均密度</p><p><b>　　精餾段<

56、/b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　2.7精餾塔的主要工藝尺寸</p><p>　　2.7.1塔徑的計算</p><p>　　表2-8：塔板間距與塔徑的關系</p><p>　　化工生產(chǎn)中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500

57、，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　　取板間距</b></p><p>　　板上液層高度取0.07m則</p><p>　　

58、查史密斯關聯(lián)圖（見下圖）得</p><p>　　圖2-4 史密斯關聯(lián)圖</p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p><p><b>　　（2）提餾段</b></p><p><b>　　取板間距</b></p><p>　　板上液層高度取0.07m則<

59、;/p><p>　　查史密斯關聯(lián)圖（見上圖）得</p><p>　　取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為</p><p>　　由以上計算知，按標準塔徑圓整后為</p><p><b>　　塔截面積為</b></p><p>　　精餾段實際空塔氣速為</p><p>　　提餾段實際空

60、塔氣速為</p><p>　　2.7.2精餾塔有效高度的計算</p><p><b>　　精餾段有效高度</b></p><p><b>　　提餾段有效高度</b></p><p><b>　　全塔的有效高度</b></p><p>　　2.8塔板主要工

61、藝尺寸的計算</p><p>　　2.8.1溢流裝置的計算</p><p>　　塔徑D=1.6m<2.2m，所以選擇單溢流弓形降液管</p><p><b>　　（1）堰長</b></p><p><b>　　單溢流</b></p><p><b>　　取&l

62、t;/b></p><p><b>　　同理提餾段</b></p><p><b>　?。?）溢流堰高度</b></p><p>　　查姚玉英《化工原理》（新版）上冊P159圖3-11液流收縮系數(shù)計算圖得</p><p><b>　　液流收縮系數(shù)</b></p>

63、;<p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　所以選用平直堰</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　所以選用平直堰</b></p><p>　?。?）弓形降液管的寬度和截面<

64、/p><p><b>　　降液管面積由確定</b></p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　已知，通過查姚玉英《化工原理》（新版）下冊P160圖3-13弓形降液管的寬度與面積圖得</p><p><b>　　故</b></p><p&g

65、t;<b>　　同理提餾段</b></p><p>　　為避免嚴重的霧沫夾帶，停留時間其中</p><p>　　驗證液體在降液管內(nèi)的停留時間</p><p>　　由以上驗證知降液管設計合理</p><p>　?。?）降液管底隙高度</p><p>　　底隙高度通常在30-40mm之間，太低易堵塞。

66、而取</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　由以上計算知降液管底隙高度設計合理</p><p>　　2.8.2塔板分布、浮閥數(shù)目及排列</p><p><b>　?。?）塔板分布</b>

67、;</p><p>　　因為所以采用分塊式塔板</p><p>　?。?）浮閥的數(shù)目及排列</p><p>　　選用F1型重閥，閥孔直徑39mm</p><p>　　精餾段：取氣體通過閥孔時的動能因數(shù)</p><p><b>　　則閥孔氣速</b></p><p><

68、b>　　每層板上的閥孔數(shù)</b></p><p>　　取邊緣區(qū)（無效區(qū)）破沫區(qū)寬度（安定區(qū)）</p><p><b>　　計算鼓泡區(qū)面積：</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　所以</b></p><

69、;p>　　因為是分塊式塔板所以浮閥采用等腰三角形叉排，取同一橫排閥孔中心距</p><p><b>　　則排間距</b></p><p>　　根據(jù)標準閥孔排間距取</p><p>　　按，以等腰三角形叉排方式</p><p>　　按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)</p><p>　　閥孔動能因數(shù)

70、變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)</p><p><b>　　塔板開孔率</b></p><p>　　提餾段：取氣體通過閥孔時的動能因數(shù)</p><p><b>　　則閥孔氣速</b></p><p><b>　　每層板上的閥孔數(shù)</b></p><p>　

71、　取邊緣區(qū)（無效區(qū)）破沫區(qū)寬度（安定區(qū)）</p><p><b>　　計算鼓泡區(qū)面積：</b></p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　所以</b></p><p>　　因為是分塊式塔板所以浮閥采用等腰三角形叉排，取同一橫排閥孔中心距</p&

72、gt;<p><b>　　則排間距</b></p><p>　　根據(jù)標準閥孔排間距取</p><p>　　按，以等腰三角形叉排方式</p><p>　　按重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)</p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9~12范圍內(nèi)</p><p><b>　　塔

73、板開孔率</b></p><p>　　2.8.3塔板流體力學驗算</p><p>　　(1)氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)</p><p><b>　　精餾段：干板阻力</b></p><p>　　因為按計算干板阻力，即液柱</p><p>　　板上充氣液層阻力取液柱</p>

74、<p>　　液層表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，忽略不計，因此與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　?。▎伟鍓航?lt;/b></p><p><b>　　提餾段：干板阻力</

75、b></p><p>　　因為按計算干板阻力，即液柱</p><p>　　板上充氣液層阻力取液柱</p><p>　　液層表面張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，忽略不計，因此與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　液柱</b></p&

76、gt;<p><b>　?。▎伟鍓航?lt;/b></p><p><b>　?。?）淹塔</b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度</p><p>　　精餾段：單層氣體通過塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨纫褐?lt;/p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失&l

77、t;/p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　板上液層高度</b></p><p><b>　　取則</b></p><p>　　可見符合防止淹塔要求</p><p>　　提餾段：單層氣體通過塔板的壓降所相當?shù)囊褐叨纫褐?lt;/

78、p><p>　　液體通過降液管的壓頭損失</p><p><b>　　液柱</b></p><p><b>　　板上液層高度</b></p><p><b>　　取則</b></p><p>　　可見符合防止淹塔要求</p><p>

79、<b>　?。?）霧沫夾帶</b></p><p><b>　　泛點率及泛點率</b></p><p><b>　　板上液體流經(jīng)長度</b></p><p><b>　　板上液流面積</b></p><p>　　環(huán)氧丙烷和丙酮為正常系統(tǒng)，取物性系數(shù)<

80、/p><p>　　查姚玉英《化工原理》（新版）下冊P166圖3-16泛點負荷系數(shù)圖得</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　泛點率</b></p><p><b>　　泛點率</b></p><p>　　對于大塔，為避免過

81、量霧沫夾帶，應控制泛點不超過80%。由以上計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足ev<0.1kg液/kg氣的要求</p><p><b>　　提餾段：</b></p><p><b>　　泛點率</b></p><p><b>　　泛點率</b></p><p&g

82、t;　　對于大塔，為避免過量霧沫夾帶，應控制泛點不超過80%。由以上計算出的泛點率都在80%以下，故可知霧沫夾帶能滿足ev<0.1kg液/kg氣的要求</p><p>　　由以上計算可知符合要求。</p><p>　　2.9 塔板負荷性能圖</p><p>　　2.9.1 霧沫夾帶線</p><p><b>　　泛點率<

83、/b></p><p>　　依上式可作負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算</p><p>　　（1）精餾段 泛點率=80% 即</p><p>　　整理上式得Vs=2.71-26.88Ls</p><p>　　由此式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取Ls值，作出霧沫夾帶線</p><p>　?。?/p>

84、2）提餾段 泛點率=80% 即</p><p>　　整理上式得Vs=2.67-26.42Ls</p><p>　　由此式知霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)取Ls值，作出霧沫夾帶線</p><p><b>　　2.9.2液泛線</b></p><p><b>　　令</b></p>

85、<p><b>　　由 ；聯(lián)立得</b></p><p>　　由上式確定液泛線，式中可忽略</p><p><b>　　而</b></p><p><b>　?。?）精餾段整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取Ls值，作出液泛線</p>

86、<p><b>　　(2)提餾段</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)取Ls值，作出液泛線</p><p>　　2.9.3液相負荷上限線</p><p>　　液體的最大流量應保證在降液管中停留時間不低于3-5s</p><

87、p>　　液體在降液管內(nèi)的停留時間</p><p>　　以作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p>　　依此作出液相負荷上限線，該線為與氣相流量無關的豎直線</p><p>　　2.9.4液相負荷下限線</p><p>　　對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由式</p><p><b

88、>　　取 E=1，則</b></p><p>　　依此作出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線</p><p><b>　　2.9.5漏液線</b></p><p>　　對于F1重閥，依F0=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p><p><b>　　精餾段</b><

89、;/p><p><b>　　（2）提餾段</b></p><p>　　由以上數(shù)據(jù)可分別作出精餾段和提餾段的液泛線</p><p>　　根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖2-5、2-6所示。</p><p>　　圖2-5 精餾段塔板負荷性能圖</p><p>　　圖2-6 提餾段

90、塔板負荷性能圖</p><p>　　由塔板負荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）該塔板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。</p><p>　?。?）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適宜位置。</p><p>　?。?）按照規(guī)定的液氣比，由上圖查出</p><p>　　精餾段

91、塔板的氣相負荷上限=2.8535，氣相負荷下限=0.9092，所以：操作彈性= =3.14</p><p>　　同理提餾段塔板的氣相負荷上限=2.9496，氣相負荷下限</p><p>　　=0.9101，操作彈性= =3.24</p><p><b>　　小結：</b></p><p>　　所設計篩板的主要結果匯總于表

92、2-9</p><p>　　表2-9篩板塔設計計算結果</p><p><b>　　第三章附屬設計</b></p><p><b>　　3.1接管與法蘭</b></p><p><b>　　3.1.1進料管 </b></p><p>　　進料管的要求有很

93、多，有直管進料，彎管進料，丁型管進料本設計采用直管進料。</p><p>　　由表七知，20℃進料環(huán)氧丙烷密度</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P22表1-1知，取</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P334附錄十七</p><p><b>　　選取進料管的規(guī)格為</b><

94、/p><p><b>　　3.1.2回流管 </b></p><p>　　采用直管回流管，回流溫度</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P22表1-1知，取</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P334附錄十七</p><p><b>　　選取進料管的規(guī)格

95、為</b></p><p>　　3.1.3塔釜出料管 </p><p><b>　　回流溫度</b></p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P22表1-1知，取</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P22表1-1知，取</p><p>　　查柴誠敬《化

96、工原理（第二版）》上冊P334附錄十七</p><p><b>　　選取進料管的規(guī)格為</b></p><p>　　3.1.4塔頂蒸氣出料管</p><p>　　采用直管出氣管，溫度</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P334附錄十七</p><p><b>　　選取

97、進料管的規(guī)格為</b></p><p>　　3.1.5塔釜進氣管</p><p>　　采用直管進氣管，溫度</p><p>　　查柴誠敬《化工原理（第二版）》上冊P334附錄十七</p><p><b>　　選取進料管的規(guī)格為</b></p><p><b>　　3.1.6法

98、蘭</b></p><p>　　本設計中的所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，（查熊潔羽《化工制圖》P380頁附錄七）選用相應法蘭。</p><p>　　進料管接管法蘭：PL53—2.5 HG 20593</p><p>　　回流管接管法蘭：PL53—2 HG 20593</p><p>　　塔頂蒸氣管法蘭：

99、PL351—10HG 20593</p><p>　　釜液排出管法蘭：PL14—1.5 HG 20593</p><p>　　塔釜進氣管法蘭：PL299—8.5 HG 20593</p><p><b>　　3.2筒體與封頭</b></p><p><b>　　3.2.1筒體</b></p

100、><p>　　設計條件下的許用應力為</p><p><b>　　筒體厚度</b></p><p>　　所以壁厚選4mm，所用材質(zhì)為A3。</p><p><b>　　3.2.2封頭</b></p><p>　　設計條件下的許用應力為</p><p>&l

101、t;b>　　封頭厚度</b></p><p><b>　　取封頭厚度</b></p><p>　　本設計采用標準橢圓形封頭，公稱直徑為800mm，查《化工設備機械基礎》第四版P229表8-21得， </p><p>　　選用封頭DN1600*6,JB/T4746-2002</p><p><b&g

102、t;　　3.3裙座</b></p><p>　　塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑大于800mm，故裙座壁厚取16mm。</p><p><b>　　基礎環(huán)內(nèi)徑：</b></p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b&

103、gt;</p><p>　　考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直徑取M30。</p><p><b>　　3.4人孔</b></p><p>　　人孔是安裝和檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進出任何一層塔板，由于設置人孔處板距離大，且人孔設備過多會使塔體的彎曲度難以達到要求，一般每隔10~20塊塔板才設置

104、一個人孔，本塔中有21塊塔板，需設兩個人孔，每孔直徑為500mm。</p><p>　　3.5塔總體高度設計</p><p>　　3.5.1塔頂部空間高度</p><p>　　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。</p><p>　　3.5.2塔底部空間高

105、度</p><p>　　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，釜液停留時間取5min。</p><p>　　3.5.3塔總體高度</p><p><b>　　總體高度</b></p><p><b>　　3.6附屬設備設計</b></p><p><

106、;b>　　3.6.1除沫器</b></p><p>　　當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程不許出塔氣速夾帶 霧滴的情況下，設置除沫器以減少液體夾帶損失，確保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器，絲網(wǎng)板式除沫器以及流程除沫器。本設計用絲網(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。</p><p><b>　　設計

107、氣速選取，取</b></p><p><b>　　除沫器直徑</b></p><p>　　3.6.2冷凝器的選擇</p><p>　　有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為290~1160W/(m2.℃)</p><p>　　本設計取K=1160 W/(m2.℃)</p><p&

108、gt;　　出料液溫度：34.23℃（飽和氣）～34.23℃（飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：20℃～30℃ </p><p><b>　　逆流操作：</b></p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量： </b></p><p><b>　　蒸汽流量：</b>&l

109、t;/p><p><b>　　環(huán)氧丙烷汽化熱： </b></p><p><b>　　丙酮汽化熱：</b></p><p><b>　　平均汽化熱</b></p><p><b>　　傳熱面積：</b></p><p>　　因為兩流體溫

110、差小于70℃，故選用固定板式列管換熱器。查柴誠敬《化工原理》第二版上冊課本P340所選型號為JB/T4715-92。查得有關參數(shù)（如下表3-1所示）：</p><p>　　表3-1:冷凝器相關參數(shù)</p><p>　　3.6.3再沸器選擇</p><p>　　水蒸氣再沸器設計選用的總傳熱系數(shù)一般范圍2000~4250</p><p>　　本設

111、計取K=3000</p><p><b>　　逆流操作：</b></p><p><b>　　平均摩爾質(zhì)量： </b></p><p><b>　　蒸汽流量：</b></p><p><b>　　平均汽化熱</b></p><p>

112、<b>　　傳熱面積：</b></p><p>　　因為兩流體溫差小于70℃，故選用固定板式列管換熱器。查柴誠敬《化工原理》第二版上冊課本P340所選型號為JB/T4715-92。查得有關參數(shù)（如下表3-2所示）：</p><p>　　表3-2:再沸器相關參數(shù)</p><p>　　3.6.4進料泵的選擇</p><p>

113、<b>　　進料液溫度</b></p><p><b>　　進料液的平均摩爾為</b></p><p>　　查柴誠敬《化工原理》第二版上冊附錄十五</p><p>　　選用離心泵的規(guī)格型號為IS50-32-125的單級單吸離心泵</p><p>　　表3-3：進料泵相關參數(shù)</p>&

114、lt;p>　　3.6.5回流泵的選擇</p><p><b>　　回流液溫度</b></p><p><b>　　回流液的平均摩爾為</b></p><p>　　同理查柴誠敬《化工原理》第二版上冊附錄十五</p><p>　　選用離心泵的規(guī)格型號為IS50-32-125的單級單吸離心泵<

115、/p><p>　　表3-4：回流泵相關參數(shù)</p><p><b>　　設計感想</b></p><p>　　課程設計是培養(yǎng)學生綜合運用所學知識,發(fā)現(xiàn),提出,分析和解決實際問題的能力, 培養(yǎng)理論聯(lián)系實際的能力，鍛煉實踐能力的重要環(huán)節(jié)。塔設備在化工生產(chǎn)中起到至關重要的作用，因此作為學習化工的我們來說掌握塔設備的結構及設計塔設備是十分重要的。</

116、p><p>　　本次化工原理課程設計歷時三周，是進入大學以來第一次獨立的設計。在這三周內(nèi)，從開始的一頭霧水，到組內(nèi)同學的相互商討，　查閱文獻、計算數(shù)據(jù)，老師的指導，及后期的電子版編寫以及流程圖的繪制等過程，化工原理課程設計的基本工作已經(jīng)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(xiàn)。</p><p>　　化工原理課程設計培養(yǎng)了我們的學習、解決問題能力，通過這次課程設計使我們

117、初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質(zhì)、化學性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中遇到的問題，可以說是困難重重。在設計過程中一些數(shù)據(jù)的選取，也只是根據(jù)范圍自己選的，并不一定符合現(xiàn)實應用，因此，一些數(shù)據(jù)計算并不是十分準確，存在一定的的誤差。同時再設計過程中發(fā)現(xiàn)了自身的不足之處，對以前所學過的知識理解得不夠深刻，掌握的不夠牢固。</p>&l

118、t;p>　　在此次化工原理設計過程中，我的收獲很大,感觸也很深，更覺得學好基礎知識的重要性。同時通過這次課程設計，我深深地體會到合作的重要性。通過與同學的討論及老師的指導，讓自己少走了很多彎路，使課程終于順利完成，同時我也深刻體會到了學無止境的道理，在我們所查找的很多參考書中，很多知識是我們從來沒有接觸到的，我們對一些知識的了解還僅限于皮毛，所學知識結構還很不完善，在以后的工作、生活中都應該不斷的學習，努力提高自己知識和綜合素質(zhì)。

119、</p><p><b>　　參考文獻：</b></p><p>　　[1]姚玉英主編《化工原理》天津：天津大學出版社，2000</p><p>　　[2]柴誠敬主編《化工原理》天津：高等教育出版社，2010</p><p>　　[3]董大勤 高炳軍 董俊華主編.《化工工程及設備機械基礎》化學工業(yè)出版社，2011&l

120、t;/p><p>　　[4]熊潔羽《化工制圖》.北京：化學工業(yè)出版社,2007.1</p><p>　　[5]張宇英，張克武《分子熱力學性質(zhì)手冊》，化學工業(yè)出版社，2009</p><p>　　[6]申迎華，郝曉剛主編《化工原理課程設計》，化學工業(yè)出版社，2009</p><p>　　[7]柴誠敬，王軍，張纓編《化工原理課程設計》，天津科學技術出

121、版社2009</p><p>　　[8]賈紹義，柴誠敬主編《化工原理課程設計》天津：天津大學出版社，2002</p><p><b>　　附錄</b></p><p>　　[1] 帶控制點生產(chǎn)工藝流程圖</p><p>　　[2] 板式精餾塔的總裝置圖</p><p><b>　　[3]