《化工原理》課程設計---浮閥精餾塔連續(xù)回收乙醇—水混合物中的乙醇

1、<p><b>　　課程設計題目：</b></p><p>　　浮閥精餾塔連續(xù)回收乙醇—水混合物中的乙醇</p><p>　　課程： 《化工原理》課程設計 </p><p>　　設計者： 化環(huán)學院 化學工程與工藝專業(yè) AP0809122 </p><p>

2、　　指導老師： </p><p>　　設計任務書完成日期： 2011年4月29日 </p><p>　　設 計 說 明 書</p><p><b>　　目錄</b></p>

3、<p>　　第一章 緒論 ……………………………………………………………… 4</p><p>　　1.1 前言 ……………………………………………………………………………… 4</p><p>　　第二章 精餾塔 …………………………………………………………… 4</p><p>　　2.1 精餾塔介紹 …………………………………………………

4、…………………… 4</p><p>　　2.2 浮閥精餾塔的特點 ……………………………………………………………… 5</p><p>　　第三章設計條件與操作條件選擇………………………………………… 6</p><p>　　3.1 已知設計條件 …………………………………………………………………… 6</p><p>　　3.

5、2 操作條件的選擇 ………………………………………………………………… 6</p><p>　　第四章 精餾塔的工藝計算………………………………………………… 7</p><p>　　4.1 相關數(shù)據(jù)與資料 ………………………………………………………………… 7</p><p>　　4.2 進料液、塔頂及塔底產(chǎn)品計算 ………………………………………………

6、… 8</p><p>　　4.3 理論塔板數(shù)的計算(NT) ………………………………………………………… 10</p><p>　　4.4 實際塔板數(shù)的計算 ……………………………………………………………… 12</p><p>　　4.5 塔體的熱量衡算 ………………………………………………………………… 13</p><p>

7、;　　第五章 精餾塔尺寸計算……………………………………………………14</p><p>　　5.1 塔徑 ……………………………………………………………………………… 14</p><p>　　5.2 總塔高 …………………………………………………………………………… 17</p><p>　　5.3 塔板主要工藝尺寸 ……………………………………………

8、………………… 17</p><p>　　5.4 浮閥數(shù)目及排列 ………………………………………………………………… 19</p><p>　　第六章 流體力學驗算………………………………………………………20</p><p>　　6.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） …………………………………… 21</p><p>　　

9、6.2 漏液驗算 ……………………………………………………………………… 21</p><p>　　6.3 液泛驗算 ……………………………………………………………………… 22</p><p>　　6.4 霧沫夾帶驗算 ……………………………………………………………………… 22</p><p>　　第七章 操作性能負荷圖…………………………………

10、…………………23</p><p>　　7.1 氣相負荷下限線 …………………………………………………………………… 23</p><p>　　7.2 過量霧沫夾帶線 …………………………………………………………………… 23</p><p>　　7.3 液相負荷下限線 …………………………………………………………………… 23</p><p&g

11、t;　　7.4 液相負荷上限線 …………………………………………………………………… 24</p><p>　　7.5 液泛線 …………………………………………………………………………… 24</p><p>　　第八章 各接管尺寸的確定……………………………………………… 26</p><p>　　8.1 進料管 ……………………………………………………

12、……………………… 26</p><p>　　8.2 塔釜殘液出料管 ………………………………………………………………… 26</p><p>　　8.3 回流液管 …………………………………………………………………………… 27</p><p>　　8.4 塔頂上升蒸汽管 ………………………………………………………………… 27</p>&l

13、t;p>　　8.5 水蒸汽進口管 ……………………………………………………………………… 27</p><p>　　第九章 精餾塔的主要附屬設備………………………………………… 28</p><p>　　9.1 冷凝器 ……………………………………………………………………………… 28</p><p>　　9.2 再沸器 …………………………………………

14、…………………………………… 28</p><p>　　9.3 除沫器 ……………………………………………………………………………… 28</p><p>　　9.4 法蘭 ………………………………………………………………………………… 28</p><p>　　9.5 視鏡 ……………………………………………………………………………… 29</p&

15、gt;<p>　　9.6 塔體壁厚 …………………………………………………………………………… 29</p><p>　　第十章 浮閥塔板工藝設計結果一覽表………………………………… 29</p><p>　　參考文獻…………………………………………………………………… 30</p><p>　　感受與心得………………………………………………………

16、………… 30</p><p><b>　　第一章 緒論</b></p><p><b>　　1.1 前言</b></p><p>　　乙醇—水是工業(yè)上最常見的溶劑，也是非常重要的化工原料之一。廣泛應用于化工、食品飲料工業(yè)、軍工、日用化工和醫(yī)藥衛(wèi)生等領域。將無水乙醇與汽油混合(俗稱汽油醇) 可作為內燃機的燃料,隨著世界石油

17、資源的減少,作為生物燃料的無水乙醇可能在今后的動力燃料中占一席之地。某某公司要求把20%（ω）的乙醇—水混合物原材料，提煉成含乙醇≥94％（ω）的產(chǎn)品。</p><p>　　經(jīng)查閱相關資料得：精餾是分離均相液體混合物的最有效方法之一，而且精餾已是一種很成熟的工業(yè)分離混合物化工單元操作。精餾操作可以同時對液體混合物進行多次部分汽化和對混合物的蒸汽進行多次部分冷凝，最終可以在氣相中得到純度較高的易揮發(fā)組分，在液相中得

18、到純度較高的難揮發(fā)組分。</p><p>　　最終選用精餾法來提煉該原材料，選用的裝置為浮閥精餾塔，并設計以下設計任務書。</p><p><b>　　第二章 精餾塔</b></p><p><b>　　2.1 精餾塔介紹</b></p><p><b>　　第一節(jié)</b>&l

19、t;/p><p>　　精餾所進行的是氣(汽)、液兩相之間的傳質，而作為氣(汽)、液兩相傳質所用的塔設備，首先必須要能使氣(汽)、液兩相得到充分的接觸，以達到較高的傳質效率。精餾操作可以同時對液體混合物進行多次部分汽化和對混合物的蒸汽進行多次部分冷凝，最終可以在氣相中得到純度較高的易揮發(fā)組分，在液相中得到純度較高的難揮發(fā)組分。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><

20、p>　　1、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、攔液或液泛等破壞操作的現(xiàn)象。</p><p>　　2、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>　　3、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

21、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，最終破壞物系的操作。</p><p>　　4、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、調節(jié)和檢修。</p><p>　　6、塔內的滯留量要小。</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

22、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)物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。</p><p><b>　　第二節(jié)</b></p><p>　　氣－液傳質設備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。</p><p>　　板式塔為逐級接觸型氣－液傳質設備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣－液接觸元件的不

23、同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動舌形塔和浮動噴射塔等多種。</p><p>　　板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀五十年代以后，隨著石油、化學工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國內外實際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及

24、泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。</p><p>　　2.2 浮閥精餾塔的特點</p><p>　　浮閥塔是在泡罩塔的基礎上發(fā)展起來的，它主要的改進是取消了升氣管和泡罩，在塔板開孔上設有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設備造價等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮

25、閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質過程中。塔徑從200mm到6400mm，使用效果均較好。國外浮閥塔徑，大者可達10m，塔高可達80m，板數(shù)有的多達數(shù)百塊。</p><p>　　浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因為它具有下列特點：</p><p>　　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。</p><p>　　2、操作彈性大，一般約為

26、5～9，比篩板、泡罩、舌形塔板的操作彈性要大得多。</p><p>　　3、塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。</p><p>　　4、壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400～660N/m2。</p><p><b>　　5、液面梯度小。 </b></p><p>　　6、使用周期長。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系

27、統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　7、結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。</p><p>　　8、浮閥對材料的耐磨性要求較高，一般采用不銹鋼制造。</p><p>　　而浮閥塔也有不足之處，其缺點為閥孔易磨損，閥片易脫落。</p><p>　　第三章 設計條件與操作條件選擇</p>

28、<p>　　3.1 已知設計條件</p><p>　　1．處理量：乙醇—水混合物2320 kg/h</p><p>　　2．進料濃度：20%（質量百分比）</p><p>　　3．進料狀態(tài)：泡點進料</p><p>　　4．產(chǎn)品要求：含乙醇≥94％（ω）的塔頂產(chǎn)品</p><p>　　5．塔底釜液要求：含

29、乙醇≤0.5％（ω）</p><p>　　6．冷凝水溫度：T入≤25℃、T出≤45℃</p><p>　　7．操作壓力：常壓操作</p><p>　　8．加熱蒸汽壓力：4kgf/cm2</p><p>　　9．加熱方式：直接蒸汽加熱</p><p>　　3.2 操作條件的選擇</p><p>&

30、lt;b>　　1、塔板形式的選擇</b></p><p>　　綜合泡罩塔、篩板塔和浮閥塔三種精餾塔特性，在考慮了生產(chǎn)能力、塔板效率、操作彈性和塔板壓強降等性能指標后，決定采用浮閥塔。浮閥塔的優(yōu)點是生產(chǎn)能力大，操作彈性大，霧沫夾帶量小，塔板效率高，液面梯度小，蒸汽分布均勻，壓降較泡罩塔小，結構簡單，安裝容易，造價適中。</p><p><b>　　2、精餾方式的選

31、擇</b></p><p>　　本設計采用連續(xù)精餾方式。連續(xù)精餾中原料連續(xù)加入精餾塔中，與其它精餾方式相比操作穩(wěn)定，產(chǎn)品質量穩(wěn)定。由于涉及濃度范圍內乙醇和水的揮發(fā)度相差較大，故不需要采用特殊精餾方式。</p><p><b>　　3、操作壓力的選擇</b></p><p>　　塔頂壓力選擇常壓。用常壓操作可有效的降低設備造價和操作費

32、用。塔底產(chǎn)品不是熱敏性物質，且沸點不高，所以不需采用減壓蒸餾；乙醇—水在常壓下是液態(tài)，因此也不需減壓蒸餾。</p><p>　　4、加料方式和加料熱狀況的選擇</p><p>　　加料方式采用加料泵加入塔內。加料熱狀況的選擇在綜合考慮了理論塔板數(shù)、能耗和操作的穩(wěn)定性，以及溫度對泵的操作的影響等問題后，為了節(jié)省操作費用，對此原料可使用直接冷液進料。</p><p>&

33、lt;b>　　4、加熱方式</b></p><p>　　本精餾塔要求利于“直接蒸汽加熱方式”來加熱物料，因為該原料僅是乙醇和水，可以采取該加熱方式，考慮到制造成本，所以本設置采用直接蒸汽加熱方式。</p><p>　　5、再沸器、冷凝器等附屬設備的安排</p><p>　　本設計精餾過程采用蒸汽直接加熱，在塔頂設冷凝冷卻器，將塔頂蒸汽完全冷凝后一部

34、分泡點回流入塔。冷凝器安裝在塔的頂部，通過回流比控制器分流后回流液直接流入塔內，餾出產(chǎn)品經(jīng)再次冷卻進入產(chǎn)品儲罐。</p><p><b>　　6、 裙座選擇</b></p><p>　　根據(jù)本塔各參數(shù)的預算結果，選擇了塔接型的裙座。</p><p>　　第四章 精餾塔的工藝計算</p><p>　　4.1 相關數(shù)據(jù)與資料

35、</p><p>　　xF:原料液中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p>　　xD:餾出液中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p>　　xW:直接水蒸汽加熱時釜液中易揮發(fā)組分的摩爾分率</p><p>　　F:原料流量，kmol/h</p><p>　　D：餾出液流量，kmol/h</p><p>

36、;<b>　　S：加熱蒸汽流量：</b></p><p><b>　　W：釜液流量：</b></p><p>　　V：提餾段中各塊板上升的蒸汽量，m3/s</p><p>　　L:精餾段中各塊板下降的液體量，m3/s</p><p><b>　　R：回流比</b></p&

37、gt;<p>　　L´:精餾段中每塊板下降的液體量，m3/s</p><p>　　V´：提餾段中各塊板上升的蒸汽量, m3/s</p><p>　　Cp:摩爾比熱，kg/kmol·k</p><p><b>　　乙醇和水的物性參數(shù)</b></p><p>　　表（1） 乙醇和水

38、的物理性質</p><p>　　4.1.2 常壓下乙醇和水的汽液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表（2） 乙醇－水系統(tǒng)t－x－y數(shù)據(jù)</p><p>　　4.2 進料液、塔頂及塔底產(chǎn)品計算</p><p>　　4.2.1 進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)</p><p>　　4.2.2 平均摩爾質量</p>

39、<p>　　4.2.3 進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的流量（直接蒸汽加熱方式）</p><p><b>　　每小時處理摩爾量：</b></p><p><b>　　(1)</b></p><p><b>　　總物料衡算：</b></p><p><b>　?。?

40、）</b></p><p>　　1.易揮發(fā)組分物料衡算：</p><p><b>　?。?）</b></p><p>　　其中xS為蒸汽中揮發(fā)組分的含量，因為易揮發(fā)組分是乙醇，所以xS=0。因為缺少已知條件，所以按照常規(guī)塔（間接加熱方式）的計算方法來估算進料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的流量（老師要求的）。</p><p&

41、gt;　　2.因為該塔是泡點進料，所以q = 1,V´= V (V′為提餾段上升蒸汽量，V為精餾段上升蒸汽量)，所以：。</p><p>　　所以（2）式變?yōu)椋海?）</p><p>　　聯(lián)立（1）（3）（4）三個式子可得：</p><p><b>　　又因為：</b></p><p><b>　　驗

42、證：</b></p><p>　　4.3 理論塔板數(shù)的計算(NT)</p><p>　　4.3.1 最小回流比及操作回流比</p><p>　　由于是泡點進料，xq=xf=0.0891,過點e（0.0891.，0.0891），因為是泡點進料，所以q值為1,故作垂直線x=0.0891交平衡線于點d，由點d可讀出yq=0.42125，因此：</p>

43、;<p>　　又過點a（0.8598，0.8598）作平衡線的切線，切點記為g,讀取g點的坐標為</p><p>　　(xq´=0.7208,yq´=0.7681),因此： </p><p>　　所以Rmin=Rmin(2)=2.0888,可取操作回流比R=1.5Rmin=3.1332。乙醇-水汽液平衡圖如圖1所示。</p><p>

44、;　　圖1 乙醇-水汽液平衡圖</p><p>　　4.3.2 精餾段操作曲線</p><p>　　已知R=3.1332，xD=0.8598.所以精餾段操作線方程為：</p><p>　　該操作曲線過D點（0.8598,0.8598），在乙醇-水汽液平衡圖中作精餾段曲線交q線于f（0.0891,0.2755）點。</p><p>　　4.3.

45、3 提餾段操作曲線</p><p>　　提餾段操作曲線：過點W（0.0019，0）與上述f（0.0891,0.2755）點連線，得到的直線Wf即為提餾段操作曲線，直線Wf的方程即為提餾段操作線方程，方程式如下：</p><p>　　4.3.4 直接蒸汽加熱</p><p>　　因為是直接蒸汽加熱，故最后一個梯階必須跨過X軸上的xb點為止，xb點為提餾段操作線與X軸的

46、交點。xb點的坐標計算如下：</p><p><b>　　因為：，所以</b></p><p>　　4.3.5 作直角階梯圖</p><p>　　由乙醇-水汽液平衡線、q線、精餾段操作曲線、提餾段操作曲線和xb值，做出理論塔板數(shù)的階梯圖，如圖2所示：</p><p>　　圖2 理論塔板數(shù)的階梯圖</p>&

47、lt;p>　　圖中 ，由圖解法可以得知：總理論塔板數(shù)為22，第18塊板為進料板，精餾段理論塔板數(shù)為17，提餾段理論塔板數(shù)為5。間接蒸汽加熱時理論塔板數(shù)為21，直接蒸汽加熱時總理論塔板數(shù)為22。</p><p>　　4.4 實際塔板數(shù)的計算</p><p>　　已知總塔板效率E0=0.56，總理論塔板數(shù)為22，因為是直接蒸汽加熱，蒸汽直接通入到最底下的一塊塔板上，所以實際塔板數(shù)N實的計

48、算如下，即</p><p>　　取整數(shù)所以N實 = 40（直接蒸汽加熱）。實際進料板位置：，取整數(shù)所以N進=33。所以實際精餾段理論塔板數(shù)為32，提餾段理論塔板數(shù)為8。</p><p>　　4.5 塔體的熱量衡算</p><p>　　4.5.1 塔頂94%乙醇蒸汽帶走的熱量</p><p>　　塔頂94%乙醇蒸汽的焓（用內插法）的Hv:<

49、;/p><p>　　得出Hv=1201.5247 KJ/Kg。</p><p>　　所以94%乙醇蒸汽帶走的熱量為</p><p>　　4.5.2 物料帶塔內的熱量</p><p>　　飽和液體進料中：HF=414.49KJ/Kg，所以物料帶進來的熱量為</p><p>　　4.5.3 塔底產(chǎn)品帶出的熱量</p>

50、;<p>　　塔底產(chǎn)品5%乙醇的焓，同理用內插法求得: Hw =402.61KJ/Kg。所以塔底產(chǎn)品帶出的熱量為</p><p>　　4.5.4 塔頂液體回流帶入的熱量</p><p>　　已知 HR= 243.5KJ/Kg ，所以塔頂液體回流時帶入的熱量為</p><p>　　4.5.5 水蒸汽帶進塔內的熱量</p><p>

51、　　已知P絕=4kgf/cm2，查表得，并用內插法求水蒸汽汽化熱r，即</p><p>　　，所以 r =2136.9929。</p><p>　　故水蒸汽帶進塔內的熱量為：</p><p>　　4.5.6 熱量的損失Q損</p><p><b>　　因為 ，所以：</b></p><p>　

52、　因為缺少已知條件，所以熱量損失暫時計算不了。</p><p>　　4.5.7 冷卻水用量（不考慮熱量損失）</p><p>　　已知冷卻過程中的總熱量：和 HD=HR=243.5KJ/Kg，</p><p>　　且餾出液帶出的熱量：</p><p><b>　　故</b></p><p>　　水

53、在25℃～45℃之間的平均比熱容CP = 4.187 KJ/Kg·k 。</p><p><b>　　所以冷卻水的用量:</b></p><p>　　第五章 精餾塔尺寸計算</p><p><b>　　5.1 塔徑</b></p><p>　　由于精餾段和提餾段的上升蒸汽量相差不大，為了便

54、于制造，設計取兩段的塔徑相等。所以該精餾塔的塔徑計算如下：（全塔徑的計算方法按精餾段的塔徑計算方法）</p><p><b>　　塔的平均蒸汽流量：</b></p><p><b>　　塔的平均液相流量：</b></p><p>　　塔的汽相平均密度：（用內插法求的）</p><p>　　塔的液相平

55、均密度：（用內插法求的）</p><p>　　塔徑可由此公式求解：</p><p>　　由于適宜的空塔氣速 ，因此要先算出最大允許氣速umas.</p><p>　　取塔板間距HT=0.35m,板上液層高度HL=0.05m，那么分離空間：</p><p><b>　　功能參數(shù)：.</b></p><p

56、>　　由史密斯關聯(lián)圖查得：C20=0.059，由于,故需求出液體表面張力。</p><p>　　TC：液體的臨界溫度，K</p><p>　　Xi：任一組分的摩爾分率</p><p>　　Tic:乙醇的臨界溫度為243K，水的臨界溫度為342.2K</p><p>　?。阂后w的表面張力，dym/m2</p><p&g

57、t;　　液體的臨界溫度：（取xi=0.86）</p><p>　　X1=0.86時，查表得=22 dym/cm，T1=25℃，T2=78.3℃，所以：</p><p><b>　　即：</b></p><p><b>　　所以：</b></p><p><b>　　又所以：</b&g

58、t;</p><p>　　因為適宜的空塔氣速 ，取安全系數(shù)為0.7，即：</p><p><b>　　塔徑為：</b></p><p>　　所以塔徑取值為D= 0.750 m,因為已知初選定精餾段的塔徑等于提餾段塔徑，所以全塔徑為0.750米。</p><p><b>　　塔的橫截面積為：</b>&

59、lt;/p><p><b>　　5.2 總塔高</b></p><p>　　精餾塔的高度可由以下式子計算：</p><p>　　1.已知實際塔板數(shù)為N=40塊，板間距HT=0.35m，由于原料僅是乙醇和水（較清潔原料），所以無需經(jīng)常清洗，可取每隔8塊塔板設置一個人孔，則人孔的數(shù)目S為：</p><p>　　2.設塔底儲蓄液停

60、留時間為5 min，那么儲蓄液高度為：</p><p>　　一般塔底液面至最下層塔板間要有1～2米的距離，為蒸汽空間，故取塔底空間HW=2.5m</p><p>　　3.塔頂空間距離要大于板間距，為了利于氣體夾帶的液滴沉降，取塔頂空間HD=1.2m。</p><p>　　4.進料板空間高度HF=0.5m, 取人孔兩板間的間距為：hT=0.6m，那么精餾塔高度為：&l

61、t;/p><p>　　5.取裙坐高度為Hq=1.4m。</p><p>　　6.由以上數(shù)據(jù)并查表，得出封頭的高度應取H封=0.2m</p><p>　　故整個精餾塔裝置高度為：（因為裙座已經(jīng)包含了一個底部封頭，所以在計算時，只計算一個封頭。）</p><p>　　5.3 塔板主要工藝尺寸</p><p>　　5.3.1 溢

62、流裝置</p><p>　　本精餾塔采用單溢流、弓形降液管、平型受液盤、及平型溢流堰，不設進流堰。各尺寸計算如下：</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　1、取溢流堰長為0.6D，即 。</p><p>　　2、出口堰高Hw： </p><p><b>　　

63、由，</b></p><p><b>　　得收縮系數(shù)E=1。</b></p><p><b>　　所以：</b></p><p><b>　　故：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　

64、　1、溢流堰長為0.6D，因為精餾塔和提餾段的塔徑相同，所以溢流堰長=0.48m、出口堰高H´W=0.04269m，符合要求。</p><p>　　5.3.2 降液管寬度Wd與降液管面積Af</p><p>　　因為，查手冊得,，故：</p><p><b>　　停留時間：</b></p><p><b&

65、gt;　　符合要求。</b></p><p>　　5.3.3 降液管底隙高度h0</p><p>　　取液體通過降液管底隙時的流速為u0=0.07m/s ，故根據(jù)公式可求出降液管底隙高度H0為：</p><p>　　5.3.4 塔板的布置</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度WC=0.03 m,安定區(qū)寬度WS=0.06 m.</

66、p><p>　　5.3.5 開孔區(qū)面積</p><p><b>　　其中：</b></p><p><b>　　所以：</b></p><p>　　5.4 浮閥數(shù)目及排列</p><p>　　采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為d0=39.0mm.</p><

67、p>　　5.4.1 浮閥數(shù)目N</p><p>　　氣體通過閥孔時的速度為：，取動能因數(shù)F=12，故：</p><p><b>　　因此：</b></p><p>　　開孔區(qū)的開孔率，即：</p><p>　　一般要求開孔率達到10%～14%，而=9.1812，較符合要求。</p><p>

68、　　5.4.2 閥孔排列</p><p><b>　　孔間距為：</b></p><p>　　其中，采取正三角形排列，排列如下：</p><p>　　圖3 塔板閥孔的排列</p><p>　　第六章 流體力學驗算</p><p>　　6.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）</p>

69、<p>　　6.1.1 干板阻力</p><p>　　浮閥由部分全開轉為全部全開時的臨界速度為uoc,即</p><p><b>　　因為 ，所以：</b></p><p>　　6.1.2 板上充氣液層阻力h1 </p><p>　　取板上充氣程度因數(shù)，那么：</p><p>　　6

70、.1.3 由表面張力引起的阻力</p><p>　　由于表面張力導致的阻力一般都很小，所以在此忽略。</p><p><b>　　所以：</b></p><p><b>　　6.2 漏液驗算</b></p><p>　　動能因數(shù)F0=5，相應的氣相最小負荷VSmin為：，其中。</p>

71、<p><b>　　所以：</b></p><p>　　可見不會產(chǎn)生過來的漏液現(xiàn)象。</p><p><b>　　6.3 液泛驗算</b></p><p>　　溢流管內的清液層高度 ,其中，，。</p><p><b>　　所以：</b></p>&l

72、t;p>　　為了防止液泛，一般要求 ，取校正系數(shù)，則</p><p>　　可見：，所以不會發(fā)生液泛。</p><p>　　6.4 霧沫夾帶驗算</p><p>　　泛點率=，查得物性系數(shù)K=1.0，泛點負荷系數(shù)CF=0.097。已知Vs=V=0.3726m3/s,Ls=L=0.0005507m3/s,</p><p><b>

73、　　所以：</b></p><p>　　可見，霧沫夾帶在允許的范圍內。</p><p>　　第七章 操作性能負荷圖</p><p>　　7.1 氣相負荷下限線(又稱漏液線),記為線1</p><p>　　對于F1重閥，取閥孔動能因數(shù)F0 = 5作為控制漏液量的操作下限，氣相負荷下限線方程可寫成為：</p>

74、<p>　　式中：d0——閥孔孔徑，d0=0.039m；N：浮閥數(shù)；ρv：氣相密度，㎏/m3；VS：氣相體積流量，m3/s。</p><p><b>　　故：</b></p><p>　　7.2 過量霧沫夾帶線(又稱為氣相負荷上限線)，記為線2</p><p>　　按泛點率=80%計算，故</p><p>&l

75、t;b>　　整理得：</b></p><p>　　VS和LS分別取值獲得一條直線，數(shù)據(jù)如下：</p><p>　　7.3 液相負荷下限線，記為線3</p><p>　　液相負荷下限線方程為：</p><p>　　式中：LS—液相流量，m3/s；lw —溢流堰長，m；E—流量收縮系數(shù)，可取E=1計算。</p>&

76、lt;p>　　所以：LS=0.0004095 m3/s 。</p><p>　　7.4 液相負荷上限線，記為線4</p><p>　　其液相負荷上限線方程為：</p><p>　　式中：Af—降液管截面積，m2；HT—板間距，m；LS—液相流量，m3/s。</p><p>　　所以：LS=0.002319 m3/s。</p>

77、<p>　　7.5 液泛線，記為線5</p><p>　　令：，由： ； ； ； 。聯(lián)立得：</p><p>　　忽略hσ，將h0W與Ls；hd與Ls；hc與Vs的關系式代入上式，并整理得</p><p>　　其中，a，b，c，d為由系統(tǒng)物性和塔板結構尺寸所決定的常數(shù)，分別為：</p><p><b>　?。?；<

78、/b></p><p><b>　??； </b></p><p>　　式中：Vs、Ls—分別為氣、液相流量，m3/s；ρV、ρL—分別為氣、液相密度，kg/m3； N—閥孔數(shù)； HT—板間距，m； hW—液流堰高度，m； lW—液流堰長度，m； h0—降液管底隙高度，m；Φ—校正系數(shù)，一般取Φ=0.5；ε0—充氣因數(shù)，一般取ε0=0.5； E—流量收縮因數(shù)，可取

79、E=1。</p><p>　　求得a=0.3636;b=0.1323;c=2469;d=1.6320,故方程如下：</p><p>　　根據(jù)以上求得的氣相負荷下限線、過量霧沫夾帶線、液相負荷下限線、液相負荷上限線及液泛線5線，可以作出性能負荷圖，圖如下：</p><p><b>　　圖4性能負荷圖</b></p><p>

80、;　　在操作性能負荷圖中，氣相負荷下限線、過量霧沫夾帶線、液相負荷下限線、液相負荷上限線及液泛線五條曲線所圍成的區(qū)域（深色區(qū)域），就是該精餾塔工作時的適宜操作區(qū)。在此操作區(qū)域內，塔板上流體力學情況正常。</p><p>　　圖5 操作性能負荷圖</p><p>　　由操作性能負荷圖可以得知：</p><p>　　1、該精餾塔所預設的氣液負荷設計點P（0.000550

81、7，0.3726）正好落在該區(qū)域的適中位置，連接OP直線，即可得出操作線，</p><p>　　該塔板的操作上線完全由液返線控制，下線由氣相負荷下限線控制。</p><p><b>　　由上圖可以查得：</b></p><p>　　VS,mas=0.51 m3/s ; VS,min=0.01572 m3/s</p><p&g

82、t;　　故操作彈性K為：K = VS,mas/ VS,min=0.51/0.01572=32.4427,所以該精餾塔裝置具有較好的操作彈性。</p><p>　　第八章 各接管尺寸的確定</p><p><b>　　8.1 進料管</b></p><p>　　25℃時，用內插法查表求得進料體積流量：</p><p>　　

83、取適宜的輸送流速uF=1.5m/s，故：</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實際管內流速為：</p><p>　　8.2 塔釜殘液出料管</p><p>　　塔釜殘液體積流量VW=0.0005507m3/s,取適宜的輸送速度uW=1.5m/s，故：</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB816

84、3-87）,規(guī)格：。實際管內流速為：</p><p><b>　　8.3 回流液管</b></p><p>　　回流液體積流量V回=0.000634m3/s取適宜的輸送速度u回=1.5m/s，故：</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實際管內流速為：</p><p>　　8.4 塔頂

85、上升蒸汽管</p><p>　　回流液體積流量V升= =0.4245m3/s取適宜的輸送速度u升=15m/s (常壓操作條件下管內蒸汽流速一般取12～20m/s)，故：</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實際管內流速為：</p><p>　　8.5 水蒸汽進口管</p><p>　　在絕對壓力為4kgf

86、/cm2時，進料體積流量：</p><p>　　取適宜的輸送流速u汽進=15m/s，故：</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87）,規(guī)格：。實際管內流速為：</p><p>　　第九章 精餾塔的主要附屬設備</p><p><b>　　9.1 冷凝器</b></p><p>

87、;　　9.1.1 冷凝器的選擇：強制循環(huán)式冷凝器</p><p>　　冷凝器安裝在塔下適當位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器與泵之間設回流罐，這樣可以減少臺架，便于維修、安裝、減少成本。</p><p>　　9.1.2 冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量：</p><p>　　記熱流體為78.3℃的94%的乙醇蒸汽，已知要求冷卻水進入溫度為25℃，冷卻水流出溫度為

88、45℃，因為Q熱=Q冷 ，且，</p><p>　　已知r熱=600KJ/Kg， qm熱=0.5507Kg/s ，所以：</p><p><b>　　傳熱面積：</b></p><p>　　設熱流體流出溫度為45℃，，因為</p><p><b>　　所以：。</b></p><

89、p><b>　　即：</b></p><p>　　所以傳熱面積為15.4981m2 。</p><p><b>　　9.2 再沸器</b></p><p>　　因為該精餾塔為直接蒸汽加熱，所以可以不用安裝再沸器。</p><p><b>　　9.3 除沫器</b><

90、/p><p>　　除沫器用于分離塔頂出口氣體中所夾帶的液滴，可降低有價值產(chǎn)品的損失，我選用了應用最廣的絲網(wǎng)除沫器。除沫器DK的直徑由氣體量和氣速決定：</p><p><b>　　9.4 法蘭</b></p><p>　　初步選用SO型法蘭，標準號為HG20594。（可根據(jù)特殊情況改用其他法蘭）</p><p><b&

91、gt;　　9.5 視鏡</b></p><p>　　在塔上部與塔下部適中位置各開一個12cm的孔，各安裝一個視鏡。</p><p><b>　　9.6 塔體壁厚</b></p><p>　　本精餾塔的操作壓力雖為常壓，但是為滿足制造時的焊接工藝，所以我選用應用較廣的塔體材料：一般碳鋼，壁厚為0.04m。</p><

92、;p>　　第十章 浮閥塔板工藝設計結果一覽表</p><p>　　表1 浮閥塔板工藝設計結果匯總表</p><p><b>　　參考文獻與資料</b></p><p>　　[1] 王志魁等主編，化工原料，北京，化學工業(yè)出版社，2010。</p><p>　　[3] 李國庭等主編，化工設計概論，北京，化工工業(yè)出版社，

93、2008</p><p>　　[2] 張曉艷，精餾塔分離乙醇-水混合物最佳生產(chǎn)條件的確定，赤峰學院學報，2010。</p><p><b>　　感受與心得</b></p><p>　　剛開始接到這個課題時的時候，真的有點茫然，真的不知道該從哪里入手，不過在自己查閱相關的文獻、書籍和網(wǎng)絡資料，我就有了一個較明確的思路，知道自己該做什么了。在設計完

94、成這個裝置后，給我的感覺就是要完完全全地設計好一個裝置，并不是三天兩夜就完成得了的事情。我是每一個數(shù)據(jù)，每一個量都基本理解，最后感覺就是數(shù)據(jù)太多，參數(shù)太多，不過在完成這個設計后，有點成就感，畢竟這是我第一個設計的裝置，希望以后能接觸到各種不同的裝置設計書。我想學習更多的知識，我感覺很有趣。</p><p><b>　　致謝</b></p><p>　　在此次設計過程中