課程設計---常壓乙醇-水篩板精餾塔的設計

1、<p>　　《化工原理》課程設計</p><p>　　設計題目 常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設 計 </p><p>　　課程名稱 化工原理課程設計 </p><p>

2、;　　設計題目： 常 壓 乙 醇-水 篩 板 精 餾 塔 的 設 計 </p><p><b>　　設計條件及任務：</b></p><p><b>　　設計體系：乙醇—水</b></p><p><b>　　設計條件:</b></p&

3、gt;<p>　　進料量F= 200 kmol/h</p><p>　　進料濃度ZF= 0.25 （摩爾分數(shù)，下同）</p><p>　　進料狀態(tài)：q＝1.08 </p><p>　　操作條件：塔頂壓強為4 kPa(表壓)，單板壓降不大于0.7kPa。</p><p>　　塔頂冷凝水采用深井水，溫度T＝12℃；</p&g

4、t;<p>　　塔釜加熱方式：間接蒸汽加熱</p><p>　　全塔效率：ET = 52%</p><p>　　分離要求：XD= 88% ； XW=1% ；回流比R/Rmin =1.6。</p><p>　　指導教師: </p><p><b>　　目錄<

5、;/b></p><p><b>　　一．前言1</b></p><p>　　1．精餾與塔設備簡介5</p><p><b>　　2.篩板塔特點5</b></p><p><b>　　3.體系介紹6</b></p><p>　　4.設計任務

6、及要求</p><p><b>　　二．設計說明書</b></p><p>　　1. 設計單元操作方案簡介</p><p>　　2. 篩板塔設計須知</p><p>　　3. 篩板塔的設計程序</p><p><b>　　三．工藝計算</b></p>

7、<p>　　1．設計參數(shù)的確定8</p><p><b>　　1.1進料熱狀態(tài)</b></p><p><b>　　1.2加熱方式8</b></p><p>　　1.3回流比（R）的選擇8</p><p>　　1.4塔頂冷凝水的選擇8</p><p>　

8、　2.流程圖簡介及流程圖</p><p><b>　　2.1流程簡介</b></p><p><b>　　2.2流程圖</b></p><p>　　3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定9</p><p>　　3.1理論板數(shù)計算9</p><p>　　3.1.1物料衡

9、算13</p><p>　　3.1.2 q線方程14</p><p>　　3.1.3 平衡線方程14</p><p>　　3.1.4及Rmin和R的確定10</p><p>　　3.1.5精餾段操作線方程的確定11</p><p>　　3.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定11</p><

10、;p>　　3.1.7提餾段操作線方程的確定15</p><p>　　3.1.8圖解法求解理論板數(shù)16</p><p>　　3.2實際板數(shù)的確定16</p><p>　　4.精餾塔工藝條件計算</p><p>　　4.1操作壓強的選擇16</p><p>　　4.2操作溫度的計算16</p>

11、<p>　　4.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算</p><p>　　4.3.2液相表面張力的確定</p><p>　　4.3. 3 液體平均粘度計算</p><p><b>　　4.4塔徑的確定</b></p><p>　　4.4.1 精餾段</p><p>

12、　　4.4.2 提餾段</p><p><b>　　4.5塔有效高度</b></p><p><b>　　4.6整體塔高</b></p><p>　　5.塔板主要工藝參數(shù)確定</p><p><b>　　5.1溢流裝置</b></p><p>

13、　　5.1.1堰長lw</p><p>　　5.1.2出口堰高hw</p><p>　　5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af</p><p>　　5.1.4降液管底隙高度</p><p>　　5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列</p><p>　　5.2.1塔板的分塊</p><p>

14、　　5.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p>　　5.2.3開孔區(qū)面積計算</p><p>　　5.2.4篩孔計算及其排列</p><p>　　6. 篩板的力學檢驗</p><p><b>　　6.1塔板壓降</b></p><p>　　6.1.1干板阻力計算</p>&

15、lt;p>　　6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算</p><p>　　6.1.3液體表面張力的阻力計算計算</p><p>　　6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高</p><p><b>　　6.2液沫夾帶</b></p><p><b>　　6.3漏液</b></p>

16、<p><b>　　6.4液泛</b></p><p>　　7.塔板負荷性能圖</p><p><b>　　7.1漏液線</b></p><p><b>　　7.2液沫夾帶線</b></p><p>　　7.3液相負荷下限線</p><

17、;p>　　7.4液相負荷上限線</p><p><b>　　7.5液泛線</b></p><p><b>　　7.6操作彈性</b></p><p>　　8.輔助設備及零件設計</p><p>　　8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）</p><p>　　8.1.

18、1方案Ⅰ：垂直管</p><p>　　8.1.2方案Ⅱ：水平管</p><p>　　8.2各種管尺寸的確定</p><p><b>　　8.2.1進料管</b></p><p>　　8.2.2釜殘液出料管</p><p>　　8.2.3回流液管</p><p>

19、　　8.2.4再沸器蒸汽進口管</p><p>　　8.2.5塔頂蒸汽進冷凝器出口管</p><p>　　8.2.6冷凝水管</p><p><b>　　8.3冷凝水泵</b></p><p><b>　　9.設計結果匯總</b></p><p>　　9.1乙醇～水

20、物性數(shù)據(jù)表</p><p>　　9.2物料與熱量衡算結果表</p><p><b>　　四．附錄</b></p><p>　　參考文獻及設計手冊</p><p><b>　　一、概述　　</b></p><p>　　1、精餾與塔設備簡介</p><

21、p>　　蒸餾是分離液體混合物的一種方法，是傳質(zhì)過程中最重要的單元操作之一，蒸餾的理論依據(jù)是利用溶液中各組分蒸汽壓的差異，即各組分在相同的壓力、溫度下，其探發(fā)性能不同（或沸點不同）來實現(xiàn)分離目的。例如，設計所選取的乙醇-水體系，加熱乙醇（沸點78℃）和水（沸點100℃）的混合物時,由于乙醇的沸點較水為低,即乙醇揮發(fā)度較水高,故乙醇較水易從液相中汽化出來。若將汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇組成高于原料的產(chǎn)品，依此進行多次汽化及冷凝過

22、程，即可將乙醇和水分離。這多次進行部分汽化成部分冷凝以后，最終可以在汽相中得到較純的易揮發(fā)組分，而在液相中得到較純的難揮發(fā)組分，這就是精餾。</p><p>　　在工業(yè)中，廣泛應用精餾方法分離液體混合物，從石油工業(yè)、酒精工業(yè)直至焦油分離，基本有機合成，空氣分離等等，特別是大規(guī)模的生產(chǎn)中精餾的應用更為廣泛。 </p><p>　　蒸餾按操作可分為簡單蒸餾、平衡蒸餾、精餾、特殊精餾等多種方式

23、。按原料中所含組分數(shù)目可分為雙組分蒸餾及多組分蒸餾。按操作壓力則可分為常壓蒸餾、加壓蒸餾、減壓（真空）蒸餾。此外，按操作是否連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾。工業(yè)中的蒸餾多為多組分精餾，本設計著重討論常壓下的雙組分精餾，即乙醇-水體系。</p><p>　　在化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收，解吸，精餾，萃取等單元操作中，氣液傳質(zhì)設備必不可少。塔設備就是使氣液成兩相通過緊密接觸達到相際傳質(zhì)和傳熱目的的氣液傳質(zhì)設備之一。&

24、lt;/p><p>　　塔設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)過程中得到了廣泛的應用，在此我們作板式塔的設計以熟悉單元操作設備的設計流程和應注意的事項是非常必要的。 塔設備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。</p><p><b>　　2、篩板塔的特點</b></p><p&

25、gt;　　篩板塔板簡稱篩板，結構持點為塔板上開有許多均勻的小孔。根據(jù)孔徑的大小，分為小</p><p>　　孔徑篩板(孔徑為3—8mm)和大孔徑篩板(孔徑為10—25mm)兩類。工業(yè)應用小以小孔徑篩板為主，大孔徑篩板多用于某些特殊場合(如分離粘度大、易結焦的物系)。</p><p>　　篩板塔在十九世紀初已應用與工業(yè)裝置上，但由于對篩板的流體力學研究很少，被認為操作不易掌握，沒有被廣泛采用

26、。五十年代來，由于工業(yè)生產(chǎn)實踐，對篩板塔作了較充分的研究并且經(jīng)過了大量的工業(yè)生產(chǎn)實踐，形成了較完善的設計方法。篩板塔和泡罩塔相比較具有下列特點：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結構簡單，消耗金屬少，塔板的造價可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本設計討論的就是篩板塔。</p><p>　　篩板的優(yōu)點足結構簡單，造價低；板上液面落差小，氣體壓降低，生產(chǎn)能力

27、較大；氣體分散均勻，傳質(zhì)效率較高。其缺點是篩孔易堵塞，不宜處理易結焦、粘度大的物料。應予指出，盡管篩板傳質(zhì)效率高，但若設計和操作不當，易產(chǎn)生漏液，使得操作彈性減小，傳質(zhì)效率下降．故過去工業(yè)上應用較為謹慎。近年來，由于設計和控制水平的不斷提高，可使篩板的操作非常精確，彌補了上述不足，故應用日趨廣泛。在確保精確設計和采用先進控制手段的前提下，設計中可大膽選用。</p><p><b>　　3、體系介紹<

28、;/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，是無色、無毒、無致癌性、污染性和腐蝕性小的液體混合物。因其良好的理化性能，而被廣泛地應用于化工、日化、醫(yī)藥等行業(yè)。近些年來，由于燃料價格的上漲，乙醇燃料越來越有取代傳統(tǒng)燃料的趨勢，且已在鄭州、濟南等地的公交、出租車行業(yè)內(nèi)被采用。山東業(yè)已推出了推廣燃料乙醇的法規(guī)。</p><p>　　長期以來，乙醇

29、多以蒸餾法生產(chǎn)，但是由于乙醇-水體系有共沸現(xiàn)象，普通的精餾對于得到高純度的乙醇來說產(chǎn)量不好。但是由于常用的多為其水溶液，因此，研究和改進乙醇-水體系的精餾設備是非常重要的。</p><p><b>　　二、設計說明書</b></p><p>　?。?） 設計單元操作方案簡介 </p><p>　　蒸餾過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸餾和間歇蒸餾

30、兩種流程。連續(xù)蒸餾具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點，工業(yè)生產(chǎn)中以連續(xù)蒸餾為主。間歇蒸餾具有操作靈活、適應性強等優(yōu)點，但適合于小規(guī)模、多品種或多組分物系的初步分離。故分離苯-甲苯混合物體系應采用連續(xù)精餾過程。</p><p>　　蒸餾是通過物料在塔內(nèi)的多次部分氣化與多次部分冷凝實現(xiàn)分離的，熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻劑中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。塔頂冷凝裝置可采用全凝器、分凝器-全凝器兩種不同的設置。工業(yè)上以采用全

31、凝器為主，以便準確控制回流比。</p><p>　　（2） 篩板塔設計須知</p><p>　?。?）篩板塔設計是在有關工藝計算已完成的基礎上進行的。對于氣、液恒摩爾流的塔段，只需任選其中一塊塔板進行設計，并可將該設計結果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常選上面第一塊塔板進行設計；全塔最下面一段塔段，通常選最下面一塊塔板進行設計。這樣計算便于查取氣液相物性數(shù)據(jù)。</p>

32、;<p>　?。?）若不同塔段的塔板結構差別不大，可考慮采用同一塔徑，若不同塔段塔板的篩孔數(shù)、空心距與篩孔直徑之比t/d0可能有差異。對篩孔少、塔徑大的塔段，為減少進塔壁處液體“短路”，可在近塔壁處設置擋板。只有當不同塔段的塔徑相差較大時才考慮采用不同塔徑，即異徑塔。</p><p>　　（3） 篩板塔的設計程序</p><p>　?。?）選定塔板液流形式、板間距 HT、溢流

33、堰長與塔徑之比lw/D、降液管形式及泛點百分率。</p><p><b>　?。?）塔徑計算。</b></p><p>　?。?）塔板版面布置設計及降液管設計。</p><p>　?。?）塔板操作情況的校核計算——作負荷性能圖及確定確定操作點。</p><p><b>　　三．設計計算書</b>&l

34、t;/p><p><b>　　1.設計參數(shù)的確定</b></p><p><b>　　1.1進料熱狀態(tài)</b></p><p>　　泡點進料時，塔的操作易于控制，不受環(huán)境影響。飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制。此外，泡點進料，提餾段和精餾段塔徑大致相同，在設備制造上比較方便。冷

35、液進塔雖可減少理論板數(shù)，使塔高降低，但精餾釜及提餾段塔徑增大，有不利之處。</p><p>　　根據(jù)設計要求，本次設計是冷液進料，q＝1.08。</p><p><b>　　1.2加熱方式</b></p><p>　　精餾塔的設計中多在塔底加一個再沸器以采用間接蒸汽加熱以保證塔內(nèi)有足夠的熱量供應；由于苯-甲苯體系中，苯是輕組分由塔頂冷凝器冷凝得

36、到，甲苯為重組分由塔底排出。所以本設計應采用再沸器提供熱量，采用3kgf/cm2（溫度130℃）間接水蒸汽加熱。</p><p>　　1.3回流比（R）的選擇</p><p>　　實際操作的R必須大于Rmin，但并無上限限制。選定操作R時應考慮，隨R選值的增大，塔板數(shù)減少，設備投資減少，但因塔內(nèi)氣、液流量L，V，L’，V’增加，勢必使蒸餾釜加熱量及冷凝器冷卻量增大，耗能增大，既操作費用增大

37、。若R值過大，即氣液流量過大，則要求塔徑增大，設備投資也隨之有所增大。其設備投資操作費用與回流比之間的關系如下圖所示?？傎M用最低點對應的R值稱為最佳回流比。設計時應根據(jù)技術經(jīng)濟核算確定最佳R值，常用的適宜R值范圍為：R＝（1.2～2）Rmin。本設計考慮以上原則，選用：R＝1.6Rmin。</p><p>　　1.4 塔頂冷凝水的選擇</p><p>　　采用深井水，溫度t＝12℃<

38、/p><p>　　2.流程簡介及流程圖</p><p><b>　　2.1流程簡介</b></p><p>　　含乙醇0.25（摩爾分數(shù)）的乙醇－水混合液經(jīng)過預熱器，預熱到泡點進料。進入精餾塔后分離，塔頂蒸汽冷凝后有一部分作為產(chǎn)品（含乙醇0.88），一部分回流再進入塔中，塔底殘留液給再沸器加熱后，部分進入塔中，部分液體作為產(chǎn)品排出塔體（含乙醇0.0

39、1）。</p><p><b>　　2.2流程圖：</b></p><p>　　3.理論塔板數(shù)的計算與實際板數(shù)的確定</p><p><b>　　3.1理論板數(shù)計算</b></p><p><b>　　3.1.1物料衡算</b></p><p>　　已知

40、進料量F＝200kmol/h，進料組成XF＝0.25，進料q＝1.08</p><p>　　設計要求：XD＝0.88，Xw=0.01 </p><p>　　衡算方程 ： </p><p>　　3.1.2 q線方程</p><p>　　XF＝0.25 q＝1.08q線方程為：</p><p>　　3.1

41、.3平衡線方程</p><p>　　根據(jù)書中附錄給出的乙醇—水的汽液平衡數(shù)據(jù)，用origin畫圖得到平衡線。</p><p>　　3.1.4 Rmin和R的確定</p><p>　　由于乙醇—水的平衡線在某范圍內(nèi)出現(xiàn)下凹的曲線段，操作線首次與平衡線的重合點出現(xiàn)在兩線相切處，此時對應的回流比即為最小回流比Rmin 。用origin畫圖得</p><

42、p>　　3.1.5精餾段操作線方程的確定</p><p><b>　　精餾段操作線方程：</b></p><p>　　3.1.6精餾段和提餾段氣液流量的確定</p><p>　　已知 D＝55.17kmol/h R＝4.8</p><p>　　精餾段：L＝RD＝264.816kmol/h</p>&

43、lt;p>　　V＝（R＋1）D＝319.986kmol/h</p><p>　　提餾段：L’＝L＋qF＝264.826+1.08×200=480.826kmol/h</p><p>　　V’＝V－（1－q）F＝319.986－（1－1.08）×200=335.986kmol/h</p><p>　　3.1.7提餾段操作線方程的確定</

44、p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　3.1.8圖解法求解理論板數(shù)如下圖:</p><p>　　因冷凝器相當于一塊理論板,故總理論板數(shù)為24塊</p><p>　　第23塊理論板為加料板</p><p>　　精餾段理論塔板數(shù)：NT精=22

45、提餾段理論塔板數(shù)：NT提=2</p><p>　　3.2實際板層數(shù)的確定</p><p>　　N精=22/0.52=42.3≈43</p><p>　　N提=2/0.52=3.84≈4 </p><p>　　NP＝N精+N提＝43+4=47塊</p><p>　　4精餾塔工藝條件計算</p><p&

46、gt;　　4.1操作壓強的選擇</p><p>　　應該根據(jù)處理物料的性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性原則。對熱敏物料，一般采用減壓操作，可使相對揮發(fā)度增大，利于分離，但壓力減小，導致塔徑增加，要使用抽空設備。對于物性無特殊要求的采用常壓操作。由于乙醇~水體系對溫度的依賴性不強，常壓下為液態(tài)，為降低塔的操作費用，操作壓力選為常壓,其中:</p><p>　　塔頂壓力P頂=101.3

47、+4=105.3kPa </p><p>　　單板壓降ΔP=0.7kPa</p><p>　　進料板壓力PF=105.3+0.7*43=135.4 kPa</p><p>　　塔底壓力 P底=105.3+0.7*47=138.2 kPa</p><p>　　平均操作壓力Pm=（105.3kPa+138.2kPa）/2=121.75 kPa&l

48、t;/p><p>　　4.2操作溫度的計算</p><p>　　I．冷液進料：q=1.08 XF＝0.25 通過“t-x-y”圖查得TF=82.46℃</p><p>　　進料板上一塊塔板上組分為X＝0.49 所以該板上溫度為：</p><p>　　進料板下一塊塔板上組分為X＝0.07 所以該板上溫度為：</p><p>

49、;<b>　　℃</b></p><p><b>　　II.塔頂溫度:</b></p><p><b>　　塔底溫度：</b></p><p>　　III.精餾段平均溫度：</p><p>　　提餾段平均溫度：℃ </p><p><b>　　

50、全塔平均溫度：℃</b></p><p>　　4.3塔內(nèi)物料平均分子量、張力、流量及密度的計算</p><p>　　4.3.1 密度及流量</p><p>　　乙醇分子量為：46.07kg/kmol (Ma)　　　　　水的分子量為：18.02 kg/kmol (Mb)　　　</p><p><b>　?、?、精餾段<

51、/b></p><p><b>　　精餾段平均溫度</b></p><p>　　查t-x-y圖得 xa＝0.6119， ya＝0.7045 =733.99</p><p>　　液相平均分子量：Ml=XaMa+(1-Xa) Mb=35.18kg/kmol</p><p>　　氣相平均分子量：Mv= yaMa+(1

52、-ya) Mb=37.78kg/kmol</p><p><b>　　液相密度： </b></p><p>　　氣相密度：（氣相視為理想氣體）</p><p><b>　　液相流量：</b></p><p><b>　　氣相流量：</b></p><p>

53、;<b>　?、?、提餾段</b></p><p><b>　　提餾段平均溫度：℃</b></p><p>　　查t-x-y圖得 xa＝0.0356，ya＝0.2386 ，=718.67，=975.52</p><p>　　液相平均分子量：Ml’=XaMa+(1-Xa) Mb=19.02 kg/kmol</p>

54、<p>　　氣相平均分子量：Mv’= yaMa+(1-ya) Mb= 24.71kg/kmol</p><p><b>　　液相密度：</b></p><p>　　氣相密度：（氣相視為理想氣體）</p><p><b>　　液相流量： </b></p><p><b>　　氣相

55、流量： </b></p><p>　　4.3.2液相表面張力的確定：</p><p><b>　　塔頂液相表面張力：</b></p><p>　　=78.18℃, =17.4 ,=62.4</p><p>　　=0.88*17.4+(1-0.88)*62.4=22.8</p><p&g

56、t;　　進料板液相表面張力：</p><p>　　TF=82.46℃, =17.0, =61.6</p><p>　　=0.25*17.0+0.75*61.6=50.45</p><p><b>　　塔底液相表面張力：</b></p><p>　　Tw=97.63℃，=15.6，=58.7</p><

57、p>　　=0.01*15.6+0.99*58.7=58.27</p><p>　　精餾段平均液相表面張力： </p><p>　　提餾段平均液相表面張力： </p><p>　　全塔平均液相表面張力： </p><p>　　4.3.3 液體平均粘度計算</p><p><b>　　塔

58、頂液體粘度:</b></p><p>　　=78.18℃,=0.4397,=0.3641</p><p><b>　　進料板液體粘度：</b></p><p>　　, =0.4126,=0.3442</p><p><b>　　塔底液體粘度：</b></p><p&g

59、t;　　, , =0.2869</p><p>　　精餾段平均液相粘度：(+)/2=0.395</p><p>　　提餾段平均液相粘度：(+)/2=0.325</p><p>　　全塔平均液相粘度： (+)/2=0.360</p><p><b>　　4.4塔徑的確定</b></p><p&

60、gt;<b>　　4.4.1精餾段</b></p><p>　　欲求塔徑應先求出空塔氣速 u＝安全系數(shù)×umax </p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　取塔板間距=0.45m，板上液層高度，</p><p>　　那么分離空間：- h1=0.45-0.07=

61、0.38m</p><p>　　從史密斯關聯(lián)圖查得：，由于</p><p>　　U=0.7=0.7*2.17=1.52</p><p>　　圓整得 D=1.4m</p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p>

62、<p><b>　　4.4.2提餾段</b></p><p><b>　　功能參數(shù)：</b></p><p>　　取塔板間距，板上液層高度，那么分離空間：</p><p>　　從史密斯關聯(lián)圖查得：，由于</p><p><b>　　m/s</b></p>

63、;<p>　　U’=0.7=0.7*2.92=2.05</p><p><b>　　圓整取 </b></p><p><b>　　塔截面積：</b></p><p><b>　　空塔氣速：</b></p><p><b>　　4.5塔有效高度</b

64、></p><p><b>　　精餾段有效高度 </b></p><p><b>　　提餾段有效高度</b></p><p>　　從塔頂開始每隔7塊板開一個人孔，其直徑為0.6米,開人孔的兩塊板間距取0.7米,所以應多加高(0.7-0.45)×6=1.5m</p><p>　　Z=+

65、+1.5=22.65m</p><p><b>　　4.6整體塔高</b></p><p><b>　　(1)塔頂空間HD</b></p><p>　　取HD=1.6=0.72m加一人孔，直徑0.6米,共為1.32m</p><p><b>　　(2)塔底空間</b></

66、p><p>　　塔底儲液高度依停留4min而定</p><p>　　取塔底液面至最下層塔板之間的距離為1m，中間再開一直徑為0.6米的人孔</p><p><b>　　(3)整體塔高</b></p><p>　　5.塔板主要工藝參數(shù)確定</p><p><b>　　5.1溢流裝置</b

67、></p><p>　　選用單溢流弓形管降液管，不設進口堰,采用凹形受液盤。</p><p><b>　　5.1.1堰長lw</b></p><p>　　取堰長lw＝0.66D＝0.661.4＝0.924m</p><p>　　5.1.2出口堰高hw</p><p>　　hw＝hL－h(huán)ow

68、 其中</p><p><b>　　，</b></p><p>　　得how=0.016m ，how’= 0.014m取</p><p>　　5.1.3弓形降液管寬度Wd和面積Af</p><p><b>　　查圖知</b></p><p>　　驗算液體在降液管內(nèi)停留時間&

69、lt;/p><p>　　停留時間>5s 故降液管尺寸可用。</p><p>　　5.1.4降液管底隙高度</p><p><b>　　，取，則=</b></p><p>　　，故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度</p><p>　　5.2塔板布置及篩孔數(shù)目與排列</p>

70、<p>　　5.2.1塔板的分塊</p><p>　　D≥800mm，故塔板采用分層，查表塔板分為4塊。</p><p>　　5.2.2邊緣區(qū)寬度確定</p><p><b>　　取m</b></p><p>　　5.2.3開孔區(qū)面積計算</p><p><b>　　=0.74

71、</b></p><p>　　5.2.4篩孔計算及其排列</p><p>　　物系無腐蝕性，選用δ=3mm碳鋼板，取篩孔直徑。</p><p>　　篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為</p><p><b>　　篩孔數(shù)目n為個</b></p><p>　　開孔率為φ=0.907<

72、/p><p>　　氣體通過閥孔的氣速:</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　6.篩板的力學檢驗</b></p><p><b>　　6.1塔板壓降</b>&

73、lt;/p><p>　　6.1.1干板阻力計算</p><p>　　由/δ=1.67查圖得=0.772</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　6.1.2氣體通過液層的阻力Hl計算</p>&l

74、t;p>　　Ua=Vs/(At-2Af)=2.14/(1.54-2×0.11088)=1.62m/s=Ua=2.03 查表得β=0.57</p><p>　　Ua’=Vs’/(At-2Af)=2.34/(1.54-2×0.11088)=1.78m/s’=Ua’=1.77 查表得β’=0.58</p><p>　　精餾段Hl=β(hw+hw)=0.57×0

75、.08=0.0456m（液柱）</p><p>　　提餾段Hl’=β’(hw+h’w)=0.565×0.08=0.0452m（液柱）</p><p>　　6.1.3液體表面張力的阻力計算計算</p><p><b>　　精餾段=液柱</b></p><p><b>　　提餾段=液柱</b>

76、</p><p>　　6.1.4氣體通過每層塔板的液柱高</p><p><b>　　可按下計算</b></p><p>　　∴精餾段=0.14+0.0456+0.0039=0.1895m液柱</p><p>　　提餾段=0.087+0.0452+0.0047=0.1369m液柱</p><p>

77、　　6.2 篩板塔液面落差可忽略</p><p><b>　　6.3液沫夾帶</b></p><p><b>　　(kg液/kg氣)</b></p><p><b>　　精餾段,</b></p><p><b>　　提餾段,</b></p>

78、<p>　　本設計液沫夾帶量在允許范圍0.1 kg液/kg氣內(nèi),符合要求.</p><p><b>　　6.4漏液</b></p><p>　　篩板塔,漏液點氣速=</p><p>　　精餾段=8.29m/s,提餾段=11.18m/s</p><p>　　實際孔速:精餾段＞,提餾段＞</p>&l

79、t;p>　　穩(wěn)定系數(shù):精餾段K=Uo/Uomim=28.63/8.29=3.45,提餾段K’ =U’o/U’omim =31.31/11.18=2.80</p><p>　　K ，K’均大于1.5，所以設計無明顯液漏符合要求。</p><p><b>　　6.5液泛</b></p><p>　　為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高Hd≤φ(

80、)</p><p>　　對于設計中的乙醇-水體系φ=0.55, Hd≤0.5=0.2827m</p><p>　　由于板上不設進口堰,m液柱</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>　　所以不會發(fā)生液泛現(xiàn)象<

81、;/p><p><b>　　7.塔板負荷性能圖</b></p><p><b>　　7.1漏液線</b></p><p><b>　　由=</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　精餾段：=

82、</b></p><p><b>　　得=</b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取幾個值,算出,列表作圖得漏液線-、</p><p><b>　　7.2液沫夾帶線</b></p><p>　

83、　以kg液/kg氣為限求-關系：</p><p><b>　　由</b></p><p><b>　　，</b></p><p><b>　　精餾段,</b></p><p><b>　　整理得</b></p><p><b&

84、gt;　　提餾段</b></p><p><b>　　解得</b></p><p>　　7.3液相負荷下限線</p><p>　　對平直堰取堰上上層清液高度</p><p>　　精餾段how=0.016m ，</p><p>　　提餾段how’= 0.014m，</p>

85、<p>　　7.4液相負荷上限線</p><p>　　以θ=4s作為液體在降液管中停留的下限</p><p><b>　　故</b></p><p><b>　　7.5液泛線</b></p><p><b>　　Hd=φ()</b></p><p&

86、gt;<b>　　由，，，</b></p><p><b>　　得</b></p><p><b>　　其中帶入數(shù)據(jù)</b></p><p><b>　　精餾段 提餾段</b></p><p><b>　　所以精餾段</b><

87、/p><p><b>　　提餾段</b></p><p><b>　　7.6操作彈性</b></p><p>　　由以上各線的方程式，可畫出塔的操作性能負荷圖。</p><p>　　根據(jù)生產(chǎn)任務規(guī)定的氣液負荷，可知操作點在正常的操作范圍內(nèi)，作出操作線</p><p><b&

88、gt;　　由圖，</b></p><p>　　故精餾段操作彈性為/=4.52</p><p><b>　　由圖，</b></p><p>　　故提餾段操作彈性為/=3.70</p><p>　　精餾段提餾段操作彈性均大于3,符合要求。</p><p>　　8. 輔助設備及零件設計<

89、;/p><p>　　8.1塔頂冷凝器（列管式換熱器）</p><p>　　乙醇-水走管程，冷凝水走殼程，采用逆流形式</p><p>　　8.1.1方案Ⅰ：垂直管</p><p>　　8.1.1.1估計換熱面積</p><p>　?、伲掖?水冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)</p><p>　　tD=78.18℃冷

90、凝蒸汽量：</p><p>　　②．冷凝水始溫為12℃，取冷凝器出口水溫為20℃，在平均溫度</p><p>　　物性數(shù)據(jù)如下：（乙醇，水，乙醇-水都取（78.18+20）/2=49.09℃，冷凝水取16℃）</p><p>　?、踑. 設備的熱參數(shù)：</p><p><b>　　b．水的流量：</b></p>

91、;<p><b>　　c．平均溫度差：</b></p><p>　　根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”取K=1000W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面積的估計值為：</p><p>　　選型，有關參量見下表：</p><p>　　核算管程、殼程的流速及Re:</p>

92、<p><b>　?。ㄒ唬┕艹?lt;/b></p><p><b>　　流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)乙醇-水的流速</b></p><p><b>　?。ǘこ?lt;/b></p><p><b>　　流通截面積：

93、 </b></p><p>　　取折流板間距 h=300mm，</p><p><b>　　殼內(nèi)水流速 </b></p><p><b>　　當量直徑 </b></p><p>　　8.1.1.2計算流體阻力</p><p><b>　　管程流體阻力&l

94、t;/b></p><p>　　設管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.022</p><p><b>　　符合一般要求</b></p><p><b>　　殼程流體阻力</b></p><p>　　Re=4.7>

95、;500，故f</p><p>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　擋板數(shù) N</b></p><p><b>　　Pa</b></p><p><b>　　Pa</b></p><p>　　取污垢校正系數(shù)F=1.0&l

96、t;/p><p>　　=7629Pa<0.02MPa</p><p>　　故管殼程壓力損失均符合要求</p><p>　　8.1.1.3計算傳熱系數(shù)</p><p><b>　　管程對流給熱系數(shù)</b></p><p>　　膜的雷諾數(shù)所以為垂直湍流管</p><p>&l

97、t;b>　　=6741</b></p><p><b>　　殼程對流給熱系數(shù)</b></p><p><b>　　Re </b></p><p><b>　　Pr0==</b></p><p><b>　　=0.36</b></p&

98、gt;<p><b>　　=</b></p><p><b>　　計算傳熱系數(shù)</b></p><p>　　取污垢熱阻 Rs0.15m℃/kW Rs=0.58 m℃/kW</p><p>　　以管外面積為基準 則K=</p><p>　　K=（）=1053 </p>

99、<p>　　計算傳熱面積 A=</p><p>　　所選換熱器實際面積為</p><p><b>　　A=n=</b></p><p><b>　　裕度Δ=</b></p><p><b>　　所選換熱器合適</b></p><p>　　8.

100、1.2方案Ⅱ：水平管</p><p>　　8.1.2.1估算面積</p><p>　　根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”取K=600W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面積的估計值為：</p><p>　　選型，有關參量見下表：</p><p>　　8.1.2.2核算流體阻力</p>

101、<p><b>　　管程流體阻力</b></p><p>　　設管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.022</p><p><b>　　符合一般要求</b></p><p>　　殼程流體阻力與垂直管數(shù)據(jù)相同，所以也符合要求。<

102、/p><p>　　8.1.2.3計算傳熱系數(shù)</p><p><b>　　=1789.2</b></p><p><b>　　K=</b></p><p><b>　　K=（）=682</b></p><p>　　計算傳熱面積 A=</p>

103、<p>　　所選換熱器實際面積為</p><p><b>　　A=n=</b></p><p><b>　　裕度Δ=</b></p><p><b>　　所選換熱器合適</b></p><p>　　8.2各種管尺寸的確定</p><p><

104、;b>　　8.2.1進料管</b></p><p><b>　　進料體積流量</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，故</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p>　　8.2.2釜殘液出料管</p><p><b>　　釜殘液的體積流量：

105、</b></p><p>　　取適宜的輸送速度，則</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p><b>　　8.2.3回流液管</b></p><p><b>　　回流液體積流量

106、</b></p><p>　　利用液體的重力進行回流，取適宜的回流速度，那么</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　8.2.4再沸器蒸汽進口管</p><p>　　V=335.986×18.

107、30/995.0=6.18=0.0017</p><p>　　設蒸汽流速為10m/s,</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p>　　8.2.5 塔頂蒸汽進冷凝器出口管</p><p>　　V=319.986×

108、42.704/791.8=17.26=0.0048</p><p>　　設蒸汽流速為10m/s,</p><p>　　經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：</p><p><b>　　實際管內(nèi)流速：</b></p><p><b>　　8.2.6冷凝水管</b></p><p>　

109、　深井水溫度為12℃，水的物性數(shù)據(jù)：</p><p>　　ρ=999.4kg/m3,μ=1.2363,</p><p>　　深井水的質(zhì)量流率，取流速為8m/s</p><p><b>　　管徑</b></p><p>　　選取 Φ146×5.0mm熱軋無縫鋼管</p><p><b

110、>　　實際流速為</b></p><p><b>　　8.3冷凝水泵</b></p><p><b>　　雷諾數(shù)</b></p><p>　　取ε=0.01，,查圖摩擦系數(shù)λ=0.0175</p><p>　　各管件及閥門阻力系數(shù)如下:</p><p>　　

111、設管長為5米, </p><p><b>　　=</b></p><p><b>　　=214.66</b></p><p><b>　　揚程取26m</b></p><p><b>　　流量</b></p><p>　　選擇I

112、S200-150-315型離心泵,參數(shù)為</p><p>　　流量V=460,揚程,轉(zhuǎn)速,</p><p><b>　　泵效率,軸功率</b></p><p><b>　　9.設計結果匯總</b></p><p>　　篩板塔設計計算結果及符號匯總表</p><p>　　10.

113、 參考文獻及設計手冊</p><p>　　1.管國鋒.趙汝溥.化工原理（第二版），北京:化學工業(yè)出版社，2003. </p><p>　　2.湯金石等 化工過程及設備課程設計 北京：化學工業(yè)出版設，1998</p><p>　　3.國家醫(yī)藥管理局上海醫(yī)藥設計院.化工工藝設計手冊（上、下），北京:化學工業(yè)出版社，1996.</p><p>　　

114、4.賈紹義，柴誠敬?；ぴ碚n程設計（化工傳遞與單元操作課程設計），天津:天津大學</p><p><b>　　版社，2002， </b></p><p>　　5.王國勝?；ぴ碚n程設計，大連:大連理工大學出版社，2006</p><p><b>　　致謝</b></p><p>　　以

115、前常聽其他人說做課程設計很簡單，但經(jīng)過這兩個星期的親自實踐才發(fā)現(xiàn)課程設計其實不僅是自己已學知識的綜合運用，而且也是擴充自己知識的深度和廣度的過程。完成課程設計需要查很多工具書，也經(jīng)常要翻看以前化工原理的課堂筆記，在這個過程中不知不覺就完成了對自己知識的擴充；課程設計中有多處需要用origin 作圖，原來只聽老師提到origin 這個軟件，但自己從來沒有認真去學過，平時也缺乏足夠的動力和機會去學它，但這兩周下來我對origin從陌生到熟悉