化工原理課程設(shè)計(jì)---乙醇水溶液連續(xù)板式精餾塔設(shè)計(jì)

1、<p><b>　　第一章 前言</b></p><p>　　乙醇在工業(yè)，醫(yī)藥，民用等方面，都有很廣泛的應(yīng)用，是一種很重要的原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時(shí)要求純度很高，甚至是無(wú)水乙醇，這是很有困難的，因?yàn)橐掖紭O具揮發(fā)性，所以，想得到高純度的乙醇很困難。</p><p>　　要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續(xù)精餾的方法，因?yàn)橐掖己退?/p>

2、揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內(nèi)進(jìn)行，塔內(nèi)裝有若干層塔板和充填一定高度的填料。為實(shí)現(xiàn)精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液?？芍?，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時(shí)還要配原料液預(yù)熱器，回流液泵等附屬設(shè)備，才能實(shí)現(xiàn)整個(gè)操作。</p><p&g

3、t;　　浮閥塔與20世紀(jì)50年代初期在工業(yè)上開(kāi)始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優(yōu)點(diǎn)，已成為國(guó)內(nèi)應(yīng)用最廣泛的塔形，特別是在石油，化學(xué)工業(yè)中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的是F1型和V-4型。F1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好，廣泛應(yīng)用在化工及煉油生產(chǎn)中，現(xiàn)已列入部頒標(biāo)準(zhǔn)（JB168-68）內(nèi)，F(xiàn)1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且要求壓強(qiáng)降很低的系統(tǒng)中，采用輕閥。浮閥塔具有下列優(yōu)

4、點(diǎn)：1，生產(chǎn)能力大。2，操作彈性大。3，塔板效率高。4，氣體壓強(qiáng)降及液面落差較小。5，塔的造價(jià)低。浮閥塔不宜處理宜結(jié)焦或黏度大的系統(tǒng)，但對(duì)于黏度稍大及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)，浮閥塔也能正常操作。</p><p><b>　　緒論</b></p><p>　　§2.1 設(shè)計(jì)方案</p><p>　　本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離乙醇-水混合物。對(duì)于二

5、元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。塔釜采用直接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。</p><p>　　§2.2 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明</p><p>　　&

6、#167;2.2.1選塔依據(jù) </p><p>　　浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩，在塔板開(kāi)孔上設(shè)有浮動(dòng)的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動(dòng)，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)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。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中。塔徑從200mm到6400

7、mm，使用效果均較好。</p><p>　　浮閥塔之所以這樣廣泛地被采用，是因?yàn)樗哂邢铝刑攸c(diǎn)：</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1

8、5％左右。</p><p>　　(４) 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為400～660N/m2。</p><p>　　(５) 液面梯度小。 </p><p>　　(６) 使用周期長(zhǎng)。粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。</p><p>　　(７) 結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，安裝容易，制造費(fèi)為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。

9、</p><p>　　§2.2.2加熱方式：直接蒸汽加熱</p><p>　　蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。直接蒸汽加熱由于塔底產(chǎn)物基本是水，又由于在化工廠蒸汽較多所以直接蒸汽加熱。</p><p>　　§2.2.3選擇適宜回流比</p><p>　　適宜的回流比應(yīng)該通過(guò)經(jīng)濟(jì)核算來(lái)確定，即操作費(fèi)用和設(shè)備

10、折舊費(fèi)用之和為最低時(shí)的回流比為最適宜的回流比。確定回流比的方法為：先求出最小回流比R，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取操作回流比為最小回流比的 1.2－2.0倍，考慮到原始數(shù)據(jù)和設(shè)計(jì)任務(wù)，本方案取1.4，即：R＝ 1.4R；采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，可以充分利用釜液產(chǎn)品的余熱，節(jié)約能源。</p><p>　　§2.2.4回流方式：泡點(diǎn)回流</p><p>　　泡點(diǎn)回流易于控制,設(shè)計(jì)和控制時(shí)比較方便,而且

11、可以節(jié)約能源。</p><p>　　§2.2.5操作流程說(shuō)明</p><p>　　乙醇-水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進(jìn)入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔低蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將

12、余熱帶走。</p><p>　　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(guò)程</p><p>　　第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)</p><p>　　§3.1 精餾塔全塔物料衡算</p><p>

13、;　　F：進(jìn)料量（kmol/s） ：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）</p><p>　　D：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/s） ：塔頂組成</p><p>　　W：塔底殘液流量（kmol/s） ：塔底組成</p><p>　　§3.2 主要數(shù)據(jù)參數(shù)的計(jì)算</p><p>　　§3.2.1乙醇

14、—水系統(tǒng)t-x-y數(shù)據(jù)</p><p>　　表3-1乙醇—水系統(tǒng)的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　§3.2.2 溫度的計(jì)算</p><p>　　利用表中數(shù)據(jù)用插值法求得</p><p>　?。? =85.32℃</p><p>　?。? =78.30℃</p><p>　

15、?。? =95.11℃</p><p>　　精餾段平均溫度 ===81.81℃</p><p>　　提餾段平均溫度 ==90.22℃</p><p>　　§3.2.3 密度的計(jì)算</p><p>　　已知：混合液密度 依式 =（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)，為平均相對(duì)分子質(zhì)量）</p><p>　　混合

16、汽密度 依式 </p><p>　　塔頂溫度：=78.3℃</p><p>　　氣相組成： =84.20％</p><p>　　進(jìn)料溫度：=85.32℃</p><p>　　氣相組成： =47.12％</p><p>　　塔釜溫度：=95.11℃</p><p>　　氣相組成：

17、 =18.42％</p><p><b>　　精餾段：</b></p><p>　　液相組成： </p><p>　　氣相組成： </p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　②提餾段</b>

18、</p><p>　　液相組成： </p><p>　　氣相組成： </p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　表3-2 不同溫度下乙醇和水的密度 </p><p>　　求得在與下的乙醇和水的密度（單位：）</p><p>&l

19、t;b>　　所以 </b></p><p>　　§3.2.4混合液體表面張力</p><p>　　二元有機(jī)物-水溶液表面張力可用下列各式計(jì)算 </p><p><b>　　注：</b></p><p>　　式中下角標(biāo)，w,o,s分別代表水、有機(jī)物及表面部分；xw、xo指主體部分的分

20、子數(shù)，Vw、Vo主體部分的分子體積，δw、δo為純水、有機(jī)物的表面張力，對(duì)乙醇q = 2。 </p><p>　　表3-3不同溫度下乙醇和水的表面張力</p><p>　　求得在下的乙醇和水的表面張力（單位：10-3Nm-1）</p><p><b>　　乙醇表面張力：</b></p><p><b>　　水表

21、面張力： </b></p><p><b>　　塔頂表面張力：</b></p><p><b>　　聯(lián)立方程組： </b></p><p><b>　　代入求得： </b></p><p><b>　　原料表面張力：</b></p>

22、;<p><b>　　聯(lián)立方程組： </b></p><p><b>　　代入求得： </b></p><p><b>　　塔底表面張力：</b></p><p><b>　　聯(lián)立方程組：</b></p><p><b>　　

23、代入求得： </b></p><p>　　（1）精餾段液相表面張力：==</p><p>　?。?）提餾段液相表面張力：＝＝</p><p>　　§3.2.5 混合物的黏度計(jì)算 </p><p>　　表3-4水在不同溫度下的黏度</p><p>　　表3-5乙醇在不同溫度下的黏度</p&g

24、t;<p>　　=81.81℃　查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.s</p><p>　　=90。22℃　查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s</p><p><b>　　精餾段黏度：</b></p><p><b>　　提餾段黏度：</b></p&

25、gt;<p>　　§3.2.6相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算</p><p>　　由 =0.4712 =0.124 </p><p><b>　　得：</b></p><p>　　由 =0.8420 =0.83</p><p><b>　　=1.09</b></p>

26、<p>　　由 =0.1842 =0.02</p><p>　?。?）精餾段相對(duì)揮發(fā)度 </p><p>　?。?）提餾段相對(duì)揮發(fā)度 </p><p>　　§3.3理論塔的計(jì)算</p><p>　　理論板：指離開(kāi)此板的氣液兩相平衡，而且塔板上液相組成均勻。</p><p>　　理論板的計(jì)算方法

27、：可采用逐板計(jì)算法，圖解法，在本次實(shí)驗(yàn)設(shè)計(jì)中采用圖解法。</p><p>　　根據(jù)1.01325×105Kpa下乙醇—水的氣液平衡組成可繪出平衡曲線，即x—y曲線圖，并繪出最小回流比圖。</p><p>　　圖3-1確定最小回流比的計(jì)算</p><p><b>　　所以 </b></p><p>　

28、　已知：精餾段操作線方程：</p><p><b>　　提餾段操作線方程：</b></p><p>　　圖3-2圖解法求理論板數(shù)</p><p>　　在圖上作操作線，由點(diǎn)（0.8387，0.8387）起在平衡線與精餾段操作線間畫(huà)階梯，過(guò)精餾段操作線與q線交點(diǎn)，直到階梯與平衡線的交點(diǎn)小于0.001176為止，由此得到理論NT=21快（包括再沸器）

29、，加料板為第17塊理論板。</p><p>　　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(guò)程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式：</p><p><b>　　計(jì)算。</b></p><p>　　其中：—塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度；</p><p>　　—塔頂與塔底平均溫度

30、下的液相粘度mPa.s。</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>　　已知 </b></p><p>　　=0.49=0.481 ===35塊</p><p>　　為了安全起見(jiàn)，精餾段再加一塊板，總共為36塊板。</p><p><b&

31、gt;　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　已知 </b></p><p>　　=0.49=0.384 ===8塊</p><p>　　為了安全起見(jiàn)，精餾段再加一塊板，總共為9塊板。</p><p>　　全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：= + =36+9=45塊</p><p>

32、<b>　　全塔效率：</b></p><p>　　加料板位置在第37塊塔板</p><p>　　§3.4 塔徑的初步設(shè)計(jì)</p><p>　　§3.4.1氣、液相體積流量計(jì)算</p><p>　　根據(jù)x-y圖查圖計(jì)算，或由解析法計(jì)算求得：</p><p><b>　

33、　取 </b></p><p><b>　　（1）精餾段</b></p><p><b>　　則質(zhì)量流量：</b></p><p><b>　　則體積流量：</b></p><p>　?。?）提餾段 q=1.0</p><p><b&

34、gt;　　則質(zhì)量流量：</b></p><p><b>　　則體積流量：</b></p><p>　　§3.4.2精餾段塔徑的計(jì)算</p><p>　　有=(安全系數(shù))，安全系數(shù)=0.6～0.8，</p><p>　　式中可由史密斯關(guān)聯(lián)圖查出</p><p>　　圖3-3史密

35、斯關(guān)聯(lián)圖</p><p><b>　　橫坐標(biāo)數(shù)值為 </b></p><p>　　取板間距 則-</p><p><b>　　查圖可知 </b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　=0.7=0.7 D===1.1

36、26</p><p><b>　　圓整 塔截面積 </b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速為 =</p><p>　　§3.4.3提餾段塔徑的計(jì)算</p><p><b>　　橫坐標(biāo)數(shù)值為 </b></p><p>　　取板間距 則-</p&

37、gt;<p><b>　　查圖可知 </b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　=0.7=0.7 =0.955m</p><p>　　圓整 ,均取=1m 塔截面積 </p><p>　　實(shí)際空塔氣速為 =</p><p>　　由于精

38、餾段與提餾段塔徑相差不大,故塔徑都取1.2m。</p><p><b>　　§3.5溢流裝置</b></p><p>　　§3.5.1堰長(zhǎng)的計(jì)算</p><p>　　取=0.65=0.65 1.2=0.78m</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用平直堰，設(shè)出口堰不設(shè)進(jìn)口堰，堰上液高度按下式計(jì)算</p&

39、gt;<p><b>　　=(近似取E=1)</b></p><p><b>　?。?）精餾段：</b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　堰高 =0.06-0.009=0.051m</p><p><b>　　（2）提餾段：&

40、lt;/b></p><p><b>　　=</b></p><p>　　堰高 =0.06-0.018=0.042m</p><p>　　§3.5.2弓降液管的寬度和橫截面積</p><p><b>　　圖3-4</b></p><p>　　查圖得 =0.

41、18</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間</p><p><b>　　精餾段： </b></p><p><b>　　提餾段：</b></p><p>　　停留時(shí)間>5s 故降液管可以使用&

42、lt;/p><p>　　§3.5.3降液管底隙高度</p><p>　　圖3-5降液管示意圖</p><p><b>　?。?）精餾段：</b></p><p>　　取降液管底隙流速 ,則</p><p><b>　　m 取</b></p>&l

43、t;p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p>　　取降液管底隙流速 ,則</p><p><b>　　m 取</b></p><p>　　§3.6塔板的結(jié)構(gòu)尺寸、浮閥數(shù)目及排列</p><p>　　采用斤型重閥，重量為32g，孔徑為39mm。</p>

44、;<p>　　§3.6.1塔板的結(jié)構(gòu)尺寸</p><p>　　由于塔徑大于800mm，所以采用單溢流型分塊式塔板，塔板面積可分為四個(gè)區(qū)域：鼓泡區(qū)，溢流區(qū)，破沫區(qū)，無(wú)效區(qū)。</p><p>　　圖3-6分塊式塔板示意圖</p><p>　　本設(shè)計(jì)塔徑D=1.2m，故塔板采用分塊式，以便通過(guò)入孔裝拆塔板。</p><p>

45、　　§3.6.2浮閥數(shù)目及排列</p><p>　　（1）精餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=11，孔速為：</p><p><b>　　==9.648</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)目為：</p><p><b>　　==111個(gè)</b></p><p>

46、　　取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m，破沫區(qū)寬度Ws=0.06m。</p><p>　　計(jì)算塔板上的鼓泡區(qū)面積，按式計(jì)算</p><p><b>　　其中： </b></p><p>　　所以：==0.715</p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=0.075m</p>&l

47、t;p>　　則排間距：==0.092m</p><p>　　因塔徑較大，需采用分塊式塔板，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0.092m，而應(yīng)小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)目為115個(gè)。</p><p>　　圖3-7精餾段浮閥數(shù)目的確定</p><p>　　按N=115，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：&l

48、t;/p><p><b>　　=9.31</b></p><p>　　=9.31=10.615</p><p>　　閥動(dòng)能因子變化不大，仍在9~13范圍內(nèi)。</p><p>　　塔板開(kāi)孔率==12.18%</p><p>　　（2）提餾段：取閥孔動(dòng)能因子=11，孔速為：</p><

49、p><b>　　=11.3</b></p><p>　　每層塔板上的浮閥數(shù)目為：</p><p><b>　　==97個(gè)</b></p><p><b>　　取t=0.070m</b></p><p><b>　　則排間距：</b></p>

50、;<p>　　同上取=90mm，則排得閥數(shù)目為101個(gè)。</p><p>　　圖3-8提餾段浮閥數(shù)目的確定</p><p>　　按N=101，重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因子：</p><p>　　閥動(dòng)能因子變化不大，仍在9~13范圍內(nèi)。</p><p><b>　　塔板開(kāi)孔率</b></p>&l

51、t;p>　　第四章 塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算</p><p>　　§4.1氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降</p><p><b>　　根據(jù)，計(jì)算。</b></p><p><b>　　1.精餾段：</b></p><p><b>　?。?）干板阻力：</b></p&g

52、t;<p><b>　　因<，故</b></p><p>　　（2）板上充氣液層阻力：</p><p><b>　　取則</b></p><p>　?。?）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　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)囊后w高度為：</p

53、><p><b>　　2.提餾段：</b></p><p><b>　?。?）干板阻力：</b></p><p><b>　　因<，故</b></p><p>　?。?）板上充氣液層阻力：</p><p><b>　　取則</b>

54、</p><p>　　（3）液體表面張力所造成的阻力</p><p>　　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)囊后w高度為：</p><p><b>　　=568pa</b></p><p><b>　　§4.2液泛</b></p><p>　　為了

55、防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要控制降液管高度，</p><p><b>　　即</b></p><p><b>　　1.精餾段：</b></p><p>　?。?）單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?=0.07m</p><p>　　（2）液體通過(guò)降液管的壓頭損失：</p><p&

56、gt;<b>　　（3）板上液層高度</b></p><p><b>　　，則</b></p><p><b>　　取，已選定</b></p><p><b>　　則</b></p><p>　　可見(jiàn)，所以符合防止液泛的要求。</p><

57、;p><b>　　2.提餾段：</b></p><p>　　（1）單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?lt;/p><p>　?。?）液體通過(guò)降液管的壓頭損失：</p><p><b>　　（3）板上液層高度</b></p><p><b>　　，則</b></p&g

58、t;<p><b>　　取，已選定</b></p><p><b>　　則，</b></p><p>　　可見(jiàn)＜，所以符合防止液泛的要求。</p><p><b>　　§4.3 霧沫夾帶</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)率：=</

59、b></p><p>　　板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度：=</p><p><b>　　板上液體流經(jīng)面積：</b></p><p>　　取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.10</p><p><b>　　(1)精餾段：</b></p><p>　　對(duì)于大塔，為了避免過(guò)量霧沫夾

60、帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過(guò)80%，由以上計(jì)算知，霧沫夾帶能夠滿足＜0.11㎏（液/㎏氣）的要求。</p><p>　　(2)提餾段：取物性系數(shù)K=1.0，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)=0.101則</p><p><b>　　泛點(diǎn)率</b></p><p>　　由以上計(jì)算知，符合要求。</p><p>　　§4.4塔板負(fù)荷性能圖&

61、lt;/p><p><b>　　霧沫夾帶線</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)率</b></p><p>　　據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率80%計(jì)算。</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p><p><b>

62、　　整理得：</b></p><p>　　由上式和霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值，可算出Vs。</p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)，任取若干個(gè)，算出相應(yīng)的值。</p>

63、<p>　　表4-1霧沫夾帶線數(shù)據(jù)</p><p>　　由上述數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線</p><p><b>　　液泛線</b></p><p><b>　　根據(jù)</b></p><p>　　確定液泛線，由于很小，故忽略式中的</p><p><b>

64、　　其中 </b></p><p><b>　　（1）精餾段：</b></p><p><b>　　整理得： </b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，可求出與之對(duì)應(yīng)的值，計(jì)算結(jié)果列于表4-2：</p><p>　　表4-2精餾段液泛線數(shù)據(jù)</p>&

65、lt;p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。</p><p><b>　?。?）提餾段：</b></p><p><b>　　同理可得：</b></p><p>　　在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)值，可求出與之對(duì)應(yīng)的值，計(jì)算結(jié)果列于表4-3：</p><p>　　表4-3提餾段液泛線數(shù)據(jù)</p>

66、<p>　　由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。</p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線</b></p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證其在降液管中停留的時(shí)間不低于3~5s。</p><p>　　液體在降液管中停留的時(shí)間由下式：</p><p>　　以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則：</p>

67、<p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷上限線。</p><p><b>　　漏液線</b></p><p>　　對(duì)于型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><p><b>　　由知：</b></p><p><b>　?。?）精餾段：</b>

68、</p><p><b>　?。?）提餾段： </b></p><p>　　據(jù)此可作出與液體流量無(wú)關(guān)的漏液線。</p><p><b>　　5.液相負(fù)荷下限線</b></p><p>　　取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，做出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直線。由式：</p>

69、<p><b>　　則：</b></p><p>　　據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直的液相負(fù)荷下限線。</p><p>　　根據(jù)以上數(shù)據(jù)作出塔板負(fù)荷性能圖</p><p>　　圖4-1精餾段負(fù)荷性能圖</p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　　在任務(wù)規(guī)定的氣

70、液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。</p><p>　　塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　按固定的液氣比，由圖查出塔板的氣相負(fù)荷上限。</p><p><b>　　氣相負(fù)荷下限。</b></p><p>　　所以，精餾段操作彈性=1.7/0.55=3.

71、09 。</p><p>　　圖4-2提餾段負(fù)荷性能圖</p><p>　　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　　在任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計(jì)點(diǎn)）處在適宜的操作區(qū)內(nèi)的適中位置。</p><p>　　塔板的氣相負(fù)荷上限完全由液沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　按固定的液氣比，由圖查

72、出塔板的氣相負(fù)荷上限。</p><p><b>　　氣相負(fù)荷下限。</b></p><p>　　所以，提留段操作彈性=2.0/0.7=2.86 。</p><p>　　第五章 塔附件設(shè)計(jì)</p><p><b>　　§5.1接管</b></p><p><b

73、>　　進(jìn)料管</b></p><p>　　進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管，彎管進(jìn)料管，T型進(jìn)料管。</p><p>　　本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下： </p><p>　　查標(biāo)準(zhǔn)系列選取Φ57×3.5</p><p><b>　　校核設(shè)計(jì)流速：</b></p>

74、<p><b>　　經(jīng)校核，設(shè)備適用。</b></p><p><b>　　2.回流管</b></p><p><b>　　采用直管回流管，取</b></p><p>　　查表取Φ57×3.5</p><p><b>　　校核設(shè)計(jì)流速：</

75、b></p><p><b>　　經(jīng)校核，設(shè)備適用。</b></p><p><b>　　3.塔底出料管</b></p><p><b>　　取 ，直管出料</b></p><p>　　查表取Φ57×3.5</p><p><b&g

76、t;　　校核設(shè)計(jì)流速，</b></p><p><b>　　經(jīng)校核，設(shè)備適用。</b></p><p><b>　　4.塔頂蒸氣出料管</b></p><p>　　直管出氣，取出口氣速為：u=15 m/s則：</p><p><b>　　查表取Φ377×8</b

77、></p><p><b>　　校核設(shè)計(jì)流速：</b></p><p><b>　　經(jīng)校核，設(shè)備適用。</b></p><p><b>　　5.塔底進(jìn)氣管</b></p><p>　　采用直管進(jìn)氣，取出口氣速為：u=23 m/s則：</p><p>

78、;　　查表取Φ300×7.5</p><p><b>　　校核設(shè)計(jì)流速：</b></p><p><b>　　§5.2人孔</b></p><p>　　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(guò)多會(huì)使制造時(shí)塔體的彎曲度難于達(dá)到要求，一般

79、每隔10塊塔板才設(shè)一個(gè)人孔，本塔中共45塊板，則S為：</p><p>　　在設(shè)置人孔處，板間距為800mm，直徑為500mm，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(jì)也是如此。</p><p>　　第六章 塔總體高度的設(shè)計(jì)</p><p>　　§6.1塔的頂部空間高度</p&g

80、t;<p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P(pán)到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為1200mm。</p><p>　　§6.2塔的底部空間高度</p><p>　　塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤(pán)到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取10min。</p><p>　　V釜液=0.00344×600＝2.064m3</

81、p><p>　　§6.3進(jìn)料板空間高度</p><p>　　進(jìn)料段空間高度取決于進(jìn)料口的結(jié)構(gòu)型式和物料狀況，一般 </p><p>　　比大，有時(shí)要大一倍。為了防止進(jìn)料直沖塔板，常在進(jìn)料口處考慮安 </p><p>　　裝防沖實(shí)施，如防沖板，入口堰，緩沖管等，應(yīng)保證這些實(shí)施的安裝。</p><p><b&g

82、t;　　§6.4塔總體高度</b></p><p><b>　　由下式計(jì)算：</b></p><p>　　式中：--塔頂空間高度，m</p><p><b>　　--塔板間距，m</b></p><p>　　--開(kāi)有人孔的塔板間距，m</p><p>　

83、　--進(jìn)料段空間高度，m</p><p>　　--塔底空間高度，m</p><p><b>　　N—實(shí)際塔板數(shù)；</b></p><p>　　S—人孔數(shù)目（不包括塔頂空間和塔底空間人孔）</p><p>　　本設(shè)計(jì)的塔體總高：H=22.83m。</p><p>　　第七章 附屬設(shè)備設(shè)計(jì)</p

84、><p><b>　　§7.1數(shù)據(jù)與說(shuō)明</b></p><p>　　預(yù)熱器一個(gè)：預(yù)熱進(jìn)料,同時(shí)冷卻釜液。</p><p>　　全凝器一個(gè)：將塔頂蒸汽冷凝,提供產(chǎn)品和一定量的回流。</p><p>　　冷卻器一個(gè)：將產(chǎn)品冷卻到要求的溫度后排出。</p><p>　　計(jì)算前均假定換熱器的損失為

85、殼方氣體傳熱量的10%，即安全系數(shù)為1.05。下面3個(gè)換熱器的計(jì)算均按照這個(gè)假定。</p><p><b>　　§7.2預(yù)熱器計(jì)算</b></p><p>　　設(shè)計(jì)流程要求泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料濃度下的泡點(diǎn)溫度為85.32℃，而原 </p><p>　　料溫度為20℃。釜?dú)堃旱臏囟葹?5.11℃，其主要成分是水，比熱比 </p>

86、<p>　　原料液大，所以完全可以利用釜液對(duì)進(jìn)料液進(jìn)行預(yù)熱，使其達(dá)到泡點(diǎn)， </p><p>　　只要控制好釜?dú)堃旱牧髁浚捎诟獨(dú)堃耗芴峁┑臒崃孔銐?，因而可?</p><p>　　穩(wěn)定控制進(jìn)料溫度為泡點(diǎn)。擬定將釜液降至35℃排出，以用于他途。</p><p>　　F=2.694kg/s,W=2.899kg/s</p><p>　

87、　根據(jù)溫度，查相關(guān)表得：</p><p>　　CP水=4.1748KJ/(kg℃), CP乙醇＝2.7025KJ/(kg℃)。</p><p>　　取總傳熱系數(shù)K=700=0.7KJ/℃</p><p>　　取安全系數(shù)1.1，則實(shí)際傳熱面積為：A=89.57。</p><p>　　作為傳熱管，管心距PT 為32mm</p>

88、<p>　　傳熱管長(zhǎng)度定為4.5m，根據(jù)傳熱面積計(jì)算管的根數(shù)n</p><p><b>　　換熱器的直徑</b></p><p>　　取Do=0.70m,管程為6，管子根數(shù)4，，換熱管長(zhǎng)度為4500mm，換熱面積為105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-180-6</p><p><b>　　校核：<

89、;/b></p><p><b>　　A=105.0</b></p><p>　　Q=105.0×0.7×12.21=897.44KJ/s</p><p>　　所以傳熱足夠，設(shè)計(jì)滿足要求。</p><p><b>　　§7.3全凝器計(jì)算</b></p>

90、<p>　　取水進(jìn)口溫度為25℃，水的出口溫度為40℃，V =2.6Kg/s；塔頂出口氣體的溫度為78.3℃，在此溫度下：</p><p>　　=0.83×730+（1-0.83）×1564=871.78kJ/kg</p><p>　　=2.60×871.78=2266.63 KJ/s</p><p><b>　

91、　℃</b></p><p><b>　　A=</b></p><p>　　取安全系數(shù)1.1,則實(shí)際傳熱面積為75.53</p><p>　　作為傳熱管，管心距PT 為32mm</p><p>　　傳熱管長(zhǎng)度定為3m，根據(jù)傳熱面積計(jì)算管的根數(shù)n：</p><p><b>　　

92、換熱器的直徑</b></p><p>　　同上求法，其中PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85</p><p>　　則Do=0.70m，管程為6，管子根數(shù)4，，換熱管長(zhǎng)度為3000mm換熱面積為105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-120-6</p><p><b>　　§7.4冷卻器計(jì)算</b

93、></p><p>　　取水進(jìn)口溫度為25℃，水的出口溫度為35℃；塔頂全凝器出來(lái)的有機(jī)液D=0.6237Kg/s；溫度為78.3℃，降至35℃。按產(chǎn)品冷卻前后的平均溫度查算比熱： </p><p><b>　　所用水量：</b></p><p><b>　　kg/s</b&g

94、t;</p><p>　　取總傳熱系數(shù)K=900=0.90KJ/℃</p><p><b>　　℃</b></p><p><b>　　A=</b></p><p>　　取安全系數(shù)1.1，則A=4.84</p><p>　　作為傳熱管，管心距PT 為32mm</p>

95、;<p>　　傳熱管長(zhǎng)度定為3m，根據(jù)傳熱面積計(jì)算管的根數(shù)n</p><p>　　同上求法，其中PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85</p><p><b>　　Do=0.178m</b></p><p>　　取Do=273mm，管程為2，管子根數(shù)32，，換熱管長(zhǎng)度為3000mm換熱面積為7.3，管子按正三角形排

96、列。G-273-2.50-7.3-120-2</p><p><b>　　校核：</b></p><p><b>　　A=7.3</b></p><p>　　Q=7.3×0.9×22.72=149.27KJ/s</p><p><b>　　KJ/s</b>&

97、lt;/p><p>　　所以傳熱足夠，設(shè)計(jì)滿足要求。</p><p>　　第八章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總</p><p><b>　　結(jié)束語(yǔ)</b></p><p>　　精餾塔的設(shè)計(jì)，在化工行業(yè)應(yīng)用較廣。這次，通過(guò)兩個(gè)周的課程設(shè)計(jì)，我意識(shí)到這項(xiàng)任務(wù)的艱難。在這個(gè)課程設(shè)計(jì)過(guò)程當(dāng)中，我們綜合地運(yùn)用了我們所學(xué)習(xí)過(guò)的流體力學(xué)，傳熱，傳質(zhì)，分

98、離等方面的化工基礎(chǔ)知識(shí)，設(shè)計(jì)了一款可應(yīng)用于設(shè)計(jì)生產(chǎn)當(dāng)中的乙醇水連續(xù)精餾浮筏塔。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，計(jì)算尤其復(fù)雜。每一步的計(jì)算都關(guān)乎到后面的一連串結(jié)果。所以，我們?cè)谶@個(gè)過(guò)程中感覺(jué)阻力很大。比如說(shuō)由于沒(méi)有正確理解某個(gè)公式的使用范圍而盲目套用，結(jié)果導(dǎo)致要從頭又開(kāi)始計(jì)算，這個(gè)過(guò)程花費(fèi)的時(shí)間較多。還有就是許多經(jīng)驗(yàn)公式的使用，由于我們知識(shí)面的有限，所以許多公式的出處我們不是很了解。在涉及的化工原理，分離，化工熱力學(xué)等課程中，我們充分意識(shí)到我們這大學(xué)三年所

99、學(xué)知識(shí)的重要性。它讓我們可以將我們?cè)跁?shū)本上所學(xué)到的理論知識(shí)用于到生產(chǎn)實(shí)際之中。再到后來(lái)管道以及其他設(shè)備的選型，讓我們將化工原理上學(xué)到的相關(guān)知識(shí)一化工設(shè)備機(jī)械基礎(chǔ)聯(lián)系起來(lái)，對(duì)我們的設(shè)計(jì)工作有很大幫助。人孔的設(shè)計(jì)使我們明白課本知識(shí)與生產(chǎn)實(shí)際的差異，也就是我們必須考慮到我們所設(shè)計(jì)的方案在實(shí)際中的可行性。在計(jì)算的許多過(guò)程，我們必須在計(jì)算所得值的基礎(chǔ)上再考慮一定的安全系數(shù)，如我們?cè)诜謩e計(jì)算出精餾和提餾的</p><p>　

100、　本次設(shè)計(jì)出了計(jì)算之外的另一大難題就是作圖。在此過(guò)程中，我們將我們所學(xué)的Auto CAD的知識(shí)充分利用起來(lái)，如求最小回流比，求實(shí)際塔板數(shù)，確定浮閥塔板的開(kāi)孔數(shù)目，畫(huà)負(fù)荷性能圖，再到后來(lái)的工藝流程圖的繪制以及裝配圖的繪制，這都離不開(kāi)對(duì)CAD知識(shí)的熟練掌握。通過(guò)邊作圖邊摸索，我們進(jìn)一步鞏固了CAD繪圖的基礎(chǔ)技巧，這對(duì)我們以后大四的畢業(yè)設(shè)計(jì)必定有很大的幫助。</p><p>　　在老師和同學(xué)的幫助下，我們小組按時(shí)完成了

101、這次的課程設(shè)計(jì)任務(wù)，它讓我們明白，知識(shí)不是死板硬套，而是有理可循，有數(shù)可依的。因此，在以后將近一年的大學(xué)學(xué)習(xí)中，我們一定扎扎實(shí)實(shí)地學(xué)好課本知識(shí)，并將理論應(yīng)用于實(shí)際，來(lái)提高我們的專業(yè)技能水平。</p><p><b>　　致謝</b></p><p>　　這次的課程設(shè)計(jì)，方繼德老師給予了我們細(xì)心地指導(dǎo)，在此向方老師表示最誠(chéng)摯的感謝。此外，我們小組成員間的探討與合作，也使

102、得我們完成這項(xiàng)工作的過(guò)程變得順利。</p><p><b>　　參考文獻(xiàn)</b></p><p>　　[1]陳英男、劉玉蘭.常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)[M].上海:華東理工大學(xué)出版社,2005、4</p><p>　　[2]劉雪暖、湯景凝.化工原理課程設(shè)計(jì)[M].山東：石油大學(xué)出版社，2001、5</p><p>　　[3]

103、陳敏恒.化工原理 [M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2006、5</p><p>　　[4]中國(guó)石化集團(tuán)上海工程有限公司.化工設(shè)計(jì)計(jì)算手冊(cè)（第三版上冊(cè)）[M]. 北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2003、7</p><p>　　[5]路秀林、王者相.塔設(shè)備[M].北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2004、1</p><p>　　[6]丁浩.化工工藝設(shè)計(jì)[M].上?？茖W(xué)技術(shù)出版社 </

104、p><p>　　[7]湖南大學(xué)化工系無(wú)機(jī)化工教研室.化工手冊(cè)（上冊(cè)）</p><p>　　[8]王存文、孫緯.化工原理與數(shù)據(jù)處理.[M]。北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2008.5</p><p>　　[9]劉光啟.化學(xué)化工物性手冊(cè)（有機(jī)卷）.[M]北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2002.5</p><p>　　[10]夏清、陳常貴.化工原理 [M].天津：天津

105、大學(xué)出版社，2005、1</p><p><b>　　主要符號(hào)說(shuō)明</b></p><p><b>　　附錄</b></p><p>　　附錄一 設(shè)計(jì)所需技術(shù)參數(shù)</p><p>　　附錄二乙醇—水系統(tǒng)t—x—y數(shù)據(jù)</p><p>　　附錄三 流程圖說(shuō)明</p&g

106、t;<p>　　乙醇-水溶液經(jīng)預(yù)熱至泡點(diǎn)后，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣采用全冷凝后，進(jìn)入回流罐部分回流，其余作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽供熱，塔底產(chǎn)品用于預(yù)熱原料 冷卻后送入貯槽。精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔低蒸汽輸入，由冷凝器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。</p><p>　　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