化工原理課程設計(精餾塔)

1、化工原理課程設計0化工原理課程設計化工原理課程設計設計題目：乙醇精餾塔設計題目：乙醇精餾塔姓名：金剛姓名：金剛班級：化學與化工學院班級：化學與化工學院 09 級級 6 班班學號：學號：090506038化工原理課程設計1前言前言 精餾塔是進行精餾的一種塔式汽液接觸裝置，又稱為蒸餾塔。有板式塔與填料塔兩種主要類型。根據(jù)操作方式又可分為連續(xù)精餾塔與間歇精餾塔。 蒸氣由塔底進入，與下降液進行逆流接觸，兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉(zhuǎn)移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉(zhuǎn)移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達到組分分

2、離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。精餾塔的工作原理是根據(jù)各混合氣體的汽化點（或沸點）的不同，控制塔各節(jié)的不同溫度，達到分離提純的目的?；どa(chǎn)常需進行液體混合物的分離以達到提純或回收有用組分的目的，精餾操作在化工、石油化工、輕工等工業(yè)生產(chǎn)中中占有重要的地位。為此，掌握氣液相平衡關系，熟悉各種塔型的操作特性，對選擇、設計和分析分離過程中的各種參數(shù)是非常重要的。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，因為乙醇

3、和水的揮發(fā)度相差不大。精餾是多數(shù)分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，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)進行的，塔內(nèi)裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現(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。可知，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，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。 本次設計的篩板塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設備。此設計針對二元物系的精餾問題進行分析、選取、計算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設計過程。 本設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算物

4、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，主要設備的工藝條件圖等內(nèi)容。通過對精餾塔的運算，調(diào)試出塔的工藝流程、生產(chǎn)操作條件及物性參數(shù)，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高?；ぴ碚n程設計2目錄目錄第一章第一章 緒論緒論.61.1 設計內(nèi)容 .61.2 設計方案 .61.3 設計依據(jù) .7第二章第二章 塔板的工藝設計塔板的工藝設計.82.1 精餾塔全塔物料衡算 .82.2 理論及實際塔板數(shù)的確定 .82.3 常壓下乙醇-水氣液平衡組成與溫度 .102.3.1溫度和壓力 .102.3.2平均摩爾計算 .112.3.3平均密度 .12

5、2.3.4混合液體表面張力 .132.3.5混合物的黏度 .132.4 塔徑的初步設計 .142.4.1汽液相體積流率 .142.4.2塔徑的計算 .142.5 溢流裝置 .152.5.1堰長.16wl2.5.2堰高.16wh2.5.3弓降液管的寬度和橫截面積 .162.5.4降液管底隙高度 .172.6 塔板的分布、浮閥數(shù)目及排列 .172.6.1 塔板的分塊 .17化工原理課程設計32.6.2區(qū)寬度的確定 .172.6.3區(qū)面積計算 .172.6.4塔計算及其排列 .18第三章第三章 塔板的流體力學驗算塔板的流體力學驗算.193.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） .193.2 液泛

6、驗算 .203.3 霧沫夾帶驗算 .203.4 操作性能負荷圖 .213.4.1氣相負荷下限圖（漏液線） .213.4.2過量液沫夾帶線 .213.4.3液相負荷下限線 .213.4.4液相負荷上限線 .223.4.5液泛線 .22第四章第四章 附屬設備設計附屬設備設計.244.1 冷凝器的選擇 .244.2 再沸器的選擇 .24第五章第五章 精餾塔設備設計精餾塔設備設計.255.1 接管 .255.1.1進料管 .255.1.2釜殘液出料管 .265.1.3回流管 .265.1.4 塔頂上升蒸汽管 .265.1.5進氣管 .265.2 精餾塔塔體 .275.2.1餾塔塔體材料的選擇 .275

7、.2.2壁厚的計算 .275.2.3校核 .275.3 封頭 .28化工原理課程設計45.3.1封頭的選型：標準的橢圓封頭 .285.3.2材料：.28RMn165.3.3封頭的高 .285.3.4封頭的壁厚 .295.4 精餾塔的塔板類型選擇 .295.5 塔板結構及與塔體的連接形式 .295.6 降液管的形式 .305.7 受液盤的設計 .305.8 塔節(jié)的設計 .305.9 塔體高度設計 .305.10 塔體手孔及人孔的設計 .315.11 除沫器的設計 .31第六章第六章 塔體各開孔補強設計塔體各開孔補強設計.316.1 開孔補強設計方法 .316.2 開孔補強結構設計 .32第七章第

8、七章 支座設計支座設計.327.1 精餾塔塔體質(zhì)量 .327.2 封頭質(zhì)量 .337.3 塔內(nèi)物料質(zhì)量估算 .337.4 附件質(zhì)量 .337.5 設備總質(zhì)量 .33化工原理課程設計5第一章第一章 緒論緒論1.11.1 設計內(nèi)容設計內(nèi)容1、設計題目：乙醇精餾塔2、設計任務及條件（1） 、進料含乙醇 38.2，其余為水（均為質(zhì)量分數(shù)，下同）（2） 、生產(chǎn)乙醇含量不低于 93.1；（3） 、釜殘液中乙醇含量不高于 0.01；（4） 、生產(chǎn)能力 50000T/Y 乙醇產(chǎn)品，年開工 7200 小時（5） 、操作條件： a、間接蒸汽加熱；b、塔頂壓力：1.03atm（絕對壓強）c、進料熱狀態(tài)：泡點進料；d

9、、回流比：R=5 e、單板壓降:75mm 液注3、設計內(nèi)容（1） 、流程的設計與說明； （2） 、塔板和塔徑的計算； （3） 、塔盤結構的設計： a、浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖； b、流體力學驗算； c、塔板負荷性能圖。 （4） 、其它：a、加熱蒸汽消耗量； b、冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量4、設計成果 （1） 、設計說明書一份 （2） 、A4 設計圖紙包括：流程圖、精餾塔工藝條件圖。 1.21.2 設計方案設計方案本設計任務為分離乙醇-水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精餾流程。設計中采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡

10、點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罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送化工原理課程設計6至儲罐。圖 2-1 流程圖1.31.3 設計依據(jù)設計依據(jù)課程設計方案選定所涉及的主要內(nèi)容有：操作壓力、進料狀況、加熱方式及其熱能的利用。（1） 操作壓力精餾常在常壓，加壓或減壓下進行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的性質(zhì)，技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來考慮的。一般來說，常壓精餾最為簡單經(jīng)濟，若無聊無特殊要求，應盡量在常壓下操作。加壓操作可提高平衡溫度，有利于塔頂蒸汽冷凝熱的利用，或可以使用較便宜的冷卻劑，減少冷凝，冷卻費用。在相同的塔徑下，適當提操作壓力還可以提高塔德處理能力。

11、所以我們采用塔頂壓力為 1.03atm 進行操作。（2） 進料狀況 進料狀態(tài)有多種，但一般都是將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這樣，進料溫度不受季節(jié)，氣溫變化和前道工序波動的影響，塔的操作也比較好控制。此外，泡點進料時，精餾段和提餾的塔徑相同，設計制造比較方便。（3）加熱方式 精餾塔通常設置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供足夠的能量，若待分離的物系為某種輕組分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加熱方式，但在塔頂輕組分回收率一定時，由于蒸汽冷凝水的稀釋作用，使殘液輕組分濃度降低，所需塔板數(shù)略有增加。（4）熱能的利用 精餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，因此熱效率很低，通常進入再沸器的能量

12、僅有 5%左右被利用。塔頂蒸汽冷凝放出的熱量是大量的。但其位能較低，不可能直接用來做塔釜的熱源，但可用化工原理課程設計7作低溫熱源，供別處使用?；蚩刹捎脽岜眉夹g，提高溫度后在用于加熱釜液?；ぴ碚n程設計8第二章第二章 塔板的工藝設計塔板的工藝設計2.12.1 精餾塔全塔物料衡算精餾塔全塔物料衡算 002 .38FW001 .93DW0001. 0WWmolgM46乙醇molgM18水1948. 018/618. 046/382. 046/382. 0FX 8084. 018/069. 046/931. 046/931. 0DX0000396. 018/9999. 046/0001. 046/

13、0001. 0WX 717.16187200069. 0105000467200931. 010500033D WDF WDFWXDXFX由式可知hkmolF1804.72hkmolW4634.55表 1 物料衡算數(shù)據(jù)記錄F72.1804 kmol/hXF0.1948D16.717kmol/hXD0.8408W55.4634 kmol/hXW0.00003962.22.2 理論及實際塔板數(shù)的確定理論及實際塔板數(shù)的確定（1）由相平衡方程式 y=，可得 a=xaax) 1(1) 1() 1(yxxy 根據(jù)乙醇-水體系的相平衡數(shù)據(jù)可以查得：Y1=XD=0.8408 X1=0.805 aD=1.279

14、3YF=0.515 XF=0.1948 aF=4.3891化工原理課程設計9YW=0.00035 XW=0.0000396 aw=8.8411平均相對揮發(fā)度的求?。?75. 38411. 82793. 13891. 433WFDaaaa精餾段的平均相對揮發(fā)度的求?。?70. 23891. 42793. 11FDaaa泡點進料：3419. 11)1 (11minFDFDxxaxxaR68.10067. 81)1)(1(lglg10.22 6097. 0651minminminminNxxxxaNNNNRRRRXWWDD查得：所以理論塔板數(shù)為 N=11 塊確定適宜的進料板位置：2 . 0268.

15、21)1)(1(lglg111min,111min,NNNxxxxaNFFDD由上式知 N1=3.84即第 4 層理論數(shù)為進料板（2）根據(jù)乙醇-水體系的相平衡衡數(shù)據(jù)可以查得：塔頂： tD=78.278408. 0Dx塔底： 0000396. 0Wx9 .99wt塔頂和塔釜的算術平均溫度：085.8929 .9927.782WDttt查手冊得：在 89.085下，smpsmpaa.30. 0.40. 0水乙醇根據(jù)公式得iiLmxlglgsmpaLm.317. 0103 . 0lg)19480. 01(4 . 0lg1948. 0由奧康奈爾關聯(lián)式：化工原理課程設計10477. 0)317. 052

16、2. 3(49. 0245. 0TE球的實際塔板數(shù) 取 N=2196.20477. 01111TTENN2.2.3 3 常壓下乙醇常壓下乙醇- -水氣液平衡組成與溫度水氣液平衡組成與溫度乙醇水溶液的t-x-y圖70758085909510010501x,(y)t/.1溫度和壓力溫度和壓力乙醇:48.23105.162533827. 701048.23146.165233827. 7)/lg(tAaSptCtBAkpP得：水：PxpxppptCtBAkppBBAABAtBasp000003.22746.165707406. 7

17、0,1003.22746.165707406. 7)/lg(代入將得：進行試差，求的塔頂、進料板、及塔釜的壓力和溫度：化工原理課程設計11（1）塔頂： ，akPatmP339.10403. 1163.8183. 011txxA試差得：（2）進料板位置：NF=4精餾段實際板層數(shù)：7289. 6477. 03精N每層塔板壓降：aakPkPOmmH7355. 0075. 033.103 .101752 進料板壓力：aFkPP4875.1097355. 07339.104 進料板：14.961948. 04875.109FFAaFtxxkPP試差得，（3）提餾段實際板層數(shù)：135786.12477.

18、01-7）（提N塔釜壓力：aWkPP049.119137355. 04875.109塔釜：55.104049.1190000396. 0WaWWAtkPPxx試差得，求得精餾段和提餾段的平均壓力和溫度：精餾段： ammkPPCt913.10624875.109339.104885.88214.9663.810提餾段：345.100255.10414.96mt amkPP268.1142049.1194875.10.2平均摩爾計算平均摩爾計算塔頂：24.4118)83. 01 (4683. 05424.4118)8408. 01 (468408. 0LDmVDmMM進料板：45

19、44.2318)1948. 01 (461948. 07 .3218)525. 01 (46525. 0LFmVFmMM塔釜：0011.1818)0000396. 01 (460000396. 00098.1818)00035. 01 (4600035. 0LWmVWmMM精餾段平均摩爾質(zhì)量：化工原理課程設計12 kmolkgMMMkmolkgMMMLFmLDmLmVFmVDmVm/3472.3224544.2324.412/1212.3727 .325424.412提餾段的平均摩爾質(zhì)量：kmolkgMMMkmolkgMMMLWmLFmLmVWmVFmVm/7278.2020011.18454

20、4.232/3549.2520098.187 .3.3平均密度平均密度1）氣相平均密度的計算：RTMVm精餾段平均密度計算： 3/32. 1)885.8815.273(314. 81212.37913.106mkgRTMVmmVm提餾段平均密度計算：3/933. 0)345.10015.273(314. 83549.25268.114mkgVm2）液相平均密度計算： iiLw1塔頂：3LD/21.75274.970069. 087.739931. 011931. 018)8408. 01 (468408. 0468408. 0)1 (/74.970,/87.739mkgww

21、MxMxMxwkmolkgkmolkgBBAAmBAAAAAABA得：進料板：333/52.85206.96162. 087.71938. 01382. 018)1948. 01 (461948. 0461948. 0/06.961,/87.719mkgwmkgmkgLFmABA得：化工原理課程設計13塔釜：3LW33/0 .955033.9559999. 087.7140001. 010001. 0180000396. 01 (460000396. 0460000396. 0/033.955,/87.714mkgwmkgmkgmABA得：）精餾段液相平均密度：3/365.802252.852

22、21.752mkgLm提餾段液相平均密度：3/76.903295552.852mkgLm.4混合液體表面張力混合液體表面張力液體平均表面張力按下式計算：Lmiix塔頂：,查手冊得：181.63t 0C17.3/,62.285/ABmN mmN m11(1)0.83 17.3(1 0.83) 62.28524.95/LDmABxxmN m進料板： 096.14FtC16/,59.578/ABmN mmN m(1)0.1948 16(1 0.1948) 59.57851.1/LFmFAFBxxmN m塔釜：,查附錄：104.55wt 16/,59.578/ABmN mmN m得：0

23、.0000396 15(1 0.0000396) 57.9757.97/LWmmN m精餾段液體表面平均張力：24.9551.138.025/22LDmLFmLmmN m提餾段液體表面平均張力：51.1 57.9754.535/22LWmLFmLmmN m.5混合物的黏度混合物的黏度液體平均黏度的計算按下式計算：lglgLmiix塔頂：,查手冊得：，181.63t 0.41.Aamp s0.35.Bamp s化工原理課程設計14得：lg0.83lg0.49 (1 0.83)lg0.351810100.463.iixLDmamp s進料板：，查附錄：，104.55FMt0.31.

24、Aamp s0.25.Bamp s得：lg0.1948lg0.31 (1 0.1948)lg0.2510100.261.iixLFmamp s精餾段液體平均黏度：0.4630.2610.362.2Lmamp s提餾段液體平均黏度：0.230.2610.246.2Lmamp s2.42.4 塔徑的初步設計塔徑的初步設計.1汽液相體積流率汽液相體積流率精餾段氣相體積流率：(1)6 16.717100.302/VRDkmol h液相體積流率：585.83717.165 RDL提餾段氣相體積流率：3155.765455.4634100.302100.302 25.35490.757/3

25、6003600 0.933vmsvmVLWV MVms液相體積流率：4383.585 1 72.1804155.7654/155.7654 20.72789.92 10/36003600 903.76LmsLmLLqFkmol hLMLms .2塔徑的計算塔徑的計算由，C 由下式計算：,由 smith 圖查取。maxLmvmvmuC0.2120()20CC20C取板間距，板上液層高度，則mHT45. 010.05hmmhHT40. 005. 045. 01化工原理課程設計15（1）精餾段塔徑的確定：圖的橫坐標為6 10802.365()()0.0290.78

26、41.32SLsVLV查 smith 圖得：=0.08 20C091. 020025.3808. 02 . 0C247. 232. 132. 1325.806091. 0maxu取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣數(shù)為： 57. 1247. 27 . 0u則精餾塔塔徑muVD797. 057. 114. 3784. 0414. 34（2）提餾段塔徑的確定： 橫的坐標為：40.59.92 10903.76()0.04080.7570.933SLsVLV查 smith 圖得：=0.082 20C1002. 020535.54082. 02 . 0C117. 3933. 0933. 076.9031002

27、. 0maxu取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為182. 2117. 37 . 0u則精餾塔塔徑mD665. 0182. 214. 3757. 04（3）按標準塔徑圓整后， mD8 . 0塔截面積： 225024. 048 . 014. 3mAT精餾段實際空塔氣速為： smAVuTs561. 15024. 0784. 0提餾段實際空塔氣速為：smAVuTs507. 15024. 0757. 02.52.5 溢流裝置溢流裝置化工原理課程設計.1堰長堰長wl單溢流：，取0.6 0.8wlD0.6 0.90.54wlm54. 08 . 067. 0.2堰高堰高wh

28、因為，選用平直堰，堰上液層高度可用 Francis 計算，即1wowhhhowh232.841000howwLhEl（1）精餾段：，7439.36 1036003.4/hLmh15.90.54hwLl0.540.60.9wlD查得，則，取板上清夜層1.038E 232.843.41.0380.0100510000.54owhm高度，故0.05lhm0.050.010050.03995whm（2）提餾段：，查得，則439.92 1036003.57/hLms1.040E ，取板上清液層高度，故232.843.571.0400.010410000.54owhm0.05lhm0.0

29、5 1.0400.0396whm.3弓降液管的寬度和橫截面積弓降液管的寬度和橫截面積因為，查（弓形降液管參數(shù)圖）得：，所以0.6wlD67. 00.055fTAA0.115dWwD，依下式驗算液體在降液管中20.055 0.63590.0350,0.115 0.90.1035fdAm Wm092. 08 . 0115. 0化工原理課程設計17停留的時間：36003 5fThA HsL精餾段：3600 0.035 0.3512.9753.4ss提餾段：3600 0.035 0.3512.3553.57ss故降液管設計合理.4降液管底隙高度降液管底隙高度降液管底隙高

30、度依下式計算：，取則003600hwLhl u00.07/um s精餾段：，即03.40.0253600 0.54 0.07hm020hmm提餾段：，即03.570.02623600 0.54 0.07hm020hmm故降液管底隙高度設計合理。2.62.6 塔板的分布、浮閥數(shù)目及排列塔板的分布、浮閥數(shù)目及排列.1 塔板的分塊塔板的分塊 因為，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為 3 塊。mmD800 表 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)345.2區(qū)寬度的確定區(qū)寬度的確定溢流堰前的安定區(qū)寬度：，邊緣區(qū)寬度

31、：0.07SWm0.035cWm.3區(qū)面積計算區(qū)面積計算開孔區(qū)面積按下式計算：，其中22212sin180arxAx rxr化工原理課程設計180.4-0.1035-0.07=0.2265m，0.4-0.035=0.365m0.90.10350.070.276522dsDxWWm0.90.0350.41522cDrWm故222120.4150.276520.27650.4150.2765sin0.4221800.415aAm.4塔計算及其排列塔計算及其排列采用型重閥，重量為 33，孔徑為 39mm1FgA. 浮閥數(shù)目浮閥數(shù)目按下式計算：,氣體通過閥孔的速度：，取

32、動能因數(shù)2004sVNd u0VFu則精餾段：，個11F 0119.57/1.32um s24 0.78468.6690.0399.57N提餾段：，個01111.39/0.933um s24 0.75755.66560.03911.39NB. 排列C. 由于采用分塊式塔板，故采用等邊三角形叉排。設相近的閥孔中心距，畫出75tmm閥孔排列圖（如下圖）：通道板上可排閥孔 26 個。弓形板可排閥孔 24 個，所以總閥孔數(shù)目為個。262 2474N C.校核1）精餾段：氣體通過閥空的實際速度：02044 0.7849.38/0.0392 70SVum sd N實際動能因素：009.381.3210.7

33、8/VFum s2）提餾段氣體通過閥孔的實際速度：02044 0.7579.06/0.0392 70sVum sd N實際動能因素：009.060.9338.75/vFum s3）開孔率，開孔率在之間，且實220700.0390010013.140044 0.6359TN dA00101400際動能因素在之間，滿足要求。0F8 11化工原理課程設計19第三章第三章 塔板的流體力學驗算塔板的流體力學驗算3.13.1 氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）單板壓降：0pcLhhhh閥片全開前：0.1750.17509.3819.919.90.0367802.365

34、cLuhm,0.1759.0619.90.0324903.76chm閥片全開后：，2209.381.325.535.540.039422 9.81 802.365vcluhmg，取兩者中較大者，則2209.060.9335.535.540.023122 9.81 903.76vcLuhmg取板上液層充氣因數(shù)，那么0.0394 ,0.0324cchm hm00.5000.5 0.050.025LwowLhhhhm氣體克服液體表面張力所造成的阻力可由下式計算：2Lhhg但由于氣體克服液體表面張力所造成的阻力通常很小，可忽略不計。（1）精餾段：00.03940.0250.0644pclhhhhm（2

35、）提餾段：0.03240.0250.0574phm化工原理課程設計203.23.2 液泛驗算液泛驗算降液管內(nèi)泡沫液層高度可按下式計算：dpwowdpLdHhhhhhhh浮閥塔德液面落差不大，常可忽略不計（1）精餾段 塔板上不設進口堰時：0.0644 ,0.05pLhm hm22409.36 100.1530.1530.0007350.54 0.025SdwLhml h0.06440.050.0007350.115135dHm取0.5(0.45+0.03995)=0.245，0.5,0.50.350.039950.194975TwHhmdTwHHh（2）提餾段 0.0574 ,0.05pLhm

36、hm塔板上不設進口堰時：22409.92 100.1530.1530.0007520.54 0.0262sdwLhml h0.05740.050.0007520.108152dHm取，0.5,0.5 0.03960.1948TwHhm245. 049. 05 . 0dTwHHh3.33.3 霧沫夾帶驗算霧沫夾帶驗算泛點百分率可取下列兩式計算，取計算結果中較大的數(shù)值：,1.36,0.78VVssssLVLVFbFTVL ZVFFKC AKC A2,2LdbTfZDWAAA(1) 精餾段：54. 01035. 026359. 0098. 01035. 128 . 01036. 132. 1365.

37、80232. 1784. 04F1.320.784802.365 1.320.65470.70.78 0.6359 1 0.098F （2）提餾段：化工原理課程設計2140.9330.7571.36 9.92 100.92 0.1035903.760.9330.4851 0.0920.63592 0.1035F 0.9330.757903.760.9330.5330.70.78 0.6359 1 0.092F 3.43.4 操作性能負荷圖操作性能負荷圖 .1氣相負荷下限圖（漏液線）氣相負荷下限圖（漏液線）(1)精餾段：2230550.039700.364/441.32sVVd

38、Nms(2)提餾段：2230550.039700.433/440.933sVVd Nms.2過量液沫夾帶線過量液沫夾帶線取0.7F (1)精餾段： 1035. 026359. 0092. 011035. 028 . 036. 132. 1365.80232. 17 . 0ssLV得22.980.951ssVL (2)提餾段：1035. 026359. 0092. 011035. 028 . 036. 1933. 076.903933. 07 . 0ssLV得29.441.125ssVL .3液相負荷下限線液相負荷下限線(1)精餾段：2233360036002.8

39、42.840.0061.038100010000.54SSwLLEl化工原理課程設計22得：30.000436/SLms(2)提餾段：2233360036002.842.840.0061.04100010000.54sswLLEl得：30.000434/SLms.4液相負荷上限線液相負荷上限線0.035 0.350.00245/55fTSA HLm s.5液泛線液泛線液泛線方程：2223sssaVbcLdL(1) 精餾段：55221.321.91 101.91 100.06413802.365 70vLaN010.5 0.350.5 1 0.50.039950.

40、13505TwbHh 222200.1530.153839.510.540.025wcl h 022331110.6671 0.51.038 0.6671.5660.54wdEl22230.064130.13505839.511.566SssVLL(2) 提餾段：55220.9331.91 101.91 100.04024903.76 70vLaN010.5 0.350.5 1 0.50.03960.1354TwbHh 222200.1530.153764.370.540.0262wcl h 022331110.6671 0.51.04 0.6671.5690.54wdEl化工原理課程設計23

41、22230.040240.1354764.371.569SssVLL 操作性能負荷圖操作性能負荷圖(1) 精餾段 ：由圖可知，該塔的操作上限為過量液沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：， 3max1.451/sVms 3min0.364/sVms所以，塔的操作彈性為 maxmin1.4513.98620.364ssVV(2)提餾段：提鎦段性能負荷圖00.81.800.0010.0020.0030.004Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由圖可知，該塔德操作上限為霧沫夾帶控制，下限為漏液控制。由圖可讀得：， 3max1.834/sVms 3min0.4

42、33/sVms精餾段性能負荷圖00.81.800.0010.0020.0030.0040.005Ls/(m3/s)Vs(m3/s) 液沫夾帶線液泛線液相下限漏液線操作線液相上限化工原理課程設計24所以，塔德操作彈性為 maxmin1.8344.2420.433ssVV第四章第四章 附屬設備設計附屬設備設計4.14.1 冷凝器的選擇冷凝器的選擇按泡點回流設計，采用 25的水作為冷卻劑，逆流操作，水出口溫度為 40，塔頂溫度0C0C81.63下，而0C1 11rVDQW rVMr DDhHDR1乙醇的氣化潛熱：863/ArKJ kg水的氣化潛熱：2385/Br

43、KJ kgkmolKJhHDD53.402121823850000396. 018)2385(8408. 018408. 046863故，又由于sKJQ05.1120360053.40212717.1615mtQKAmt則因為mtCtttt75.484063.812563.81ln4063.81)2563.81(ln12122750/ .(. )KJs m K所以263.30100075.4875005.1120mtKQAm冷卻水的消耗量，,21cm cp cQqCtt0,4.17/(.)p cCkJkg C所以,211120.39 36004836.22/4.174525cm cp cQqk

44、g hCtthkg510446. 6254017. 4360005.11204.24.2 再沸器的選擇再沸器的選擇采用飽和水蒸汽間接加熱，逆流操作，則2 2rQW rWWhHV化工原理課程設計25查的塔釜溫度 104.55下，0C乙醇氣化潛熱：775/ArKJ kg水氣化潛熱：2225/BrKJ kgWWhH2775 0.0000396 461 0.00003962225 1840049.83/iirrxkJ kmolhkmolDRVV302.1001故skjQ86.1115360083.40049302.100因為設備蒸汽熱損失為加熱蒸汽供熱量的 5%，所以所需蒸汽的質(zhì)量流量為:：,1115

45、.86 3600 1 0.051895.69/2225m hQqkg hr_加熱蒸汽的冷凝潛熱，r/kJ kg第五章第五章 精餾塔設備設計精餾塔設備設計 5.15.1 接管接管.1進料管進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管，彎管進料管，T 型進料管。本設計采用直管進料管，管徑計算如下：，3730/Akg m3719.87/kg m3962.54/Bkg m3961.06/kg m故31858.12/0.3821 0.382 /962.54730fkg m01.85206.961382. 0187.719382. 01進料體積流量： 取適宜的輸送速度smFMVffsf3000

46、5518. 0360001.85245.2318.72，故 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，2.0/fum ssm6 . 144 0.0005520.01883.14 2sfVdmum0210. 06 . 114. 30005518. 04化工原理課程設計26規(guī)格：，實際管內(nèi)流速：mm5 . 32524 0.0005521.433/3.14 0.022fum ssm170. 2018. 014. 30005518. 04.2釜殘液出料管釜殘液出料管釜殘液的體積流量： 取適宜的輸送速355.4634 18.00110.00029/955 3600wswwWMVms度：，則經(jīng)圓整選取熱軋

47、無縫鋼管，1.5/fum ssm0 . 144 0.000290.01573.14 1.5swVdmum0192. 00 . 114. 300029. 04規(guī)格： 實際管內(nèi)流速： mm5 . 32524 0.000291.14/3.14 0.018fum sm14. 1018. 014. 300029. 04.3回流管回流管回流液體積流量：，取適宜的回流速度383.585 32.34720.00094/802.365 3600LsLLLMVms那么經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管，規(guī)格：0.5/lum ssm0 . 144 0.000940.04893.14 0.5slVdmum034

48、6. 00 . 114. 300094. 04 實際管內(nèi)流速：mm33824 0.000291.14/3.14 0.018fum sm83. 0038. 014. 300094. 04.4 塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽管塔頂上升蒸汽的體積流量：取適宜的速度3100.302 41.54240.877/3600 1.32VSVVVMVms，那么經(jīng)圓整選取拉制黃銅管，規(guī)格：20/vum s4 0.87740.23620SVvVdmu，實際管內(nèi)流速：260 5mm24 0.87717.88/0.25svum s.5進氣管進氣管采用直管進氣，取出口氣速為：u=15 m/s

49、 則：smV3298. 03600933. 01860.55化工原理課程設計27，經(jīng)圓整選取，實際管內(nèi)流速：md159. 01514. 3298. 04mm5 . 116smu46.22013. 014. 3298. 0425.25.2 精餾塔塔體精餾塔塔體.1餾塔塔體材料的選擇餾塔塔體材料的選擇精餾塔塔體材料：16nM R依據(jù)：我們的操作壓力是，最大的操作溫度為 104.55，并且所要分離119.049capkp的物質(zhì)是乙醇和水，對材料的腐蝕性不大，在滿足條件的材料中的價格相對便宜，16nM R所以選擇。16nM R.2壁厚的計算壁厚的計算精餾塔的內(nèi)徑：mmD

50、i800當在 616mm 的范圍內(nèi)時，操作壓力，設計壓16nM R 170taMP119.049capkp力為：， 選取雙面焊無損檢測的比例為全部，所以1.1130.95390.131caappkpMP1計算壁厚： ，圓整后取 12120.131 9002 1700.1312idtpDCCCCpmm908. 16 . 1131. 01702800131. 0取=0.6 ，=11C2C所以 圓整后取（因為選用材料的設備最小0.34720.62.947dmm947. 116 . 06nmm16nM R的壁厚為 6mm，即min6mm化工原理課程設計2.3校核校核求水壓試驗時的應力

51、。得屈服極限，所以16nM R345saMp0.90.9 1 350310.5saMp MPa5 .310345 為，中較大者，計算比較得：2TieTepDTp1Tpp1 . 0 1.25TtpP 10.131 0.10.231TappMp MPa231. 01 . 0131. 01 . 0620.63.4enCmmmm4 . 46 . 1代入得：0.2319003.430.6892 3.4TaMpMPa112.214 . 424 . 4800231. 0，水壓試驗滿足要求。0.9Ts5.35.3 封頭封頭.1封頭的選型：標準的橢圓封頭封頭的選型：標準的橢圓封頭選型依據(jù)：從工藝

52、操作 考慮，對封頭形狀無特殊要求。球冠形封頭、平板封頭都存在較大的邊緣應力，且采用平板封頭厚度較大，故不宜采用。理論上應對各種凸形封頭進行計算、比較后，再確定封頭形狀。但由定性分析可知：半球形封頭受力最好，壁厚最薄，但深度大，制造較難，中、低壓小設備不宜采用；碟形封頭的深度可通過過渡半徑 r 加以調(diào)節(jié)，但由于碟形封頭母線曲率不連續(xù)，存在局部應力，故受力不如橢圓形封頭；標準橢圓形封頭制造比較容易，受力狀況比碟形封頭好，故可采用標準橢圓形封頭。.2材料：材料：RMn.3封頭的高封頭的高因為所以 22iiDh90022544iiDhmmmm2004800其中精餾塔

53、的內(nèi)徑iD化工原理課程設計29封頭的高ih直邊高度為：225hmm.4封頭的壁厚封頭的壁厚計算壁厚：對于標準橢圓封頭，K=1 取封頭是由整塊鋼板沖壓而成，所以1，圓整后取 20.5iitK pDpmmC908. 16 . 15 . 0131. 01702800131. 06nmm強度校核水壓試驗強度，根據(jù)式式中0.92TieTsepD 10.131 0.10.231TappMp MPa231. 01 . 0131. 01 . 0620.63.4enCmmmm4 . 46 . 1 ，滿足條件。且345saMp0.2319003.430.6892 3.4TaMpMPa112.214

54、 . 424 . 4800231. 00.9Ts，620.63.4enCmmmm4 . 46 . 10.9Ts0.15%900 0.15%1.35iDmmmm2 . 115. 080000所以滿足條件。e0.15%iD 5.45.4 精餾塔的塔板類型選擇精餾塔的塔板類型選擇塔板類型：浮閥塔依據(jù)：泡罩塔結構復雜，造價高，氣體通過每層塔板的壓降大。篩板塔沒有升氣管和泡罩，篩板塔操作時液體橫過塔板，氣體則自板上小孔（篩孔）鼓泡進入板上液層。當氣速過低時篩孔會漏液；若氣速過高，氣體會通過篩孔后排開板上液體徑自向上方?jīng)_出，造成過量液沫夾帶即嚴重軸向混合。與之相比浮閥塔的生產(chǎn)能力比泡罩塔約大 20%40%

55、，操作彈性可達 79，板效率比泡罩塔約高 15%，制造費用為泡罩塔的 60%80%。所以采用浮閥塔。5.55.5 塔板結構及與塔體的連接形式塔板結構及與塔體的連接形式化工原理課程設計30塔板設計要求：應滿足具有良好的拐度并且方便拆裝塔板形式：自身梁式塔板塔板結構：矩形板。它是將矩形板沿其長邊向下彎曲而成，從而形成梁和塔板的統(tǒng)一整體。自身梁式矩形板僅有一邊彎曲成梁，在梁板過渡處有一凹平面，以便與另一塔板實現(xiàn)搭接安裝并與之保持在同一水平面。連接形式：根據(jù)人孔位置及檢修要求，分塊式塔盤板間的連接分為上可拆連接和上下均可拆連接兩種。常用的緊固件式螺栓和橢圓墊片。塔盤板安放于焊在塔壁上的支持圈上。5.6

56、5.6 降液管的形式降液管的形式采用弓形降液管依據(jù)：因為弓形降液管具有較大的降液面積 ，氣液分離效果好，降液能力大。5.75.7 受液盤的設計受液盤的設計采用凹形受液盤依據(jù)：因為它可保證液體采出側(cè)線滿液，即使在高蒸汽流速和低液體流量下仍能保證液封，對流出降液管的液體有緩沖作用，減少對塔盤入口區(qū)的沖擊力。5.85.8 塔節(jié)的設計塔節(jié)的設計因為塔的直徑為 800mm,如果再采用整塊式塔盤，則由于剛度的要求，勢必要增加塔盤板的厚度，而且在制造、安裝和檢修等方面很不方便。為了便于安裝所以采用分塊式塔盤。查表得，塔板分為 3 塊。此時，塔盤無需分成塔節(jié)。 表 塔板分塊數(shù)塔徑/mm8001200140016001800200022002400塔板分塊數(shù)34565.95.9 塔體高度設計塔體高度設計 每隔 7 層塔板開一人孔，人孔數(shù)：PN21127pn 塔頂空間：，塔底空間：，進料板處板間距：mHD5 . 1mHB5 . 20.4FHm人孔處板間距：mHP45. 0化工原理課程設計31塔高：mHHHNHNHNNNHBDPPFFTPF95.125 . 25 . 145. 024 . 0145. 0121211 5.105.10 塔體手孔及人孔的設計塔體手孔及人孔的設計 人孔主要由筒節(jié)、法蘭、蓋板和手柄組成。根據(jù)精餾塔是在常溫最高工作壓力為 0.131的條件下工作，人孔標