乙酸乙酯-乙酸丁酯筛板精馏塔的设计

----word.zl-.---可修编.化工原理课程 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 题目乙酸乙酯-乙酸丁酯别离板式精馏塔的设计系〔院〕化学与化工系专业化学工程与工艺班级2009级1班学生毋瑞仙学号2009010825指导教师贾冬梅职称副教授二〇一一年十二月十日课程设计任务书一、课题名称乙酸乙酯—乙酸丁酯别离板式精馏塔设计二、课题条件〔原始数据〕原料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液处理量：5万t/a原料组成：23%〔乙酸乙酯的质量分率〕料液初温：25℃操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：冷液体进料塔顶产品浓度：98%〔质量分率〕塔底釜残液乙酸丁酯回收率为96%〔质量分率〕塔顶：全凝器塔釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板生产时间：300天/年，每天24h运行冷却水温度：20℃设备形式：筛板塔厂址：滨州市三、设计容〔包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据 目录 工贸企业有限空间作业目录特种设备作业人员作业种类与目录特种设备作业人员目录1类医疗器械目录高值医用耗材参考目录 列出大标题即可〕1、设计 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数确实定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算〔加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数〕5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图〔精馏段〕9、换热器设计10、馏塔接收尺寸计算11、制生产工艺流程图〔带控制点、机绘，A2图纸〕12、绘制板式精馏塔的总装置图〔包括局部构件〕〔手绘，A1图纸〕13、撰写课程设计 说明 关于失联党员情况说明岗位说明总经理岗位说明书会计岗位说明书行政主管岗位说明书 书一份〔设计说明书的根本容：⑴课程设计任务书；⑵课程设计成绩评定表；⑶中英文摘要；⑷目录；⑸设计计算与说明；⑹设计结果汇总；⑺小结；⑻参考文献〕14、有关物性数据可查相关 手册 华为质量管理手册 下载焊接手册下载团建手册下载团建手册下载ld手册下载 15、考前须知写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计完毕后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度方案〔列出完成工程设计容、绘图等具体起始日期〕1.设计发动，下达设计任务书0.5天2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天3.初步确定设计方案及设计计算容5-6天4.绘制总装置图2-3天5.整理设计资料，撰写设计说明书2天6.设计小结及辩论1天----word.zl---可修编.----word.zl-目录TOC\o"1-3"\h\z\u摘要1HYPERLINK\l"_Toc265955655"第一章概述HYPERLINK\l"_Toc265955656"PAGEREF_Toc265955656\h1HYPERLINK\l"_Toc265955656"1.1精馏操作对塔设备的要求PAGEREF_Toc265955656\h1HYPERLINK\l"_Toc265955657"1.2板式塔类型PAGEREF_Toc265955657\h1HYPERLINK\l"_Toc265955658"第二章设计方案确实定PAGEREF_Toc265955658\h2HYPERLINK\l"_Toc265955659"2.1操作条件确实定PAGEREF_Toc265955659\h2HYPERLINK\l"_Toc265955660"2.2确定设计方案的原那么PAGEREF_Toc265955660\h4HYPERLINK\l"_Toc265955661"第三章塔的工艺尺寸得计算5HYPERLINK\l"_Toc265955662"3.1精馏塔的物料衡算5HYPERLINK\l"_Toc265955663"3.1.1摩尔分率5HYPERLINK\l"_Toc265955664"3.1.2平均摩尔质量5HYPERLINK\l"_Toc265955665"3.1.3物料衡算5HYPERLINK\l"_Toc265955666"3.1.4回收率5HYPERLINK\l"_Toc265955667"3.2塔板数确实定PAGEREF_Toc265955667\h6HYPERLINK\l"_Toc265955668"3.2.1理论板层数N的求取PAGEREF_Toc265955668\h6HYPERLINK\l"_Toc265955669"3.3精馏塔有关物性数据的计算PAGEREF_Toc265955669\h8HYPERLINK\l"_Toc265955670"3.3.1操作压力计算PAGEREF_Toc265955670\h8HYPERLINK\l"_Toc265955671"3.3.2操作温度计算PAGEREF_Toc265955671\h9HYPERLINK\l"_Toc265955672"3.3.3平均摩尔质量计算PAGEREF_Toc265955672\h9HYPERLINK\l"_Toc265955673"3.3.4平均密度计算PAGEREF_Toc265955673\h10HYPERLINK\l"_Toc265955674"3.3.5液体平均外表力计算PAGEREF_Toc265955674\h10HYPERLINK\l"_Toc265955675"3.3.6液体平均黏度计算PAGEREF_Toc265955675\h11HYPERLINK\l"_Toc265955676"3.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计PAGEREF_Toc265955676\h11HYPERLINK\l"_Toc265955677"3.4.1塔径的计算PAGEREF_Toc265955677\h11HYPERLINK\l"_Toc265955678"3.4.2精馏塔有效高度的计算PAGEREF_Toc265955678\h11HYPERLINK\l"_Toc265955679"3.5塔板主要工艺尺寸的计算PAGEREF_Toc265955679\h14HYPERLINK\l"_Toc265955680"3.5.1溢流装置计算PAGEREF_Toc265955680\h14HYPERLINK\l"_Toc265955681"3.5.2塔板布置PAGEREF_Toc265955681\h17HYPERLINK\l"_Toc265955682"3.6筛板的流体力学验算PAGEREF_Toc265955682\h19HYPERLINK\l"_Toc265955683"3.6.1塔板压降PAGEREF_Toc265955683\h20HYPERLINK\l"_Toc265955684"3.6.2液面落差PAGEREF_Toc265955684\h21HYPERLINK\l"_Toc265955685"3.6.3液沫夹带PAGEREF_Toc265955685\h22HYPERLINK\l"_Toc265955686"3.6.4漏液PAGEREF_Toc265955686\h22HYPERLINK\l"_Toc265955687"3.6.5液泛PAGEREF_Toc265955687\h23HYPERLINK\l"_Toc265955688"3.7塔板负荷性能图PAGEREF_Toc265955688\h23HYPERLINK\l"_Toc265955689"3.7.1漏液线PAGEREF_Toc265955689\h23HYPERLINK\l"_Toc265955690"3.7.2液沫夹带线PAGEREF_Toc265955690\h23HYPERLINK\l"_Toc265955691"3.7.3液相负荷下限线PAGEREF_Toc265955691\h24HYPERLINK\l"_Toc265955692"3.7.4液相负荷上限线PAGEREF_Toc265955692\h25HYPERLINK\l"_Toc265955693"3.7.5液泛线PAGEREF_Toc265955693\h26HYPERLINK\l"_Toc265955694"第四章塔附属设计PAGEREF_Toc265955694\h29HYPERLINK\l"_Toc265955695"4.1塔附件设计PAGEREF_Toc265955695\h29HYPERLINK\l"_Toc265955696"4.2筒体与封头PAGEREF_Toc265955696\h32HYPERLINK\l"_Toc265955697"4.3塔总体高度设计PAGEREF_Toc265955697\h33HYPERLINK\l"_Toc265955698"4.3.1塔的顶部空间高度PAGEREF_Toc265955698\h33HYPERLINK\l"_Toc265955699"4.3.2塔的底部空间高度PAGEREF_Toc265955699\h33HYPERLINK\l"_Toc265955700"4.3.3塔体高度PAGEREF_Toc265955700\h33HYPERLINK\l"_Toc265955701"4.4附属设备设计PAGEREF_Toc265955701\h33HYPERLINK\l"_Toc265955702"4.4.1冷凝器的选择PAGEREF_Toc265955702\h33HYPERLINK\l"_Toc265955703"4.4.2泵的选择PAGEREF_Toc265955703\h34HYPERLINK\l"_Toc265955704"设计小结PAGEREF_Toc265955704\h35HYPERLINK\l"_Toc265955705"附录36HYPERLINK\l"_Toc265955706"参考文献43----word.zl-----word.zl-摘要化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由假设干组分组成的混合物，而且其局部都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物别离为较纯洁的物质。精馏是别离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相屡次接触和别离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分别离，该过程是同时进展传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的别离乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进展了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有以下优点：生产能力〔20%——40%〕塔板效率〔10%——50%〕而且构造简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有构造比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的根底知识、设计原那么及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板构造等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的平安性、经济合理性。本课程设计的主要容是过程的物料衡算，工艺计算，构造设计和校核。关键词：板式精馏塔浮阀计算校核----word.zl-第一章概述塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1精馏操作对塔设备的要求精馏所进展的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以到达较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备以下各种根本要求：〔1〕气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。〔2〕操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大围的变动时，仍能在较高的传质效率下进展稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。〔3〕流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。〔4〕构造简单，材料耗用量小，制造和安装容易。〔5〕耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。〔6〕塔的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进展选型。1.2板式塔类型气－液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速开展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：〔1〕构造比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。〔2〕处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。〔3〕塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。〔4〕压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。筛板塔的缺点是：〔1〕塔板安装的水平度要求较高，否那么气液接触不匀。〔2〕操作弹性较小(约2～3)。〔3〕小孔筛板容易堵塞。第二章设计方案确实定本设计任务为乙醇—水混合物。对于二元混合物的别离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一局部回流至塔，其余局部经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易别离物系，最小回流比拟小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2.1操作条件确实定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的构造型式和某些操作指标。例如组分的别离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进展。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进展考虑。例如，采用减压操作有利于别离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，那么应在加压下进展蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径一样的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，那么在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比拟容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径一样，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。假设塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量一样的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易别离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是适宜的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克制蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于本实验溶液，一般采用0.4~0.7KPa〔表压〕。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否那么溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的外表而影响传热。2.2确定设计方案的原那么确定设计方案总的原那么是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产到达技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、平安、低消耗的原那么。2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品到达任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定围进展调节，必要时传热量也可进展调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。2.2.2满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的上下，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。2.2.3保证平安生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要平安装置。以上三项原那么在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原那么应作较多的考虑，对第二个原那么只作定性的考虑，而对第三个原那么只要求作一般的考虑。第三章塔的工艺尺寸的计算3.1精馏塔的物料衡算摩尔分率、平均摩尔质量、物料衡算、回收率等的计算乙酸乙酯的摩尔质量：水的摩尔质量：原料液：原料液进料流量全塔物料衡算=1\*GB3\*MERGEFORMAT①轻组分=2\*GB3\*MERGEFORMAT②乙醇的回收率=3\*GB3\*MERGEFORMAT③水的回收率=4\*GB3\*MERGEFORMAT④式中：F—原料液流量，kmol/hD—流出液流量，kmol/hW—釜残液流量，kmol/hXF—原料液中易挥发组分的摩尔分数XD—流出液中易挥发组分的摩尔分数XW—釜残液中易挥发组分的摩尔分数联立=1\*GB3\*MERGEFORMAT①=2\*GB3\*MERGEFORMAT②=3\*GB3\*MERGEFORMAT③=4\*GB3\*MERGEFORMAT④解得馏出液流量釜液流量塔顶塔底产品所以有：塔顶塔底产品3.2塔板数确实定3.2.1理论板层数N的求取3.2.1.1最小回流比及操作回流比计算当时，由t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为T泡=103.3℃查得泡点温度下乙酸乙酯的汽化热32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化热36.79KJ/Kmol所以平均温度：T=(103.3+25)/2℃=64.15℃原料液的比热容：所以q线方程为即：y=3.0272x-0.5727根据进料线方程确定最小回流比方以下图所示：由上图可以看出q线与平衡线的切点坐标为〔0.452/0.797〕故取故精馏段操作线方程式中R—回流比提馏段操作线方程：故提馏段操作线方程：3.2.1.3逐板法求塔板数：；；；q线方程和精馏段操作线方程交点求得：那么精馏段N=2提馏段：那么提馏段N=63.2.2实际板层数的求取取全塔效率为0.48,那么有块块3.3精馏塔有关物性数据的计算物性数据数据的查取和估算对于工艺设计计算非常重要，精馏塔设计中主要的物性数据包括：密度、粘度、比热、汽化热和外表力。3.3.1操作压力计算〔影响气相密度，进而影响Vs、D、塔板构造参数〕取塔顶表压为0Kpa。塔顶操作压力每层塔板压降，一般0.4-0.7kPa，浮阀塔板的压降为0.265—0.53kPa，筛板的小于浮阀塔板，泡罩的大于浮阀塔板。进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力3.3.2操作温度计算利用表3-1中数据由拉格朗日插值可求得、、。进料口：,=103.4375℃塔顶：，=79.45℃塔釜：，=125.13℃精馏段平均温度℃提馏段平均温度℃3.3.3平均摩尔质量计算3.3.3.1精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度=91.44℃液相组成：气相组成：所以kg/kmolkg/kmol3.3.3.2提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度=114.28℃液相组成：气相组成：所以kg/kmolkg/kmol3.3.4平均密度计算精馏段平均温度=91.44℃=810kg/=807kg/同理=114.28℃=785kg/=980kg/在精馏段，液相密度：气相密度：=kg/同理在提馏段，液相密度气相密度=3.57kg/3.3.5液体平均外表力计算表3-2乙酸乙酯和乙酸丁酯不同温度下的外表力温度/℃02075乙酸乙酯外表力/26.523.917.4温度/℃520100乙酸丁酯面力/24.723.314.93.3.5.1精馏段液体平均外表力精馏段平均温度=91.44℃乙酸乙酯外表力：乙酸丁酯外表力：精馏段液体的平均外表力：3.3.5.2提馏段精馏段液体平均外表力提馏段平均温度=114.28℃同理：乙酸乙酯外表力：乙酸丁酯外表力：提馏段液体平均外表力：3.3.6液体平均黏度计算精馏段平均温度=91.44℃查液体黏度共线图得：提馏段平均温度=114.28℃查液体黏度共线图得：精馏段黏度：提馏段黏度：3.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计3.4.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为式中V—精馏段气相流量，kmol/hL—精馏段液相流量，kmol/hMV1、ML1—分别为精馏段气、液相平均摩尔质量，kg/kmol、—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理，提馏段的气、液相体积流率为，由极限空塔气速计算式：式中、—分别为气、液相平均密度，kg/m3C由式计算式中C20—物系外表力为20mN/m的负荷系数σm—操作物系的液体平均外表力，mN/mC—操作物系的负荷系数其中的由史密斯关联图〔玉英?化工原理〔下〕?P158页图3-7史密斯关联图〕，0.2HT=0.60.450.30.150.40.30.21.00.70.10.040.030.020.070.010.040.030.020.070.010.10.090.060.05史密斯关联图查取图的横坐标为式中Vh、Lh—分别为塔气、液两相的体积流量，m3/h、—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3同理，提馏段的为取板间距，板上液层高度，那么同上，同理，提馏段的板间距取，板上液层高度。同理，提馏段的为选取泛点率：一般液体，，易起泡液体，。取平安系数0.6，那么空塔气速为同理，提馏段为按标准塔径圆整后为塔截面积为式中D—塔径，mVs—塔气体流量，m3/su—空塔气速，即按空塔截面积计算的气体线速度，m/s实际空塔气速同理，提馏段的为3.4.2精馏塔有效高度的计算板间距选择：塔板间距与塔径的关系塔径/D，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距/HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。精馏段有效高度为提馏段有效高度为在进料板上方开一人孔，其高度为0.6m，故精馏塔的有效高度为3.5塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算溢流装置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圆形。小塔用圆形，一般采用弓形降液管。塔板溢流形式有：U型流、单溢流、双溢流和阶梯流。表溢流形式选择塔径小塔、液体流量小塔径小于2.2m塔径大于2m塔径很大、液体流量很大溢流形式U型流单溢流双溢流阶梯流因塔径D=0.6m，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下：3.5.1.1堰长堰长由液相负荷和溢流形式决定。对单溢流，一般取lw=0.6-0.8D，对双溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提馏段的为3.5.1.2溢流堰高度由式中—堰高，m—板上液层高度，m—堰上液层高度，m溢流堰板的形状由决定，>0.6选平直堰；<0.6选齿形堰选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1〔一般情况取1，可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。〕式中lw—堰长，mLh—塔液体流量，m3/hE—液流收缩系数，假设how小于6mm,采用齿形堰，当溢流层不超过齿顶时；当溢流层超过齿顶时用试差法。那么同理，提馏段的为取板上清液层高度故同理，提馏段的为3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积降液管截面积：由Af/AT=0.06-0.12确定；由由弓形降液管的参数图〔玉英?化工原理〔下〕?P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积〕查得，故同理，提馏段的为，为防止严重的气泡夹带，停留时间，其中。验算液体在降液管中停留时间为：式中Lh—塔液体流量，m3/hHT—板间距，mAf—弓形降液管截面积，m2同理，提馏段的为故降液管设计合理3.5.1.4降液管底隙高度底隙h0：通常在30-40mm，假设太低易于堵塞。，取式中Lh—塔液体流量，m3/hlw—堰长，m—液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经历，一般取=0.07m/s~0.25m/s那么降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提馏段的为故降液管底隙高度设计合理。3.5.2塔板布置3.5.2.1塔板的分块塔板类型按构造特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。因，故塔板采用分块式。①溢流区区〔受液区和降液区〕Wd一般两区面积相等。②鼓泡区气液传质有效区③入口安定区和出口安定区Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。WcWdWslWrx筛孔数的计算:n’—每平方米鼓泡区的筛孔数。3.5.2.2边缘区宽度确定取，3.5.2.3开孔区面积计算开孔区面积：其中式中—边缘区宽度，m—开孔区面积，m2—弓形降液管宽度，m—破沫区宽度，m同理，提馏段的为故同理，提馏段的为3.5.2.4筛孔计算及其排列本利所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为同理，取提馏段的为筛孔数目n为：个式中—开孔区面积，m2t—孔间距，m同理，提馏段的为686个开孔率为同理，提馏段的为气体通过筛孔的气速为同理，提馏段的为3.6筛板的流体力学验算3.6.1塔板压降3.6.1.1干板阻力计算干板阻力：式中—气体通过筛孔的气速，m/sC0—干筛孔的流量系数、—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由，查查干筛孔的流量系数图得，干筛孔流量系数图故液柱同理，提馏段的为液柱3.6.1.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力：式中Vs—塔气体流量，m3/sAT—塔截面积，m2Af—弓形降液管截面积，m2同理，提馏段的为，查充气系数关联图，得，提馏段的故液柱式中hL—板上液层高度，mβ—充气因数，无量纲。液相为水时，β=0.5，为油时，β=0.2~0.35，为碳氢化合物时，β=0.4~0.5同理，提馏段的为3.6.1.3液体外表力的阻力计算液体外表力所产生的阻力：液柱式中d0—孔直径，mσm—操作物系的液体平均外表力，mN/m同理，提馏段的为液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即液柱同理，提馏段的为气体通过每层塔板的压降为〔设计允许值〕同理，提馏段的为〔设计允许值〕3.6.2液面落差液面落差Δ一般较小，可不计。当不可忽略时，对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。3.6.3液沫夹带雾沫夹带量：式中—板上液层高度，mHT—板间距，mσm—操作物系的液体平均外表力，mN/mua—气体通过筛孔时的速度，m/s故同理，提馏段的为故在本设计中液沫夹带量在允许围。3.6.4漏液对筛板塔，漏液点气速：式中—板上液层高度，mC0—干筛孔的流量系数、—分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3—与液体外表力压强降相当的液柱高度，m实际孔速同理，提馏段的为，稳定系数为同理，提馏段的为故在本设计中无明显漏液。3.6.5液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高式中HT—板间距，mhw—堰高，mφ—系数，是考虑到降液管充气及操作平安两种因素的校正系数。易气泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇—水物系属于一般物系，取，那么同理，提馏段的为而板上不设进口堰，可由式5-30计算，即液柱液柱同理，提馏段的为液柱液柱故在本设计中不会发生液泛现象。3.7塔板负荷性能图3.7.1漏液线由得同理，提馏段的为在操作围，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-4。表3-4漏液线计算结果0.000090.00060.0010.00150.24030.24460.24710.24970.22230.22630.22850.2309由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线1。3.7.2液沫夹带线以为限，求关系如下：由同理，提馏段的为同理，提馏段的为故同理，提馏段的为整理得同理，提馏段的为在操作围，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-5。表3-5雾沫夹带线计算结果0.000090.00060.0010.00150.49210.49180.49160.49140.47210.47140.47100.4706由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线2。3.7.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得取E=1，那么同理，提馏段的为据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.7.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限：故同理，提馏段的为据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.7.5液泛线令由；；；联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得式中将有关的数据代入，得同理，提馏段的为故同理，提馏段的为在操作围，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表3-6。表3-6液泛线计算结果0.000090.00060.0010.00151.8931.5581.3060.9571.7471.7101.2841.026由以上数据可分别作出精馏段和提馏段的液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3-4、3-5所示。图3-4精馏段塔板负荷性能图图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区的适宜位置。按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限=0.53，气相负荷下限=0.23，所以：操作弹性==2.3同理提馏段塔板的气相负荷上限=0.47，气相负荷下限=0.195，操作弹性==2.4所设计筛板的主要结果汇总于表3-7表3-7筛板塔设计计算结果工程精馏段数值提馏段数值平均温度℃91.44114.28平均压力103.075109.025气相流量0.2610.262液相流量0.000430.00049塔的有效高度Z/m1.43.85实际塔板数512塔径/m11板间距0.350.35溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓型弓型堰长/m0.60.6堰高/m0.0940.0934板上液层高度/m0.10.1堰上液层高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.01020.0117安定区宽度/m0.040.04边缘区宽度/m0.030.03开孔区面积0.3410.341筛孔直径/m0.0080.008筛孔数目686686孔中心距/m0.0240.024开孔率/%10.0810.08空塔气速0.3320.334筛孔气速7.597.62稳定系数1.61.61单板压降/Pa638.95593.39负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制液沫夹带/〔kg液/kg〕0.020470.0242液相负荷上限0.0030240.003024液相负荷下限0.0004120.000412操作弹性2.32.4第四章塔附属设计4.1塔附件设计4.1.1进料管查表，25℃进料乙醇密度；查玉英?化工原理〔上〕?P18页表1-1取‹7›查玉英?化工原理〔上〕?P369页附录二十五选取进料管的规格为。4.1.2回流管回流时，温度℃，液相：取取回流管规格为。4.1.3塔顶蒸气出料管塔顶的温度为78.3℃，此时气相组成：塔顶蒸气密度蒸气体积流量取取回流管规格为。4.1.4釜液排出管釜底釜底温度为125.13℃，液相组成：平均摩尔质量取取此管的规格为。4.1.5法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，〔查熊洁羽?化工制图?P380页附录七〕选用相应法兰。进料管接收法兰：PL50—0.25HG20593回流管接收法兰：PL32—0.25HG20593塔顶蒸气管法兰：PL32—0.25HG20593釜液排出管法兰：PL45—0.25HG205934.2筒体与封头4.2.1筒体壁厚选6mm，所用材质为。4.2.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=600mm，查得曲面高度，直边高度，外表积，容积。选用封头DN600*6，1154-73。4.2.3裙座塔底采用裙座支撑，裙座的构造性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座径小于800mm，故裙座壁厚取6mm。根底环径：根底环外径：圆整：，；根底环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取2m，地角螺栓直径取M30。4.2.4人孔人孔，其安设是为了安装、拆卸、清洗和检修设备部装置。根据生产要求及塔设备装置设置2个人孔，孔径为500㎜。4.3塔总体高度设计4.3.1塔的顶部空间高度的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。4.3.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min。4.3.3塔体高度塔体总高4.4附属设备设计4.4.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般围为290~1160W/(m2.℃)本设计取K=500W/(m2.℃)出料液温度：79.45℃〔饱和气〕～79.45℃〔饱和液〕冷却水温度：20℃～30℃汽化潜热：逆流操作：℃，℃℃平均摩尔质量：蒸汽流量：蒸汽的平均汽化热：传热面积：因为两流体温差小于70℃，应选用固定板式列管换热器。〔查玉英?化工原理〔上〕?P378页附录二十八〕所选型号为G400Ⅰ—1.6—22.3。查得有关参数〔查玉英?化工原理〔上〕?P378页附录二十八〕如下表3-8所示：表3-8冷凝器相关参数壳程/mm273管子尺寸/mm公称压强/MPa1.6管长/m4.5公称面积/m211.1管子总数32管程数2管子排列方法三角形4.4.2再沸器的选择水蒸气再沸器设计选用的总体传热系数一般围为2000~4250W/(m2.℃)本设计取K=2000W/(m2.℃)水蒸气温度：160℃〔蒸汽〕~160℃〔水〕逆流操作：℃平均摩尔质量：蒸汽流量：蒸汽汽化热：传热面积：由于塔底蒸汽压强为500Kpa˂600Kpa，应选用固定板式列管换热器。〔查玉英?化工原理〔上〕?P378页附录二十八〕所选型号为G400Ⅰ—1.6—19.7。查得有关参数如表3-9下：表3-9再沸器相关参数壳程/mm400管子尺寸/mm公称压强/MPa1.6管长/m3公称面积/m222.3管子总数98管程数1管子排列方法三角形4.4.3泵的选择1.进料泵原料液流量进料液在25℃时乙醇的密度为=876kg/进料液的摩尔质量为所以查玉英?化工原理〔上〕?P373页附录二十六选用型号为的单机单吸离心泵2．回流泵同理回流液流量选用型号为的单机单吸离心泵设计小结本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的设计。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的根底知识、设计原那么及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板构造等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的平安性、经济合理性。在短短的两周，从开场的一头雾水，到组同学的相互商讨，再查资料对整个工艺流程的计算，再到对材料的选取论证和后期的电子版编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实际相结合的种种困难，也体会到了利用所学的有限知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中明白了学无止境的道理，在我们所查找的很多参考书中，很多知识是我们从来没有接触到的，我们对一些知识的了解还仅限于皮毛，所学知识构造还很不完善，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。在实际计算过程中，由于没有及时将所得结果进展总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对一些数据的选取，也只是根据围自己选的，并不一定符合现实应用，因此，一些数据计算并不是十分准确，因而存在一定的的误差，影响后面具体设备的选型。通过本次课程设计，让我对我自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们以后继续学习是个很好的指导方向，我了解了工程设计的主要容，掌握了化工设计主要的程序和方法，增强了分析和解决工程问题的能力。最后感我们的指导教师贾冬梅教师，元伟教师,亚萍教师对我们的辛勤指导与帮助，同时也要感同学们的相互帮助和支持。限于我的水平，设计中难免有一些缺乏之处，恳请教师批评指正。附录：物性图表表1乙酸乙酯与乙酸丁酯的根底物性分子量(kg/kmol)沸点(℃)汽化潜热(kJ/mol)乙酸乙酯88.1177.0632.23乙酸丁酯116.16126.1136.79表2常压下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡数据温度(℃)液相中乙酸乙酯的摩尔分率气相中乙酸乙酯的摩尔分率温度(℃)液相中乙酸乙酯的摩尔分率气相中乙酸乙酯的摩尔分率126.00091.70.530.84120.60.050.1989.70.580.87115.90.110.3487.80.630.89111.70.160.4586.00.680.91107.90.210.5484.30.740.93104.60.260.6282.80.790.95101.50.320.6881.30.840.9698.70.370.7379.80.890.9896.20.420.7778.50.950.9993.90.470.8177.211图1组分液体比热图2组分气体比热图3组分液体密度图4组分气体密度图5组分液体黏度图6组分气体黏度图7组分液体的导热系数图8组分气体的导热系[1]带控制点生产工艺流程图[2]板式精馏塔的总装置图[3]塔板图参考文献[1]敏恒等?化工原理?第二版化.学工业.1999[2]谭天恩,麦本熙,丁惠华?化工原理(上、下册)?第二版.：化学工业,1998[3]玉英?化工原理例题与习题?第三版.：化学工业,1998[4]贾绍义,柴诚敬主编?化工原理课程设计?XX:XX大学,2002[5]功样,兰英,英德主编?常用化工单元设备设计?:华南理工大学,2003[6]涂伟萍,佩珍,程达芬主编.?化工工程及设备设计?：化学工业,2000[7]钱颂文主编?换热器设计手册?：化学工业,2002[8]?化工过程及设备设计?.：华南工学院，1986[9]?化工设计手册?编辑委员会.化学工程手册，第1篇化工根底数据；第8篇传热设备及工业生产.：化学工业，1986[10]阮奇，叶长，黄诗煌?化工原理优化设计与解题指南?：化学工业，2001[11]玉英?化工原理〔上、下册〕?修订版.XX：XX科学技术,2009[12]熊洁羽?化工制图?.：化学工业,2007.1