1、濱州學院課程設計說明書 化工原理課程設計 題 目乙酸乙酯-乙酸丁酯分離板式精餾塔的設計系 （院）化學與化工系專 業化學工程與工藝班 級2009級1班學生姓名毋瑞仙學 號2009010825指導教師賈冬梅職 稱副教授二一一年 十二 月 十 日課程設計任務書一、課題名稱乙酸乙酯乙酸丁酯分離板式精餾塔設計二、課題條件（原始數據）原 料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液 處理量：5萬t/a原料組成：23%（乙酸乙酯的質量分率）料液初溫： 25操作壓力、回流比、單板壓降：自選進料狀態：冷液體進料塔頂產品濃度： 98%（質量分率）塔底釜殘液乙酸丁酯回收率為96%（質量分率）塔 頂：全凝器塔 釜：飽和蒸汽間接加熱塔板

2、形式：篩板生產時間：300天/年，每天24h運行冷卻水溫度：20設備形式：篩板塔廠 址：濱州市三、設計內容（包括設計、計算、論述、實驗、應繪圖紙等根據目錄列出大標題即可）1 、設計方案的選定2、精餾塔的物料衡算3、塔板數的確定4、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算（加熱物料進出口溫度、密度、粘度、比熱、導熱系數）5、精餾塔塔體工藝尺寸的計算6、塔板主要工藝尺寸的計算7、塔板的流體力學驗算8、塔板負荷性能圖（精餾段）9、換熱器設計10、餾塔接管尺寸計算11、制生產工藝流程圖（帶控制點、機繪，A2圖紙）12、繪制板式精餾塔的總裝置圖（包括部分構件）（手繪，A1圖紙）13、撰寫課程設計說明書一份（

3、設計說明書的基本內容：課程設計任務書；課程設計成績評定表；中英文摘要；目錄；設計計算與說明；設計結果匯總；小結；參考文獻） 14、 有關物性數據可查相關手冊15、 注意事項l 寫出詳細計算步驟，并注明選用數據的來源l 每項設計結束后列出計算結果明細表l 設計最終需裝訂成冊上交四、進度計劃（列出完成項目設計內容、繪圖等具體起始日期）1.設計動員，下達設計任務書 0.5天2.收集資料，閱讀教材，擬定設計進度 1-2天3.初步確定設計方案及設計計算內容 5-6天4.繪制總裝置圖 2-3天5.整理設計資料，撰寫設計說明書 2天6.設計小結及答辯 1天1濱州學院課程設計說明書目 錄摘要1第一章 概述11

4、.1精餾操作對塔設備的要求11.2板式塔類型1第二章 設計方案的確定22.1操作條件的確定22.2確定設計方案的原則4第三章塔的工藝尺寸得計算53.1精餾塔的物料衡算53.1.1摩爾分率53.1.2平均摩爾質量53.1.3 物料衡算53.1.4 回收率53.2塔板數的確定63.2.1理論板層數N的求取63.3 精餾塔有關物性數據的計算83.3.1 操作壓力計算83.3.2 操作溫度計算93.3.3 平均摩爾質量計算93.3.4 平均密度計算103.3.5 液體平均表面張力計算103.3.6 液體平均黏度計算113.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計113.4.1 塔徑的計算113.4.2 精餾塔有效

5、高度的計算113.5 塔板主要工藝尺寸的計算143.5.1 溢流裝置計算143.5.2 塔板布置173.6 篩板的流體力學驗算193.6.1 塔板壓降203.6.2液面落差213.6.3 液沫夾帶223.6.4 漏液223.6.5 液泛233.7 塔板負荷性能圖233.7.1 漏液線233.7.2 液沫夾帶線233.7.3 液相負荷下限線243.7.4 液相負荷上限線253.7.5 液泛線26第四章 塔附屬設計294.1 塔附件設計294.2 筒體與封頭324.3 塔總體高度設計334.3.1 塔的頂部空間高度334.3.2 塔的底部空間高度334.3.3 塔體高度334.4 附屬設備設計33

6、4.4.1 冷凝器的選擇334.4.2 泵的選擇34設計小結35附錄36參考文獻43摘 要化工生產過程中所處理的原料，中間產物，粗產品幾乎都是由若干組分組成的混合物，而且其中大部分都是均相物質。生產中為了滿足存儲、運輸。加工和使用的要求，時常將這些混合物分離為較純凈的物質。精餾是分離液體混合物最常用的一種單元操作，在化工、煉油、石油化工等工業得到廣泛應用。精餾過程在能量驅動下，使氣、液兩相多次接觸和分離，利用各組分揮發度的不同，使揮發組分由液相向氣相轉移，實現原料混合物中各組分分離，該過程是同時進行傳熱傳質過程。本次設計任務為設計一定處理量的分離乙酸乙酯-乙酸丁酯混合物的精餾塔。板式精餾塔也是

7、很早出現的一種板式塔，20世紀50年代起對板式精餾塔進行了大量工業規模的研究，逐步掌握了篩板塔的性能，并形成了較完善的設計方法。與泡罩塔相比，板式精餾塔具有下列優點：生產能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且結構簡單，塔盤造價減少40%左右，安裝，維修都較容易。而在板式精餾塔中，篩板塔有結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右，處理能力大等優點，綜合考慮更符合本設計的要求。化工原理課程設計是培養我們化工設計能力的重要教學環節，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種

8、結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。本課程設計的主要內容是過程的物料衡算，工藝計算，結構設計和校核。關鍵詞：板式精餾塔 浮閥 計算 校核44第一章 概 述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。1.1精餾操作對塔設備的要求 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。但是，為了滿足工業生

9、產和需要，塔設備還得具備下列各種基本要求： （1）氣(汽)、液處理量大，即生產能力大時，仍不致發生大量的霧沫夾帶、攔液或液泛等破壞操作的現象。 （2）操作穩定，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定的操作并應保證長期連續操作所必須具有的可靠性。 （3）流體流動的阻力小，即流體流經塔設備的壓力降小，這將大大節省動力消耗，從而降低操作費用。對于減壓精餾操作，過大的壓力降還將使整個系統無法維持必要的真空度，最終破壞物系的操作。 （4） 結構簡單，材料耗用量小，制造和安裝容易。 （5）耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調節和檢修。 （6） 塔內的滯留量要小。實

10、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是互相矛盾的。不同的塔型各有某些獨特的優點，設計時應根據物系性質和具體要求，抓住主要矛盾，進行選型。1.2板式塔類型 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，填料塔的設計將在其他分冊中作詳細介紹，故本書將只介紹板式塔。 板式塔為逐級接觸型氣液傳質設備，其種類繁多，根據塔板上氣液接觸元件的不同，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。板式塔在工業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

11、生產的迅速發展，相繼出現了大批新型塔板，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、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛，因此，本章只討論篩板塔的設計。篩板塔也是傳質過程常用的塔設備，它的主要優點有： （1） 結構比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 （2）處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 （3） 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30左右。篩板塔的缺點是： （1）塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 （2） 操作彈

12、性較小(約23)。 （3）小孔篩板容易堵塞。第二章 設計方案的確定 本設計任務為乙醇水混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾流程。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。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。2.1操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計

13、的需要，對某些問題作些闡述。2.1.1操作壓力 蒸餾操作通常可在常壓、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當地提高操作壓力可以提高塔的處理能力。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。2.1.2 進

14、料狀態 進料狀態與塔板數、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯系。在實際的生產中進料狀態有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。2.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。若塔底產物近于純水，而且在濃度稀薄時溶液的相對揮發度較大(如酒精與水的混合液)，便可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱；在釜內只須安裝鼓泡管，不須安置龐大的傳熱面。這樣，可節省一些操作費用和設備費用。

15、然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發組分的濃度應較低，因而塔板數稍有增加。但對有些物系(如酒精與水的二元混合液)，當殘液的濃度稀薄時，溶液的相對揮發度很大，容易分離，故所增加的塔板數并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。值得提及的是，采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于本實驗溶液，一般采用0.40.7KPa（表壓）。2.1.4冷卻劑與出口溫度冷卻劑的選擇由塔頂蒸汽溫度決定。如果塔頂蒸汽溫度低，可選用冷凍鹽水或深井水作冷卻劑。如果能用常溫水作冷卻劑，是最經

16、濟的。水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設計者確定。冷卻水出口溫度取得高些，冷卻劑的消耗可以減少，但同時溫度差較小，傳熱面積將增加。冷卻水出口溫度的選擇由當地水資源確定，但一般不宜超過50，否則溶于水中的無機鹽將析出，生成水垢附著在換熱器的表面而影響傳熱。2.2確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優質、高產、安全、低消耗的原則。2.2.1滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規定的要求，而且質量要穩定，這就要求各流體流量和壓頭穩定，入塔料液的溫度和狀態穩定，從而需要采

17、取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。2.2.2滿足經濟上的要求要節省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當地利用塔頂、塔底的廢熱，就能節約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻

18、水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。 2.2.3保證安全生產例如酒精屬易燃物料，不能讓其蒸汽彌漫車間，也不能使用容易發生火花的設備。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。第三章 塔的工藝尺寸的計算3.1精餾塔的物料衡算摩爾分率、平均摩爾質量、物料衡算、回收率等的計算乙酸乙酯的摩爾質量：水的摩爾質量：原料液：

19、原料液進料流量 全塔物料衡算 輕組分 乙醇的回收率 水的回收率式中：F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜殘液流量，kmol/hXF原料液中易揮發組分的摩爾分數XD流出液中易揮發組分的摩爾分數XW釜殘液中易揮發組分的摩爾分數聯立解得餾出液流量 釜液流量 塔頂 塔底產品 所以有：塔頂 塔底產品 3.2塔板數的確定3.2.1理論板層數N的求取3.2.1.1 最小回流比及操作回流比計算當時，由t-x(y)相圖，可查得溶液的泡點溫度為T泡=103.3查得泡點溫度下乙酸乙酯的汽化熱32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化熱36.79 KJ/Kmol 所以平均溫度：T=(103.3+25

20、)/2=64.15原料液的比熱容： 所以q線方程為即：y=3.0272x-0.5727根據進料線方程確定最小回流比如下圖所示：由上圖可以看出q線與平衡線的切點坐標為（0.452/0.797）故取故精餾段操作線方程式中 R回流比提餾段操作線方程：故提餾段操作線方程：3.2.1.3 逐板法求塔板數：；q線方程和精餾段操作線方程交點求得： 則精餾段N=2提餾段： 則提餾段N=63.2.2實際板層數的求取 取全塔效率為0.48, 則有塊塊3.3 精餾塔有關物性數據的計算物性數據數據的查取和估算對于工藝設計計算非常重要，精餾塔設計中主要的物性數據包括：密度、粘度、比熱、汽化熱和表面張力。3.3.1 操作

21、壓力計算（影響氣相密度，進而影響Vs、D、塔板結構參數）取塔頂表壓為0Kpa。塔頂操作壓力 每層塔板壓降 ，一般0.4-0.7kPa，浮閥塔板的壓降為0.2650.53kPa，篩板的小于浮閥塔板，泡罩的大于浮閥塔板。進料板壓力 塔底操作壓力 精餾段平均壓力 提餾段平均壓力 3.3.2 操作溫度計算利用表3-1中數據由拉格朗日插值可求得、。進料口： , =103.4375塔頂：， =79.45塔釜：， =125.13精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 3.3.3 平均摩爾質量計算3.3.3.1 精餾段的平均摩爾質量精餾段平均溫度=91.44液相組成： 氣相組成：所以 kg/kmol kg/kmol3

22、.3.3.2 提餾段平均摩爾質量提餾段平均溫度=114.28液相組成：氣相組成：所以 kg/kmol kg/kmol3.3.4 平均密度計算精餾段平均溫度=91.44 =810kg/ =807kg/同理 =114.28 =785 kg/ =980kg/在精餾段，液相密度：氣相密度：= kg/同理在提餾段，液相密度 氣相密度=3.57 kg/3.3.5 液體平均表面張力計算表3-2乙酸乙酯和乙酸丁酯不同溫度下的表面張力溫度/02075乙酸乙酯表面張力/26.523.917.4 溫度/520100乙酸丁酯面張力/24.723.314.93.3.5.1 精餾段液體平均表面張力精餾段平均溫度=91.4

23、4乙酸乙酯表面張力：乙酸丁酯表面張力：精餾段液體的平均表面張力：3.3.5.2 提餾段精餾段液體平均表面張力提餾段平均溫度=114.28同理：乙酸乙酯表面張力：乙酸丁酯表面張力：提餾段液體平均表面張力：3.3.6 液體平均黏度計算精餾段平均溫度=91.44 查液體黏度共線圖得： 提餾段平均溫度=114.28 查液體黏度共線圖得： 精餾段黏度： 提餾段黏度：3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸設計3.4.1 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為式中 V精餾段氣相流量，kmol/h L精餾段液相流量，kmol/hMV1、ML1分別為精餾段氣、液相平均摩爾質量，kg/kmol、分別為精餾段氣、液相平均密度，

24、kg/m3同理，提餾段的氣、液相體積流率為 ，由極限空塔氣速計算式： 式中 、分別為氣、液相平均密度，kg/m3C由式 計算式中 C20物系表面張力為20mN/m的負荷系數 m操作物系的液體平均表面張力，mN/m C操作物系的負荷系數其中的 由史密斯關聯圖（姚玉英化工原理（下）P158頁圖3-7史密斯關聯圖），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 史密斯關聯圖 查取圖的橫坐標為 式中 Vh、Lh分別為塔內氣、液兩相的體積流量，m3/h 、分別為精

25、餾段氣、液相平均密度，kg/m3同理，提餾段的為 取板間距 ，板上液層高度 ，則同上，同理，提餾段的板間距取 ，板上液層高度 。同理，提餾段的為 選取泛點率：一般液體，易起泡液體，。取安全系數0.6，則空塔氣速為 同理，提餾段為 按標準塔徑圓整后為塔截面積為式中 D塔徑，m Vs塔內氣體流量，m3/s u空塔氣速，即按空塔截面積計算的氣體線速度，m/s 實際空塔氣速同理，提餾段的為 3.4.2 精餾塔有效高度的計算 板間距選擇： 塔板間距與塔徑的關系塔 徑/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距/HT，mm200300250350300450350600400

26、600化工生產中常用板間距為：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在決定板間距時還應考慮安裝、檢修的需要。例如在塔體人孔處，應留有足夠的工作空間，其值不應小于600mm。 精餾段有效高度為提餾段有效高度為在進料板上方開一人孔，其高度為0.6m ，故精餾塔的有效高度為3.5 塔板主要工藝尺寸的計算3.5.1 溢流裝置計算溢流裝置包括溢流堰和降液管。降液管形式和底隙降液管：弓形、圓形。小塔用圓形，一般采用弓形降液管。 塔板溢流形式有：U型流、單溢流、雙溢流和階梯流。表 溢流形式選擇塔 徑小塔、液體流量小塔徑小于2.2m塔徑大于2m塔徑很大、液體流量很

27、大溢流形式U型流單溢流雙溢流階梯流因塔徑 D=0.6m ，可選用單溢流弓形降液管。各項計算如下：3.5.1.1 堰長堰長由液相負荷和溢流形式決定。對單溢流，一般取lw=0.6-0.8D，對雙溢流，一般取lw=0.5-0.6D。取同理，提餾段的為3.5.1.2溢流堰高度由式中 堰高，m 板上液層高度，m 堰上液層高度，m溢流堰板的形狀由決定，>0.6選平直堰；<0.6選齒形堰選用平直堰，堰上液層高度：，近似取E=1（一般情況取1，可借用博爾斯對泡罩塔提出的液流收縮系數計算圖求取。）式中 lw堰長，m Lh塔內液體流量，m3/hE液流收縮系數，若how小于6mm,采用齒形堰，當溢流層不

28、超過齒頂時；當溢流層超過齒頂時用試差法。則同理，提餾段的為取板上清液層高度故同理，提餾段的為3.5.1.3弓形降液管寬度和截面積降液管截面積：由Af/AT = 0.06- 0.12 確定；由由弓形降液管的參數圖（姚玉英化工原理（下）P163頁圖3-12弓形降液管的寬度與面積）查得，故同理，提餾段的為 ，為避免嚴重的氣泡夾帶，停留時間，其中。驗算液體在降液管中停留時間為：式中 Lh塔內液體流量，m3/h HT板間距，m Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 故降液管設計合理3.5.1.4 降液管底隙高度底隙 h0：通常在 30-40mm，若太低易于堵塞。，取式中 Lh塔內液體流量，m3/h

29、 lw堰長，m 液體通過降液管底隙時的流速，m/s。根據經驗，一般取=0.07 m/s 0.25 m/s則降液管底隙高度比溢流堰高度低0.006m。同理，提餾段的為 故降液管底隙高度設計合理。3.5.2 塔板布置3.5.2.1 塔板的分塊塔板類型按結構特點可分為整塊式或分塊式兩種。一般，塔徑從小于800mm時采用整塊式塔板；當塔徑在900mm以上時，采用分塊式塔板。因，故塔板采用分塊式。 溢流區區（受液區和降液區） Wd一般兩區面積相等。 鼓泡區 氣液傳質有效區入口安定區和出口安定區 Ws=50-100mm。邊緣區：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。WcWdWslWrx篩孔數的計算

30、:n每平方米鼓泡區的篩孔數。3.5.2.2邊緣區寬度確定取，3.5.2.3 開孔區面積計算開孔區面積：其中式中 邊緣區寬度，m 開孔區面積，m2 弓形降液管寬度，m 破沫區寬度，m同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 3.5.2.4 篩孔計算及其排列本利所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為同理，取提餾段的為 篩孔數目n為：個式中 開孔區面積，m2 t孔間距，m同理，提餾段的為 686個開孔率為同理，提餾段的為 氣體通過篩孔的氣速為同理，提餾段的為 3.6 篩板的流體力學驗算3.6.1 塔板壓降3.6.1.1 干板阻力計算干板阻力：式中 氣體通過篩

31、孔的氣速，m/s C0干篩孔的流量系數、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3由 ，查查干篩孔的流量系數圖得，干篩孔流量系數圖故 液柱同理，提餾段的為 液柱3.6.1.2 氣體通過液層的阻力計算氣體通過液層的阻力：式中 Vs塔內氣體流量，m3/s AT塔截面積，m2 Af弓形降液管截面積，m2同理，提餾段的為 ，查充氣系數關聯圖，得，提餾段的故 液柱式中 hL板上液層高度，m 充氣因數，無量綱。液相為水時，=0.5，為油時，=0.20.35，為碳氫化合物時，=0.40.5同理，提餾段的為 3.6.1.3 液體表面張力的阻力計算液體表面張力所產生的阻力：液柱式中 d0孔直徑，m m操作物系的液

32、體平均表面張力，mN/m同理，提餾段的為 液柱氣體通過每層塔板的液柱高度 可按下式計算，即液柱同理，提餾段的為 氣體通過每層塔板的壓降為（設計允許值）同理，提餾段的為 （設計允許值）3.6.2液面落差液面落差一般較小，可不計。當不可忽略時，對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.6.3 液沫夾帶霧沫夾帶量：式中 板上液層高度，m HT板間距，m m操作物系的液體平均表面張力，mN/m ua氣體通過篩孔時的速度，m/s故同理，提餾段的為 故在本設計中液沫夾帶量在允許范圍內。3.6.4 漏液對篩板塔，漏液點氣速： 式中 板上液層高度，mC0干篩孔的流量系數

33、、分別為精餾段氣、液相平均密度，kg/m3 與液體表面張力壓強降相當的液柱高度，m實際孔速同理，提餾段的為 ，穩定系數為同理，提餾段的為 故在本設計中無明顯漏液。3.6.5 液泛為防止塔內發生液泛，降液管內液層高 式中 HT板間距，m hw堰高，m 系數，是考慮到降液管內充氣及操作安全兩種因素的校正系數。易氣泡物系，不易起泡物系，一般物系，取。乙醇水物系屬于一般物系，取，則同理，提餾段的為 而 板上不設進口堰，可由式5-30計算，即液柱液柱同理，提餾段的為 液柱液柱故在本設計中不會發生液泛現象。3.7 塔板負荷性能圖3.7.1 漏液線由 得 同理，提餾段的為 在操作范圍內，任取幾個值，依上式計

34、算出值，計算結果列于表3-4。表3-4漏液線計算結果0.000090.00060.0010.00150.24030.24460.24710.24970.22230.22630.22850.2309由上表數據即可分別作出精餾段和提餾段的漏液線1。3.7.2 液沫夾帶線以 為限，求關系如下：由 同理，提餾段的為 同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 整理得 同理，提餾段的為 在操作范圍內，任取幾個 值，依上式計算出 值，計算結果列于表3-5。表3-5霧沫夾帶線計算結果0.000090.00060.0010.00150.49210.49180.49160.49140.47210.47140.471

35、00.4706由上表數據即分別可作出精餾段和提餾段的霧沫夾帶線2。3.7.3 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負荷標準。由式得取 E=1，則 同理，提餾段的為 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線3。3.7.4 液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間的下限：故同理，提餾段的為 據此可分別作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線4。 3.7.5 液泛線令 由 ；聯立得 忽略，將與，與，與的關系式代入上式，并整理得式中 將有關的數據代入，得同理，提餾段的為 故 同理，提餾段的為 在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出個值，計算結果列于表3-6。表3-6液泛線計算結果0

36、.000090.00060.0010.00151.8931.5581.3060.9571.7471.7101.2841.026由以上數據可分別作出精餾段和提餾段的液泛線5。根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖3-4、3-5所示。圖3-4精餾段塔板負荷性能圖圖3-5提留段塔板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：（1） 該篩板的氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限為漏液控制。（2） 在任務規定的氣液負荷下的操作點p,處在適宜操作區內的適宜位置。（3） 按照規定的液氣比，由上圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限=0.53，氣相負荷下限=0.23，所以：操作彈性= =2.3同理提餾段塔板的氣

37、相負荷上限=0.47，氣相負荷下限=0.195，操作彈性= =2.4所設計篩板的主要結果匯總于表3-7表3-7篩板塔設計計算結果項目精餾段數值提餾段數值平均溫度91.44114.28平均壓力103.075109.025氣相流量0.2610.262液相流量0.000430.00049塔的有效高度Z/m1.43.85實際塔板數512塔徑/m11板間距0.350.35溢流形式單溢流單溢流降液管形式弓型弓型堰長/m0.60.6堰高/m0.0940.0934板上液層高度/m0.10.1堰上液層高度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.01020.0117安定區寬度/m0.040.04邊緣區寬

38、度/m0.030.03開孔區面積0.3410.341篩孔直徑/m0.0080.008篩孔數目686686孔中心距/m0.0240.024開孔率/%10.0810.08空塔氣速0.3320.334篩孔氣速7.597.62穩定系數1.61.61單板壓降/Pa638.95593.39負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制液沫夾帶/（kg液/kg）0.020470.0242液相負荷上限0.0030240.003024液相負荷下限0.0004120.000412操作彈性2.32.4第四章 塔附屬設計4.1 塔附件設計4.1.1 進料管查表，25進料乙醇密度 ；查姚玉英化工原理（上）P1

39、8頁表1-1取7查姚玉英化工原理（上）P369頁附錄二十五選取進料管的規格為。4.1.2 回流管回流時，溫度，液相： 取 取回流管規格為。4.1.3塔頂蒸氣出料管塔頂的溫度為78.3，此時氣相組成：塔頂蒸氣密度蒸氣體積流量取取回流管規格為。4.1.4 釜液排出管釜底釜底溫度為125.13，液相組成：平均摩爾質量取取此管的規格為。4.1.5 法蘭由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，（查熊潔羽化工制圖P380頁附錄七）選用相應法蘭。進料管接管法蘭：PL500.25 HG 20593回流管接管法蘭：PL320.25 HG 20593塔頂蒸氣管法蘭：PL320.25 H

40、G 20593釜液排出管法蘭：PL450.25 HG 205934.2 筒體與封頭4.2.1 筒體壁厚選6mm，所用材質為。4.2.2 封頭封頭分為橢圓形封頭、碟形封頭等幾種，本設計采用橢圓形封頭，由公稱直徑DN=600mm ，查得曲面高度，直邊高度，內表面積 ，容積。選用封頭DN600*6，JB 1154-73。4.2.3 裙座 塔底采用裙座支撐，裙座的結構性能好，連接處產生的局部阻力小，所以它是塔設備的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內徑小于800mm，故裙座壁厚取6mm。基礎環內徑：基礎環外徑：圓整：，；基礎環厚度，考慮到腐蝕余量取18mm；考慮到再沸器，裙座高度取2

41、m，地角螺栓直徑取M30。4.2.4 人孔人孔，其安設是為了安裝、拆卸、清洗和檢修設備內部裝置。根據生產要求及塔設備裝置設置2個人孔，孔徑為500。4.3 塔總體高度設計4.3.1 塔的頂部空間高度 的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。4.3.2 塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時間取5min。4.3.3 塔體高度塔體總高4.4 附屬設備設計4.4.1 冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設計選用的總體傳熱系數一般范圍為2901160W/(m2.)本設計取K=500

42、 W/(m2.)出料液溫度：79.45（飽和氣）79.45（飽和液）冷卻水溫度：2030汽化潛熱： 逆流操作： ，平均摩爾質量：蒸汽流量：蒸汽的平均汽化熱：傳熱面積：因為兩流體溫差小于70，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號為G4001.622.3。查得有關參數（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）如下表3-8所示：表3-8冷凝器相關參數殼程/mm273管子尺寸/mm公稱壓強/MPa1.6管長/m4.5公稱面積/m211.1管子總數32管程數2管子排列方法三角形4.4.2 再沸器的選擇水蒸氣再沸器設計選用的總體傳熱系數一般范圍為200042

43、50W/(m2.)本設計取K=2000 W/(m2.)水蒸氣溫度：160（蒸汽）160（水）逆流操作：平均摩爾質量：蒸汽流量：蒸汽汽化熱：傳熱面積：由于塔底蒸汽壓強為500Kpa600 Kpa，故選用固定板式列管換熱器。（查姚玉英化工原理（上）P378頁附錄二十八）所選型號為G4001.619.7。查得有關參數如表3-9下：表3-9再沸器相關參數殼程/mm400管子尺寸/mm公稱壓強/MPa1.6管長/m3公稱面積/m222.3管子總數98管程數1管子排列方法三角形4.4.3 泵的選擇1.進料泵原料液流量進料液在25時乙醇的密度為=876kg/進料液的摩爾質量為所以 查姚玉英化工原理（上）P373頁附錄二十六選用型號為的單機單吸離心泵2回流泵同理 回流液流量 選用型號為 的單機單吸離心泵設計小結本次化工原理課程設計歷時兩周，是學習化工原理以來第一次獨立的設計。化工原理課程設計是培養我們化工設計能力的重要教學環節，通過課程設計使我們初步掌握化工設計的基礎知識、設計原則及方法；學會各種手冊的使用方法及物理性質、化學性質的查找方法和技巧；掌握各種結果的校核，能畫出工藝流程、塔板結構等圖形。在設計過程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產上的安全性、經濟合理性。在短短的兩周內，從開始的一頭霧水，到組內同學的相互商討，再查資料對整個工藝流程的計算，再到對材料的選取論證和后期的電子版編寫以