化工原理課程設計---分離乙醇—正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設計

1、<p>　　《化工原理》課程設計報告</p><p>　　設計題目 分離乙醇-正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設計 </p><p>　　化工原理課程設計任務書</p><p><b>　　1.設計題目：</b></p><p>　　分離乙醇—正丙醇二元物系浮閥式精餾塔的設計</p>

2、<p>　　2.原始數(shù)據(jù)及條件：</p><p>　　進料：乙醇含量45%（質量分數(shù)，下同），其余為正丙醇</p><p>　　分離要求：塔頂乙醇含量99%；塔底乙醇含量0.01%</p><p>　　生產能力：年處理乙醇-正丙醇混合液25000噸，年開工7200小時</p><p>　　操作條件：間接蒸汽加熱；塔頂壓強1.03a

3、tm(絕壓)； 泡點進料； R=5 </p><p><b>　　3.設計任務：</b></p><p>　?。?） 完成該精餾塔的各工藝設計，包括設備設計及輔助設備選型。</p><p>　?。?） 畫出帶控制點的工藝流程圖、塔板版面布置圖、精餾塔設計條件圖。</p><p>　?。?） 寫出該精餾塔的設計說

4、明書，包括設計結果匯總和設計評價。</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　第一章 緒論 4</p><p>　　第二章 塔板的工藝設計

5、 5</p><p>　　2.1精餾塔全塔物料衡算 5</p><p>　　2.2有關物性數(shù)據(jù)的計算 5</p><p>　　2.3理論塔板數(shù)的計算

6、 12</p><p>　　2.4塔徑的初步計算 14</p><p>　　2.5溢流裝置 15</p><p>　　2.6塔板分布、浮

7、閥數(shù)目與排列 16</p><p>　　第三章 塔板的流體力學計算 18</p><p>　　3.1、氣相通過浮閥塔板的壓降 18</p><p>　　

8、3.2、淹塔 19</p><p>　　3.3、霧沫夾帶 20</p><p>　　3.4、塔板負荷性能圖

9、20</p><p>　　3.4.1物沫夾帶線 20 </p><p>　　3.4.2液泛線 21 </p><p>　　3.4.3相負荷上限

10、 21</p><p>　　3.4.4漏液線 22 </p><p>　　3.4.5 相負荷下限 22 </p><p&

11、gt;　　3.5 浮閥塔工藝設計計算結果 23 </p><p>　　第四章 塔附件的設計 25</p><p><b>　　4.1接管25</b></p>&

12、lt;p>　　4.2筒體與封頭27</p><p><b>　　4.3除沫器27</b></p><p><b>　　4.4裙座27</b></p><p><b>　　4.5人孔27</b></p><p>　　第五章 塔總體高度的設計28</p>

13、<p>　　5.1塔的頂部空間高度28</p><p>　　5.2塔的頂部空間高度28</p><p>　　5.3塔總體高度28</p><p>　　第六章 附屬設備的計算28</p><p>　　6.1冷凝器的選擇28</p><p>　　6.2再沸器的選擇30</p>&l

14、t;p><b>　　主要符號說明32</b></p><p><b>　　結論34</b></p><p><b>　　參考文獻34</b></p><p><b>　　感想35</b></p><p><b>　　第一章 緒論&

15、lt;/b></p><p>　　精餾的基本原理是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理來實現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產中已經(jīng)廣泛地應用于物系的分離、提純、制備等領域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,本次課程設計是浮閥塔。</p><p>　

16、　精餾過程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相和氣相回流，為精餾過程提供了傳質的必要條件。提供高純度的回流，使在相同理論板的條件下，為精餾實現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質推動力。所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產品，而在塔底獲得高純度的重組分產品。精餾廣泛應用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產中,是液體混合物分離中首選分離方法。</p><p>　　本次課

17、程設計是分離乙醇—正丙醇二元物系。在此我選用連續(xù)精餾浮閥塔。具有以下特點：</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15％左右。</p><p&

18、gt;　　(4) 壓強小，在常壓塔中每塊板的壓強降一般為400～660N/m2。</p><p>　　(5) 液面梯度小。 </p><p>　　(6) 使用周期長。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) 結構簡單，安裝容易，制造費為泡罩塔板的60～80％,為篩板塔的120～130％。</p><p>　　

19、本次設計針對二元物系的精餾問題進行分析、計算、核算、繪圖，是較完整的精餾設計過程。精餾設計包括設計方案的選取，主要設備的工藝設計計算——物料衡算、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、工藝流程圖的制作、主要設備的工藝條件圖等內容。通過對精餾塔的運算，可以得出精餾塔的各種設計如塔的工藝流程、生產操作條件、物性參數(shù)及接管尺寸是合理的，以保證精餾過程的順利進行并使效率盡可能的提高。</p><

20、p>　　本次設計結果為：理論板數(shù)為25塊，塔效率為48.0%，精餾段實際板數(shù)為17塊，提餾段實際板數(shù)為33塊，實際板數(shù)50塊。進料位置為第19塊板，在板式塔主要工藝尺寸的設計計算中得出塔徑為1.4米，設置了五個人孔，塔高28.425米，通過浮閥板的流體力學驗算，證明各指標數(shù)據(jù)均符合標準。</p><p>　　關鍵詞：浮閥精餾塔、物料衡算、流體力學檢驗</p><p>　　第二章 塔

21、板的工藝設計</p><p>　　2.1精餾塔全塔物料衡算</p><p>　　F:進料量(Kmol/s) XF:原料組成</p><p>　　D:塔頂產品流量(Kmol/s)XD:塔頂組成</p><p>　　W:塔底殘液流量(Kmol/s)XW:塔底組成</p><p>　　原料乙醇組成: XF

22、= =51.63%</p><p>　　塔頂組成: XD==99.23%</p><p>　　塔底組成: XW==0.013%</p><p>　　進料量: F=25千噸/年==0.0183 Kmol/s</p><p>　　物料衡算式:F=D+W </p><p>　　F XF=D XD+W XW</p>

23、<p>　　聯(lián)立代入求解:D=0.0095Kmol/s W=0.0088 Kmol/s</p><p>　　2.2精餾段和提餾段的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算</p><p>　　2.2.1 溫度及平均相對揮發(fā)度α的計算</p><p>　　因為乙醇-正丙醇可視為理想物系，故塔的平均相對揮發(fā)度的確定可運用安托因方程和拉烏爾定律，采用試差法，通過Exc

24、el計算出:</p><p><b>　?。?.1）</b></p><p><b>　?。?.2）</b></p><p>　　雙組分理想溶液相對揮發(fā)的計算[5]: </p><p><b>　　（2.3）</b></p>

25、<p>　　式中：p°—純組分液體的飽和蒸汽壓，kPa；</p><p><b>　　t—溫度，℃；</b></p><p>　　A、B、C—Antoine常數(shù)。由表[5]查得；</p><p>　　x—液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)；</p><p><b>　　p—總壓，kPa；<

26、/b></p><p>　　pA°、pB°—溶液溫度t時純組分A、B的飽和蒸汽壓，kPa；</p><p><b>　　α—相對揮發(fā)度。</b></p><p>　　因為本設計中為常壓操作，所以總壓：p=104.36 kPa</p><p>　　乙醇和正丙醇的Antoine常數(shù)：A、B、C查液體

27、蒸汽壓的安托因常數(shù)表[5]得：</p><p>　　乙醇： A=7.33827 B=1652.05 C=231.48</p><p>　　正丙醇：A=6.74414 B=1375.14 C=193.0</p><p>　　采用試差法，先在Excel中設計好相應表格，表格設計思路為：要計算某一組成下混合液的泡點溫度以及相對揮發(fā)度，則在Excel中

28、假定一t值，代入公式2.1中計算出pA°、pB°，再將計算得到pA°、pB°值代入公式2.2中，計算出相應的x值，若計算得到的x值與所求的混合液組成x值相同，則假定的t值正確，同時可得到相應的α值。</p><p>　　計算結果見表2.1.1。</p><p>　　表2.1.1 塔頂產品、塔底產品、進料液的泡點溫度以及相對揮發(fā)度</p>

29、<p>　　(1)精餾段平均溫度:===82.88℃</p><p>　　(2)提留段平均溫度:===92.29℃</p><p><b>　　2.2.2密度</b></p><p>　　已知:混合液密度:（為質量分數(shù)）</p><p><b>　　混合氣密度:</b></p>

30、;<p>　　塔頂溫度: =79.17℃</p><p>　　氣相組成: </p><p>　　進料溫度: =86.59℃</p><p>　　氣相組成： </p><p>　　塔底組成: =97.99℃</p><p>　　氣相組成: </p><p>

31、;<b>　　(1)精餾段</b></p><p><b>　　液相組成: </b></p><p><b>　　氣相組成: </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p><b>　　(2)提餾段</b&

32、gt;</p><p><b>　　液相組成： </b></p><p><b>　　氣相組成: </b></p><p><b>　　所以 </b></p><p>　　表2.2.2 醇類密度表</p><p>　　由不同溫度下乙醇和

33、丙醇的密度,內差法求tF tD tW下的乙醇和丙醇的密度</p><p><b>　　所以</b></p><p>　　2.2.3 混合液體平均表面張力</p><p>　　根據(jù)內差法求的表面張力</p><p>　　表2.2.3 醇類液體表面張力 mN/m</p><p&g

34、t;　　塔頂液相平均表面張力的計算:</p><p>　　進料板液相平均表面張力的計算:</p><p>　　塔底液相平均表面張力的計算:</p><p>　　(1)精餾段的平均表面張力： </p><p>　　(2)提餾段的平均表面張力：</p><p>　　2.2.4 混合物的粘度</p><

35、p>　　表2.2.4 醇類液體粘度 </p><p>　　根據(jù)內差法求不同溫度下的粘度</p><p>　　B 查表，得, </p><p><b>　　查表，得, </b></p><p><b>　　(1)精餾段粘度：</b></p>

36、<p><b>　　提留段粘度: </b></p><p>　　2.2.5 相對揮發(fā)度</p><p>　　(1)精餾段的平均相對揮發(fā)度: </p><p>　　(2)提留段的平均相對揮發(fā)度: </p><p>　　2.2.6 氣液相體積流量計算</p><p><b>　　

37、kmol/s</b></p><p><b>　　精餾段 </b></p><p><b>　　kmol/s</b></p><p><b>　　kmol/s</b></p><p>　　已知： kg/kmol kg/kmol</p><p

38、><b>　　質量流量： </b></p><p><b>　　體積流量： </b></p><p>　　提餾段 飽和液體進料q=1</p><p>　　已知： kg/kmol kg/kmol</p><p><b>　　質量流量： </b></p>

39、<p><b>　　體積流量： </b></p><p>　　2.3理論塔板數(shù)的計算</p><p><b>　　取操作回流比R=5</b></p><p>　　精餾段操作線方程為y=</p><p><b>　　精餾段氣液平衡方程</b></p>

40、<p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p><b>　　提餾段氣液平衡方程</b></p><p>　　采用逐板計算法，運用Excel快捷、準確地計算出理論塔板數(shù)。其Excel表格設計原理如下：</p><p>　　精餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和精餾操作線方程）：</p&g

41、t;<p>　　相平衡 操作線 相平衡 操作線</p><p>　　xD=y1 x1 y2 x2 y3 … xn</p><p>　　計算到xn< xF則第n塊板即為進料板。</p><p>　　提餾段理論塔板數(shù)的計算（交替使用相平衡方程和提餾操

42、作線方程）：</p><p>　　相平衡 操作線 相平衡 操作線</p><p>　　xn yn xn+1 … xN</p><p>　　計算到xN< xW則理論塔板數(shù)為N塊。</p><p>　　由Excel計算結果見表2.3：</p><p&g

43、t;　　表2.3逐板法計算理論塔板數(shù)結果</p><p>　　采用逐板計算法求得理論板層數(shù)NT=25（包括再沸器）,加料板為第9塊理論板，</p><p>　　其中精餾段有8塊，提留段有17塊。</p><p>　?。?）精餾段 已知</p><p><b>　　所以</b></p><p>　

44、?。?）提餾段 已知 </p><p><b>　　所以</b></p><p>　　全塔所需實際塔板數(shù)：</p><p><b>　　全塔效率：</b></p><p>　　加料板位置在第19塊。</p><p>　　2.4 塔徑的初步計算</p>&l

45、t;p><b>　　（1）精餾段</b></p><p>　　由u=(安全系數(shù))* ,安全系數(shù)=0.6-0.8， </p><p><b>　　橫坐標數(shù)值：</b></p><p>　　取板間距：Ht=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m</p><p>　　查圖可知

46、C20=0.082 , </p><p>　　圓整： ，橫截面積： </p><p><b>　　空塔氣速： </b></p><p><b>　?。?）提餾段</b></p><p><b>　　橫坐標數(shù)值：</b></p><p>　　取板間距：Ht

47、=0.45m , hL=0.07m .則Ht- hL=0.38m</p><p>　　查圖可知C20=0.082 , </p><p>　　圓整： ，橫截面積： </p><p><b>　　空塔氣速： </b></p><p><b>　　2.5 溢流裝置</b></p><

48、p><b>　　2.5.1堰長 </b></p><p><b>　　取</b></p><p>　　溢流堰高度 選擇平直堰</p><p><b>　　堰上層高度</b></p><p><b>　　（1）精餾段 </b><

49、;/p><p><b>　　（2）提餾段 </b></p><p>　　2.5.2弓形降液管寬度和截面積</p><p><b>　　由 查得， </b></p><p><b>　　則，</b></p><p>　　驗算降液管內停留時間</p&g

50、t;<p><b>　　精餾段：</b></p><p><b>　　提留段：</b></p><p>　　停留時間>5s，故降液管可使用</p><p>　　2.5.3 降液管底隙高度</p><p><b>　?。?）精餾段</b></p>

51、<p>　　取降液管底隙的流速=0.13m/s </p><p><b>　　則，取</b></p><p><b>　　（2）提餾段</b></p><p>　　取′=0.13m/s 則=，取</p><p><b>　　故降液管設計合理</b></p&

52、gt;<p>　　2.6 塔板分布、浮閥數(shù)目與排列</p><p><b>　　2.6.1塔板分布</b></p><p>　　本設計塔徑D=1.4m 采用分塊式塔板，共4塊</p><p>　　2.6.2 浮閥數(shù)目與排列</p><p><b>　　(1)精餾段</b></

53、p><p>　　取閥孔動能因子F0=12. 則孔速</p><p>　　每層塔板上浮閥數(shù)目為</p><p>　　取邊緣區(qū)寬度 破沫區(qū)寬度</p><p>　　計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p><b>　　其中</b></p><p><b>　　所以&l

54、t;/b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個橫排的孔心距t=75mm</p><p><b>　　則排間距：</b></p><p>　　按t=75mm ,以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)154個</p><p>　　按N=154 重新核算孔速及閥孔動能因子</p>&l

55、t;p>　　閥孔動能因子變化不大，仍在9—13范圍內</p><p><b>　　塔板開孔率=</b></p><p><b>　　(2)提餾段</b></p><p>　　取閥孔動能因子F0=12. 則孔速</p><p>　　每層塔板上浮閥數(shù)目為</p><p>　

56、　按t=75mm ,估算排間距</p><p>　　取t=75mm , 以等腰三角形叉排方式作圖，排得閥數(shù)154</p><p>　　按N=154 重新核算孔速及閥孔動能因子</p><p>　　閥孔動能因子變化不大，仍在9—13范圍內</p><p><b>　　塔板開孔率=</b></p><

57、p>　　第三章 塔板的流體力學計算</p><p>　　3.1通過浮閥塔板的壓降</p><p>　　氣體通過塔板時，需克服塔板本身的干板阻力、板上充氣液層的阻力及液體表面張力造成的阻力，這些阻力即形成了塔板的壓降。氣體通過塔板的壓降△Pp可由 和計算</p><p>　　式中 hc——與氣體通過塔板的干板壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hl——與氣體通過板上

58、液層的壓降相當?shù)囊褐叨?，m液柱； hσ——與克服液體表面張力的壓降相當?shù)囊褐叨龋琺液柱。 </p><p><b>　　1. 精餾段</b></p><p><b>　　(1)干板阻力 </b></p><p>　　因u01>u0c1 故</p><p><b>　　

59、板上充氣液層阻力</b></p><p><b>　　取 則</b></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。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　2.提餾段</b></p>&

60、lt;p><b>　?。?）干板阻力 </b></p><p>　　因u02>u0c2 故</p><p>　?。?）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>　

61、　此阻力很小，可忽略不計。因此與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當?shù)囊褐叨葹?lt;/p><p><b>　　3.2淹塔</b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液高度</p><p><b>　　3.2.1精餾段</b></p><p>　　(1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐?/p>

62、度 </p><p>　　(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 </p><p>　　(3)板上液層高度 </p><p><b>　　則</b></p><p><b>　　取，已選定 </b></p><p><b>　　則</b></p

63、><p>　　可見所以符合防止淹塔的要求。 </p><p><b>　　3.2.2提餾段</b></p><p>　　(1)單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨?(2)液體通過液體降液管的壓頭損失 ⑶板上液層高度 </p><p>　　則取，已選定 則可見所以符合防止淹塔的要求。 </p>

64、<p><b>　　3.3霧沫夾帶</b></p><p><b>　　3.3.1精餾段</b></p><p><b>　　板上液體流經(jīng)長度：</b></p><p><b>　　板上液流面積：</b></p><p>　　取物性系數(shù)，泛點負荷

65、系數(shù)圖</p><p><b>　　泛點率=</b></p><p>　　對于小塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上計算可知，霧沫夾帶能夠滿足的要求。 </p><p><b>　　3.3.2提餾段</b></p><p>　　取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)圖</p>

66、<p><b>　　泛點率=</b></p><p>　　由計算可知，符合要求。</p><p>　　3.4塔板負荷性能圖</p><p>　　3.4.1物沫夾帶線</p><p>　　據(jù)此可作出負荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點率80%計算：</p><p><b>　?、啪s

67、段 </b></p><p><b>　　整理得： </b></p><p><b>　　即</b></p><p>　　由上式知物沫夾帶線為直線，則在操作范圍內任取兩個值算出</p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>

68、<b>　　0.7=</b></p><p><b>　　整理得： </b></p><p><b>　　即</b></p><p>　　在操作范圍內任取兩個值算出 </p><p><b>

69、　　3.4.2液泛線</b></p><p>　　由此確定液泛線，忽略式中</p><p><b>　　而⑴精餾段 </b></p><p><b>　　整理得：</b></p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>&

70、lt;b>　　整理得：</b></p><p>　　在操作范圍內任取若干個值，算出相應得值： </p><p>　　3.4.3液相負荷上限</p><p>　　液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于3~5s 液體降液管內停留時間 以作為液體在降液管內停留時間的下限，則</p><p><b>　　3.4

71、.4漏液線</b></p><p>　　對于F1型重閥，依作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則</p><p>　　(1) 精餾段 </p><p><b>　　(2)提餾段</b></p><p>　　3.4.5液相負荷上限</p><p>　　取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作

72、出液相負荷下限線，該線為與氣相流量無關的豎直線。 </p><p><b>　　取E=1.0 則</b></p><p>　　由以上1~5作出塔板負荷性能圖</p><p>　　由塔板負荷性能圖可看出：</p><p>　?。?）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點p（設計點）處在適宜的操作區(qū)內的適中位置；</p&g

73、t;<p>　?。?）塔板的氣相負荷上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由露液控制;</p><p>　　（3）按固定氣液比，由圖可查出塔板的氣相負荷上限，</p><p><b>　　氣相負荷下限。</b></p><p>　　所以：精餾段操作彈性= 提餾段操作彈性= </p><p>　　3.5浮

74、閥塔工藝設計計算結果</p><p>　　浮閥塔工藝設計計算結果</p><p>　　第四章 塔附件的設計</p><p><b>　　4.1接管</b></p><p>　　4.1.1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： 取 </p&g

75、t;<p><b>　　查標準系列選取</b></p><p><b>　　4.1.2回流管</b></p><p>　　采用直流回流管 取</p><p><b>　　查標準系列選取</b></p><p>　　4.1.3塔底出料管</p>&l

76、t;p><b>　　取 直管出料</b></p><p><b>　　查標準系列選取</b></p><p>　　4.1.4塔頂蒸汽出料管</p><p>　　直管出氣 取出口氣速</p><p><b>　　查標準系列選取</b></p><

77、;p>　　4.1.5塔底進氣管</p><p>　　采用直管 取氣速</p><p><b>　　查標準系列選取</b></p><p><b>　　4.1.6法蘭</b></p><p>　　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，選用相應法蘭。</

78、p><p>　　(1)進料管接管法蘭：</p><p>　　(2)回流管接管法蘭：</p><p>　　(3)塔釜出料管法蘭：</p><p>　　(4)塔頂蒸氣管法蘭：</p><p>　　(5)塔釜蒸氣進氣法蘭：</p><p><b>　　4.2筒體與封頭</b><

79、/p><p>　　4.2.1筒體 </p><p>　　由D=1400mm,焊縫系數(shù)取得</p><p>　　由于一般直徑超過400mm時，常采用鋼板卷制筒體，其公秤直徑是指筒體的內徑。查內壓圓筒體器壁厚表可知筒體壁厚度為6mm。</p><p><b>　　4.2.2封頭</b></p><p>

80、;　　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D=1400mm，查得曲面高度，直邊高度，內表面積，容積。選用封頭N1400×6,JB1205-80。</p><p><b>　　4.3除沫器</b></p><p>　　當空塔氣速較大，塔頂帶液現(xiàn)象嚴重，以及工藝過程中不許出塔氣速夾帶霧滴的情況下，設置除沫器，以減少液體夾帶損失，確

81、保氣體純度，保證后續(xù)設備的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器、絲網(wǎng)除沫器以及程流除沫器。本設計采用絲網(wǎng)除沫器，其具有比表面積大、重量輕、空隙大及使用方便等優(yōu)點。 </p><p><b>　　設計氣速選取：</b></p><p><b>　　系數(shù)</b></p><p><b>　　除沫器直徑：</b&

82、gt;</p><p>　　選取不銹鋼絲網(wǎng)除沫器，高度為0.4m，直徑為0.92m</p><p><b>　　4.4裙座</b></p><p>　　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。選取裙座壁厚為16mm。</p><p><

83、b>　　基礎環(huán)內徑：</b></p><p><b>　　基礎環(huán)外徑：</b></p><p>　　圓整：，；考慮到再沸器，所以本設計選擇裙座高度為3m。</p><p>　　由于塔不大，所以采用搭接形式將裙座圈焊在塔底封頭上?；A環(huán)將裙座圈傳來的載荷均勻地傳到基礎環(huán)地面上去。由裙座的名義直徑為1400mm（即為塔的內徑）查基

84、礎環(huán)尺寸表可查得基礎環(huán)外徑為1730mm，基礎環(huán)內徑為1200mm，螺栓的定位圓直徑為1600mm。由塔徑為1400mm查裙座的結構尺寸表可得：排氣管數(shù)量為4，排氣管公秤直徑為50，人孔數(shù)為2，直徑為450mm，引出管通道直徑為300mm，裙座壁厚為6mm，螺栓座筋板高為300mm，蓋板厚度為28mm，筋板厚度為8mm，基礎環(huán)厚度為21mm。</p><p><b>　　4.5人孔</b>&

85、lt;/p><p>　　人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難于達到要求，一般每隔10~20塊塔板才設一個人孔，本塔中共50塊板，需設置5個人孔，每個孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為600mm，裙座上應開2個人孔，直徑為450mm,人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，

86、一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。 </p><p>　　第五章 塔總體高度的設計</p><p>　　5.1塔的頂部空間高度</p><p>　　塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P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。 </p><p>　　5.2塔的底部空間高度 塔的底部空間高度

87、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。</p><p><b>　　5.3塔總體高度 </b></p><p>　　第六章 附屬設備的計算</p><p>　　6.1 冷凝器的選擇</p><p>　　有機物蒸汽冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為</p><p>

88、;　　500—1500℃)</p><p>　　本設計取K=700℃)=2930.76℃)</p><p>　　出料液溫度：79.17℃（飽和氣）—79.17℃（飽和液）</p><p>　　冷卻水溫度：25℃—35℃</p><p>　　逆流操作：△t1=54.17 ℃ △t2=44.17℃</p><p>&

89、lt;b>　　℃</b></p><p>　　6.1.1各股物流熱量的計算</p><p>　　以104.36kPa、tD=79.17℃的液態(tài)乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準態(tài)，則：</p><p>　　QL = QD = 0</p><p>　　查得乙醇與正丙醇在正常沸點下的汽化焓分別為：</p><p&g

90、t;　　乙醇：ΔVHmA（Tb）= 39.33 kJmol-1</p><p>　　正丙醇：ΔVHmB（Tb）= 41.25 kJmol-1</p><p>　　正常沸點分別為： Tb A = 351.7K Tb B = 370.6K</p><p>　　使用Watson公式計算乙醇和正丙醇在79.17℃的汽化焓：</p><p>

91、;　　式中 TC——臨界溫度。</p><p><b>　　查手冊得</b></p><p>　　Tc A = 516.2K Tc B = 536.7K</p><p><b>　　所以有：</b></p><p>　　ΔVHm A（79.17℃）=（kJmol-1）</p>

92、;<p>　　ΔVHm B（79.17℃）=（kJmol-1） </p><p>　　塔頂蒸汽由79.17℃的蒸汽冷凝至79.17℃的液體放出的熱的計算如下：</p><p><b>　?。╧Jh-1）</b></p><p>　　可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為：</p><p><b>　　（kJ

93、h-1）</b></p><p><b>　　傳熱面積</b></p><p>　　按單管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表</p><p><b>　　型號為</b></p><p>　　6.1.2冷卻水的用量</p><p>　　設冷卻水的流量為qm，則：&

94、lt;/p><p>　　取t1＝25℃ t2＝35℃</p><p>　　以進出口水溫的平均值為定性溫度：（℃）</p><p>　　查得水在30℃時的比熱容為： Cpm = 4.25（kJkg-1K-1）</p><p><b>　?。╧gh-1）</b></p><p>　　6.2再沸器QB的

95、選擇</p><p>　　選用120℃飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取K=2930.76℃)</p><p>　　料液溫度：97.99℃—97.99℃ 水蒸氣溫度：120℃—120℃</p><p><b>　　逆流操作： ℃</b></p><p>　　加熱器熱負荷及全塔熱量衡算</p><p>

96、;　　表6.2醇類在不同溫度下的比熱容</p><p><b>　　精餾段</b></p><p><b>　　乙醇</b></p><p><b>　　正丙醇</b></p><p><b>　　提餾段</b></p><p>&

97、lt;b>　　乙醇</b></p><p><b>　　正丙醇</b></p><p><b>　　塔頂流出液的比熱容</b></p><p><b>　　塔釜流出液的比熱容</b></p><p>　　為簡化計算，現(xiàn)以進料焓，即86.59℃時的焓值為基準&l

98、t;/p><p>　　對全塔進行熱量衡算; </p><p>　　塔釜熱損失為10%, 則 </p><p><b>　　加熱器實際熱負荷</b></p><p><b>　　換熱面積：</b></p><p><b>　　加熱蒸汽消耗量：</b></

99、p><p><b>　　查的</b></p><p>　　按雙管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表</p><p><b>　　型號為</b></p><p><b>　　主要符號說明</b></p><p><b>　　結 論</b&g

100、t;</p><p>　　1. 由于乙醇-正丙醇二元體系可視為理想體系，故本設計可以用Excel，采用試差法快速算出特定組成下的乙醇-正丙醇混合液體的泡點溫度及相對揮發(fā)度，較一般估算平均相對揮發(fā)度的方法更為簡便；采用逐板計算法快速計算出理論塔板數(shù)。</p><p>　　2. 采用空塔氣速確定塔徑。如用操作氣速確定塔徑結果會更為準確些（因為實際上氣體通過的僅是有效傳質區(qū)而并非整個塔的橫截面）

101、，但比較麻煩，而且兩種方法計算出來的塔徑結果相差不大（用空塔氣速計算出來的塔徑偏小）。由于計算得到的塔徑還需按標準塔徑圓整，所以用兩種方法所得到的塔徑大小一般是相同的。故本設計采用空塔氣速確定塔徑。</p><p>　　3. 本設計的設計條件中要求回流液溫度為塔頂蒸汽的露點，而實際上回流液的溫度為組成為的泡點溫度，所以在計算塔頂餾出液的溫度時本設計采用的是回流液的泡點溫度。在進行熱量衡算時，本設計考慮了塔頂蒸汽冷

102、凝時的顯熱（即由塔頂蒸汽由其露點溫度降溫至餾出液泡點溫度時放出的顯熱），但計算之后發(fā)現(xiàn)若不考慮此顯熱所計算出來的塔頂冷凝水的流量以及塔底再沸器加熱蒸汽的用量的結果與考慮顯熱計算出來的結果的誤差很小，故實際上可忽略不計。因此為計算方便，建議在進行熱量衡算時，若塔頂采用泡點回流可以將此顯熱忽略不計。</p><p><b>　　參考文獻</b></p><p>　　[1]

103、劉光啟,馬連湘,劉杰.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(有機卷).北京:化學工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[2]劉光啟,馬連湘,劉杰.化學化工物性數(shù)據(jù)手冊(無機卷).北京:化學工業(yè)出版社,2002</p><p>　　[3]賈紹義,柴誠敬.化工原理課程設計.天津:天津大學出版社,2002</p><p>　　[4]張受謙.化工手冊(上卷).濟南:山東科學技術出版社,

104、1986</p><p>　　[5]AutoCAD 2002培訓教程.北京:電子工業(yè)出版社,2003</p><p>　　[6]方利國,董新法.化工制圖Auto CAD實戰(zhàn)教程與開發(fā).北京:化學工業(yè)出版社,2004</p><p>　　[7]陳英蘭, 劉玉蘭. 常用化工單元設備的設計[M]. 上海：華東理工大學出版社, 2005 </p><p&

105、gt;<b>　　感想</b></p><p>　　工科大學生應具有較高的綜合能力，解決實際生產問題的能力，課程設計是一次讓我們接觸實際生產的良好機會，我們應充分利用這樣的時機認真去對待每一項任務，為將來打下一個穩(wěn)固的基礎。而先進的設計思想、科學的設計方法和優(yōu)秀的設計作品是我們所應堅持的設計方向和追求的目標。 </p><p>　　經(jīng)過

106、兩周的學習和研究，作為一個本科生，由于我個人經(jīng)驗的相對匱乏，難免有許多設計不周的地方，如果沒有導師的督促指導，以及同組同學們的共同努力，想要完成這個設計是很困難的。 在這里首先我要感謝我的指導老師們。他們陪我們一起做設計，有什么疑問幫我們解答。認真負責，給我們的設計帶來很多幫助。其次我要感謝和我同組做設計的同學，在設計過程中我們團結進取，勤奮工作，認真思考，克服了許多困難最終完成了設計。</p><p>　　計算

107、之前我在圖書館借了一些書，但是資料還是不夠，所以我就到超星圖書館下載有關精餾設計方面的書，和設計手冊。并在中國知網(wǎng)里面查閱了很多相關文獻。然后我將化工原理書以及化工原理課程設計書，以及借到的兩本書認認真真地研究了一遍。這對于我后來的計算過程有著非常重要的作用，掃清了前進道路上的很多障礙，讓接下來的計算得以比較順利地進行。尤其是認真研讀了化工原理這本書，讓我獲益匪淺。比如說根據(jù)化工原理書上介紹的用試差法求解組成一定，總壓一定時的雙組分理想

108、溶液的泡點溫度時，由于若用筆算必然很麻煩，但是用Excel,這大大方便了計算，且提高了準確度，此后又觀察到逐板計算法基本上是重復計算，很適合用Excel，因此又用Excel利用逐板計算法計算出理論塔板數(shù)。而且在將數(shù)據(jù)反映到圖表上更加簡單，準確。通過計算和插入圖表，讓我對Excel有了更深刻的了解，掌握了很多以前沒有認識的功能，讓我很有一種成就感。</p><p>　　以前有的時候會覺得時間很少，但是從沒有像做課程

109、設計時更讓人覺得時間在飛奔前進了。每天比上課時間還早的到達教室，開始一天的任務，對著電腦，一眨眼時間就過去了。在和同學一起討論，一起計算過程中，讓我加深了學習的知識，而且和大家一起合作有種充實感。雖然在計算過程中我也碰到了一些挫折，比如說沒有確定實際篩孔數(shù)目就將后面的流體力學驗算都算完了，結果要重新算，所幸的是只是中間的一些部分要變動。但是教會我們做事情要腳踏實地地走。在設計計算過程中，數(shù)據(jù)很多，一個數(shù)據(jù)的錯誤可能會導致設計過程中附件的

110、選擇或者其他設備的選擇有很大改變，在計算換熱面積時，由于單位的換算錯誤，是結果相差十倍，所以，在計算中要認真核實，在最后的審核中我們還發(fā)現(xiàn)很多失誤，幸好影響不大。在以后的設計中還是做什么事情中，我們都應該抱著認真的態(tài)度，弄清楚每個原理，踏踏實實走下去，這樣我們才真正弄懂了學問。</p><p>　　課程設計，有酸有甜，雖然過程是辛苦的，但是成就感和充實感也是極大的，在這過程中我收獲了很多。不僅讓我學會更熟練地運用