乙醇—丙醇连续筛板式精馏塔设计1.docVIP

吉林化工学院化工原理课程设计 1 吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目 乙醇乙醇- -丙醇连续筛板式精馏塔的设计丙醇连续筛板式精馏塔的设计 教教 学学 院院 化学与制药工程学院化学与制药工程学院 专业班级专业班级 生药生药 11011101 学生姓名学生姓名 李龙李龙 学生学号学生学号 1126012111260121 指导教师指导教师 计海锋计海锋 2013 年年 1212 月月 0707 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 2 化工原理课程设计任务书 一 设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 二 任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯（乙醇丙醇） ， 具体工艺参数如下： 原料加料量 F100kmol/h 进料组成 xF0.441 馏出液组成 xD0.941 釜液组成 xw0.031 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kPa 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点 回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高 4、辅助设备原型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 吉林化工学院化工原理课程设计 3 摘要： 目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏过程。筛板塔是较早出现的一种板式塔。具有下列优点：生产 能力大（20%40%） ，塔板效率高（10%15%） ，压力降低（30%50%） ，而且 结构简单，塔盘造价减少 40%左右，安装、维修都较容易，从而获得了广泛应 用。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算， 塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 关键词：乙醇关键词：乙醇丙醇丙醇 ；气液传质分离；气液传质分离 ；精馏；精馏 ； 筛板塔筛板塔 Abstract: At present, the gas-liquid separation for mass transfer equipment is mainly used for the separation of plate tower, two yuan of mixture, the continuous distillation process. Sieve plate tower is a tower of earlier. Has the following advantages: high production capacity (20%40%), tray efficiency is high(10%15%), pressure drop (30%50%), and has the advantages of simple structure, tray cost reduction of about 40%, installation, repair easier, thusobtained the widespread application. The process design of distillation columndesign and calculation, including the tower diameter, plate parts size calculation, plate layout, load performance diagram tray HydrodynamicsPerformance Check and draw tray. Keywords: ethanol propanol ；gas-liquid mass transfer separation ；distillationsieve； plate tower 目录 吉林化工学院化工原理课程设计 4 前言前言6 第一章第一章 流程的确定和说明流程的确定和说明.9 1.1 设计的思路和流程的说明9 第二章第二章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算10 2.1 精馏塔的物料衡算10 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数. .10 2.1.2 物料衡算原料处理量.10 2.2 回流比的确定10 2.3 塔板数的确定11 2.3.1 理论塔板数的计算.11 2.3.2 板效率的计算.13 2.3.3 实际板数的计算及全塔效率的计算.14 2.4 汽液负荷计算14 2.5 精馏塔工艺尺寸计算14 2.5.1 操作压力的计算.14 2.5.2 操作温度计算.15 2.5.3 平均摩尔质量的计算.15 2.5.4 平均密度计算.15 2.5.5 液体平均表面张力计算.17 2.5.6 液体平均黏度计算.17 2.5.7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.19 2.6 塔板流动性能校核24 2.6.1 塔板压降.24 2.6.2 液面落差.25 2.6.3 液沫夹带.25 2.6.4 漏液.26 2.6.5 液泛.26 2.7 塔板负荷性能图27 2.7.1 漏液线.27 2.7.2 液沫夹带线.28 2.7.3 液相负荷下限线.29 2.7.4 液相负荷上限线.29 2.7.5 液泛线.30 2.7.6 操作弹性计算.31 2.8 主要工艺接管尺寸的计算和选取32 2.8.1 进料管.32 2.8.2 回流管.32 2.8.3 釜液出口管.33 2.8.4 塔顶蒸汽管.33 2.8.5 塔底蒸汽管.33 2.8.6 人孔.34 2.8.7 裙座.34 2.8.8 塔总体高度的设计.34 吉林化工学院化工原理课程设计 5 3.9 热量衡算36 3.9.1 比热容及汽化潜热的计算.36 3.9.2 热量衡算.37 第四章第四章筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表.40 结束语结束语42 参考文献参考文献.43 附录 主要符号说明44 吉林化工学院化工原理课程设计 6 前言 1 1 精馏原理及其在工业生产中的应用精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此 可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。 精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤 为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的: 1)1)获得馏出液塔顶的产品； 2)2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等； 3 3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备 叫做精馏塔。 精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入 精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流， 最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热 和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分 汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝， 并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为 塔顶产品。 根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底 再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才 能实现整个操作。 2 2 精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹 性、结构、造价和工艺特性等）性、结构、造价和工艺特性等） （一）生产能力 板式塔与填料塔的液体流动和传质机理不同。板式塔的传质是通过上 升气体穿过板上的液层来实现，塔板的开孔率一般占板截面积的 7%-10%； 吉林化工学院化工原理课程设计 7 而填料塔的传质是通过上升气体和靠重力沿填料表面下降的液体接触实现。 填料塔内件的开孔率通常在 50%以上，而填料层的孔隙率则超过 90%，一般 液泛点较高，故单位塔截面积上填料塔的生产能力一般均高于板式塔。 板式塔与填料塔的比较 （二）分离效率 一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。工业上常用填料塔每米理 论级为 28 级。而常用的板式塔，每米理论板最多不超过 2 级。研究表明， 在压力小于 0.3Mpa 时，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压下，板 式塔的分离效率略优于填料塔。 （三）塔压降 填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。一般情况下，板式 塔每个理论级的压降为 0.41.1kPa，填料塔为 0.010.27kPa。通常，板式 塔的压降高于填料塔 5 倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗， 还可以使塔釜温度降低，有利于热敏物系的分离。 （四）操作弹性 一般来说，填料本身对气液负荷变化的适应性很大，故填料塔的操作 弹性取决于塔内件的设计，特别是液体分布器的设计，因而可根据实际需 求确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛、液沫夹 带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。 （五）结构、制造及造价等 一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便， 但填料塔的造价通常高于板式塔。 应予指出，填料塔的持液量小于板式塔。持液量大，可使塔的操作平稳， 不易引起产品的迅速变化，故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实 现侧线进料和出料，而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况不太合适。对 于比表面积较大的高性能填料，填料层容易堵塞，故填料塔不宜直接处理 有悬浮物或容易聚合的物料。 吉林化工学院化工原理课程设计 8 3 3 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型及本设计的选型 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业 应用以错流式塔板为主，常用的错流塔板主要有下列几种。 1 泡罩塔板 2 筛孔塔板 3 浮阀塔板 综合考虑，本设计中使用筛板塔。筛板塔的优点有：结构简单，制造 维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，板效率接近浮阀塔； 其缺点：稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性较大的， 脏的和带固体粒子的料液。 4 4 本设计所选塔的特性本设计所选塔的特性 （1） 结构简单，制造维修方便 （2） 生产能力较大 （3） 塔板压力降较低 （4） 塔板效率较高 （5） 合理设计的筛板塔可具有适当的操作弹性 （6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、黏性大的和带有固体粒子的 料液 吉林化工学院化工原理课程设计 9 第一章 流程的确定和说明 1.1 设计的思路和流程的说明 乙醇-丙醇混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物(q=1) 送入 精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品 冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用间接蒸汽再沸器供热,塔底产品冷却后,送 入贮罐(附流程图) 出料 苯蒸汽 回流 甲苯蒸汽 塔底出料 吉林化工学院化工原理课程设计 10 第二章 精馏塔的设计计算 2.12.1 精馏塔的物料衡算精馏塔的物料衡算 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 进料组成 xF=0.44+0.001(21-20)=0.441 塔顶产品组成 xD=0.94+0.001(21-20)=0.941 塔底产品组成 xW=0.03+0.001（21-20）=0.031 2.1.2 物料衡算原料处理量 加料量 F=100kmol/h 总物料衡算 F=D+W FxF=DxD+Wxw 乙醇物料衡算 1000.4410.941D0.031W 联立解得 D=45.055 kmol/h , W=54.945 kmol/h 2.22.2 回流比的确定回流比的确定 因为乙醇-丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安 托因方程和拉乌尔定律，采用试差法，通过 Excel 计算出： Ct B AP lg BpAp pp x 双组分理想溶液相对挥发度的计算： Bp Ap 式中：Po 纯组分液体的饱和蒸汽压，KPa； t温度， A,B,CAntoine 常数； x液相中易挥发组分的摩尔分数； p总压，KPa； poA , poB 溶液温度 t 时纯组分 A,B 的饱和蒸汽压，KPa； 相对挥发度。 因为本设计中为常压操作，所以总压： P=100KPa 乙醇和丙醇的 Antoine 常数：A,B,C,查液体蒸汽压的安托因常数表得： 吉林化工学院化工原理课程设计 11 乙醇： A=7.33827 B=1652.05 C=231.48 丙醇： A=6.74414 B=1375.14 C=193.0 采用试差法，先在 Excel 中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某 一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在 Excel 中假定一 t 值，代入 公式中计算出 pA , pB ,再将计算得到的 pA , pB 值 Ct B AP lg 代入公式中，计算出相应的 x 值，若计算得到的 x 值与所求的 BpAp pp x 混合液组成 x 值相同，则假定的 t 值正确，同时可得到相应的 值。 通过试差法计算得：x0.44186.87 F t x0.94178.802.134 D t x0.03196.072.030 W t 1/ 2()2.082 mDW 相平衡方程为 2.082 12.082 x y x 因为是泡点进料，即 q=1 所以0.441 eF xx 代入相平衡方程，得 0.622 e y min 0.941 0.622 1.762 0.6220.441 De ee xy R yx 取操作回流比为 min 1.542.71RR 2.32.3 塔板数的确定塔板数的确定 2.3.1 理论塔板数的计算 对于乙醇丙醇物系，我采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论 板数： 吉林化工学院化工原理课程设计 12 1 1 y0.7300.254(1) y1.3290.010(2) :(3) 12.082 1.082 nn nn nn n n x x yy x aayy 精馏段操作线方程： 提馏段操作线方程： 相平衡线方程 联立精馏段操作线方程和提馏段操作线方程，得 0.441 q x 0.576 q y 第一块板上升的蒸气组成 1 0.941 D yx 从第一块塔板下降的液体组成由式（3）求得： 1 0.885x 第二块板上升的气相组成用式（1）求得： 21 0.7300.2540.900yx 第二块板下降的液相组成 2 2 2 0.900 0.812 2.082 1.0822.082 1.082 0.885 y x y 用此法依次计算得: 3 0.847y 3 0.727x 4 0.784y 4 0.635x 5 0.718y 5 0.550x 6 0.656y 6 0.478x 7 0.603y 7 0.4220.441 q xx 因为5s 0. 00230 3600 提馏段 ， 19.235 fT h A H L 3600 3600 0. 109 0. 45 s5s 0. 00255 3600 故降液管设计合理。 降液管底隙高度 0 h 精馏段 取液体通过降液管底隙的流速， 0 0.10m/su 依下式计算降液管底隙高度 0 h s 0 0 0 L0.00230 0.0249m 0.924 0.10 0.04770.02490.0228m0.006m W W h l u hh 吉林化工学院化工原理课程设计 23 提馏段 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.22m su 则： s 0 0 L0.00255 0.0125m 0.924 0.22 W h l u 0 0.04690.01250.0344m0.006m W hh 故降液管底隙高度设计合理 选选凹形受液盘，深度 50 w hmm 4. 塔板布置 因 D=1400mm800mm,故塔板采用分块式： 表 2-1 塔径 mm8001200160014002000180024002200 塔板分块数 3456 因此,塔板分为 4 块. 边缘区宽度确定: 精馏段:取 0.065 ,0.035 ssc WWm Wm 提馏段:取 0.065 ,0.035 ssc WWm Wm 开孔区面积计算 开孔区面积 2 22 2arcsin 180 a rx Ax rx r 1.4 0.1930.0650.442 22 ds D xWWm 1.4 0.0350.665 22 c D rWm 2 222 3.14 0.6650.442 2 0.442 0.6650.442arcsin1.082 1800.665 a Am 筛孔计算及其排列 因为所处理的物系无腐蚀性,可选用碳钢板,取筛孔直径,mm3 0 5dmm 筛孔按正三角排列,取孔中心距： 0 33 515tdmm 精馏段: 筛孔数目为 0 22 1.1551.155 1.082 5569 0.015 A n t 个 开孔率为 22 0 0.005 0.9070.90710.1% 0.015 d t 吉林化工学院化工原理课程设计 24 精馏段 气体通过阀孔的气速为 0 0 1.312 12.01/ 0.101 1.082 s V um s A 提馏段 气体通过阀孔的气速为 0 0 1.2.09 10.06/ 0.101 1.082 s V um s A 2.62.6 塔板流动性能校核塔板流动性能校核 2.6.1 塔板压降 干板阻力计算 c h 2 0 0 0.051 V c L u h C 由, 0 5 1.67 3 d 0 0.772c 精馏段: 2 12.011.72 0.0510.0287 0.772739.95 c hm 液柱 提馏段: 2 11.062.07 0.0510.0296 0.772732.62 c hm 液柱 气体通过液层的阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力 L hh 1 精馏段: 1.312 0.917/ 1.5390.109 s a Tf V um s AA 11 22 0 0.917 1.721.203/ aV Fukgs m 吉林化工学院化工原理课程设计 25 充气系数关联图充气系数关联图 查图，得0.626 1 0.626 0.060.0376 Lwow hhhhm液柱 提馏段: 1.209 0.845/ 1.5390.109 s a Tf V um s AA 11 22 0 0.845 2.071.216/ aV Fukgs m 0.612 1 0.612 0.060.0367 Lwow hhhhm液柱 液体表面张力的阻力计算 h 精馏段: 3 0 44 18.44 10 0.0021 729.93 9.81 0.005 L L hm gd 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算 p h 1 0.02870.03760.00210.0684 pc hhhhm 液柱 气体通过每层塔板的压降为： 1000mm，故需设人孔。由于物料比较清洁，无需经常清洗，一般每隔 68 层塔板设一人孔，所以本设计开 4 个人孔，即 np=5。人孔直径一般取 450600mm，450mm 最常用，所以本设计采用的人孔直径为 450mm。设人孔出处 的塔板间距，故本设计中 Hp 取 700mm。人孔伸出塔体的筒长一般Hp600mm 为 200-250mm，本设计中选择人孔伸出筒长为 200mm. 2.8.7 裙座 塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径800mm,裙座厚取 16mm。 3 bi 3 bo bibo D1232mm D1632mm D1400mm D1800mm mmm 基础环内径 （1400+2 16）-0. 2 10 基础环外径 （1400+2 16）+0. 2 10 圆整 基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18，考虑再沸器，高地面3 。 2.8.8 塔总体高度的设计 1.精馏塔有效高度的计算 板式塔的有效高度为安装塔板部分的高度，可按下式计算，即： 1 TPTp HnHHHn 式中：H塔的有效高度，m； 吉林化工学院化工原理课程设计 35 n实际塔板数； 塔板间距，m； T H 设人孔处塔板间距，m; P H np 人孔数 由前面可知 n=33, =0.45,=0.7,np=4 T H P H 故：33 10.450.70.45415.4Hm 其中，精馏段塔板数为 12，开设人孔数为 2，故精馏段有效高度为： 12 10.450.70.4525.45Hm 其中，提馏段塔板数为 19，开设人孔数为 2，故精馏段有效高度为： 21 10.450.70.4529.5Hm 2.精馏塔总高的计算 板式塔塔高可按下式计算，即： 12BD HHHHHH 式中：塔高； H 塔的有效高度，m; H 塔底空间高度，m； B H 塔顶空间高度，m； D H 封头高度，m； 1 H 群座高度，m； 2 H 一般塔底空间要储存一定高度的液体，以便起到液封作用，防止气体从底部 方向流出。即液体在塔底应停留一定的时间，通常液面至最下层塔板之间要留 有 1-2m 的距离，且塔底气体入口管在最下一块塔板受液盘与塔底储液面之间， 其入口管中心线距上和下应各有一空间，该距离一般不小于相应的板间距。由 于，故本设计采用塔底液面至最下层塔板之间的距离为22 0.450.9m T H 1m。 故 =1000 BZ HH 式中：贮液高度，m。 Z H 前面计算得： 3 729.93 LWm kg m 吉林化工学院化工原理课程设计 36 故 3 m 54.945 57.63 =1.21 10 m/ 36003600 729.93 W S LW WM Ws 所以 3 10 601.21 1010 60 470 1.539 S Z T W Hmm A ，所以本设计选择=10004701470 B Hmm=1500 B Hmm 一般取塔顶空间高度以利气体中所含液滴的自由沉降和塔顶 =1.21.5m D H: 附属件的安装。故本设计中采用 =1.3m D H 塔顶封头 封头为椭圆形，蝶形封头等几种。 本设计采用椭圆形封头，由公称直径 1400，查得曲面高度，直 1 350hmm 边高度，壁厚。则封头高度 2 h25mm 3 h5mm 1123 hh350255380Hhmm 由前面可知： 2 3Hm 故：33 10.450.70.454 1.6 1.30.383=21.68mH 3.93.9 热量衡算热量衡算 3.9.1.比热容及汽化潜热的计算 1.塔顶蒸汽温度查液体比热容共线图得： 0 t78.80 D C 乙醇的比热容： 11 0 =138.030 kg D CmolK 丙醇的比热容： 11 0 =173.300 kg D CmolK p00 1138.030 0.941 173.3001 0.941140.365/ DDDDD CCxCxkJkmol K 2.进料温度 0 t86.87 F C 乙醇的比热容： 11 0 =143.88 kg F CmolK 丙醇的比热容： 11 0 =175.96 kg F CmolK pF00 1143.88 0.441 175.961 0.441161.813/ FFFF CCxCxkJkmol K 吉林化工学院化工原理课程设计 37 3.塔底温度 0 t96.07 W C 乙醇的比热容： 11 0 =150.19 kg W CmolK 丙醇的比热容： 11 0 =177.40 kg W CmolK pW00 1150.19 0.031 177.401 0.031176.556/ WWWW CCxCxkJkmol K 4.塔顶温度下的汽化潜热 0 t78.80 D C 00 r607.234/,638.267/kJ kg rkJ kg 00 1607.234 0.941 638.2671 0.941609.065/ DD rr xrxkJ kg 3.9.2 热量衡算 1.0时塔顶上升的热量 塔顶以 0为基准 V Q t167.154 140.365 78.80 167.15 609.065 46.716604285.99/ VPD DVD QVCVrMkJ h 2.回流液的热量,注此为泡点回流，据图查此时组成下的泡点温度 R Qtxy 0 79.00 R tC 此温度下， pR 137.508/CkJkmol K pR 122.099 137.508 79.001326337.554/ RR QLC tkJ h 3.塔顶流出液的热量因流出口与回流口组成相同，所以 D Q pD 140.605/CkJkmol K pD 45.055 140.365 78.80499194.712/ DD QDC tkJ h 4.进料的热量 F Q pF 100 161.813 86.871405669.531/ FF QFC tkJ h 5.塔底残液的热量 W Q pW 54.945 176.665 96.07931962.525/ WW QWCtkJ h 6.冷凝器消耗的热量 C Q 吉林化工学院化工原理课程设计 38 6604285.99 1326377.554499194.712=4778713.724k / CVRD QQQQ J h 7.再沸器提供热量 塔釜热损失为，则 B Q10%=0.1 B QQ 损 BFCWD QQQQQQ 损 再沸器的实际热负荷 0.9 4778713.724931962.525499194.712 140569.531 BCWDF QQQQQ 计算得;5338001.589k / B QJ h 8. 冷凝器的设计 取冷凝器传热系数 2 2302/() o KkJmhC 假如该地区平均水温25，升温15. 对于逆流: 12 1 2 78.802578.8040 45.89 78.8025 ln ln 78.8040 o m tt tC t t 4778713.724/ C QkJ h 冷凝器冷凝面积: 2 4778713.724 45.23 2302 45.89 C m Q Am K t 9.泵的选型 确定泵的流量和压头 以进料泵为例 已知 F F F FM100 50.50 V6.868m/s 735.30 F u1.6m/s 设料液面至加料孔为 10m，设 90标准弯头两个，180回弯头一个，球 心阀（全开）一个，则有关管件的局部阻力系数分别是：进口突然收缩， 1 0.5 90标准弯头，180回弯头，球心阀，则总局部 2 0.75 3 1.5 4 6.4 阻力系数 0.75 26.40.5 1.59.9 根据由，查有机液体的黏度共线图得： 3 F 736.00kg / mt89.95 f 吉林化工学院化工原理课程设计 39 sam412 . 0 P A sam616 . 0 P B smPa Lfm 544 . 0 雷诺准数4000,所以料液为 FFF e 3 F d u0.04041 1.6 736.0 R87475.76 0.544 10 湍流流动对于水利光滑管，当时， e R4000 0.250.252 e 0.3164R0.3164 87475.760.0184W / m . F p3.700pa表压 则 22 f f ul101.6 H0.01849.91.886m d20.040412 9.81 F g 两截面间列柏氏方程，求泵的扬程 3 f ef f p3.7 10 HZH101.88612.398m g736.0 9.81 流量 3 Vf qV7.449m / h 文献（4）所选进料泵的型号为：5032 125 s I 表 8-3 进料泵的性能参数 型号 IS50-32-200 流量 m3/h 8.5 扬程 m 22 机 2.2 功率 Kw 轴 0.96 转速 2900 效率 47% 泵壳许用压力 Kgf/cm3 32/46 结构单极 吉林化工学院化工原理课程设计 40 第四章第四章 筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 数值 序号项目单位 精馏段提馏段 1 平均温度 m t 82.8491.47 2 平均密度 Lm -3 kg m 739.95732.62 3 平均表面张力 Lm -1 mN m18.4418.21 4 平均粘度 Lm mPa 0.5130.495 5 气相流量Vs m3/s1.3121.209 6 液相流量 s L m3/s0.002300.00255 7实际塔板数N 块 1221 8 有效段高度Z m4.959 9 塔径D m1.41.4 10 板间距 T H m0.450.45 11 溢流形式单溢流单溢流 12 降液管形式弓形弓形 13 堰长 w W l m0.9240.924 14 堰高 w W h m0.04770.0469 15 板上液层高度 hL m0.060.06 16 堰上液层高度 how m0.01230.0131 17 降液管底隙高度 ho m0.02490.0125 18 安定区高度 WS m0.0650.065 19 边缘区高度 WC m0.0350.035 20 开孔区面积 Aa m 2 1.0821.082 吉林化工学院化工原理课程设计 41 21 筛孔直径 do m0.00500.0050 22 筛孔数目 n 55695569 23 孔中心距 t m0.0150.015 24 开孔率 %10.110.1 25 空塔气速u m/s0.9170.845 26 筛孔气速 uo m/s12.0111.06 27 稳定系数 K 1.6031.621 28 每层塔板压降 P Pa490620 29 负荷上限液泛控制 液泛控 制 30 负荷下限漏液控制 漏液控 制 31 液沫夹带 eV Kg 液/kg 气 0.01100.0086 32 气相负荷上限 m3/s0.01090.0109 33 气相负荷下限 m3/s0.0007880.000788 34 操作弹性 3.7204.673 吉林化工学院化工原理课程设计 42 结束语结束语 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套乙醇丙醇物系的 分离板式精馏塔设备。经过三周计算、优化终于设计出了一套较为完善的板式 精馏塔设备。其各项操作性能指标都能达到生产要求，且操作弹性大，生产能 力较强，达到了预期要求。 万事开头难，把设计题目中的操作条件转化为化工原理课本物料衡算相