化药院课程设计说明书乙醇—水分离过程板式精馏塔设计.doc

此文档收集于网络，如有侵权，请联系网站删除课 程 设 计 说 明 书 武 汉 工 程 大 学 课程设计说明书 论文题目：乙醇水分离过程板式精馏塔设计学 号：1006160103 学生姓名：程泽安 同组者： 吴丹 专业班级：10级工催01班 指导教师：蔡宁老师 总评成绩： 2013年7月6日 武汉工程大学化工原理课程设计任务书专业 工业催化 班级 工催01班 学生姓名 程泽安 发题时间： 2013 年 6 月 17 日一、课题名称乙醇-水分离过程板式精馏塔设计 二、课题条件n 参考文献1. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，19942. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，19953. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,20024. 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，20055. 匡国柱,史启才.化工单元过程及设备课程设计. 北京:化学工业出版社,20026. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，19867. 阮奇,叶长 ,黄诗煌. 化工原理优化设计与解题指南. 北京:化学工业出版社,2001.98. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，19889. 邹兰，阎传智. 化工工艺工程设计. 成都：成都科技大学出版社,199810. 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学出版社,200311. 童景山, 李敬. 流体热物理性质的计算. 北京：清华大学出版社，198212. 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，200313. 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，200614. 朱有庭,曲文海，于浦义.化工设备设计手册（上、下册). 北京：化学工业出版社,200415. 刘雪暖, 汤景凝.化工原理课程设计. 北京：石油大学出版社，2001 三、设计任务 (含实验、分析、计算、绘图、论述等内容)1 全塔物料衡算。2 操作回流比和理论塔板数的确定。3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。4 估算塔径。5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。 塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9 塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。10 精馏塔各接管尺寸的确定。11 绘制精馏塔系统工艺流程图。12 绘制精馏塔装配图。13 编写设计说明书。14计算机要求：CAD绘图等。15 英语要求：撰写英文摘要。16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。 四、设计所需技术参数1. 设计条件在一常压操作的连续板式精馏塔(自选塔板类型)内分离乙醇-水混合物，间接蒸汽加热。生产能力和产品的质量要求见下表。处理量/t.a-1料液组成(质量分数)/%塔顶产品(质量分数)/%塔顶产品收率3.54591.50.99操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。工作日：每年300天，每天24小时。2. 设计所需基础数据物性数据：液相粘度、液相表面张力、汽液相密度、气体热容、汽化潜热等。相平衡数据：常压下乙醇-水二元物系的气液相平衡数据。五、设计说明书内容1 设计任务书2 目录(标出页码)3 前言4 设计方案论证5 按设计任务顺序说明6 设计结果汇总7 结语包括设计体会、收获、评述、建议、致谢等8 参考文献六、进度计划1 设计动员，下达设计任务书 0.5天2 搜集资料，阅读教材，拟订设计进度 0.5天3 设计计算 (包括电算) 4天4 绘图 2天5 整理设计资料，撰写设计说明书 2天6 设计小结及答辩 1天指导教师签名： 蔡宁 教研室主任签名： 徐志高 2013年 6 月 17 日 2013 年 6 月 17 日 化工与制药学院课程设计综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目指导教师评语指导教师签字：年 月 日答辩记录 答辩组员签字： 记录人： 年 月 日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项 目权重分值项 目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师签名： 学科部主任签名： 年 月 日 年 月 日 摘要在化工生产中，气体吸收过程是利用气体混合物中各组分在液体中溶解度或化学反应活性的差异，在气液两相接触时发生传质，实现气液混合物的分离。在化学工业中，经常需要将气体混合物中的各个组分加以分离，其目的是:回收或捕获混合物中的有用物质，以制造产品。除去工艺气体中的有害成分使气体净化，以便进一步加工处理，除去工业中排放到空气中的有害气体，以免污染大气。 实际过程往往兼有净化和回收的双重目的。 实际混合气体的分离，总是根据混合物中各组分间某种物理和化学性质的差异而进行的。根据不同性质上的差异，可以开发出不同的分离方法，吸收操作仅为其中之一，它利用混合物中各组分在液体中的溶解度不同或化学性质差异，在气液两相接触时发生传质，实现气液混合物的分离。一般说来完整的吸收过程包括吸收和解吸两部分。在化工生产过程中，原气的净化，气体产品的精制，治理有害气体，保护环境等方面都要用到气体吸收过程。填料塔作为其中的主要设备之一，越来越受到青睐。二氧化硫填料吸收塔以水为溶剂，经济合理，净化度高，污染小。除此之外，由于二氧化硫和水反应生成硫酸，具有很大的作用。此文档仅供学习与交流AbstractThe principles of chemical engineering course design is to cultivate students ability of important chemical design teaching, through the curriculum design that we try to grasp the basic knowledge of chemical engineering design, design principles and methods, To learn all kinds of manual operation and physical properties, chemical properties of searching methods and techniques, Grasp the results, can draw process, tower structure, etc. In the design process should not only consider the feasibility of the theory, consider the safety in production and economic rationality. Plate column is an early tower, since the 1950s to plate column on a large scale, industrial master sieve-plate tower, and formed a complete design method. Compared with the blister tower, has the following advantages: board distillation production capacity (20-40%) tower efficiency (10-50% plate) and simple structure, cost reduce 40% tray, installation, maintenance is easier. But in the plate column, sieve-plate tower structure than float valves is more simple, easy processing, the cost is about 60% of the tower of blister, float valves for about 80% of the advantages of large capacity and processing, considering the design conforms to the requirements. The main contents of this course design is the process of material, craft calculation, the structure design and check.Keywords: plate rectifying column; sieve-plate tower; design目录摘要6Abstract1第一章 概述41.1精馏操作对塔设备的要求41.2板式塔类型5第二章 设计方案的确定52.1操作条件的确定62.1.1操作温度62.1.2 进料状态62.1.3加热方式62.1.4冷却装置72.2确定设计方案的原则72.2.1满足工艺和操作的要求72.2.2满足经济上的要求82.2.3保证安全生产8第三章 塔的工艺尺寸得计算93.1精馏塔的物料衡算93.2塔板数的确定103.2.1相对挥发度103.2.2最小回流比及操作回流比的计算103.2.3逐板计算法求理论塔板数：123.3精馏塔有关物性数据的计算133.3.1操作温度计算133.3.2液体平均粘度和实际板数的计算143.3.3平均摩尔质量计算143.3.4平均密度计算153.3.5液体平均表面张力计算163.3.5.1 精馏段液体平均表面张力163.3.5.2 提馏段液体平均表面张力173.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计173.4.1塔径的计算173.4.2精馏塔有效高度的计算;193.5 塔板主要工艺尺寸的计算203.5.1溢流装置计算203.5.1.1 堰长203.5.1.2溢流堰高度203.5.1.3弓形降液管宽度和截面积203.5.1.4 降液管底隙高度213.5.1.5塔板的分块213.5.2 塔板布置223.5.2.1鼓泡区面积的计算223.5.2.2浮阀数目及排列223.5.2.3校核243.6 浮阀的流体力学验算253.6.1精馏段气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）253.6.2提馏段气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）253.6.3精馏段漏液验算263.6.4提馏段漏液验算263.6.5液泛验算263.6.6雾沫夹带验算273.7操作性能负荷图283.7.1雾沫夹带线283.7.2液泛线293.7.3液相负荷上限303.7.4漏液线303.7.5液相负荷下限线303.8浮阀塔设计计算结果表32第四章板式塔的结构344.1 塔体结构344.1.1塔高的确定344.1.2塔顶空间的确定344.1.3塔底空间的确定344.1.4塔顶封头354.1.5进料空间高度354.1.6人孔354.1.7支座364.1.8塔高364.2塔板结构的确定36第五章 塔的附属设备选型365.1 冷凝器的换热面积计算375.2预热器换热面积计算375.3离心泵选型38第六章 塔的主要接管尺寸的选取396.1塔顶蒸气管路406.2塔顶液相回流管路406.3进料管路416.4塔釜残液流出管路416.5塔顶馏出液管路426.6接口管路汇总表42第七章 设计方案讨论及总结43符号一览表43设计小结44参考文献45附录45 第一章 概述化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。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 精馏所进行的是气(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，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： （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)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行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） 结构简单，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） 塔内的滞留量要小。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，进行选型。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。 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。 第二章 设计方案的确定本设计任务为乙醇水混合物。对于二元混合物的分离，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内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，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操作条件的确定操作条件对操作有着重要的影响，若条件不当则会导致生产效果不理想，例如组分的分离顺序、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都岁生产有着重要的影响。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作温度 操作温度主要计算进料口温度、塔顶温度、塔釜温度，从而得到精馏段温度和提馏段温度。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较容易控制，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相同，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。若塔底产物近于纯水，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；在釜内只须安装鼓泡管，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相同的情况下，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，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。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，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。2.1.4冷却装置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，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：2.2.1满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，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范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。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高低，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保证安全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，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三章 塔的工艺尺寸得计算3.1精馏塔的物料衡算乙醇的摩尔质量 水的摩尔质量 原料液塔顶原料液平均摩尔质量：同理可得：塔顶进料流量馏出液流量釜液流量由水的回收率：3.2塔板数的确定3.2.1相对挥发度由相平衡方程式 根据乙醇水体系的相平衡数据可得： 因此可以求得：相对挥发度：3.2.2最小回流比及操作回流比的计算由作图可知 图3-1 乙醇-水的汽液平衡相图 操作费用核算表RXYNN(R+1)1.21140.0497874650.57147578716.0416876435.474588051.32160.0948914540.51861281914.0604609132.642766041.43170.1358720240.48565741113.03142131.688506461.54180.1733023840.45915998312.2949851431.251393231.6520.20765460.43622493611.7134479631.0640641.76210.2392382610.41580178711.2340356831.029529961.87220.2684005290.39730882310.8279628131.100074781.98230.2954095830.38040068710.4779027931.248249482.09250.3205173810.36482400810.1719021131.456607282.20260.343876850.3504273589.90213304131.71257128吉利兰图拟合公式：Y=0.545827-0.591422X+0.002743/XX=(R-Rm)/(R+1),Y=(N-Nm)/(N+2),费用=（R+1)N由上表可知，Ropt=1.6Rmin=1.76213.2.3逐板计算法求理论塔板数：逐板计算表 部分回流实验yxb精馏段操作线 y=0.6380x+0.29261-0.6380.2926 yq=0.4473 提馏段操作线 y=1.8566x-0.002961-1.8566-0.00296xq=0.2425 馏出液组成 xD=0.8081釜液组成 xW=0.003450xy00.80810.808110.7836 0.8081 0.0870 1.9453 0.7836 20.7612 0.7925 0.0853 1.7416 0.7612 30.7398 0.7783 0.0837 1.5701 0.7398 40.7184 0.7646 0.0823 1.4192 0.7184 50.6961 0.7509 0.0808 1.2805 0.6961 60.6718 0.7367 0.0793 1.1482 0.6718 70.6439 0.7212 0.0776 1.0170 0.6439 80.6100 0.7034 0.0757 0.8822 0.6100 90.5656 0.6818 0.0734 0.7390 0.5656 100.5020 0.6535 0.0703 0.5826 0.5020 110.3984 0.6129 0.0659 0.4103 0.3984 120.2301 0.5468 0.0588 0.2301 0.1929 130.0898 0.4243 0.0457 0.0898 -0.3382 140.0176 0.1638 0.0176 0.0203 -2.3649 150.0032 0.0298 0.0032 0.1261 -4.0376 160.0003 0.0030 0.0003 0.1843 -4.4332 17-0.0003 -0.0024 -0.0003 0.1981 -4.5148 由图可知：精馏段理论塔板数11块，提留段理论塔板数5块； 总的理论塔板数16块，从第12块板开始加料。3.3精馏塔有关物性数据的计算3.3.1操作温度计算表5-1乙醇水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相气相温度/液相气相温度/液相气相1000082.723.3754.4579.357.3268.4195.51.9017.0082.326.0855.8078.7467.6373.8589.07.2138.9181.532.7358.2678.4174.7278.1586.79.6643.7580.739.6561.2278.1589.4389.4385.312.3847.0479.850.7965.6484.116.6150.8979.751.9865.99利用表5-1中数据由拉格朗日插值可求得、。进料口： , 塔顶：，塔釜：，精馏段平均温度 提馏段平均温度 全塔的平均温度3.3.2液体平均粘度和实际板数的计算在温度86.44下查得水的粘度因为所以有全塔效率所以实际塔板数=精馏段实际塔板数提留段实际塔板数总的实际塔板数33块,实际加料板位置为第25块。 3.3.3平均摩尔质量计算 精馏段的平均摩尔质量精馏段平均温度=80.44：，=42.87% ：，=62.50%所以 提馏段平均摩尔质量提馏段平均温度=90.88：，=5.67%：，=32.57%所以 3.3.4平均密度计算求得在与下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见表5-2。表5-2不同温度下乙醇和水的密度温度/温度/8073597195720961.8585730968.6100716958.490724965.31、精馏段平均温度=80.44 ，=734.56 kg/ , =971.52 kg/在精馏段，液相密度：气相密度：=1.2243 kg/2、提馏段平均温度 =90.88 ， =723.2960kg/ ， =964.6928 kg/液相密度：气相密度：=0.9085 kg/3.3.5液体平均表面张力计算不同温度下乙醇和水的表面张力见表5-3。表5-3乙醇和水不同温度下的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/1817.1516.215.2水表面张力/64.362.660.758.83.3.5.1 精馏段液体平均表面张力精馏段平均温度=80.44乙醇表面张力：水表面张力：乙醇的质量分数由3.3.5.2 提馏段液体平均表面张力提馏段平均温度=90.88乙醇表面张力：水表面张力：乙醇的质量分数由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(精馏段V=L+D=(R+1)+D,L=RD)提馏段的气、液相体积流率为由 式中 C由式 计算，其中 由史密斯关联图查取，图横坐标为（1）精馏段取板间距 ，板上液层高度 ，则smith图由smith图得取安全系数0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为D=1.2m塔截面积为实际空塔气速为（2）提馏段 同理，提馏段的板间距取 ，板上液层高度 。根据塔设备系列化规格，将圆整到D=1m 作为初选塔径，因此实际空塔气速为。3.4.2精馏塔有效高度的计算;精馏段有效高度：提留段有效高度;，3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.5.1溢流装置计算3.5.1.1 堰长取同理，提馏段的为3.5.1.2溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1则同理，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由由弓形降液管的参数图查得，故同理，提馏段的为 验算液体在降液管中停留时间为：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 则同理，提馏段的为 3.5.1.5塔板的分块a塔板的分块因，故塔板采用分块式。查得塔板分块数表得，塔板分为4块b边缘区宽度的确定取 3.5.2 塔板布置3.5.2.1鼓泡区面积的计算 3.5.2.2浮阀数目及排列（1）精馏段浮阀数目气体通过阀孔时的速度：取动能因数F=11，那么,因此 阀孔总面积为由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。由于采用分块式塔板四块，考虑到各块的支撑与连接需占去一部分面积，故用t=90.CAD画图得浮阀数为108个图3-2 精馏段浮阀班（2）提馏段浮阀数目气体通过阀孔时的速度：取动能因数F=11，,因此 采用分块式塔板四块，考虑到各块的支撑与连接需占去一部分面积，故用t=90.CAD画图得浮阀数为94个图3-3 提馏段浮阀班3.5.2.3校核（1）精馏段气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因素：（在9和12之间）开孔率:开孔率在10%14%之间满足要求（2）提馏段气体通过阀孔时的实际速度：实际动能因素：（在9和12之间）开孔率:开孔率在10%14%之间满足要求3.6 浮阀的流体力学验算3.6.1精馏段气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降） 因，故 （2）板上充气液层阻力取（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为在260-530之间，满足设计与许条件。3.6.2提馏段气体通过浮阀塔板的压力降（单板压降）（2）板上充气液层阻力取（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经踏板的压降相当的高度为 满足设计与许条件。3.6.3精馏段漏液验算动能因数,相应的气相最小负荷为：其中=所以可见不会产生过量漏液。3.6.4提馏段漏液验算动能因数,相应的气相最小负荷为：其中=所以可见不会产生过量漏液。3.6.5液泛验算（1）精馏段溢流管内的清液层高度 所以为防止液泛，通常,取校正系数=0.5，则有： 可见,即不会产生液泛。（2）提馏段 所以为防止液泛，通常,取校正系数=0.5，则有： 可见,即不会产生液泛。3.6.6雾沫夹带验算泛点率= （1）精馏段 查得物性系数K1=1.0，泛点负荷系数所以，泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内。（2）提馏段查得物性系数K2=1.0，泛点负荷系数所以，泛点率=可见，雾沫夹带在允许的范围之内。3.7操作性能负荷图3.7.1雾沫夹带线 泛点率 = 据此可计算出负荷性能图中的雾沫夹带线，按泛点率80%计算：（1）精馏段整理得：，即由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出（2）提馏段整理得：，即由式子可知雾沫夹带线为直线，通过取可算出精馏段 0.0022.14620.0081.9483提馏段0.0012.60050.012.22513.7.2液泛线由此确定液泛线，忽略式中而（1）精馏段整理得：（2）提留段整理得：在操作范围内，取若干，算出相应的值精馏段0.0010.0020.0040.0060.008 2.45862.39212.24252.04901.7896提溜段0.0010.0020.0040.0060.0082.78022.69792.51172.26881.93793.7.3液相负荷上限液体降液管中停留时间s以作为液体在降液管中停留时间的下限，则3.7.4漏液线对于F1型重阀，依=5作为规定气体最小负荷的标准，则（1）精馏段（2）提留段3.7.5液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线 则由以上15作出塔板负荷性能图(0.0010958,1.2960) 图3-4 精馏段塔板负荷性能图(0.0017492,1.3343) 图3-5 提馏段塔板负荷性能图由图可看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点（设计点）处在适宜操作区的适中位置（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制（3）按固定的液气比，由图查出精馏段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限 提留段塔板的气相负荷上限，气相负荷下限所以：精馏段操作弹性= ，提留段操作弹性= 3.8浮阀塔设计计算结果表项目数值与说明备注塔径D，m1.2相对挥发度3.4537最小回流比1.1013最适宜的回流比1.7621最小理论板数5.7313理论塔板数16实际塔板数33操作温度精馏段80.44提馏段90.88全塔效率46%表面张力精馏段0.02278提馏段0.044270.45塔板型式单溢流弓形降液管整板式塔板空塔气速u，m/s精馏段1.14提馏段1.69890.72精馏段0.0411提馏段0.03790.05精馏段0.021提馏段0.034浮阀数N，个精馏段94等腰三角形提馏段108精馏段10.05提馏段11.7111精馏段9.40提馏段11.07孔心距t，m0.075精馏段501.1提馏段542泛点率F，%精馏段49.14提馏段73.730.0052930.00061416第四章板式塔的结构4.1 塔体结构4.1.1塔高的确定塔高主要由下列几部分组成:塔顶空间，塔底空间,人孔处板间距,加料板空间高度及群座高度， 4.1.2塔顶空间的确定4.1.3塔底空间的确定和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。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6min，装填系数取0.5，塔釜高h/塔釜直径d=1:2。 4.1.4塔顶封头椭圆形封头在化工中应用最广，它有曲面部分和直边部分组成。标准椭圆封头的长短之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MnR。查表可知，公称直径Dg=1200时，可图4-1 封头4.1.5进料空间高度HF进料是液相，HF应大于一般的板间距，并满足安装人孔的需要即可，可取HF=1.0m4.1.6人孔塔径D=1.2m1m,为了安装和检修的需要，每隔6层塔板设一人孔，共有四个人孔。人孔的直径为500mm，其伸出塔体的筒体长度为200mm，人孔中心距操作平台约1000mm。人孔处的板间距等于600mm.图4-2 人孔4.1.7支座此塔的高径比小于30，风力稳定性较好，可采用圆筒形群座。群座筒体上一般需要开排气孔，人孔及引出管孔道。塔径为1200mm，需要开4个50mm的排气孔，两个Dg450的人孔，引出管道孔一般有一个到两个。取群座高度H座=21.2=2.4m。4.1.8塔高4.2塔板结构的确定塔径超过800-900mm时，由于钢度，安装，检修等要求将塔板分成数块。本设计采用分块式，将塔板分为四块。分块式塔板的结构型式目前推荐采用自身梁及槽式塔板，它们具有结构简单，便于制造塔板按结构特点，大致分为整块式和分块式两类。塔径为300-900mm时，一般采用整块和安装，刚度好的优点。第五章 塔的附属设备选型5.1 冷凝器的换热面积计算本设计取K=600W/（）出料液温度：78.3（饱和蒸汽）78.3（饱和液体）冷却水温度：3040逆流操作： ，汽化热：传热量：传热面积：5.2预热器换热面积计算 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为82.57，而原料温度为20。釜残液的温度为99.18，其主要成分是水，比热比原料液大，所以完全可以利用釜液对进料液进行预热，使其达到泡点，只要控制好釜残液的流量，由于釜残液能提供的热量足够，因而可以稳定控制进料温度为泡点。拟定将釜液降至40排出，以用于他途。 F=1.3503kg/s, 根据温度，查相关表得：