乙醇-水连续板式精馏塔的设计

目录摘要3前言3课程设计任务书3课程设计综合成绩评定表3第一章设计概述311塔设备在化工生产中的作用与地位312塔设备的分类313板式塔3131泡罩塔3132筛板塔3133浮阀塔3第二章设计方案的确定及流程说明321塔型选择322操作压力323进料状态324加热方式325回流比326产品纯度或回收率327热能的利用328操作流程3第三章精馏塔的工艺计算331摩尔分数332最小回流比和最佳回流比的确定333物料横算334塔板数的确定3341理论塔板数NT的确定3342全塔效率的估算3343实际塔板数3第四章精馏塔主题尺寸的计算341精馏段与提馏段的汽液体积流量3411精馏段的汽液体积流量3412提馏段的汽液体积流量342塔径的计算343塔高的计算344塔板结构尺寸的确定3441溢流装置3442降液管3443塔板布置3第五章塔板的流体力学验算351气体通过塔板的压力降3511干板阻力3512板上充气液层阻力3513由表面张力引起的阻力352液面落差353液沫夹带（雾沫夹带）354漏液355液泛3第六章塔板负荷性能图361精馏段塔板负荷性能图3611漏液线3612液沫夹带线3613液相负荷下限线3614液相负荷上限线3615液泛线362提馏段塔板负荷性能图3621漏液线3612液沫夹带线3613液相负荷下限线3614液相负荷上限线3615液泛线3第七章接管尺寸的确定及选型371进料管尺寸的确定及选型372釜液出口管尺寸的确定及选型373回流管尺寸的确定及选型374塔顶蒸汽出口径及选型375水蒸汽进口管口径及选型3第八章精馏塔的主要附属设备381冷凝器3811冷凝器的选择3812冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量382预热器383泵的选用3设计结果一览表3设计小结3参考文献3摘要筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对乙醇水的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是否合理，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词筛板塔，精馏段，提馏段，乙醇，水ABSTRACTTHESIEVETRAYTOWERISONEKINDOFMAINGASLIDUIDMASSTRANSFEREQUIPMENTINCHEMICALPRODUCTIONTHISDESIGNFORETHANOLWATERDISTILLATIONANALYSISOFTHEPROBLEM,SELECTION,CALCULATION,ACCOUNTING,GRAPHICS,ETC,ISAMORECOMPLETEDISTILLATIONDESIGNPROCESSTHROUGHTHECALCULATIONOFSIEVETRAYTOWER,WECANGETVARIOUSDESIGNSOFSIEVETRAYTOWER,SUCHASTOWERPROCESS,PRODUCTIONOPERATINGCONDITIONSANDPHYSICALPARAMETERSISREASONABLETOENSURETHESMOOTHPROGRESSOFDISTILLATIONPROCESSANDTOIMPROVEEFFICIENCYASMUCHASPOSSIBLEKEYWORDSSIEVETRAYTOWER，RECTIFYINGSECTION,STRIPPINGSECTION,ETHANOL,WATER前言乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，可采用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差较大。精馏是传质分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可见，单有精馏塔主体还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个精馏操作。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都得到了广泛的应用，因此我们进行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。化工与制药学院课程设计任务书一、课题名称乙醇水连续板式精馏塔的设计二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）1文献资料【1】陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋编，化工原理。北京化学工业出版社。200002【2】贾绍义，柴诚敬编。化工原理课程设计。天津天津大学出版社。200312【3】华东理工大学化工原理教研室编。化工过程开发设计。广州华南理工大学出版社。199602【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙中南大学出版社。200304【5】王国胜编。化工原理课程设计。大连大连理工大学出版社。200502【6】化工原理课程设计指导/任晓光主编。北京化学工业出版社，2009，012仪器设备板式精馏塔3指导老师方继德三、设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等）1设计一连续板式精馏塔以分离乙醇和水，具体工艺参数如下原料乙醇含量质量分率255，原料处理量质量流量95T/H产品要求摩尔分率XD083,XW00252工艺操作条件塔顶压强为4KPA表压，单板压降07KPA，塔顶全凝，泡点回流，R（122）RMIN。3确定全套精馏装置的流程，绘出工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置；4精馏塔的工艺计算与结构设计1）物料衡算确定理论板数和实际板数；（可采用计算机编程）2）按精馏段首、末板，提馏段首、末板计算塔径并圆整；3）确定塔板和降液管结构；4）按精馏段和提馏段的首、末板进行流体力学校核；5）进行全塔优化，要求操作弹性大于2。5计算塔高和接管尺寸；6估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量或再沸器换热面积。7绘制塔板结构布置图和塔板的负荷性能图；（如果精馏段和提馏段设计结果不同，则应分别绘出）8设计结果概要或设计一览表；9设计小结和参考文献；10绘制装配图一张（可采用CAD绘图）四、设计所需技术参数乙醇水在常压下的相平衡数据五、设计说明书内容指设计说明书正文中包括的主要设计内容，根据目录列出大标题即可1精馏塔全塔物料衡算2塔板数的确定3馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算4精馏塔的塔体工艺尺寸计算5塔板主要尺寸的计算6筛板的流体力学验算7塔板负荷性能图8塔件设计9筛板塔设计计算结果六、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1查找资料，初步确定设计方案及设计内容，3天627到6292根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，630到723撰写设计说明书，73到754绘制工艺流程图及总装图，答辩，76到78指导教师（签名）年月日学科部（教研室）主任（签名）年月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乙醇水连续板式精馏塔的设计指导教师评语指导教师签字年月日答辩记录答辩组成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第一章设计概述11塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。12塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。13板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。131泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有一下优点（1）操作弹性大（2）无泄漏（3）液气比范围大（4）不易堵塞，能适应多种介质泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。132筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点（1）生产能力大（提高2040）（2）塔板效率高（提高1015）（3）压力降低（降低3050），而且结构简单，塔盘造价减少40左右，安装维修都比较容易1。133浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点（1）处理能力大（2）操作弹性大（3）塔板效率高（4）压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V4型阀适用于减压系统。第二章设计方案的确定及流程说明设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。限于篇幅，仅对其中一些内容作些阐述，其他内容可见参考文献。21塔型选择根据生产任务，若按年工作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为108T/H，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。22操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于16MPA才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式；考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作；真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。23进料状态进料状态有5种，可用进料状态参数Q值来表示。进料为过冷液体Q1；饱和液体（泡点）Q1；气、液混合物0Q1；饱和蒸气（露点）Q0；过热蒸气Q0。Q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的Q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的Q值，当D/F值小时宜采用Q值较大的气液混合物。如果实际操作条件与上述要求不符，是否应对进料进行加热或冷却可依据下列原则定性判断进料预热的热源温度低于蒸馏釜的热源温度，可节省高温热源时，对进料预热有利，但会增加提馏段的塔板数；当塔顶冷凝器采用冷冻剂进行冷却，又有比较低的冷量可利用时，对进料预冷有利。泡点进料时的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，设计和制造时比较方便。24加热方式塔釜采用直接蒸汽加热，直接蒸汽加热的优点是可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。25回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，可以利用该方法确定先求出最小回流比RMIN，根据经验取操作回流比为最小回流比的122倍，即R（122）RMIN；26产品纯度或回收率产品纯度通常是根据客户的要求决定的。若客户对精馏塔顶和塔底产品的纯度都有要求，则产品的回收率也已确定；若用户仅指定其中一种产品的纯度，设计人员则可根据经济分析决定产品的回收率。提高产品的纯度意味着提高产品的回收率，可获得一定的经济效益。但是产品纯度的提高或者是通过增加塔板数或者是增加回流比来达到的，这意味着设备费用或操作费用的增加，因此只能通过经济分析来决定产品的纯度或回收率。27热能的利用精馏过程的热效率很低，进入蒸馏釜的能量的95以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。28操作流程乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。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。第三章精馏塔的工艺计算31摩尔分数质量分率W乙醇0255质量流量95T/HM乙醇46G/MOLM水18G/MOL0118平均摩尔质量M011846（10118）182130KG/KMOLFM083461083184124KG/KMOLDM002546（10025）181870KG/KMOLW32最小回流比和最佳回流比的确定通过由RMIN专用计算程序知RMIN148最佳回流比R（1220）RMIN捷算法求理论板层数吉利兰图最小理论板数NMIN可根据表1确定表1乙醇水系统TXY数据乙醇摩尔数/乙醇摩尔数/沸点T/气相液相沸点T/气相液相9990004005382273564499800405181333245878997005077806420962229950121578014892647099202329079855268662899003137257956102702998750394517926564727197650798767895689274699581611634787572367693913416299278675997926879741391678479828183852126447497827838784918375174151677828597864082325755574781589418941根据表1乙醇水系统TXY数据可得到图1全回流下乙醇水的平衡图如下002040608100204060810最小理论板数NMINYXBXDXW图1全回流下乙醇水的相平衡图由该图得出精馏塔的最小理论板数NMIN8吉利兰的原始数据回归方程式【3】整理数据如表2表2NR数据表以NR作图可得图21618202242628302141618最佳回流比的确定NRB图2NR图该图拐点R为最佳回流比，该点为R222，N152933物料横算物料衡算DWFS（1）易挥发组分物料衡算FDWW（2）FX恒摩尔流假设SVR1D3）联立上式（1）、（2）、3得S15084KMOL/HW54998KMOL/HD468KMOL/H34塔板数的确定341理论塔板数NT的确定理论塔板数可根据图3确定002040608100204060810理论塔板数的确定YXBXDXW图3乙醇水的相平衡图由图3可知总理论板数为17，第16块板为进料板（精确位置为152块板），精馏段理论板数为16（精确板数为152），提馏段理论板数为1（精确板数为18）（包括蒸馏釜）342全塔效率的估算根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得塔顶第一块板（进料口（塔底）由相平衡方程式1XY可得1YX因此可以求得全塔的相对平均挥发度（1）精馏段（2）提馏段全塔的平均温度（1）精馏段（2）提馏段在82时，根据上图知对应的X0273，由化工原理（陈敏恒版）课本附录二（水与蒸汽的物理性质）查得，由附录四（液体及水SPAM3470水溶液的物理性质液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的2乙醇X105，Y138）。在899时，根据上图知对应的X0056，由化工原理（陈敏恒版）/课本附录二（水与蒸汽的物理性质）查得，由附录四（液体SPAM3150水黏度共线图）查得（图中，乙醇的X105，Y138）。SPAM370乙醇因为LILX所以，平均黏度（1）精馏段SMPAL367042730142730（2）提馏段185656/用奥康奈尔法OCONEL计算全塔效率14902450LTE（1）精馏段3136724902450TE（2）提馏段08/343实际塔板数实际塔板数（1）精馏段，取整28块，考虑安全系数79254/1PN加一块为29块。（2）提馏段，取整5块，考虑安全系数加一/8P块，为6块。（3）进料口N进料29130故进料板为第30块，实际总板数为35块。第四章精馏塔主题尺寸的计算41精馏段与提馏段的汽液体积流量411精馏段的汽液体积流量平均摩尔质量的计算进料口塔顶数据整理如表3表3精馏段的数据位置进料板塔顶第一块板XF0118Y1XD083摩尔分数YF0468X10813质量分数MLF213MLD4176摩尔质量/KGMOLMVF313MVD4124温度/857783平均摩尔质量液相平均质量分数WLM（）/20917/20586气相平均质量分数WVM（）/2（06920923）/20808平均温度TM（TFTD）/2857783/282在平均温度下查得4111液相的计算已知WLM0586，液相平均密度计算代入求得精馏段的液相负荷LRDKMOL/HLSJL/10393153/81734112气相的计算已知TM82，精馏段塔顶压强若取单板压降为,则进料板压强N10532507气相平均压强由RTMMNPVRTVP所以气相平均密度计算气相负荷V（R1D精馏段的负荷列于表4表4精馏段的汽液相负荷名称气相液相平均摩尔质量/KGMOL36273153平均密度/314208173体积流量/H38519401412提馏段的汽液体积流量采用和精馏段相同的计算方法可以得到下表平均温度TM（TFTW）/2（94857）/28985表5提馏段的数据位置塔釜进料板XF0118摩尔分数YF0468质量分数MLF213摩尔质量/KGMOLMVF313温度/940857表6提馏段的汽液相负荷名称气相液相平均摩尔质量/KGMOL27420平均密度/310679185体积流量/H38735119842塔径的计算由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道汽塔的平均蒸汽流量汽塔的平均液相流量汽塔的汽相平均密度汽塔的液相平均密度塔径可以由下面的公式给出由于适宜的空塔气速MAX068UU，因此，需先计算出最大允许气速MAXU。MAXLVUC不同塔径的板间距参考表7【1】表7不同塔径的板间距参考表塔径D/MM80012001400240026006600板间距HT/MM300350400450500400450500550600650700450500550600650700750800参照上表,取板间距035M,板上液层高度006M，那么分离空间由已知条件可以计算出二相流动参数【2】从史密斯关联图图4史密斯关联图查得0062，由于由于02C，需先求平均表面张力1乙醇2水塔顶MN/8MN/62MD/4213030进料板175MN/M616MN/M12MNF/568578M塔底166MN/M589MN/M12MNW/8457906025M精馏段液相平均表面张力M/126提馏段液相平均表面张力2“全塔液相平均表面张力MN/89463574C00620200735208946MAXLVUC00735S/9512867U065195127M/S4SDU1086M271308根据塔径系列尺寸圆整为D1000MM此时，精馏段的上升蒸汽速度为136074DV2SJ提馏段的上升蒸汽速度为712ST安全系数0719536070295137和均在0608之间，符合要求43塔高的计算精馏段有效高度提馏段有效高度塔的高度可以由下式计算塔顶空间（不包括头盖部分）板间距THN实际板数S人孔数进料板出板间距FH塔底空间（不包括底盖部分）W已知实际塔板数为N35块，板间距，由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为个43751S取人孔两板之间的间距，则塔顶空间塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度44塔板结构尺寸的确定441溢流装置由于塔径大于800MM，采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下【2】4411溢流堰长为07D，即；4412出口堰高精馏段由,查液流收缩系数图5可知图5液流收缩系数图E为102，依下式得堰上液高度E故提馏段,查液流收缩系数表可知E为1067，依下式得堰上液高度E故442降液管4421降液管宽度与降液管面积有，查弓形降液管参数图6【2】得,故图6弓形降液管参数图液体在精馏段降液管内的停留时间【3】）液体在提馏段降液管内的停留时间）4422降液管底隙高度精馏段取液体通过精馏段降液管底隙的流速依式计算降液管底隙高度，即提馏段取液体通过精馏段降液管底隙的流速依式计算降液管底隙高度，即443塔板布置4431边缘区宽度的确定取安定区宽度取边缘区宽度4432开孔区面积的计算开孔区面积按下式计算）【3】其中故4433筛孔数N与取筛孔的孔径D0为5MM正三角形排列，一般碳钢的板厚为4MM,取故孔中心距T2950145MM，依下式计算塔板上筛孔数N,即孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即每层板上的开孔面积OA为气孔通过筛孔的气速精馏段提馏段4434筛孔排列筛孔按正三角形排列第五章塔板的流体力学验算51气体通过塔板的压力降气体通过塔板的压力降单板压降气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，M液柱气体通过筛板的干板压降，M液柱气体通过板上液层的阻力，M液柱克服液体表面张力的阻力，M液柱511干板阻力干板压降【2】筛孔气速，M/S孔流系数分别为气液相密度，KG/M3根据，查干筛孔的流量系数图C00751精馏段00466M液柱提馏段00306M液柱512板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算【2】板上清液层高度，M反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积塔横截面积精馏段动能因子查充气系数06，则提馏段动能因子查充气系数063，则513由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力【2】精馏段提馏段综上，故精馏段HF004660036000403008663M液柱提馏段0030600378000507007347M液柱52液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响53液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，【2】精馏段提馏段故在本设计中液沫夹带常量EV在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。54漏液漏液验算【2】精馏段实际孔速稳定系数提馏段实际孔速稳定系数故在本设计中无明显漏液55液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高HD应服从的关系【2】乙醇水组分为不易发泡体系故取精馏段提馏段第六章塔板负荷性能图61精馏段塔板负荷性能图611漏液线据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线1612液沫夹带线以EV01KG液体/KG干气为限，求VSLS关系如下HF25HL25（，E解得列表计算如下LS/M3/S0002000400060008VS/M3/S1252112610200926可作出液沫夹带线2613液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作最小液体负荷标准，由0817解得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3614液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。615液泛线令联立得整理得E列表计算如下LS/M3/S0004000600080010VS/M3/S165147912200900由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔精馏段的负荷性能图7如下002040608010510152025精馏段塔板负荷性能图VSM3/SLS/M3/SB123456AO图7精馏段的负荷性能图在精馏段塔板负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为液相负荷下限控制。由图查得故操作弹性为62提馏段塔板负荷性能图621漏液线据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线1612液沫夹带线以EV01KG液体/KG干气为限，求VSLS关系如下HF25HL25（，E解得列表计算如下LS/M3/S0002000400060008VS/M3/S1562141712951186可作出液沫夹带线2613液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度HOW0006M作最小液体负荷标准，由0855解得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3614液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。615液泛线令联立得整理得E列表计算如下LS/M3/S0004000600080010VS/M3/S1741157313791139由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔提馏段的负荷性能图8如下002040608010510152025提馏段塔板负荷性能图VSM3/SLS/M3/SB12345OA6图8提馏段的负荷性能图在提馏段塔板负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得故操作弹性为第七章接管尺寸的确定及选型71进料管尺寸的确定及选型料液质量流量进料温度，在此温度下则取管内流速则进料管管径则可选择进料管热轧无缝钢管，此时管内液体流速72釜液出口管尺寸的确定及选型釜液质量流量塔釜温度，在此温度下则取釜液出塔的速度则釜液出口管管径则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速73回流管尺寸的确定及选型回流液质量流量回流温度，在此温度下则取回流速度则回流出口管管径则可选择回流出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速74塔顶蒸汽出口径及选型塔顶上升蒸汽的质量流量取适当流速所选规格为，此时管内流速13975水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸汽体积流量取适当速度所选规格为，此时管内流速157第八章精馏塔的主要附属设备81冷凝器811冷凝器的选择冷凝器选择选择强制循环式冷凝器，冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。812冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷单位时间内的传热量，；热、冷流体的质量流量，；热流体的汽化潜热，查表得R925KJ/KG则取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20和30平均温度25下水的比热CPC4203于是冷凝水用量又K取700所以，传热面积82预热器以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为其中85735/26035（设原料液的温度为35）在已知进出预热器的平均温度6035的情况下可以查得比热容所以，釜残液放出的热量若将釜残液温度降至45那么平均温度9445/2695其比热为42KJ/KG，因此，可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点83泵的选用（1）进料泵选用离心泵，泵入口温度为常温，取为30，特点为流量稳定，扬程较高；（2）产品泵单机离心泵，入口温度为常温，流量较小，扬程较低；（3）塔底泵单机离心泵，流量变动范围大，流量较大，泵入口温度高，一般大于100，故塔底不需冷凝器。设计结果一览表计算数据项目符号单位精馏段提馏段各段平均温度MT783940气相VSM3/S1071076平均流量液相LSM3/S000111000333实际塔板数N块296板间距HTM035035塔的有效高度ZM98175塔径DM1010空塔气速UM/S1363137塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长LWM076076堰高HWM00512200409溢流堰宽度WDM01630163溢流装置管底与受液盘距离HOM002100364板上清液层高度HLM006006孔径DOMM5050孔中心距TMM145145孔数N孔31723172开孔面积0AM20062100621筛孔气速UOM/S17221733塔板压降HFKPA06950662液体在降液管中停留时间S265878降液管内清液层高度HDM01470136雾沫夹带EVKG液/KG气00510038负荷上限液沫夹带控制液沫夹带控制负荷下限液相负荷下限控制漏液控制气相最大负荷VSMAXM3/S1314气相最小负荷VSMINM3/S04820558操作弹性270251设计小结经过两周的化工原理课程设计，我受益颇多。课程设计是一个我们自我学习，自我检测的过程，在设计的过程中，学会自己查阅资料，运用图书馆，网络等可以运用的资源来收集所需的资料，所以，这次的课程设计，是自我完善的良好过程。本次，我的设计题目是乙醇和水的板式精馏塔的设计，这使得我对课本中有关蒸馏的章节有了更加深入的了解和学习，对于蒸馏方面问题的把握也更加准确。当然，在次过程中，我亦发现了我存在的许多问题，譬如，对概念的把握有些迷糊等，幸而通过设计巩固了所学的知识。此外，通过设计，让我更加明白了理论联系实际的重要性，无论理论知识学得再好，不能设计出方案也是不行的，但是，反言之，一味追求实际，而忽略理论知识的重要性也是万万不可的，总之，只有把理论和实际相结合，才能设计出优秀的方案。当然，我的设计并不完善，还有待改进，望老师予以帮助。总之，这次设计总体来说应该是自我提高的很好的过程，而我，也认真的体会了这个过程。相信在以后的学习过程当中，会有很大的帮助。参考文献【1】陈敏恒化工原理（上）M北京化学工业出版社，2008【2】陈敏恒化工原理（下）M北京化学工业出版社，2008【3】夏清、陈常贵化工原理（下）M天津天津大学出版社，2005【4】夏清、陈常贵化工原理（下）M天津天津大学出版社，2005谭皓、张电吉AUTOCAD2009建筑制图M中国电力出版社，2010内部资料，请勿外传序号名称规格型号单位数量备注一制冷系统1压缩机组4AV10台42冷凝器LN70台13贮氨器ZA15台14桶泵组合ZWB15台15氨液分离器AF65台16集油器JY219台17空气分离器KF32台18紧急泄氨器JX108台19冷风机KLL250台810冷风机KLD150台411冷风机KLD100台212阀门套8613电磁阀套614管道及支架吨18615管道及设备保温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