乙醇-水精馏塔浮阀塔课程设计

1、化工原理课程设计乙醇一一水混合液精储塔设计刘入菌应用化学专业应化 1104 班学号 110130106指导教师顾明广摘要本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精储塔。精储塔是提供混合物气、液两相接触条件，实现传质过程的设备。它是利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使混合物不断分离，以达到理想的分离效果。选择精储方案时因组分的沸点都不高所以选择常压，进料为泡点进料，回流是泡点回流。塔顶冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加热方式是使用再沸器。精储过程的计算包括物料衡算，热量衡算，塔板数的确定等。然后对精储塔进行设计包括：塔径、塔高、溢流装置。最后进行流体力学验算、绘制塔板负荷性能图。

2、乙醇精储是生产乙醇中极为关键的环节，是重要的化工单元。具工艺路线是否合理、技术装备性能之优劣、生产管理者及操作技术素质之高低，均影响乙醇生产的产量及品质。工业上用发酵法和乙烯水化法生产乙醇，单不管用何种方法生产乙醇，精储都是其必不可少的单元操作。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。关键词：乙醇水精储浮阀塔连续精储塔板设计目录前言 1第一章设计任务书 21.1、设计条件,21.2、设计任务,21.3、设计内容,，3第二章设计方

3、案确定及流程说明 5第三章塔板的工艺设计 7全塔物料衡算,7塔内混合液物性计算,8适宜回流比,15溢流装置,21塔板布置与浮阀数目及排列,22塔板流体力学计算,25塔板性能负荷图,29塔高度确定,33第四章附属设备设计 35冷凝器的选择,35再沸器的选择,36第五章辅助设备的设计 38a6-ec80767c8e1e-Numbered_d7a094f6-b9bf-460b-a0c0-74f4c辅助容器的设计，,，38a6-ec80767c8e1e-Numbered_d7a094f6-b9bf-460b-a0c0-74f4c管道设计，,，39第六章控制方案 42第七章设计心得与体会 42附录一主要

4、符号说明 43附录二塔计算结果表 45附录三管路计算结果表 47文献综述 48III乙醇（C2H5OH俗名酒精，是基本的工业原料之一，与酸碱并重，它作为再生能源犹为受人们的重视。工业上常用发酵法（C6H10O5n和乙烯水化法制取乙醇。乙醇有相当广泛的用途，除用作燃料，制造饮料和香精外，也是一种重要的有机化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醴等；乙醇又是一种有机溶剂，用于溶解树脂，制造涂料。要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精微的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精储是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精储操作是在直立圆形的精

5、储塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精储分离操作，除精储塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精储塔还不能完成精储操作，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，才能实现整个操作。浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用， 由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀

6、和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。设计任务书1.1 设计条件处理量：106000吨/年操作条件：精储塔塔顶压强：1.03atm（绝对压强）进料液状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：低压蒸汽单板压降：75mn柱乙醇-水平衡数据自查液料组成（质量分数）：45%塔顶产品质量组成（质量分数）：93%塔顶易挥发组分回收率：99%每年实际生产天数：33

7、0天1.2设计任务精储塔的物料衡算塔板数的确定精储塔的工艺条件及有关数据的计算精储塔的塔体工艺尺寸的计算塔板主要工艺尺寸的计算塔板的流体力学验算塔板负荷性能图精储塔接管尺寸的计算1.3设计内容工艺设计选择工艺流程和工艺条件1）加料方式：贮罐一加料泵邓储塔。2）进料热状态：泡点进料，进料根据能量充分合理利用和节能原则，可利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热至沸点。3）塔顶蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔顶蒸汽的冷凝热对料液进行预热,饱和液体进入回流罐，饱和气体然后在全凝器中进一步冷凝成饱和液体进入回流耀。4）再沸器加热方式：间接加热。5）塔顶产品的出料状态：塔顶产品冷却至常温后进产品贮槽。塔底采出物

8、流的能量另作它用。精储工艺计算物料衡算确定各物料流量。确定适宜回流比。精储塔设备设计塔板设计和流体力学计算对精储段和提储段分别进行塔板设计和流体力学计算。确定溢流装置的设计，塔盘布置，塔盘流动性能的校核。绘制塔板汽液负荷性能图分别画出精储段和提储段的塔板汽液负荷性能图。精储塔机械结构和塔体附件a.接管规格：根据流量和流体性质，选取经验流速，确定进料管、塔顶蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器进液管和蒸汽管的接管规格。b.全塔高度：包括上下封头、裙座高度。附属设备设计和选用完成塔底再沸器的详细设计计算。泵选型。换热器选型：对原料预热器、塔顶产品冷却器等进行选型。塔顶冷凝器设计选型：根据换热量、回流管内流

9、速、冷凝器高度对塔顶冷凝器设计选型。原料和产品储罐的设计计算。输送管路的设计计算。控制仪表的选择参数。编写设计说明书设计说明书是将本设计的详细介绍和说明。设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，精储塔、塔板结构和再沸器工艺条件图，计算机程序框图和源程序。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工艺流程、设备及操作条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算；设计

10、结果概览；附录；参考文献；设计体会等。图纸用2#图纸绘制带控制点的工艺流程图1张；第二章设计方案确定及流程说明塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的形式， 可以分为填料塔和板式塔。 板式塔属于逐级接触逆流操作， 填料塔属于微分接触操作。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大（2）分离效率高（3）操作弹性大（4）气体阻力小结构简单、设备取材面广等。本设计的任务为分离乙醇一水二元混合物，采用连续精储流程。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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

11、送至储罐之中。回流比根据经济核算得到，且最适宜回流比与最小回流比的关系范围为R0Pt=（1.12.0）Rmin。塔底采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。塔板类型选择浮阀塔的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可以随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物性时，阀片易于塔板粘结，故操作过程中有时会发生阀片脱落和卡死等现象，导致塔板效率下降。但乙醇一水物系属于不易结焦、低粘度物系，因而不存在上述问题。综合考虑各类塔板的优缺点和待分离物系特点，确定选择浮阀塔，类型为常用的Fi型。操作压

12、力的选择条件设定塔顶操作压力为常压，不需设置真空设备或加压设备。塔底压力略高于常压，但非常压下物系平衡数据较难获得，故在计算过程中不考虑压力变化引起的物系组成变化和温度变化，这是本设计的一个不足之处。进料热状况的选择本设计采用泡点进料，此时，进料热状态参数q=1,精储段和提储段气体摩尔流量相同，体积流量也相近，塔径基本相同。加热方式的选择本设计采用间接蒸汽加热，塔底设再沸器，加热蒸汽温度120C。能量的利用问题精储塔塔底再沸器输入的能量大部分被塔顶冷却剂带走， 能量利用率较低， 故利用温度较高的产品（乙醇）或副产品（水）以及冷凝后的加热蒸汽对原料液进行余热，也可通过别的方式利用余热。图21乙醇

13、-水精储塔工艺流程简图第三章塔板的工艺设计全塔物料衡算原料液质量组成（乙醇，下同）F=0.450.45/460.45/460.55质量流量qmF=13383.8384(kg/h)33024平均摩尔质量MF=0.2425460.757518=24.79(kg/kmol)塔顶采出液质量组成-D口摩尔组成XD=099质量流量qmD=qmF-F=13383.83840.45099=6411.29kg/h)D0.93平均摩尔质量MD=0.8387460.161318=41.4836(kg/kmol)6411.29摩尔流重qnD=154.49(kmol/h)41.4836塔底采出

14、液质量流量qmW=13383.8384-6411.29=6972.5484(kg/h)摩尔组成xF:0.2425摩尔流量qnF13383.838424.79二539.89(kmol/h)0.930.93/46=0.83870.93/460.07/18进料温度（泡点）82.7-82.323.37-26.08tF-82.324.25-26.08=82.57(C)13383.83840.45_6411.290.93二0.00876972.5484摩尔流量qnW=539.89-154.49=385.4(kmol/h)平均摩尔质量MW=0.0035460.996718=18.1016(kg/kmol)塔

15、内混合液物性计算温度常压下乙醇一水物系的平衡数据见表2,利用拉格朗日插值法（或安托因方程）求的各点温度表31常压卜乙醇-水系统t-x-y数据沸点trc乙醉彼尔数/%气相液相沸点trc乙静摩尔数气相液相99.90.0040.0538227356.4499.80.040,5181.333.2458.7899.70.050,7780.642.0962.2299.50.1213780J48一9264.7099.20.232,9079.8552,6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.79&7678,

16、9568,92746995.81,61163478.75723676,9391.34.1629.9278.675,9979.2687.97.4139.167&479.8281.83质量组成W摩尔组成XW539.890.2425.154.490.8387385.4:0.003585.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.677&285.9786.4082325.7555.7478.1589.4189.41塔底温度(泡点)100.0-95.5=twg5=tW=99.17(C)0一1.90.33-1.9w精储段平均温度=9F=82.572782

17、5=80.41(C)t、“，t99177825提储段平均温度t2=士一7825=90.87(C)222密度1已知：混合液密度二一:L:A:BMVT0PT0M/22.4TP022.4T3.2.3 平均摩尔质量精微段=80.41(C)80.7-79.880.41-79.8放相组成=x1=43.16%=0.431639.65-50.79x1-50.791所以ML1=0.4316父46+(10.4316)父18=30.084(kg/kmol)-0.6259)18=35.52(kg/kmol)塔顶温度（露点）78.41一78.1578.15-89.43tD一78.1583.87-89.43tD=78.2

18、5(C)混合气密度二V气相组成80.7-79.839.65-50.7980.41-79.8y1-65.64V1=62.59%=0.6259M/1=0.625946(195.5-89.01.90-7.2190.87-89.0 x2-7.21x2=5.68%=0.0568气相组成95.5-89.017.00-38.9190.87-89.0y2-38.91y2=32.68%=0.3268t2=90.87(C)液相组成水=1-0.1334=0.86663.2.5 纯物质密度不同温度下乙醇和水的密度见表2表32不同温度下乙醇和水的密度温度/Cp乙醇P水温度/Cp乙醇P水80735971.89572096

19、1.85851730968.6100716958.490724965.3精微段t1=80.41(C)85-8080.41-803、=户水=971.5376(kg/m)968.6-971.8P水971.68所以ML2=0.0568父46+(1-0.0568)18=19.59(kg/kmol)M2=0.326846(1-0.3268)18=27.15(kg/kmol)3.2.4 液相质量组成精储段0.431646co乙=30.084=0.66提储段水=1-0.66=0.340.05684619.59=0.1334乙醇85-80_80.41-80730-735-P乙-735P乙=734.59(kg/

20、m3)乙醇95-90720-72490.87-90P乙965.3723.304(kg/吊)提储段t2=90.87(C)3.2.8 表面张力二元有机物一水溶液表面张力可用下式计算公式式中，下标w和o分别代表纯水和纯有机物，上标代表表面层，W和中？分别代表水和有机物在表面层内的比体积分数，由下列诸式联立求出:bnlg(XW=0.441q。0Vo-二wV:3)o-Tq而体积分数w和吟分别为95-90961.85-965.390.87一90味-965.3P水=964.6997(kg/品3.2.6 液相密度精储段：L10.66734.591一0.66、 )=971.5376：L1:801.02(kg/m

21、3)提储段：L2=1/0.13341一0.1334+=723.304964.699：L2=923.58(kg/m3)3.2.7 气相密度T0MV22.4T精储段：V1273.1535.52224(273.1580.41)=1.23(kg/m3)提储段92273.1527.1522.4(273.1590.87)3=0.91(kg/m)B=lgC-w)qxoVoxwVwxoV式中，q为与有机物特征和大小有关的常数，对于乙醇，q=20不同温度下乙醇xwVw和水的表面张力见表3表3-3不同温度下乙醇和水的表面张力温度(C)708090100乙醇表面张力(dyn/cmj1817.1516.215.2水表

22、面张力/,，2、(dyn/cm)64.362.660.758.81精微段t1=80.41(C)表面张力:水Vm=18=22.47(cm3/mol)801.02已知XI=0.4316,XW=1-XI=1-0.4316=0.56842w(xwvw)20 x(v0(xwvw-x(v0)(0.568422.47)2-0.431637.40(0.568422.470.431637.40)=0.349-1,2wB1=lg()=lg0.349=-0.458o217.1137.402/32/3Q=0.441(-62.52222.48)=-1.004273.1580.412(三)2一.一b1=lg=B1W=-1

23、.462sws0=1111sws0-o1乙醇90-8080.41-8016.2一17.15二oi-17.152、二01二17.11(dyn/cm)摩尔体积:90-8080.41-8016.2一17.15_-w1-17.152、；=w1=62.522(dyn/cm)46而=37.40(cm3/mol)联立解得-sw=0.17s0=0.83svvs二二二0.1762.5221/40.8317.1451/4=2.167=二1=22.05(dyn/cM)2提储段t2=90.87表面张力:摩尔体积:乙醇V=-46-=50.55(cm3/mol)00.91t183,、水V=1000=19.49(cm3/m

24、ol)w923.58已知XO=0.0568,XW=1-XO=1-0.0568=0.9432,22-w(XwVw)1-0 xovo(xwvw-xovo)(0.943219.49)20.056850.55(0.943219.490.056850.55)=5.54所以：wBI=lg()=lg5.54=0.744o入216.11750.552/3Q=0.441(-60.54219.49)-0.794273.1590.872(Y)qb=lg(_L=B叫=-0.051-sw-so=1222SwSOo2联立解得=0.60,Wyn-1=XW-=1.7606X-0.0027LqFwLqFw根据点(0,8387,

25、0,8387)起在平衡线和操作线间画阶梯与平衡线交点小于0.0035为止，得理论值NT=1则，进料板为16块。提储段操作线方程为：y=1.7606x-0.0027图32理论塔板数理论塔板数如图，理论塔板数：含再沸器理论塔板数为19,进料板是第16块。精储段理论塔板数NT1=15,提储段理论塔板数明2=4(含进料板)塔板效率本体系为非理想体系，故根据分别计算精储段和提储段塔板效率。ET=0.491.1(1L)-.245精储段ET1=0.49(2.210.4104)。245=0.5019提储段ET2=0.49(8.060.3151)夕245=0.39实际塔板数精储段总板数全塔效率LN19-1ET=

26、100%=49%N37塔径的初步计算塔径的设计以避免塔内气液两相的异常流动为原则，即使他的空塔气速低于发生过量液沫夹带液泛的气速，然后，根据空塔气速计算塔径。0精微段Nm提储段Np2NT1-1_15E,_0.501929.89:30NT2-113E0.4289=7(包括进料板，不含再沸器)NP=NP1NP2=307=37(不含再沸器)塔板间距叫=0.45m,h=0.05m,则HT-h=0.40m由史密斯关联图，可得C20=0.084安全系数取0.7,安全气速u2=0.7umax=0.72.707=1.8949(m/s)14VS2/4x4.197塔彳至D21.6797(m)：1.7(m)2二u2

27、13.141.8949圆整D2=2.0(mi塔截面积Ar=-D2-3142.02:3.14m2CiC20O”=08422.05(2002)=0.086Umax1801.02-1.231.23=2.193(m/s)安全系数取0.7,安全气速U1=0.7Umax0.72.1931.5351(m/s)4M1二U144.065=1.836(m)3.141.5351=2.0(m)气液流动参数FW2V524.197923.58=0.040.91塔板间距HT=0.45m,hl=0.05m,则HT-h=0.40m由费尔关联图，可得C200.085C2=C20(2).2=0.08537.5320)0.2=0.0

28、96923.58-0.910.085.0.91u2.707(m/s):L1-:V1=C10.086:V1：L2:5.26以Umax2-C2T44空塔气速提储段：U1=V1=竺65=1.29(m/s)1AT3.14,VS2精储段：U2二V2A3.3.8 热量衡算乙醇与水的比热容见表五:表3一5乙醇与水的比热容温度tD=78.25CtF=82.57Ctw=99.17C乙醇的摩尔比热容149.5151.8水的摩尔比热容75.675.6加热蒸汽用量的计算原料液平均摩尔比热容：Cp=151.80.242575.6(1-0.2425)=94.079kJ/(kmol/k)原料液的燃：hF=QtF=94.07

29、982.57=7768.103(kJ/kmol)原料液带入的热量：QF=FhF=539.897768.103=4.194106(kJ/h)回流液的始近似取纯GHOH的始：hL=Ct=78.25149.5=11698.375(kJ/kmol)回流液带入的热量：Q=LhL=2.2799154.4911698.375=4.12106(kJ/h)r=44160kJ/kmol塔顶蒸汽的热燃近似地取纯乙醇蒸汽的燃：Hv-rCPt=4416011698.375=5.59104(kJ/kmol)塔顶蒸汽带出的热量：4.1973.14=1.33m/s)Q=VHv=(R1)DHv=(2.27991)154.495

30、.58104=2.827107(kJ/h)塔底产品的始近似地取纯水的燃：小=CPt=99.1775.6=7497.25(kJ/kmol)3.4溢流装置因塔径D=2.0m,可选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘各项计算如下。(1)堰长：lw=0.65D=0.652.0=1.3(m)(2)溢流堰高度:hw1=hL采用平直堰，堰上液层高度由公式求得故：hw2=hL-%初=0.05-0.018=0.032(m)(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由j0.65,查弓形降液管参数图，得：查图可知，A00.0721,how2.84%1000RI(取E=1)精微段:ow1空1(3.67103600)2

31、310001.3=0.014(m)故：hw1=hL-how1=0.05-0.014=0.036(mi提储段:ow22.841000/,5.2610，3600 x2.1()31.3=0.018(m)W三=0.124DoA=0.0721X3.14=0.226(m2),W=0.124x1.3=0.2232(验算液体在降液管内停留时间:精微段:提储段:故降液管设计合理。对于精储段取降7倭管底隙流速：U0=0.13(m/s)hw1-ho1=0.036-0.0217=0.0143(m)0.005(四对于提储段取降7Tt底隙流速：u0=0.13(m/s)5.2610，,=0.031mhn21.470.150

32、2故降液管底隙高度设计合理。3.5塔板布置与浮阀数目及排列3.5.1 塔板分布由于塔径大于800mm故采用单溢流型分块式塔板，以便于人孔拆装塔板。t1AHT0.2260.453.6710=27.71(s)L5s)AHTLS20.2260.455.2610-=19.33(s)L5s)(4)降液管底隙高度：ho=%360awUhhoi二LS13.6710多lwu01.30.13u0.0217m,LS2h02=|T0_A一0.006(m).h0合理因D=2.0m1.5m,取破沫区的宽度Ws=0.10m,边缘区宽度Wc=0.06m本设计采用Fi型重阀，孔径d0=0.039(m),取浮阀动能因子F0=1

33、21)精储段F12孔速：u01：=10.82(m/s),；V1J.23一.一一VS14.065一每层塔板上浮阀数：N1=-=315块1314d0u010.039210.8240014塔板上鼓泡区面积按照下式计算：Aa=2mx，R2X2十sin,180E/R=D-Wc=空-0.06=0.94(m)22则:Ac:23.14M0.942.0.7)2、Aa=2m0.7xV0.84一0.7+sin=1.8(m)、1800.84)浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距：t1=0.075m则排间距t2Aa-=0.077(m)Nt10.075360考虑到塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要

34、占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小些，取t2=0.075m,以等腰三角形叉排方式作图，排得浮阀数目为N=342个。塔板布置如图3。按照N=342,重新核算孔速及阀孔动能因子：VS14.065uni=9.96(m/s)01二.2一3.142d0N0.0392342404其中x=：-WdWs)：=.2.0T一0.22320.10)=0.7(m)F01=u0；J7=9.96黑五元-=11.05,在913之间u1.29-L100%=100%=13.35%u019.96ooooQOOQ0000000OOOOOODOOQOOOO0O口口口QQDQGQQQQQ口DOOEJOOQ0QOOOQOOOQOOQQ

35、OOQOQQ0000000(53QOQOQODOOOOtJOOQOO00000000000000000*3000000000000000000000000OOOCOOOQoocooooonOOOOOOCOOOOO0QOO0QQQQQPQOOoacaooooDDOOOOO000000000000000OOGOOOOQ0QQQOOQOOJOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOOCIQQOOOCOO)00000000000000000OQOOOOQO)00000000G0口口口。口口ODOOOOOO)00000000)00000000000000000OOCOOOOCuoci,hL1二hL

36、=0.50.05=0.025m液体表面张力阻力引起的压降可以忽略故hp1=UZ=0.0420.025=0.067m每层板的压降P1ghD1=801.029.80.067=525.95(Pa)pp(1)干板压降解得：uoc2=11.06(m/s),u02uoc2,则ococ(2)气体通过充气液层的压降计算公式为hl=PhLP=0.5hL1二工hL=0.50.05=0.025m(3)液体表面张力阻力引起的压降可以忽略hp2=hc2hL2=0.0370.025=0.062(m)由式确定临界流速U,73.1.825则hc1=5.34：V1Uo1=5.34C12kg1.239.962801.029.8=

37、0.042m气体通过充气液层的压降计算公式为hl=0.5=5.34V2%=5.34260.9111.722923.589.8=0.037m每层板的压降：Pp2=:?L2ghp2=923.589.80.062=561.17(Pa)为了防止降液管中液体发生液泛现象，应控制降液管内清液层高度Hd4义14T+hw)=0.5父(0.45+0.036)=0.243(加，Hd=hp+hL+hd塔板阻力hDl=0.067(m)p2,、六 t*上,Lsi)3.67x10-2流动阻力hd1=0.153=0.153M()2=0.0021(m)3为j1.3m0.024板上清液层高hL1=0.05(m)Hd1=hp1h

38、L1hd1=0.0670.050.0021=0.1191(m)Hd10.243m,符合防止淹塔要求。2提储段塔板阻力hp2=0.062(mip、22、六 t*上,LS25.26X10/2流动阻力hd2=0.153=0.153x()2=0.0019(m)Jw九一1.3父0.036板上清液层高hL2=0.05(m)Hd2=hp2+hL2+%2=0.062+0.0019+0.05=0.1139(m),Hd2:二0.243m3.6.3 雾沫夹带本设计中控制泛点率在0.8以内，来避免过量液沫夹带泛点率通过公式计算：IPqwJV1.36qVLZLF=L-VKCFAb其中液相流程长ZL=D-2Vy=2.0-

39、20.2232=1.757(m)液流面积Ab=A-2A=3.14-20.226=2.688(M)并取物性系数K=1根据气相密度与塔板间距，由泛点负荷因子关联图（图5）,得泛点负荷因子CF1=0.103泛点率1.23Q4.065，：1.363.6710-1.757801.02-1.23泛点负荷因子CF1=0.103泛点率4.1970.912F2=：923.58-0.91:0.52:二0.8210.780.1033.14由以上计算，雾沫夹带能满足eV0.1（kg液/kg气）气的要求。10.1032.6884.065:1.23F2=：801.02-23=0.640.8210.780.1033.14=

40、0.600.84.197F10.91923.58-0.911.365.2610与1.75710.1032.688=0.5185:二0.80.1.04吼10.20,4LT2.04.。10ZO40601。 。图5泛点负荷因子关联图3.6.4 漏液前面在进行塔板上的浮阀数目计算及排列的时候已经核算过，阀孔动能因子变化不大，仍在正常操作范围内，不会造成漏液。塔板性能负荷图雾沫夹带上限线按泛点率为80颊定气液流量关系，求出雾沫夹带线方程，并作出雾沫夹带上限线。精储段Vs=5.67661.28Ls提储段Vs=7.1-77.1Ls最后得表：!1 黜！1 黑脑眼 IIII*III*I I; ;I I11i11

41、iI I一“1 1U UIIII，：，： HllnHllnulllhulllh“ululHll2llnhHHHlluJJHll2llnhHHHlluJJ I-nII-nII IH HuMHHI1II1BI1I1II1BI1IBIIIBII. . tBflltBfll1表3-6物沫表带线上的气液体积流量精储段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)5.05725.184.75084.44提储段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)6.3296.48326.99356.958降液管液泛线根据Hd=hf+hdr=506.7139190

42、.73=5516.2(kw/s)36003600冷却水用量qm2取冷却水的进口温度20C,出口温度40C,水的比热容为4.174KJ/(kg)Qc5516.2Cp.：t=4.17450.38总传热系数K查表，取K=600W/（MC）,作为传热面积。出料液面积：78.25C（饱和气）一78.25C（饱和液）冷却水温度：20C35c泡点回流时的平均温差Atm：At1=58.25C,A12=43.25C换热面积A圆整后取183m,查表取得换热管长4.5m,公称直径900mm公称压力1.6MPa,管程数6。则冷凝器型号为：AEL900-1.6-185.8-4.5/25-6H。4.2再沸器的选择(1)塔

43、底tw=99.17(C),795.31(kJ/kg),rW=2260.dkJ/kg)r-0.003575.3146(1-0.0035)226.4518-40673.74(kw/s)一.qnv.506.71，、Qc=Vhr=r-40673.74=5724.94(kw/s)36003600(2)总传热系数K查表，取K=600W/(吊C)(3)平均温差Atm(120-100)-(120-99.17)=20.41(。)qm2=26.23(kg/s)tmt1-.：t258.25-43.253I)ln58.25ln()43.25二50.38(C)Qc5516.2103QXm60050.38二182.49(

44、m2)根据插值法得出r0,120-100ln120-99.179.0m,公称直径1000mm公称压力2.5MPa,管程数6,则冷凝器型号为：AEL1000-2.5-487.7-9.0/25-6II(4)换热面积A2、二467.49(m)圆整后468m。查表取得换热管长A5724.9410360020.41第五章辅助设备的设计辅助容器的设计容器填充系数取k=0.7进料罐（常温贮料）在20c时，水错误！未找到引用源。，乙醇错误:未找到引用源。，压力取i.24Mpa（绝对压力）。进料XF=0.2425,平均密度可得：PL=815.23(kg/m3)00.450.55)+795.0998.2,进料质量

45、流量错误！未找到引用源进料罐容积V=吐山其中错误！未找到引用源。为停留时间，取4天，错误！未找到引用源圆整取2252m回流罐（40C）当醇=777kg/m3,嗫=992.2kg/m3,PL=788.98kg/m3,取停留时间为错误!未找到引用源一3V15=15(m/h),V=21.43K0.7圆整后取22m储出产品罐取产品停留时间为5天，即错误！未找到引用源。=120h,13383.8796815.230.7二2251.51m3506.71460.5777俄494Kqm3/h),V=J788.98KqnDM醇V3=；乙醇k91203二1542.86(m)0.75.1.4釜液罐取停留时间为5天，

46、即错误！未找到引用源。=120h,：L=989.79kg/niow=385.4kmol/385.418=7(m3/h),V=2989.79k71203二1200m30.75.2管道设计表5-1各接管尺寸的确定公称直径DN/mm不保温设备接管/mm保温设备接管长/mm使用公称压/MPa1580130420-501001501.6703501502001.6705001.05.2.1 进料管线4VS一一.au=1.6m/s贝UPA=732.43kg/m3,PB=979.41kg/m3HUF当tF=82.57C根据插值法，得取料液流速d=取管子规格68X35.2.2 回流管采用直接回流管，取原料流速

47、u=1.6m/s,t=78.25C,则DA:736.925kg/m3,：B=972.85kg/m1WW10.450.553=1/()=850.34kg/m3；-L:A：B：LP736.925972.85一(12.2799)154.494Vs1.66103600850.3741.6610&0.01111mm3.141.6取管子规格25X2.5。5.2.3 釜液流出管取釜液流速u=1.6m/s,tw=99.17C。根据插值法得以=716.66kg/m3,PB=958.97kg/m3贝Uo1：:LP1/(0.45732.430.55979.41):850.37qmFVs=qvF=:L1060

48、00103/(33024)850.373600=4.3710-4437103.141.6二0.059=59mmDRPLPAWPB10.0035=1/(：LP716.660.9965)=957.84kg958.97Vs二一3853600957.84=1.1210/41.1210HDW0.009二9mm.3.141.6取管子规格25X2.55.2.4 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速3.u=20m/s,Vs1=4.065m/s。D=44.065=0,509=509mm1,3.1420选管规格530X9。5,2.5塔釜进气管采用直管，取蒸汽流速u=23m/s,则44,1970.482二482mm3

49、.1423取管子规格508X12。5.2,6 筒体和封头筒体用钢板卷制而成的筒体， 其公称直径的值等于内径。 当筒体直径较小时可直接采用无缝钢管制作，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计厚度，厚度计算见下式：P=一pcD一，式中：2二-PcPc一一计算压力，MPa,根据设计压力确定；D塔径；：一一焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；。一一设计温度下材料的许用应力，MPa,与钢板的厚度有关由上式计算出的计算厚度6加上腐蚀裕量C2得到设计厚度包。壁厚选6mm所用材质为A3封头本设计采用椭圆形的封头，由公称直径DN=2000mng得曲面高度h1=500mm直边高度h0=4

50、0m。421.0562000212500.90.2=5.8mm5.3 吊柱本设计中塔高度，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm可选用吊柱500kg,S=1000mm,L=3400mm,H=1000nlW为A&第六章控制方案精储塔的控制方案要求从质量指标、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。精储塔最直接的质量指标是产品浓度。由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。最常用的间接质量指标是温度。第七章设计心得与体会历时一个星期，终于完成了课程设计。我感觉到课程设计锻炼了我们搜索有用信息的能力， 各种状态下的物性参数都要亲自去查出来，翻阅文献，查找资料，在这一步步的设计准备过程中，自己的能力也在不断的提高。最后十分感谢顾明广老师在课程设计过程中给予我热情的指导，不厌其烦解答我的各种问题，使我顺利完成课设。也感谢和我一起进行设计、计算讨论的同学，我们一起探讨，一起学习、一起进步。这是一个非常难忘的过程，复杂但充实，再次特别感谢！5.2.7 除沫器设计气速选取:PL1-，.vlU=kj-7,U801.02一1.230.1071.23=2.73(m/s)除沫器直径:44.065二u44.0653.142.73:1.38(m)附录一主要符号说明符号意义与单位符号意义与单位A换热回积mqnF进 料 摩