乙醇与正丙醇物系分离精馏塔的设计

1、北京理工大学珠海学院课程设计任务书2011 2012学年第一学期学生姓名： 专业班级： 指导教师： 工作部门： 化工与材料学院 一、 课程设计题目 乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：30000吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：乙醇含量45%（wt%）；温度：25；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中乙醇含量不低于90%（wt%）；塔釜乙醇含量不高于2%（wt%）操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rm120饱和水蒸汽加热，加热蒸汽的压力为200kPa;设备热损失为加热蒸汽供热量的

2、5%；冷却水进口温度20，出口温度35；2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排10.1410.21设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算10.2111.11工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）11.1111.18塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）11.181

3、1.25热量衡算；附属设备的选型和计算11.25-12.02绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.0212.09绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.0912.16编写设计说明书，答辩要求2012.01.03将说明书及图纸装订并提交2012.1.41.5答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等 4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器

4、的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩教研室主任签名： 2011年10 月14 摘 要本设计对年处理量为3万吨乙醇-正丙醇的筛板连续精馏塔进行了设计。设计的开始先找出乙醇和正丙醇的有关数据，利用插值法快捷地计算出进料液、产品液、釜残液的温度和相应的气相组成，并且计算出相对挥发度；采用龙军提出的确定精馏塔适宜回流比的经验公式确定了适宜操作回流比为4.142；通过

5、逐板计算法用Excel快速计算出理论塔板数为23块，并进一步确定精馏塔的实际塔板数为44块；分别对此精馏塔的精馏段及提馏段的塔体工艺尺寸进行了设计，并对设计之后的浮阀塔板进行了流体力学的验算；绘制出塔板负荷性能图，从而得出精馏段的操作弹性为2.58，提馏段的操作弹性为2.44；确定了塔顶全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量，同时对输送各股物流的管径进行了设计；结果表明，本设计合理。关键词：连续精馏；板式精馏塔；精馏塔设计；乙醇；正丙醇目 录课程设计任务书 I摘 要 IV1 前言 12 设计方案的说明及确定 22.1设计方案的确定 22.2 塔体工艺尺寸的计算 32.3 塔板工艺尺寸

6、的计算 32.4 接管的计算 32.5工艺流程图 43 塔板的工艺设计 63.1 精馏塔的物料衡算 63.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 73.3 理论塔板的计算 133.4塔径的初步设计 163.5溢流装置 193.6塔板分布、浮阀数目与排列 214 塔板的流体力学计算 234.1气相通过浮阀塔板的压降 234.2淹塔 254.3雾沫夹带 264.4塔板负荷性能图 275 热量衡算 335.1塔顶冷凝器的热量衡算 335.2 加热介质的选择 335.3 冷却剂的选择 335.4 热量衡算 346 塔附件设计 386.1接管 386.2筒体与封头 407 塔总体高度的设计 42

7、7.1塔的顶部空间高度 427.2塔的底部空间高度 427.3塔的总体高度 428 塔附属设备设计 438.1 冷凝器的选择 438.2 再沸器的选择 449 结 论 45参考文献 46主要符号说明 47附录 50附录A. 筛孔排布图 50附录B 工艺流程图 52谢辞 531 前言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物,其中大部分是均相混合物.生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏过程使气、液两相多次直接接触和分离,利用液相混合物中各组分挥发度的不同,使易挥发组分由液相向气相转移,难挥发组分由气相向液相转移,实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质,传

8、热的过程。精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物最常用的一种单元操作,在化工,炼油,石油化工等工业中得到广泛应用，并取得了良好的效益。精馏塔主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、喷射型塔板等4。板式塔是目前最主要的精馏塔塔型，对它的研究一直长盛不衰。筛板塔和浮阀塔成功取代泡罩塔是效益巨大的成果，板式塔的设计已达到较高的水平，结果比较可靠。而浮阀塔在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，对其性能研究也较充分。浮阀塔具有以下的优点：生产能力大、操作弹性大、

9、塔板效率高、塔板压降及液面落差较小、塔的造价低等4。因此我选用浮阀塔。本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作等内容。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、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。2 设计方案的说明及确定2.1设计方案的确定 装置流程的确定精馏有连续精馏和间歇精馏之分，连续精馏属于稳态操作，塔内各项参数不随时间变化，适合原料处

10、理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离；而间歇精馏为非稳态操作。因此本设计中采用连续精馏1。由于乙醇-正丙醇物系可以采用江河水或循环水作冷却介质，冷却费用较少，所以采用水作冷却介质。塔顶冷凝器可采用全凝器或分凝器，工业上以全凝器为主，以便准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后续装置使用气态物料，宜用分凝器。由于本设计中塔顶产品为液态，故采用全凝器。对于小塔，回流冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液由重力作用回流入塔3，故本设计中将塔顶冷凝器安装在塔顶平台。蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水

11、或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压1。精馏操作有五种进料状况，工业上常采用接近泡点的液体进料和饱和液体进料。这样，进料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。而且，精馏段和提馏段的上升蒸汽量相近，塔径可以相同，设计制造也比较方便3。因为乙醇-正丙醇为一般物系，所以本设计中采用泡点进料。精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供足够的能量3。故本设计采用再沸器加热塔釜料液。设备费用和操作费用之和为最低时所对应的回流比为适宜回流比。要得到经济上合适的回流比,必须进行详尽的经济衡算和最优化设计。通常在设计过程中只作定性考

12、虑，由此选用的回流比随意性很大, 往往选取的不一定是合适的回流比。因此本设计中经验公式：9确定适宜回流比。此公式为通过对精馏过程的分析,以回流比R、理论塔板数N组成的（R+1）N为目标函数,用最优化方法通过计算机求解得到的确定适宜回流比的经验计算式，因此本设计中所选用的适宜回流比比较合理。2.2 塔体工艺尺寸的计算因为乙醇-正丙醇可视为理想物系，故塔的各股物流的相对挥发度的确定可运用相对挥发度的定义式和拉乌尔定律，采用试差法，用Excel快速、准确地计算出特定组成下的相对挥发度，从而可以计算出全塔的平均相对挥发度。也因为乙醇-正丙醇可视为理想物系，所以可以采用逐板计算法，运用Excel快速地计

13、算出理论塔板数以及进料板的位置。根据经验公式确定总板效率，从而可求出实际塔板数，并求出塔的有效高度。依据课程设计任务书的要求，通过相关经验公式计算及图表查取数据，取适宜的塔板间距算出塔径。2.3 塔板工艺尺寸的计算塔板工艺尺寸的计算包括溢流装置的设计和塔板的设计。溢流装置包括溢流堰、降液管和降液管底隙高度等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响。在计算时，根据经验参数及相关公式计算出堰长，堰高、降液管底隙高度等相关数据，然后根据计算结果选择装置。再进行塔板设计，计算完后进行核算，如不合理则反复调试至设计合理。2.4 接管的计算根据相关参考书上的经验值选取各物流的适宜流速，计算出各管径。由

14、于物系不具有腐蚀性且在低的压力下操作，故选用低压流体输送用焊接钢管或普通热轧无缝钢管，查管径规格，选取各管管径。2.5 工艺流程图1.原料液走向再沸器全凝器泡点进料 图2-1 精馏工艺流程图注：F为进料液物流，组成为；D为塔顶馏出液物流，组成为；W为塔底釜液物流，组成为；全凝器内物流的走向塔顶冷凝液冷却水冷却水塔顶蒸汽 图2-2 全凝器物流流程图注：全凝器内物料走壳程，冷却水走管程；物料冷却水冷却水物料 图2-3 再沸器物流流程图注：再沸器内加热蒸汽走壳程，物料走管程；3 塔板的工艺设计3.1 精馏塔的物料衡算F：进料量 （kmol/s） :原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶馏出液流量（kmo

15、l/s） :塔顶组成W：塔釜残液流量 （kmol/s） :塔底组成质量分数和摩尔分数间的换算关系为 （3-1）乙醇的摩尔质量： MA=46kg/kmol正丙醇的摩尔质量：MB=60kg/kmol原料乙醇组成： = 51.63%塔顶组成： =99.23%塔底组成： = 2.59%进料量 F=30000吨/年=0.0219kmol/s物料衡算式：F=D+W 联立代入数据求解：D=0.0111kmol/s,W=0.0108kmol/s物料衡算结果如表3-1所示。表3-1 物料衡算表输入输出项目进料%51.63kmol/s0.0219项目馏出液釜残液%99.232.59kmol/s0.01110.01

16、083.2 精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算表3-2 常压下乙醇-正丙醇物系的平衡数据（摩尔分数）T/97.6093.8592.6691.6088.3286.2584.9884.1383.0680.5078.38x00.1260.1880.2100.3580.4610.5460.6000.6630.8841.0y00.2400.3180.3490.5500.6500.7110.7600.7990.9141.0利用表中数据由插值法求得, ; 1. : , =85.422. : , =78.523. : , =96.834. 精馏段平均温度：= 81.975. 提馏段平均温度: = 9

17、1.13已知：混合液密度： (3-2混合气密度： (3-3塔顶温度：=78.52气相组成：, =99.43%进料温度： =85.42气相组成：: ， =68.99%塔底温度：=96.83气相组成：， =4.93%1.精馏段液相组成: 气相组成: 所以 2.提馏段液相组成:气相组成:所以 kg/kmolkg/kmol表3-3 不同温度下乙醇和正丙醇的密度表温度/708090100乙醇754.2742.3730.1717.4正丙醇759.6748.7737.57261求在、下乙醇和正丙醇的密度（单位：）=85.42，, , , =739.50 =78.52, , =744.06, =750.31,

18、 =744.12=96.83, , =721.43, =729.71, =729.54所以 kg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmolkg/kmol （3-4）表3-4 不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力表温度/乙醇表面张力（）正丙醇表面张力（）6020.2521.278018.2819.4010016.2917.50求在、下乙醇和正丙醇的表面张力（单位：）乙醇的表面张力：, =17.74, =18.43, =16.61正丙醇的表面张力：， =18.89， =19.54， =17.801.精馏段平均表面张力2.提

19、馏段平均表面张力表3-5 不同温度下乙醇和正丙醇的粘度表温度/乙醇的粘度/（）正丙醇的粘度/（）600.6010.899800.4950.6191000.3610.444求在下混合物的粘度（单位：）=81.97，：， =0.482：， =0.602=91.13，：， =0.420：， =0.5221.精馏段粘度2.提馏段粘度由 得由 得由 得1.精馏段平均相对挥发度2.提馏段平均相对挥发度3.3 理论塔板的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，在本次设计中采用逐板计算法。泡点进料，所以q=1,即q线为一直线。塔的平均相对挥发度

20、。根据气液平衡方程求q线方程：，所以，操作回流比。已知：精馏段操作线方程:提馏段操作线方程:采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线xD=y1 x1 y2 x2 y3 xn-1计算到xn-1< xF则第n-1块板即为进料板。提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：相平衡 操作线 相平衡 操作线xn-1 yn-1 xn yn xn+1 xN计算到xN< xW则理论塔板数为N块。由Excel计算结果如表3-6所示：表3-6

21、逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值p 0.9868p 0.9802p 0.9712p 0.9590p 0.9429p 0.9217p 0.8946p 0.8608p 0.8200p 0.7727p 0.7202p 0.6650p 0.6100p 0.5580p 0.51120.42910.33590.24390.16480.10470.06300.03590.01910.99230.98840.98300.97580.96600.95300.93590.91410.88680.85390.81580.77350.72900.68470.64270.60290.50530.3945

22、0.28500.19110.11960.07000.0378由计算结果可知：理论塔板数=23块（包括再沸器），进料板为第15块理论板，精馏段塔板数为14块，提馏段塔板数为9块（包括再沸器）。板效率可用奥康奈尔公式计算： （3-5）1.精馏段已知，所以，块；2.提馏段已知，所以，3.全塔所需实际塔板数：全塔效率：加料板位置在第29块塔板。3.4 塔径的初步设计已知：1.精馏段 kmol/skmol/s已知:kg/kmol,kg/kmol,则质量流量 kg/skg/s体积流量 /s/s2.提馏段：泡点进料q=1kmol/skmol/s已知：kg/kmol,kg/kmol,则质量流量 kg/skg/

23、s体积流量 /s/s1.精馏段由，安全系数=0.60.8，取0.7。 （3-6）C可由史密斯关联图查出。横坐标数值：取板间距查图可知m/sm圆整=1.4m，横截面积，空塔气速/s.2.提馏段横坐标数值：取m/sm圆整=1.4m,横截面积空塔气速m/s.3.5 溢流装置取m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液层高度按下式计算 （近似取E=1） （3-7）1.精馏段 mm2.提馏段 mm查图得：验算降液管的停留时间：1. 精馏段 2. 提馏段 停留时间>5s,故降液管可使用。1.精馏段 取降液管底隙的流速为m/sm,取=0.040m2.提馏段 取m/sm，取=0.070m3.6 塔板分布、浮阀

24、数目与排列本设计塔径m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。1.精馏段取阀孔动能因子，则阀孔气速m/s每层塔板上浮阀数目为个取边缘区宽度m，破沫区宽度m，计算塔板上的鼓泡区面积，即m,m所以浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm.则排间距：若考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用71mm，而应小些，故取，按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数188个。按N=188个重新核算孔速及阀孔动能因子m/s阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内。塔板开孔率=2.提馏段取阀孔动能因子，则孔速m/s每层塔板上浮阀数

25、目为个按，估算排间距因取排得的阀数较小，不符合生产任务，故取，排得阀数为204个。按N=204，重新核算孔速及阀孔动能因子m/s,阀孔动能因子变化不大，仍在913之间。塔板开孔率=4 塔板的流体力学计算4.1 气相通过浮阀塔板的压降可根据以下公式计算： （4-1） （4-2）1.干板阻力2.板上充气液层阻力取，=0.07m ，则0.5×0.07=0.035m3.液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：1.干板阻力2.板上充气液层阻力取 ,=0.07m ，则0.5×0.07=0.035m3.液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，

26、可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：4.2 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度 即 （4-3）1.单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：=0.0732m2.液体通过降液管的压头损失：板上液层高度：=0.07m，则取，已选定 ，则，可见,所以符合防止淹塔的要求。1.单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：=0.0731m2.液体通过降液管的压头损失：板上液层高度：=0.07m，则取，已选定 ，则，可见,所以符合防止淹塔的要求。4.3 雾沫夹带泛点率= （4-4） 板上液体流经长度：=1.42×0.21=0.98m板上液流面积： 取物性系数K=1.0 泛

27、点负荷系数泛点率=对于直径大于0.9m的塔，泛点率<80%，即雾沫夹带能够满足的要求。取物性系数K=1.0 泛点负荷系数泛点率=由以上计算可知，符合要求。4.4 塔板负荷性能图泛点率= （4-5）据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算。1.精馏段0.8= 整理得：2.提馏段0.8=整理得：操作范围内任取若干个值，计算表如下：表4-1 雾沫夹带计算结果精馏段提馏段/( /(/(/(0.0012.420.0012.350.0120.0132.112.080.0120.0132.062.03 （4-6） 由此确定液泛线，忽略式中 （4-7） （4-8）1.精馏段 整理得：2.提

28、馏段 整理得：在操作范围内，任取若干个LS值，算出相应的VS值：表4-2 液泛计算结果精馏段提馏段/(/(/(/(0.0012.980.0013.170.0042.740.0042.940.00102.240.0102.560.0131.930.0132.36液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s液体降液管内停留时间 以作为液体在管内停留时间的下限，则：m/s对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则 （4-9） （4-10）1.精馏段： 2.提馏段： 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，该线为与气相流量无关的竖直线。 （4-11）取E=1.0，则根据计算出

29、的数据作出塔板负荷性能图。P 图4-1 精馏段塔板负荷性能图注：操作点P： , PP 工 了 图4-2 提馏段塔板负荷性能图注：操作点P：，由塔板负荷性能图可看出：1.在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；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.由图可查出：塔板的气相负荷上限 精馏段（Vs）max=2.25， 提馏段（Vs）max=2.20塔板的气相负荷下限 精馏段（Vs）min=0.872 提馏段（Vs）min=0.900所以：精馏段操作弹性=提馏段操作弹性=表4-3 浮阀塔工艺设计计算结果项目符号单位计算数据备注精馏段提馏段塔径Dm

30、1.41.4板间距m0.450.45塔板类型单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速um/s1.111.11堰长lwm0.980.98堰高hwm0.0560.050板上液层高度m0.070.07降液管底隙高m0.0400.070浮阀数N188204等腰三角形叉排阀孔气速m/s7.597.02浮阀动能因子9.789.50临界阀孔气速m/s7.967.54孔心距tm0.0750.075同一横排孔心距排间距m0.0650.060相邻横排中心距离单板压降Pa532.14526.20降液管内液层高度m0.14410.1440泛点率%58.3862.14气相负荷上限(Vsmaxm3/s2.25220雾沫夹带控制

31、气相负荷下限(Vsminm3/s0.8720.900漏液控制操作弹性2.582.445 热量衡算5.1 塔顶冷凝器的热量衡算如图所示，根据热量衡算式，有：QD图5-1 塔顶冷凝器的热量衡算图热量衡算式 （5-1）5.2 加热介质的选择本设计选用200 kPa下120饱和水蒸汽作为加热介质。5.3 冷却剂的选择本设计选用20的冷却水，选升温15，即冷却水的出口温度为35。5.4 热量衡算 （5-2）又 （5-3） 蒸发潜热的计算：蒸发潜热与温度的关系 （5-4）表5-1 沸点下蒸发潜热列表沸点/蒸发潜热/(kJ/kg/K乙醇78.3846516.15正丙醇97.4687.5537.15, 乙醇：

32、蒸发潜热 =845.00kJ/kg=(4.142+1 0.0111360046.11845.00=kJ/h （5-5）所以表5-2 不同温度下水的比热容表温度/比热容/ kJ/(kg204.183304.174此温度下冷却水的比热容由插值法求算：，=4.176 kJ/(kg所以 kg/h1.热量衡算式如图所示,对精馏塔进行全塔的热量衡算。QDQCQB图5-1 全塔热量衡算图根据热量衡算式，可得： (5-6由设计条件知：2.各股物流的温度已知, , 3.基准态的选择以100kPa、的乙醇和正丙醇的混合液体为热量衡算的基准态，且忽略压力的影响，则=0.4.各股物流热量的计算由于温度变化不大，采用平

33、均温度，则根据,查手册得，液态下乙醇 A= 325.137,B=C= ，D=正丙醇A= 488.104，B=C=，D=故乙醇的比热容：正丙醇的比热容： 由此可求得进料与釜残液的热量分别为： = 86276.13 kJ/h把以上结果代入热量衡算式中，得解得 =8493343.14 kJ/h热损失 kJ/h5.加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为,则。本设计选用200kPa下120的加热蒸汽作为加热介质，查得该压力下蒸汽的汽化热r=2204.6kJ/kg,由此可求再沸器的加热蒸汽的用量： kJ/h热量衡算结果如表所示：表5-3 热量衡算表 基准：1h输 入输 出项目kJ项目kJ进料86276.13馏出

34、液0加热蒸汽8493343.14釜残液124952.11冷却水热损失424667.16总计9029619.27总计677619.276 塔附件设计6.1 接管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：D= （6-1）取=1.6m/s，=0.00157 m/sD=0.0353m=35.3mm查标准系列选取采用直管回流管，取=1.6m/s。管径计算如下： （6-2）d=0.0493m=49.3mm查表取=59.64kg/kmol =729.54kg/m3 W= 0.0108kmol/s取=1.6m/s ，直管出料；管径计算： （6-3）d=0.

35、0265m=26.5mm查表取直管出气，取气速=20m/s, 则 V=1.70m/s管径计算： (6-4D=0.329m=329mm查表取采用直管，取气速=23m/s, 则 =1.71 m/s管径计算： （6-5）D=0.308m=308mm查表取6.2 筒体与封头由于一般直径超过400mm时，常采用钢板卷制筒体。 筒体 D=1400mm 焊维系数取，得 +2=4.12mm所以壁厚取6mm。封头常见的形式有半球形、椭圆形、圆锥形和平板形，其中标准椭圆封头无论是几何形状或受力状态都比较好，制造难度又不大，所以本设计采用标准椭圆封头。大多数椭圆形封头的壁厚与筒体壁厚相等。故本设计中选择椭圆形封头的

36、壁厚度为6mm。由公秤直径=1400mm，查得曲面高度 =300mm，直边高度 =40mm，内表面积F=2.29 ,容积V=0.421 ,选用封头 Dg 1400×6，JBIT4737-95.本设计采用丝网除沫器，设计气速选取： 系数除沫器直径： 选取不锈钢除沫器。圆筒形群式支座制作方便，经济合理，在塔设备是支撑中广泛采用。由于本设计中，塔径大于800mm，故裙座壁厚取16mm。由于塔不大，所以采用搭接形式将裙座圈焊在塔底封头上。基础环将裙座圈传来的载荷均匀地传到基础环地面上去。基础环内径：基础环外径：圆整：=1400mm ，=2000mm，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑

37、到再沸器，裙座高度取3m；地角螺栓直径取M30。对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于安装和拆卸内件，既经济又方便，一般取15以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=1400mm，可选用吊柱500kg，s=1000mm，H=1000mm。人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔1020块塔板才设一个人孔，本塔中共有44块板，需设置4个人孔，即=4。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。设人孔处

38、的板间距600mm。7 塔总体高度的设计7.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。7.2 塔的底部空间高度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5min。7.3 塔的总体高度m8 塔附属设备设计8.1 冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系统一般范围为5001500kcal/( 。本设计取）=2930.76kJ/( 出料液温度：78.52（饱和气） 78.52（饱和液）冷却水温度：35 20逆流操作：，传热面积：根据全塔热量衡算，知kJ/h设备

39、型号：G500I-16-48.2 再沸器的选择选用120饱和水蒸汽加热，传热系数 =2930.76kJ/( 水蒸汽温度：120 120料液温度： 97.496.83逆流操作：，换热面积：根据全塔热量衡算，知=8493343.14 kJ/h设备型号：G·CH800-6-709 结 论1. 由于乙醇-正丙醇二元体系可视为理想体系，故本设计采用试差法快速算出特定组成下的乙醇-正丙醇混合液体的泡点温度及相对挥发度，较一般估算平均相对挥发度的方法更为简便；采用逐板计算法快速计算出理论塔板数。2. 采用龙军提出的确定精馏塔适宜回流比的经验公式确定了适宜操作回流比，结果较为可靠。3. 采用空塔气速

40、确定塔径。如用操作气速确定塔径结果会更为准确些（因为实际上气体通过的仅是有效传质区而并非整个塔的横截面），但比较麻烦，而且两种方法计算出来的塔径结果相差不大（用空塔气速计算出来的塔径偏小）。由于计算得到的塔径还需按标准塔径圆整，所以用两种方法所得到的塔径大小一般是相同的。故本设计采用空塔气速确定塔径。参考文献1 贾绍义. 柴诚敬. 化工原理课程设计M. 天津: 天津大学出版社, 2002.2 王国胜. 化工原理课程设计M.大连: 大连理工大学出版社, 2006.83 陈英兰, 刘玉兰. 常用化工单元设备的设计M. 上海：华东理工大学出版社, 2005 4 姚主英. 化工原理（上、下册）M.天津

41、：天津科学技术出版社，20095 6 周春英. 化工制图M.珠海：北京理工大学珠海学院，20107 巨勇智，靳士兰.过程设备机械基础M.北京：国防工业出版社，20058 刘光启等.化工物性算图手册M.北京：化学工业出版社，20029 龙军. 精馏塔适宜回流比的确定J. 石油炼制与化工, 1996, 27(1: 51-55.10 时均等.化学工程手册M.北京：化学工业出版社，1996.主要符号说明塔板开孔区面积，m2； 降液管截面积，m2；筛孔总面积，m2 ； 塔截面积，m2；流量系数，无因次； 筛孔直径，m/s ； D塔径，m； 液沫夹带量，kg(液/kg(气 ； E液流收缩系数，无因次； 总

42、板效率，无因次；F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(s.m1/2 ； g重力加速度，9.8 m/s2；与干板压降相当的液柱高度，m液柱； 与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱； 降液管的底隙高度，m； 与克服表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱； 与液体过降压管的压降相当的液柱高度，m； 板上清液层高度，m； 堰上液层高度，m； 出口堰高度，m； 板塔间距，m; H塔高度，m; K稳定系数，无因次；堰长，m； 液体体积流量 ，； N筛孔数目； 理论塔板层数； P操作压力，Pa； P 压力降，Pa； 气体通过每层塔板的压降，Pa；r鼓泡区半径，m； 筛孔的中心距，m； 筛孔的排间距； u空塔气速，m/s；液体通过降液管底隙的速度，m/s；气体通过筛孔的速度，m/s； 气体体积流量，； 边缘区宽度，m； 弓形降液管宽度，m；破沫区宽度，m； Z塔的有效高度，m；x 液相摩尔分数； y 气相摩尔分数； 塔顶蒸气带入系统的热量；回流液带出系统的热量；馏出液带出系统的热量；冷凝水带出系统的热量；塔顶上升蒸气的焓；塔底馏出液的焓式中-乙醇的蒸发潜热；正丙醇的蒸发潜热；对比温度；冷却水消耗量，kg/h；冷却介质在平均温度下的比热容，kJ/(kg；、冷却介质在冷凝器进