乙酸乙酯-乙酸丁酯筛板精馏塔的设计综述

1、化工原理课程设计题目乙酸乙酯-乙酸丁酯分离板式精馏塔系（院）的设计化学与化工系专业化学工程与工艺班级2009级1班学生姓名毋瑞仙学号2009010825指导教师贾冬梅职称副教授二o年十二月十日滨州学院课程设计说明书1课程设计任务书一、课题名称乙酸乙酯一乙酸丁酯分离板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据）原料：乙酸乙酯、乙酸丁酯溶液处理量：5万t/a原料组成：23%（乙酸乙酯的质量分率）料液初温：25C操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：冷液体进料塔顶产品浓度：98%（质量分率）塔底釜残液乙酸丁酯回收率为96%（质量分率）塔顶：全凝器塔釜：饱和蒸汽间接加热塔板形式：筛板生产时间：300天/年

2、，每天24h运行冷却水温度：20C设备形式：筛板塔厂址：滨州市三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大标题即可）1、设计方案的选定2、精馏塔的物料衡算3、塔板数的确定4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算6、塔板主要工艺尺寸的计算7、塔板的流体力学验算8、塔板负荷性能图（精馏段）9、换热器设计10、馏塔接管尺寸计算11、制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12、绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）13、撰写课程设计说明书一份（设计说明书的基本内容：课程设计任务

3、书；课程设计成绩评定表；中英文摘要；目录；设计计算与说明；设计结果汇总；小结；参考文献）14、有关物性数据可查相关手册15、注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）TOC o 1-5 h z1.设计动员，下达设计任务书0.5天2收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天3初步确定设计方案及设计计算内容5-6天4绘制总装置图2-3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天滨州学院课程设计说明书目录TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark12

4、 o Current Document 摘要1 HYPERLINK l bookmark14 o Current Document 第一章概述1 HYPERLINK l bookmark16 o Current Document 1.1精馏操作对塔设备的要求1 HYPERLINK l bookmark18 o Current Document 1.2板式塔类型1 HYPERLINK l bookmark20 o Current Document 第二章设计方案的确定2 HYPERLINK l bookmark22 o Current Document 2.1操作条件的确定2 HYPERLINK

5、 l bookmark24 o Current Document 2.2确定设计方案的原则4 HYPERLINK l bookmark26 o Current Document 第三章塔的工艺尺寸得计算5 HYPERLINK l bookmark28 o Current Document 3.1精馏塔的物料衡算53.1.1摩尔分率53.1.2平均摩尔质量53.1.3物料衡算53.1.4回收率5 HYPERLINK l bookmark34 o Current Document 3.2塔板数的确定63.2.1理论板层数N的求取6 HYPERLINK l bookmark92 o Current

6、Document 3.3精馏塔有关物性数据的计算83.3.1操作压力计算83.3.2操作温度计算93.3.3平均摩尔质量计算93.3.4平均密度计算103.3.5液体平均表面张力计算103.3.6液体平均黏度计算11 HYPERLINK l bookmark130 o Current Document 3.4精馏塔的塔体工艺尺寸设计113.4.1塔径的计算113.4.2精馏塔有效高度的计算11 HYPERLINK l bookmark164 o Current Document 3.5塔板主要工艺尺寸的计算143.5.1溢流装置计算143.5.2塔板布置173.6筛板的流体力学验算193.6.

7、1塔板压降203.6.2液面落差213.6.3液沫夹带22漏液22液泛23 HYPERLINK l bookmark307 o Current Document 3.7塔板负荷性能图23 HYPERLINK l bookmark309 o Current Document 3.7.1漏液线233.7.2液沫夹带线233.7.3液相负荷下限线243.7.4液相负荷上限线253.7.5液泛线26 HYPERLINK l bookmark361 o Current Document 第四章塔附属设计29 HYPERLINK l bookmark363 o Current Document 4.1塔附

8、件设计29 HYPERLINK l bookmark379 o Current Document 4.2筒体与封头32 HYPERLINK l bookmark385 o Current Document 4.3塔总体高度设计334.3.1塔的顶部空间高度334.3.2塔的底部空间高度334.3.3塔体高度33 HYPERLINK l bookmark393 o Current Document 4.4附属设备设计334.4.1冷凝器的选择334.4.2泵的选择34 HYPERLINK l bookmark411 o Current Document 设计小结35附录36参考文献43滨州学院课

9、程设计说明书I摘要化工生产过程中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足存储、运输。加工和使用的要求，时常将这些混合物分离为较纯净的物质。精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量驱动下，使气、液两相多次接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，实现原料混合物中各组分分离，该过程是同时进行传热传质过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离乙酸乙酯乙酸丁酯混合物的精馏塔。板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对板式精馏塔进行了大量工业规模的研

10、究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%40%）塔板效率（10%50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。而在板式精馏塔中，筛板塔有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右，处理能力大等优点，综合考虑更符合本设计的要求。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论

11、上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。关键词：板式精馏塔浮阀计算校核滨州学院课程设计说明书 第一章概述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。11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

12、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

13、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。12板式塔类型气一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，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气一液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气一液接触元件的不同，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。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年）、筛板塔（1832年），其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板

14、、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论筛板塔的设计。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015%。塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小(约23)。小孔筛板容易堵塞。第二章设计方案的确定本设计任务为乙醇一水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程

15、。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操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。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。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技

16、术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。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

17、，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

18、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。对于本实验溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。2.1.4冷却剂与出口温度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

19、口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50C，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。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

20、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

21、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的计算3.1精馏塔的物料衡算摩尔分率、平均摩尔质量、物料衡算、回收率等的计算乙酸乙酯的摩尔质量：Ma二88.11kg/kmo1水的摩尔质量：M=116.16kg/kmolB23/88.11原料液：Xf-23/88.11+77/116.16-。”479原料液M=

22、0.2825x88.11+(1-0.2825)X116.16=108.2359kg/kmolF5x104X103进料流量F=300X24；1082359=64.1603kmol/h全塔物料衡算F-D+W轻组分FXf-DXD+WXWDx乙醇的回收率耳-d100%-98%F水的回收率BW(1-x)-W-X100%-96%F(1-x)F式中：F原料液流量，kmol/hD流出液流量，kmol/hW釜残液流量，kmol/hX原料液中易挥发组分的摩尔分数FxD流出液中易挥发组分的摩尔分数馏出液流量D19.6042kmol/h釜液流量W44.5561kmol/h塔顶x0.9061D塔底产品x0.0081WX

23、釜残液中易挥发组分的摩尔分数W联立解得所以有：塔顶M二0.9061x88.11+(10.9061)x116.16二90.74kg/kmolD塔底产品Mw=0.0081x88.11+(1-0.0081)x116.16=115.93kg/kmol3.2塔板数的确定3.2.1理论板层数N的求取3211最小回流比及操作回流比计算当X”二0.2825时，由t-x(y)相图，可查得溶液的泡点温度为T疱103.3C查得泡点温度下乙酸乙酯的汽化热32.23KJ/Kmol,乙酸丁酯的汽化热36.79KJ/Kmol所以r二rxx+rx(1x)二35502KJ/Kmolm1121平均温度:T=(103.3+25)/

24、2C=64.15C原料液的比执容.C=Cx+Cx(1x)=223.6485KJ/(Kmol-K)、八*PPA1pB1cAt+rq=pm二1.4933rmTOC o 1-5 h zqx所以q线方程为y=x-Fq1q1即：y=3.0272x-0.5727根据进料线方程确定最小回流比如下图所示:0.0.0.0.12345列列列列列TIO9a876a5一I由上图可以看出q线与平衡线的切点坐标为(0.452/0.797)故Rminx-yqyxqq0.9061-0.797=0.3160.797-0.452取R=2R=2x0.316=0.632minRx故精馏段操作线方程y=x+牛ty=0.387x+0.5

25、55R+1R+1式中R回流比提馏段操作线方程:m+1L+qFx_WL+qFVWmL+qFVW故提馏段操作线方程：y=L7x-0.0057m+1m3.2.1.3逐板法求塔板数:y4.71213.7121yy=0.387x+0.555x-0427q线方程和精馏段操作线方程交点q求得:x-0.67191x-0.48322y-0.81502y-0.74203x-0.379D0.4273则精馏段N=2提馏段:X-0.37903y-0.63864X-0.27274X-0.1525X-0.066966X-0.0257y-0.45795y-0.25276y-0.10817y-0.03698X-0.00810.

26、6选平直堰；h0.6选齿形堰owowow选用平直堰，堰上液层高度：ow2.841000E（L）3,近似取E=1(一般情况取1,可借用博尔斯对泡罩塔提出的液流收缩系数计算图求取。)式中l堰长，mwL塔内液体流量，m3/hhE液流收缩系数，若h小于6mm，采用齿形堰，当溢流层不超过齿顶时h=1.17(fl)；当溢流层超过齿OWow顶时L=0.735h5/2（howowh)5/2用试差法。n则how0.6=284x1x(.00043x3600)3=0.0060m1000同理，提馏段的为h二0.0066mow取板上清液层高度hL二100mm故h二0.1-0.0060二0.094mw同理，提馏段的为h二

27、0.0934mw3513弓形降液管宽度和截面积降液管截面积：由A/A=0.06-0.12确定；fT由D-0.6由弓形降液管的参数图（姚玉英化工原理（下）P163页图3-12弓形降液管的宽度与面积）查得孑=0.062,故A=0.06x0.785=0.0432m2W=0.11D=0.11x1=0.11md同理，提馏段的为A=0.0432m2，W=0.11mfdAH为避免严重的气泡夹带，停留时间e3-5s，其中e=严。S验算液体在降液管中停留时间为：3600AH3600 x0.0432x0.359=匚二=35.16s5sL0.00043x3600h式中L塔内液体流量，m3/hhH板间距，mTAf弓形

28、降液管截面积，m2同理，提馏段的为9=30.86s5s故降液管设计合理3.5.1.4降液管底隙高度底隙：通常在30-40mm，若太低易于堵塞。36001u，取丁O.07m/Sw0式中L塔内液体流量，ma/hhl堰长，mwu液体通过降液管底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取u0=007m/s35m/s000043%3600二0.0102m=03600X0.6X0.07hh二0.0940.0102二0.0838m0.006m降液管底隙高度比溢流堰高度低w00.006m。同理，提馏段的为u=0.07m/sh=0.0117m/s00h一h=0.0817m0.006mw0故降液管底隙高度设计合理。3.

29、5.2塔板布置3.5.2.1塔板的分块塔板类型按结构特点可分为整块式或分块式两种。一般，塔径从小于800mm时采用整块式塔板；当塔径在900mm以上时，采用分块式塔板。因D900mm，故塔板采用分块式。溢流区区（受液区和降液区）W一般两区面积相等。d鼓泡区气液传质有效区入口安定区和出口安定区Ws=50-100mm。边缘区：小塔Wc=30-50mm，大塔50-75mm。有效传质区：单流型弓形孽劈板：Aa2(xy)r2x2+r2sill_1)r双流型弓形降液管塔板：4二2(窈匚占+”siif1三)治Jr2_彳+Fsiif1西)(5)筛孔的尺寸和排列筛孔：有效传质区内，常按正三角形排列.筛板开孔率：

30、一。=0.907(D=-=A丄f2sill602A筛孔数的计算：n=nA=1.158TOC o 1-5 h zP12n每平方米鼓泡区的筛孔数。3522边缘区宽度确定取W二W二0.04m，W二0.03mssC3523开孔区面积计算开孔区面积：A=2x(xx.；r2s2+二sin-1X)a180rD1其中x=(W一W)=(0.11+0.04)=0.43m2ds2滨州学院课程设计说明书0 D1r=一W二一一0.03=0.47m2c2式中W边缘区宽度，mCA开孔区面积，m2aW弓形降液管宽度，mDW破沫区宽度，mS同理，提馏段的为x二0.455mr二0.47m故A=2x(0.455x10.472-0.

31、432a兀x0.472180.0.43sm-i0.47=0.341m2同理，提馏段的为A二0.341m2a3524筛孔计算及其排列本利所处理的物系无腐蚀性，可选用二3mm碳钢板,取筛孔直径d二8mm。0筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3d=3x8二24mm0同理，取提馏段的为t二3d=3x8=24mm0“丄,1.158A1.158x0.341厂“人师孔数目n为：n二a二二686个120.0242式中A开孔区面积，m2at孔间距，m同理，提馏段的为686个8开孔率为00.907()2=10.08%同理，提馏段的为10.08%气体通过筛孔的气速为uVV=sAA0a02617.59m/s0.1

32、008x0.341同理，提馏段的为u=7.62m/s0滨州学院课程设计说明书 36筛板的流体力学验算3.6.1塔板压降3.6.1.1干板阻力计算TOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark243 o Current Document 干板阻力：h=0.051(你)2()ccp0L1式中u气体通过筛孔的气速，m/s0c0干筛孔的流量系数PV1、PL1分别为精馏段气、液相平均密度，kg/m3由d/50干筛孔流量系数图759315故h二0.051()2()二0.0198m液柱故c0.76808.4液柱同理，提馏段的为h二0.0235m液柱c3612气体通过液层的阻力计算气本通

33、过液层的阻力：0=卩hLu=s=_0.352m/saA-A0.785-0.0432Tf式中V塔内气体流量，m3/ss片一塔截面积，m2Af弓形降液管截面积，m2F0=U八叮,C=0.6801/2F0=0.352.3.15=0.625同理，提馏段的为u=0.353m/s,F二0.667a0查充气系数关联图，得0=0.74，提馏段的0=0.70故h=0h=0(h+h)=0.74x(0.094+0.0060)=0.074m液柱1Lwow式中hL板上液层高度，mB充气因数，无量纲。液相为水时，B=0.5，为油时，B=0.20.35，为碳氢化合物时，B=0.40.5同理，提馏段的为h=0.07m13.6

34、.1.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力：hhmbpgdL104x15062x10-3808.4x9.81x0.0080.000985m液柱式中d0孔直径，mO操作物系的液体平均表面张力，mN/mm同理，提馏段的为h0.00087m液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即hh+h+hpc1bh0.08057m液柱p同理，提馏段的为h=0.0775mp气体通过每层塔板的压降为Aphpg0.08057x808.4x9.81638.95Pa0.7kPa（设计允许值）PPL1同理，提馏段的为Ap593.39Pa0.7kPa(设计允许值)P362液面落差液面落差一般较小，可不计。当不

35、可忽略时，A=0.0476(b+4丿2巴:ZLs(bH)3(p-p)fLv对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。363液沫夹带TOC o 1-5 h z5.7x10-6u、雾沫夹带量：e=(a)32vbHhmTfh=2.5h二2.5x0.1二0.25mfL式中h板上液层高度，mLH板间距，mTn操作物系的液体平均表面张力，mN/mmu气体通过筛孔时的速度，m/sa故e二0.02047kg/kg0.1kg/kgv同理，提馏段的为e二0.0242kg/kgu00,min同理，提馏段的为u=4.75m/s，u=7.229m/su0,min00,min稳定系数为

36、K=L6L5u4.740,min同理，提馏段的为K=1.611.5故在本设计中无明显漏液。365液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hp(H+h)dTw式中H板间距，mTh堰高，mw0系数，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数。易气泡物系申=0.3-0.4，不易起泡物系申=0.6-0.7，般物系，取申=0.5。乙醇一水物系属于一般物系，取9二0.5，则申(H+h)二0.5(0.35+0.094)二0.222Tw同理，提馏段的为9(H+h)=0.2217Tw而H二h+h+hdpLd板上不设进口堰，h可由式5-30计算，即dh二0.153(u)2二0.153(0.07)2二0.000

37、750m液柱d0H二0.08057+0.074+0.000750二0.1553m液柱dH9(H+h)dTw同理，提馏段的为h二0.00750m液柱dH=0.1483m液柱dH9(H+h)dTw故在本设计中不会发生液泛现象。3.7塔板负荷性能图3.7.1漏液线由u=4.4C(0.0056+0.13h-h)p/p0,min0LbL1V1Vu二s,min0,minA0h二h+hLwowow2.841000I284l2得V=4.4CAJ0.0056+0.13h+E(-h)3-hp/ps,min00w1000lb-1V1w=4.4x0.076x0.1008x0.341x(0.0056+0.130.094

38、+x1x厂律七)33-0.000985808.4/3.15=0.1149：4.311+31.28-2s同理，提馏段的为V二0.1149：3.688+26.65-3TOC o 1-5 h zs,minS在操作范围内，任取几个-值，依上式计算出V值，计算结果列于表3-4。ss表3-4漏液线计算结果/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s0.24030.24460.24710.2497V/(m3/s)s0.22230.22630.22850.2309TOC o 1-5 h z由上表数据即可分别作出精馏段和提馏段的漏液线1。372液沫夹带线以e二0.1kg液/

39、kg气为限，求V-关系如下: HYPERLINK l bookmark313 o Current Document vssA-A0.785-0.0432Tf=1.35Vs同理，提馏段的为u二1.35Vash二2.5h二2.5x(h+h)fwowhow2.841000 x1x(畔)3=00053-s3TOC o 1-5 h z,2同理，提馏段的为h=0.0058-3 HYPERLINK l bookmark327 o Current Document ows HYPERLINK l bookmark341 o Current Document 22故h二2.5h二2.5x(0.094+0.005

40、3-3)二0.235+0.0133-3fss22H-h=0.35-0.235-0.0133-3=0.115-0.0133-3Tfss2同理，提馏段的为h=0.234+0.0333L3fsH-h二0.116-0.0333L3Tfs5.7x10-615.62x10-31.35V20.1150.0133L33.2=0.12整理得V二0.49220.0569L3ss2同理，提馏段的为V二0.4724-0.136L3ss在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3-5。表3-5雾沫夹带线计算结果L/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s0.4921

41、0.49180.49160.4914V/(m3/s)s0.47210.47140.47100.4706由上表数据即分别可作出精馏段和提馏段的雾沫夹带线2。373液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.006m作为最小液体负荷标准。由式得owhow=0.006m2.843600L、21000E(ls)3取E=1，则Ls,minz0.006x100030.6=()22.843600=0.000412m3/s同理，提馏段的为L=0.000412m3/ss,min据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。374液相负荷上限线以9=5s作为液体在降液管中停留时间的下限：0=AfxHt=5L

42、s故L=AfXHt=0.0432x0.35=0.003024m3/ss,min5同理，提馏段的为L=0.003024m3/ss,mim据此可分别作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。375液泛线令H二申(H+h)dTw由H二h+h+h；h二h+h+h；h二Bh；h二h+hdpLdpc1o1LLwow联立得PH+(p-p-1)h二(P+1)h+h+h+hTwowcdoTOC o 1-5 h z忽略h，将h与L,h与L,h与V的关系式代入上式，并整理得Oowsdscs2aV2=b-cL2一dL3sss式中a=0.051(Pv1)(Ac)2p00L1b=pH+(p-P-1)hTwc=0.153/

43、(lh)2w02d=2.84X10-3E(1+p)()3lw0051315将有关的数据代入，得a=.x()=0.2912(0.1008x0.341X0.76)2808.4b=0.5x0.350+(0.5-0.74-1)0.094=0.058440.153(0.6x0.0102)2=4085d=2.84X10-3x1x(1+0.74)(3600)3=1.6320.6c=3105d=1.594同理，提馏段的为a=0.3418b=0.062922故0.2912V2=0.05844一4085L2-1.632L3sss2同理，提馏段的为0.3418V2=0.062923105L2-1.594L3sss在

44、操作范围内，任取几个值，依上式计算出个值，计算结果列于表3-6。表3-6液泛线计算结果L/(m3/s)a0.000090.00060.0010.0015V/(m3/s)s1.8931.5581.3060.957V/(m3/s)s1.7471.7101.2841.026由以上数据可分别作出精馏段和提馏段的液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3-4、3-5所示。00.0010.0020.0030.004图3-5提留段塔板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：该筛板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限为漏液控制。在任务规定的气液负荷下的操作点p,处在适宜操作区内的适宜位置。

45、按照规定的液气比，由上图查出精馏段塔板的气相负荷上限(VS)max=0.53，气相负荷下限(VS)min=0.23，所以:操作弹性=0.53=2-3同理提馏段塔板的气相负荷上限(VS)max=0.47,气相负荷下限(VS)min=0.195,0.47操作弹性=0195=2.4所设计筛板的主要结果汇总于表3-7表3-7筛板塔设计计算结果项目精馏段数值提馏段数值平均温度t/C91.44114.28m平均压力P/kP103.075109.025ma气相流量V/(m3/s)s0.2610.262液相流量L/(m3/s)s0.000430.00049塔的有效高度Z/m1.43.85实际塔板数512塔径/

46、m11板间距0.350.35溢流形式单溢流单溢流降液管形式弓型弓型堰长/m0.60.6堰咼/m0.0940.0934板上液层咼度/m0.10.1堰上液层咼度/m0.00600.0066降液管底隙高度/m0.01020.0117安定区宽度/m0.040.04边缘区宽度/m0.030.03开孔区面积/m30.3410.341筛孔直径/m0.0080.008筛孔数目686686孔中心距/m0.0240.024开孔率/%10.0810.08空塔气速/(m/s)0.3320.334筛孔气速/(m/s)7.597.62稳定系数1.61.61单板压降/Pa638.95593.39负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带

47、控制负荷下限漏液控制漏液控制液沫夹带/(kg液/kg)0.020470.0242液相负荷上限/(m3/s)0.0030240.003024液相负荷下限/(m3/s)0.0004120.000412操作弹性2.32.4第四章塔附属设计4.1塔附件设计411进料管查表，25C进料乙醇密度P=876kg/m3；p=886kg/m312PLP10.282510.2825+876886二883.15kg/m3查姚玉英化工原理（上）P18页表1-1二1.6m/s64.1603x108.23593600 x883.15=0.00022m3/s4x0.0022D一3.14x1.6=0.0417m=41.7mm

48、查姚玉英化工原理（上）P369页附录二十五选取进料管的规格为050 x2.5。4.1.2回流管回流时，温度t=79.45C,W液相xD79.878.5=79.879.450.890.95=0.89xDnx=0.9061DMi。=88.11x0.9061+116.16x(10.9061)=90.74kg/kmolP=826kgm3AP=819kg/m3B88.11x0.9061/90.74188.11x0.9061/90.74+n826819PD=825.15kg/m30.632x19.6042x90.74825.15x3600=0.000378m3/s取u=1.8m/s4x0.000378D=

49、0.0164m=16.4mm3.14x1.8取回流管规格为032x3。4.1.3塔顶蒸气出料管塔顶的温度为78.3C，此时气相组成y:D79.8-78.50.98-0.99798-7945=9ny=0.98270.98-ydDM=88.11x0.9827+116.16x(1-0.9827)=88.6kg/kmolVD塔顶蒸气密度PD88.6x273.1522.4x(273.15+79.45)=3.06kg/m3蒸气体积流量V=1.632x19.6042x88.63.06x3600=0.257m3/s取u=25m/s,4x0.257d=3.14x25=0.0131m=13.1mm取回流管规格为0

50、32x3。4.1.4釜液排出管釜底w=44.5561kmol/h釜底温度为125.13C,液相组成x:W126-120.6126-120.6x=nx=0.0081W0-0.050-xWW平均摩尔质量M=88.11x0.0081+116.16x(1-0.0081)=115.93kg/kmolWP=760kg/m31=767kg/m38811x0.0081/115.93+1-(8&11x0.0081/115.93)n760PWr44.5561x115.93门L=0.0019m3/hw766.99x3600767P=766.99kg/m3W取u=1.5m/sd飞=00399m=399mm取此管的规格

51、为045x2.5。4.1.5法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，(查熊洁羽化工制图P380页附录七)选用相应法兰。进料管接管法兰：PL500.25HG20593回流管接管法兰：PL320.25HG20593塔顶蒸气管法兰：PL320.25HG20593釜液排出管法兰：PL450.25HG205934.2筒体与封头4.2.1筒体壁厚选6mm,所用材质为A3。4.2.2封头封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=600mm，查得曲面高度h二150mm，直边高度h二25mm，内表面积F=3.73m2，容积1o封V=o.866m选用

52、封头DN600*6,JB1154-73。封4.2.3裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径小于800mm，故裙座壁厚取6mm。基础环内径：D=(1000+2x6)0.3x103=1932mmbi基础环外径：D=(3000+2x16)+0.3x103=3332mmbo圆整：D=2000mm，D=3500mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑bibo到再沸器，裙座高度取2m,地角螺栓直径取M30。4.2.4人孔人孔，其安设是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部装置。根据生产要求及塔设备装置设置

53、2个人孔，孔径为500mm。4.3塔总体高度设计4.3.1塔的顶部空间高度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。432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。fH=(tLx60 xR)/A+0.6二(5x4.3x10-3x60)/0.785+0.6二0.76mBSVT4.3.3塔体高度H二350 x5+350 x12+500 x2+800二7750mm二7.75mi塔体总高H二H+H+H+H+H+H二7.75+0.76+2+0.175+1.2二11.8

54、85m1B1顶封裙4.4附属设备设计4.4.1冷凝器的选择有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为2901160W/(m2jC)本设计取K=500W/(m2.C)出料液温度：79.45CC饱和气)79.45CC饱和液)冷却水温度：20C30C汽化潜热：r=36.79kJ/molr=32.23kJ1mol21逆流操作：At二59.45C,At二49.45C12AAt-At59.4549.45一巾At-12-54.30Cm、AA59.45In1InAt49.452平均摩尔质量：M二90.74kg/kmol蒸汽流量：V=(R+1)x11.22二1.632x19.6042二31.99kmol/

55、h蒸汽的平均汽化热：r=rxx+rx(1-x)=32.66kJ/molm1121传热面积：A=QKAt32.66x31.99x103500 x54.3x3.6二10.69m2因为两流体温差小于70C，故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）所选型号为G400I1.622.3。查得有关参数（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）如下表3-8所示：表3-8冷凝器相关参数壳程/mm273管子尺寸/mm025x2.5公称压强/MPa1.6管长/m4.5公称面积/m211.1管子总数32管程数2管子排列方法三角形442再沸器的选择水蒸气再沸器设计选用的总体传热系数一

56、般范围为20004250W/（m2.C）本设计取K=2000W/（m2.C）水蒸气温度：160C（蒸汽）160C（水）逆流操作：At=140-125.13=14.87Cm平均摩尔质量：Mw=0.0081x88.11+（1-0.0081）x116.16=115.93kg/kmol蒸汽流量：V=V(q-1)xF=63.64kmol/h蒸汽汽化热：r=36.75kJ/molm传热面积：A=QKAt张755664x106=21.84m22000 x14.87x3600由于塔底蒸汽压强为500Kpa600Kpa,故选用固定板式列管换热器。（查姚玉英化工原理（上）P378页附录二十八）所选型号为G400I

57、1.619.7。查得有关参数如表3-9下:表3-9再沸器相关参数壳程/mm400管子尺寸/mm025x2.5公称压强/MPa1.6管长/m公称面积/m222.3管子总数98管程数1管子排列方法三角形443泵的选择1进料泵原料液流量F=64.1603kmol/h进料液在25C时乙醇的密度为P1=876kg/m3进料液的摩尔质量为M=108.235kg/kmolF所以Lf64.1603x108.2359876=7.93m3/h查姚玉英化工原理（上）P373页附录二十六选用型号为IS50-32-200的单机单吸离心泵2.回流泵同理回流液流量L=2.031m3/hs选用型号为IS50-32-125的单

58、机单吸离心泵设计小结本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的设计。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在短短的两周内，从开始的一头雾水，到组内同学的相互商讨，再查资料对整个工艺流程的计算，再到对材料的选取论证和后期的电子版编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实际相结合的种种困难，也体会到了利用所

59、学的有限知识去解决实际中各种问题的不易。我们从中明白了学无止境的道理，在我们所查找的很多参考书中，很多知识是我们从来没有接触到的，我们对一些知识的了解还仅限于皮毛，所学知识结构还很不完善，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。在实际计算过程中，由于没有及时将所得结果进行总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，浪费了大量时间。在一些应用问题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对一些数据的选取，也只是根据范围自己选的，并不一定符合现实应用，因此，一些数据计算并不是十分准确，因而存在一定的的误差，影响后面具体设备的选型。通过本次课程设

60、计，让我对我自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们以后继续学习是个很好的指导方向，我了解了工程设计的主要内容，掌握了化工设计主要的程序和方法，增强了分析和解决工程问题的能力。最后感谢我们的指导老师贾冬梅老师，刘元伟老师，李亚萍老师对我们的辛勤指导与帮助，同时也要感谢同学们的相互帮助和支持。限于我的水平，设计中难免有一些不足之处，恳请老师批评指正。附录：物性图表表1乙酸乙酯与乙酸丁酯的基础物性分子量(kg/kmol)沸点（C）汽化潜热（kj/mol）乙酸乙酯88.1177.0632.23乙酸丁酯116.16126.1136.79表2常压下乙酸乙酯-乙酸丁酯溶液的平衡数据温度（C）液相中乙酸