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 31.1塔设备在化工生产中的作用与地位 31.2塔设备的分类 31.3板式塔 31.3.1泡罩塔 31.3.2筛板塔 31.3.3浮阀塔 3第二章设计方案的确定及流程说明 32.1塔型选择 32.2操作压力 32.3进料状态 32.4加热方式 32.5回流比 32.6产品纯度或回收率 32.7热能的利用 32.8操作流程 3第三章精馏塔的工艺计算 33.1摩尔分数 33.2最小回流比和最佳回流比的确定 33.3物料横算 33.4塔板数的确定 33.4.1理论塔板数NT的确定 33.4.2全塔效率的估算 33.4.3实际塔板数 3第四章精馏塔主题尺寸的计算 34.1精馏段与提馏段的汽液体积流量 34.1.1精馏段的汽液体积流量 34.1.2提馏段的汽液体积流量 34.2塔径的计算 34.3塔高的计算 34.4塔板结构尺寸的确定 34.4.1溢流装置 34.4.2降液管 34.4.3塔板布置 3第五章塔板的流体力学验算 35.1气体通过塔板的压力降QUOTE 35.1.1干板阻力QUOTE 35.1.2板上充气液层阻力QUOTE 35.1.3由表面张力引起的阻力QUOTE 35.2液面落差 35.3液沫夹带（雾沫夹带） 35.4漏液 35.5液泛 3第六章塔板负荷性能图 36.1精馏段塔板负荷性能图 36.1.1漏液线 36.1.2液沫夹带线 36.1.3液相负荷下限线 36.1.4液相负荷上限线 36.1.5液泛线 36.2提馏段塔板负荷性能图 36.2.1漏液线 36.1.2液沫夹带线 h36.1.3液相负荷下限线 h36.1.4液相负荷上限线 h36.1.5液泛线 h3第七章接管尺寸的确定及选型 h37.1进料管尺寸的确定及选型 h37.2釜液出口管尺寸的确定及选型 h37.3回流管尺寸的确定及选型 h37.4塔顶蒸汽出口径及选型 37.5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 38.1冷凝器 38.1.1冷凝器的选择 38.1.2冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量 38.2预热器 38.3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Abstract Thesievetraytowerisonekindofmaingas-liduidmasstransferequipmentinChemicalproduction.Thisdesignforethanol-waterdistillationanalysisoftheproblem,selection,calculation,accounting,graphics,etc,isamorecompletedistillationdesignprocess.Throughthecalculationofsievetraytower,wecangetvariousdesignsofsievetraytower,suchastowerprocess,productionoperatingconditionsandphysicalparametersisreasonabletoensurethesmoothprogressofdistillationprocessandtoimproveefficiencyasmuchaspossible. Keywords:sievetraytower，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课题名称乙醇-水连续板式精馏塔的设计课题条件（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。2021.02【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。2021.12【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。1996.02【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙：中南大学出版社。2021.04【5】王国胜编。化工原理课程设计。大连：大连理工大学出版社。2021.02【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，2021，01.2.仪器设备：板式精馏塔3.指导老师：方继德设计任务（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=25.5%，原料处理量：质量流量=9.5t/h产品要求：摩尔分率：xD=0.83,xW=0.0252工艺操作条件：塔顶压强为4kPa(表压)，单板压降<0.7kPa，塔顶全凝，泡点回流，R=（1.2~2）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）设计所需技术参数乙醇-水在常压下的相平衡数据设计说明书内容(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6.27到6.292.根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，6.30到7.23.撰写设计说明书，7.3到7.54.绘制工艺流程图及总装图，答辩，7.6到7.8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1.1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。1.2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。1.3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。1.3.1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。1.3.2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20％－40％）（2）.塔板效率高（提高10％－15％）（3）.压力降低（降低30％－50％），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]。1.3.3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V-4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。V-4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，V-4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。2.1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10.8t/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。2.2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：⑴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1.6MPa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；⑵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；⑶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。2.3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：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。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：⑴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；⑵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。2.4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。2.5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1.2∽2倍，即R＝（1.2∽2）Rmin；2.6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。2.7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。2.8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3.1摩尔分数QUOTEQUOTE质量分率W乙醇=0.255质量流量QUOTE=9.5t/hM乙醇=46g/molM水=18g/molQUOTE=QUOTE=0.118平均摩尔质量M=0.11846+（1-0.118）18=21.30kg/kmolM=0.8346+(1-0.83)18=41.24kg/kmolM=0.02546+（1-0.025）18=18.70kg/kmol3.2最小回流比和最佳回流比的确定通过QUOTEQUOTE由RMIN专用计算程序知Rmin=1.48最佳回流比R=（1.2—2.0）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t—x—y数据沸点t/℃乙醇摩尔数/%沸点t/℃乙醇摩尔数/%气相液相气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根据表1：乙醇—水系统t—x—y数据可得到图1：全回流下乙醇—水的平衡图如下：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Nmin=8吉利兰的原始数据回归方程式【3】：QUOTEQUOTE整理数据如表2：表2N-R数据表以N-R作图可得图2：图2：N-R图该图拐点R为最佳回流比，该点为：R=2.22，N=15.293.3物料横算物料衡算D+W=F+S（1）易挥发组分物料衡算F=D+WχW（2）恒摩尔流假设S=V=(R+1)D(3）QUOTEQUOTE联立上式（1）、（2）、(3)得：S=150.84kmol/hW=549.98kmol/hD=46.8kmol/h3.4塔板数的确定3.4.1理论塔板数NT的确定理论塔板数可根据图3确定图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15.2块板），精馏段理论板数为16（精确板数为15.2），提馏段理论板数为1（精确板数为1.8）（包括蒸馏釜）3.4.2全塔效率的估算根据乙醇—水体系的相平衡数据可以查得：QUOTEQUOTEQUOTE(塔顶第一块板)QUOTEQUOTEQUOTE（进料口)QUOTEQUOTEQUOTE（塔底）由相平衡方程式可得因此可以求得：QUOTE全塔的相对平均挥发度：精馏段：QUOTE提馏段：QUOTE全塔的平均温度：精馏段：QUOTE提馏段：在82℃时，根据上图知对应的X=0.273，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（液体及水溶液的物理性质——液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在89.9℃时，根据上图知对应的X=0.056，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（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因为所以，平均黏度：精馏段：提馏段：用奥康奈尔法()计算全塔效率：精馏段：提馏段：3.4.3实际塔板数实际塔板数QUOTE精馏段：，取整28块，考虑安全系数加一块为29块。提馏段：，取整5块，考虑安全系数加一块，为6块。进料口：N进料=29+1=30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4.1精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1精馏段的汽液体积流量平均摩尔质量的计算：进料口：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE塔顶：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE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)摩尔分数xF=0.118y1=xD=0.83yF=0.468x1=0.813质量分数摩尔质量/MLF=21.3MLD=41.76MVF=31.3MVD=41.24温度/℃85.778.3平均摩尔质量：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE液相平均质量分数：Wlm=（QUOTE+QUOTE）/2=(QUOTE+0.917)/2=0.586气相平均质量分数：WVm=（QUOTE+QUOTE）/2=（0.692+0.923）/2=0.808平均温度：tm=（tF+tD）/2=(85.7+78.3)/2=82℃在平均温度下查得QUOTE4.1.1.1液相的计算已知Wlm=0.586，QUOTE液相平均密度计算：代入：QUOTE求得：QUOTE精馏段的液相负荷L=RD==QUOTEKmol/hLsj=LQUOTE/QUOTE=103.9×31.53/817.3=QUOTE4.1.1.2气相的计算已知tm=82℃，QUOTE精馏段塔顶压强QUOTE若取单板压降为QUOTE,则进料板压强QUOTEnQUOTE105.325+0.7QUOTE气相平均压强QUOTE由所以气相平均密度计算:QUOTE=QUOTE气相负荷V=（R+1)D==QUOTE=QUOTE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/36.2731.53平均密度/1.420817.3体积流量/3851.94.014.1.2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=（tF+tw）/2=（94+85.7）/2=89.85℃表5提馏段的数据位置塔釜进料板摩尔分数xF=0.118yF=0.468质量分数摩尔质量/MLF=21.3MVF=31.3温度/℃94.085.7表6提馏段的汽液相负荷名称气相液相平均摩尔质量/27.420平均密度/1.067918.5体积流量/3873.511.984.2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：QUOTE=QUOTE汽塔的平均液相流量：QUOTE汽塔的汽相平均密度：QUOTE汽塔的液相平均密度：QUOTE塔径可以由下面的公式给出：QUOTE由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。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/mm800～12001400～24002600～6600板间距

HT/mm300350400450500400450500550600650700450500550600650700750800参照上表,取板间距QUOTE0.35m,板上液层高度QUOTE=0.06m，那么分离空间：由已知条件可以计算出二相流动参数【2】：QUOTE从史密斯关联图图4史密斯关联图查得：QUOTE=0.062，由于由于，需先求平均表面张力：1——乙醇2——水塔顶:进料板：=17.5mN/m=61.6mN/m塔底：=16.6mN/m=58.9mN/m精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力全塔液相平均表面张力C=0.062×()0.2=0.0735=0.0735×u=0.65×1.95=1.27m/s==1.086m根据塔径系列尺寸圆整为D=1000mm此时，精馏段的上升蒸汽速度为：QUOTE=QUOTE提馏段的上升蒸汽速度为：QUOTE=QUOTE安全系数：QUOTE==0.7QUOTE==0.702和均在0.6—0.8之间，符合要求4.3塔高的计算精馏段有效高度QUOTE提馏段有效高度QUOTE塔的高度可以由下式计算：QUOTEQUOTE—塔顶空间（不包括头盖部分）—板间距N—实际板数S—人孔数—进料板出板间距—塔底空间（不包括底盖部分）已知实际塔板数为N=35块，板间距QUOTE，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，则人孔的数目为：个取人孔两板之间的间距QUOTE，则塔顶空间QUOTE塔底空间QUOTE，进料板空间高度QUOTE，那么，全塔高度：4.4塔板结构尺寸的确定4.4.1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】：4.4.1.1溢流堰长QUOTEQUOTE为0.7D，即：QUOTE；4.4.1.2出口堰高QUOTEQUOTE精馏段：由QUOTE,查液流收缩系数图5可知：图5液流收缩系数图E为1.02，依下式得堰上液高度：QUOTEEQUOTE故：QUOTE提馏段：QUOTE,查液流收缩系数表可知：E为1.067，依下式得堰上液高度：QUOTEEQUOTE故：QUOTE4.4.2降液管4.4.2.1降液管宽度QUOTE与降液管面积QUOTE有，查弓形降液管参数图6【2】得,QUOTE故：QUOTE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】：QUOTEQUOTE）液体在提馏段降液管内的停留时间：QUOTEQUOTE）4.4.2.2降液管底隙高度QUOTE精馏段：取液体通过精馏段降液管底隙的流速QUOTE依式计算降液管底隙高度QUOTE，即：QUOTE提馏段：取液体通过精馏段降液管底隙的流速QUOTE依式计算降液管底隙高度QUOTE，即：4.4.3塔板布置4.4.3.1边缘区宽度的确定取安定区宽度取边缘区宽度：QUOTE4.4.3.2开孔区面积的计算开孔区面积按下式计算：QUOTE）【3】其中QUOTE故QUOTE4.4.3.3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QUOTE故孔中心距t=2.9QUOTE5.0=14.5mm，依下式计算塔板上筛孔数n,即QUOTE孔依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即：QUOTE每层板上的开孔面积为QUOTE气孔通过筛孔的气速：精馏段：QUOTE提馏段：QUOTE4.4.3.4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5.1气体通过塔板的压力降QUOTE气体通过塔板的压力降(单板压降)QUOTEQUOTE——气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱QUOTE——气体通过筛板的干板压降，m液柱QUOTE——气体通过板上液层的阻力，m液柱QUOTE——克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力QUOTE干板压降QUOTEQUOTE【2】QUOTE——筛孔气速，m/sQUOTE——孔流系数QUOTE——分别为气液相密度，Kg/m3根据QUOTE，查干筛孔的流量系数图C0=0.751精馏段QUOTE=0.0466m液柱提馏段QUOTE=0.0306m液柱5.1.2板上充气液层阻力QUOTE板上液层阻力用下面的公式计算：QUOTE【2】QUOTE——板上清液层高度，mβ——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QUOTE塔横截面积QUOTE精馏段动能因子查充气系数0.6，则QUOTE提馏段动能因子查充气系数QUOTE0.63，则QUOTE5.1.3由表面张力引起的阻力QUOTE液体表面张力的阻力QUOTE【2】精馏段提馏段综上，故精馏段hf=0.0466+0.036+0.00403=0.08663m液柱QUOTE提馏段QUOTE=0.0306+0.0378+0.00507=0.07347m液柱5.2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5.3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，QUOTEQUOTE【2】精馏段QUOTE提馏段QUOTE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。5.4漏液漏液验算【2】QUOTE精馏段QUOTE实际孔速QUOTE稳定系数QUOTE提馏段QUOTE实际孔速QUOTE稳定系数QUOTE故在本设计中无明显漏液5.5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QUOTE【2】乙醇-水组分为不易发泡体系故取QUOTEQUOTE精馏段：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE提馏段：QUOTEQUOTEQUOTEQUOTE第六章塔板负荷性能图6.1精馏段塔板负荷性能图6.1.1漏液线QUOTE据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液体/kg干气为限，求Vs-Ls关系如下：QUOTEhf=2.5hL=2.5（QUOTE，QUOTEQUOTEEQUOTEQUOTEQUOTE解得：QUOTE列表计算如下：Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.2521.1261.0200.926可作出液沫夹带线26.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由QUOTE=0.817QUOTE解得：QUOTE据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.6.1.4液相负荷上限线以QUOTE作为液体在降液管中停留时间的下限QUOTE,QUOTE据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.1.5液泛线令QUOTEQUOTE联立得：QUOTE整理得：QUOTE’QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTEEQUOTE列表计算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.651.4791.2200.900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：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：QUOTE故操作弹性为QUOTE6.2提馏段塔板负荷性能图6.2.1漏液线QUOTE据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液体/kg干气为限，求Vs-Ls关系如下：QUOTEhf=2.5hL=2.5（QUOTE，QUOTEQUOTEEQUOTEQUOTEQUOTE解得：QUOTE列表计算如下：Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)1.5621.4171.2951.186可作出液沫夹带线26.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由QUOTE=0.855QUOTE解得：QUOTE据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.6.1.4液相负荷上限线以QUOTE作为液体在降液管中停留时间的下限QUOTE,QUOTE据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.1.5液泛线令QUOTEQUOTE联立得：QUOTE整理得：QUOTE’QUOTEQUOTEQUOTEQUOTEQUOTEEQUOTE列表计算如下：Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)1.7411.5731.3791.139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：QUOTE故操作弹性为QUOTE第七章接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的确定及选型料液质量流量QUOTE进料温度QUOTE，在此温度下QUOTEQUOTE则QUOTEQUOTE取管内流速：QUOTE则进料管管径：QUOTE则可选择进料管QUOTE热轧无缝钢管，此时管内液体流速QUOTE7.2釜液出口管尺寸的确定及选型釜液质量流量QUOTE塔釜温度QUOTE，在此温度下QUOTEQUOTE则QUOTEQUOTE取釜液出塔的速度：QUOTE则釜液出口管管径：QUOTE则可选择釜液出口管QUOTE热轧无缝钢管，此时管内液体流速QUOTE7.3回流管尺寸的确定及选型回流液质量流量QUOTE回流温度QUOTE，在此温度下QUOTEQUOTE则QUOTEQUOTEQUOTE取回流速度：QUOTE则回流出口管管径：QUOTE则可选择回流出口管QUOTE热轧无缝钢管，此时管内液体流速QUOTE7.4塔顶蒸汽出口径及选型QUOTE塔顶上升蒸汽的质量流量：QUOTEQUOTE取适当流速：QUOTEQUOTE所选规格为，此时管内流速13.9QUOTE7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸汽体积流量：QUOTEQUOTEQUOTE取适当速度QUOTEQUOTE所选规格为，此时管内流速15.7QUOTE第八章精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器8.1.1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。8.1.2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：QUOTEQUOTE——单位时间内的传热量，QUOTE；——热、冷流体的质量流量，QUOTE；QUOTE——热流体的汽化潜热，QUOTEQUOTE查表得r=925kJ/kg则QUOTE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Cpc=4.203QUOTE于是冷凝水用量：QUOTE又QUOTEK取700所以，传热面积：QUOTEQUOTE8.2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QUOTE可记为：QUOTE其中QUOTE=(85.7+35)/2=60.35℃（设原料液的温度为35℃）在已知进出预热器的平均温度QUOTE=60.35℃的情况下可以查得比热容：QUOTE所以，釜残液放出的热量QUOTE若将釜残液温度降至QUOTE=45℃那么平均温度QUOTE=(94+45)/2=69.5℃其比热为QUOTE=4.2KJ/kg.℃，因此，QUOTE可知，QUOTE，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点8.3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。设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度℃78.394.0平均流量气相VSm3/s1.071.076液相LSm3/s0.001110.00333实际塔板数N块296板间距HTm0.350.35塔的有效高度Zm9.81.75塔径Dm1.01.0空塔气速um/s1.3631.37塔板液流形式单流型单流型溢流装置溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.760.76堰高hwm0.051220.0409溢流堰宽度Wdm0.1630.163管底与受液盘距离hom0.0210.0364板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔中心距tmm14.514.5孔数n孔31723172开孔面积m20.06210.0621筛孔气速uom/s17.2217.33塔板压降HfkPa0.6950.662液体在降液管中停留时间τs26.58.78降液管内清液层高度Hdm0.1470.136雾沫夹带eVKg液/kg气0.0510.038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VS·maxm3/s1.31.4气相最小负荷VS·minm3/s0.4820.558操作弹性2.702.51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。参考文献陈敏恒化工原理（上）[M].北京：化学工业出版社，2021陈敏恒化工原理（下）[M].北京：化学工业出版社，2021夏清、陈常贵.化工原理（下）[M].天津：天津大学出版社，2021夏清、陈常贵.化工原理（下）[M].天津：天津大学出版社，2021谭皓、张电吉.AutoCAD2021建筑制图[M].中国电力出版社，2021

社会实践报告系别：班级：学号：姓名：作为祖国未来的事业的继承人，我们这些大学生应该及早树立自己的历史责任感，提高自己的社会适应能力。假期的社会实践就是很好的锻炼自己的机会。当下，挣钱早已不是打工的唯一目的，更多的人将其视为参加社会实践、提高自身能力的机会。许多学校也积极鼓励大学生多接触社会、了解社会，一方面可以把学到的理论知识应用到实践中去，提高各方面的能力；另一方面可以积累工作经验对日后的就业大有裨益。进行社会实践，最理想的就是找到与本专业对口单位进行实习，从而提高自己的实战水平，同时可以将课本知识在实践中得到运用，从而更好的指导自己今后的学习。但是作为一名尚未毕业的大学生，由于本身具备的专业知识还十分的有限，所以我选择了打散工作为第一次社会实践的方式。目的在于熟悉社会。就职业本身而言，并无高低贵贱之分，存在即为合理。通过短短几天的打工经历可以让长期处于校园的我们对社会有一种更直观的认识。实践过程：自从走进了大学，就业问题就似乎总是围绕在我们的身边，成了说不完的话题。在现今社会，招聘会上的大字报都总写着“有经验者优先”，可还在校园里面的我们这班学子社会经验又会拥有多少呢？为了拓展自身的知识面，扩大与社会的接触面，增加个人在社会竞争中的经验，锻炼和提高自己的能力，以便在以后毕业后能真正真正走入社会，能够适应国内外的经济形势的变化，并且能够在生活和工作中很好地处理各方面的问题，我开始了我这个假期的社会实践-走进天源休闲餐厅。实践，就是把我们在学校所学的理论知识，运用到客观实际中去，使自己所学的理论知识有用武之地。只学不实践，那么所学的就等于零。理论应该与实践相结合。另一方面，实践可为以后找工作打基础。通过这段时间的实习，学到一些在学校里学不到的东西。因为环境的不同，接触的人与事不同，从中所学的东西自然就不一样了。要学会从实践中学习，从学习中实践。而且在中国的经济飞速发展，又加入了世贸，国内外经济日趋变化，每天都不断有新的东西涌现，在拥有了越来越多的机会的同时，也有了更多的挑战，前天才刚学到