《乙醇-水連續(xù)篩板精餾塔的設(shè)計(jì).doc》由會(huì)員分享，可在線閱讀，更多相關(guān)《乙醇-水連續(xù)篩板精餾塔的設(shè)計(jì).doc（37頁(yè)珍藏版）》請(qǐng)?jiān)谘b配圖網(wǎng)上搜索。

成績(jī) 課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū) 題目 乙醇—水連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì) 課 程 名 稱 化工原理 院 系 專 業(yè) 班 級(jí) 學(xué) 生 姓 名 學(xué) 號(hào) 指 導(dǎo) 教 師 目錄 第一章 緒論 2 一、目的： 2 二、已知參數(shù)： 3 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容： 3 第二章 課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容 3 一、精餾流程的確定 3 二、塔的物料衡算 4 三、塔板數(shù)的確定 4 四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 6 五、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 10 六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 10 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 16 八、塔板負(fù)荷性能圖 18 九、篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 22 十、精餾塔的附屬設(shè)備及接管尺寸 23 第三章 總結(jié) 23 . 乙醇——水連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì) 第一章 緒論 一、目的： 通過(guò)課程設(shè)計(jì)進(jìn)一步鞏固課本所學(xué)的內(nèi)容，培養(yǎng)學(xué)生運(yùn)用所學(xué)理論知識(shí)進(jìn)行化工單元過(guò)程設(shè)計(jì)的初步能力，使所學(xué)的知識(shí)系統(tǒng)化，通過(guò)本次設(shè)計(jì)，應(yīng)了解設(shè)計(jì)的內(nèi)容，方法及步驟，使學(xué)生具有調(diào)節(jié)技術(shù)資料，自行確定設(shè)計(jì)方案，進(jìn)行設(shè)計(jì)計(jì)算，并繪制設(shè)備條件圖、編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。 在常壓連續(xù)精餾塔中精餾分離含乙醇70%的乙醇—水混合液，分離后塔頂餾出液中含乙醇量不小于90%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）。 二、已知參數(shù)： （1）設(shè)計(jì)任務(wù) l 進(jìn)料乙醇 X = 70 %（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同） l 原料流量 Q = 20t/d l 塔頂產(chǎn)品組成 > 90 % l 塔底產(chǎn)品組成 < 0.1 % （2）操作條件 l 操作壓強(qiáng)：常壓 l 精餾塔塔頂壓強(qiáng)：常壓 l 釜加熱方式:直接蒸汽 l 進(jìn)料熱狀態(tài)：飽和蒸汽進(jìn)料 l 回流比：自定待測(cè) l 冷卻水： 20 ℃ l 加熱蒸汽：低壓蒸汽，0.2 MPa l 單板壓強(qiáng)：≤ 1kpa l 塔頂為全凝器，中間飽和蒸汽進(jìn)料，篩板式連續(xù)精餾 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容： （1） 設(shè)計(jì)方案的確定及流程說(shuō)明 （2） 塔的工藝計(jì)算 （3） 塔和塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（a、塔高、塔徑及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定； b、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；c、塔板的負(fù)荷性能圖） （4） 設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表 （5） 精餾塔工藝條件圖 （6） 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)論或有關(guān)問(wèn)題的分析討論 第二章 課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容 一、精餾流程的確定 乙醇、水混合料液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱至飽和后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后送至貯槽。塔釜采用直接蒸汽向沸熱器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。 二、塔的物料衡算 (一) 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含乙醇摩爾分?jǐn)?shù) (二) 平均摩爾質(zhì)量 (三) 物料衡算 原料液流量 F=20000/(24*31.44)=26.51 kmol/h 總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上三式得 三、塔板數(shù)的確定 (一) 理論塔板數(shù)的求取 乙醇、水屬理想物系，可采用M.T.圖解法求 1.根據(jù)乙醇、水的氣液平衡數(shù)據(jù)作y-x圖 附表 乙醇—水氣液平衡數(shù)據(jù) 液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù) 氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù) 液相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù) 氣相中乙醇的摩爾分?jǐn)?shù) 0.0 0.0 0.25 0.551 0.01 0.11 0.30 0.575 0.02 0.175 0.4 0.614 0.04 0.273 0.5 0.657 0.06 0.34 0.6 0.698 0.08 0.392 0.7 0.755 0.1 0.43 0.8 0.82 0.14 0.482 0.894 0.894 0.18 0.513 0.95 0.942 0.2 0.525 1.0 1.0 圖：乙醇—水的y-x圖及圖解理論板 2. 乙醇—水體系的平衡曲線有下凹部分，求最小回流比自a（）作平衡線的切線并延長(zhǎng)與y軸相交，截距 取操作回流比 故精餾段操作線方程 即 3.作圖法求理論塔板數(shù)得 （包括再沸器）。其中精餾段理論板數(shù)為7層，提餾段為4層（包括再沸器），第4層為加料板。 精餾段： 提餾段： (三)實(shí)際塔板數(shù)N 精餾段層 提餾段層 全塔板數(shù)： N= 22 塊 四、塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算 以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算 （一）操作壓強(qiáng)Pm 塔頂壓力 取每層塔板壓強(qiáng)降 則進(jìn)料板壓強(qiáng) 塔底壓強(qiáng)壓強(qiáng)Pd=101.3+22*1=121.3kpa 精餾段平均操作壓強(qiáng) 提餾段平均操作壓強(qiáng) （二）溫度tm 依據(jù)操作壓力，通過(guò)方程試差法計(jì)算出露點(diǎn)溫度，其中水、乙醇的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。 ① 方程為 式中： —溶液中組分的摩爾分?jǐn)?shù)； —溶液上方的總壓，Pa； —同溫度下純組分的飽和蒸汽壓，Pa。（下標(biāo)A表示易揮發(fā)組分，B表示難揮發(fā)組分） ② 安托因方程為 式中： —在溫度為T(mén)時(shí)的飽和蒸汽壓，mmHg T—溫度，℃ A,B,C—Antoine常數(shù)，其值見(jiàn)下表。 附表 Antoine常數(shù) 組分 A B C 乙醇 8.04496 1554.3 222.65 水 7.96681 1668.21 228 計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度 公式： 進(jìn)料板溫度 公式： 塔底溫度 公式： 則精餾段平均溫度 提餾段平均溫度 （1）相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算： 乙醇－水的相對(duì)揮發(fā)度一般應(yīng)用各溫度下的揮發(fā)度的幾何平均值或者算術(shù)平均值表示，本設(shè)計(jì)中使用各溫度下的幾何平均值來(lái)表示。 α==2.32 （2）求 平均溫度 = =90.90 (C)下 μA= 0.449mpas μB=0.3281 mpas 則μL=＋（1－） =0.480.449＋（1－0.48）0.3281 =0.3861mpas = 2.320.3861=0.8958 （2）求板效率ET 由=0.8958，由《化工原理(下)》41頁(yè)圖10-20查得 ET=50%， 查得：不同溫度下乙醇和水的汽液平衡組成如下表所示： 表2-1 液相摩爾 分?jǐn)?shù)x 氣相摩爾分?jǐn)?shù)y 溫度/℃ 液相摩爾 分?jǐn)?shù)x 氣相摩爾分?jǐn)?shù)y 溫度/℃ 0.00 0.00 100 0.3273 0.5826 81.5 0.0190 0.1700 95.5 0.3965 0.6122 80.7 0.0721 0.3891 89.0 0.5079 0.6564 79.8 0.0966 0.4375 86.7 0.5198 0.6599 79.7 0.1238 0.4704 85.3 0.5732 0.6841 79.3 0.1661 0.5089 84.1 0.6763 0.7385 78.74 0.2337 0.5445 82.7 0.7472 0.7815 78.41 0.2608 0.5580 82.3 0.8943 0.8943 78.15 ① 根據(jù)以上數(shù)據(jù)畫(huà)出以下乙醇-水的t-x（y）相平衡圖，以及乙醇-水的x-y圖，見(jiàn)圖1和圖2. （三）平均摩爾質(zhì)量Mm 塔頂 查氣液平衡曲線，可得 進(jìn)料板 即查氣液平衡曲線，可得 則精餾段平均摩爾質(zhì)量： 平均密度 由和：1/=a/+a/ A為乙醇 B為水 塔頂：在81.75℃下：=744.289() =972.870() =0.90/744.289+（1-0.90）/972.870 則=758.716( ) 進(jìn)料:在進(jìn)料溫度87.31℃下： =729.9() =965.3() a = = 則=921.0() 即精餾段的平均液相密度=(758.716+921.0)/2=839.858() 平均氣相密度==1.180() 液體平均粘度 液相平均粘度依下式計(jì)算： (1) 塔頂: 查和中圖表求得在81.75℃下：A是乙醇，B是水 =0.504; =0.367; lg=0.78lg(0.504)+0.22lg(0.367) 則=0.477 () (2) 進(jìn)料: 在87.31℃下： =0.428 ; =0.3165。 lg=0.48lg(0.428)+0.52lg(0.3165) 則=0.3226 () =（+）/2=（0.477+0.3226）=0.3998 液體表面張力 (1)塔頂: 查和求得在81.75℃下： () (2)進(jìn)料: 在85℃下： () 則 =(+)/2=(26.194+58.01)/2=42.102( 五、精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算 六、塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算 （一） 塔徑D 參考表4-1，初選板間距,取板上液層高度 表4-1 板間距與塔徑的關(guān)系 塔徑D/m 0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.4 2.4～4.0 板間距HT/mm 200～300 300～350 350～450 450～800 》600 圖4-5 Sminth關(guān)聯(lián)圖 查圖4-5可知，，依照下式校正C 取安全系數(shù)為0.70，則 故 按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為0.6m， 則空塔氣速 （二）溢流裝置 采用單溢流、弓形降液管、平受液盤(pán)及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下。 1.溢流堰長(zhǎng) 為0.66D，即 2.出口堰高 由 ， 圖4-9 液流收縮系數(shù)計(jì)算圖 查圖4-9，知E =1 則 故 3.管滴寬度與降液管滴面積 由 圖4-11 弓形降液管的寬度和面積 查圖4-11，得 ， 故 由下式計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即 (符合要求) 4.降液管底隙高度 取液體通過(guò)降液管底隙得流速 ，依下式計(jì)算降液管底隙高度 （符合要求） （三）塔板布置 1.取邊緣區(qū)寬度，安定區(qū)寬度 2.依下式計(jì)算開(kāi)孔區(qū)面積 其中 其中:——出口堰高 how——堰上液層高度 ——降液管底隙高度 ——進(jìn)口堰與降液管的水平距離 ——進(jìn)口堰高 ——降液管中清液層高度 ——板間距 ——堰長(zhǎng) ——弓形降液管高度 ——無(wú)效周邊高度 ——安定區(qū)寬度 D——塔徑 R——鼓泡區(qū)半徑 x——鼓泡區(qū)寬度的1/2 t——同一橫排的閥孔中心距 (單位均為m) （四）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率 取篩孔的孔徑，正三角形排列，一般碳鋼的板厚，取， 故孔中心距 依下式計(jì)算塔板上的篩孔數(shù)n，即 依下式計(jì)算塔板上的開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即 （在5%～15%范圍內(nèi)） 每層塔板上的開(kāi)孔面積為 氣體通過(guò)篩孔的氣速 （五）塔有效高度Z（精餾段） (六) 塔高計(jì)算 七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （一）氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)降的液柱高度 依式 1. 干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 依 圖4-13 干篩孔的流量系數(shù) 查圖4-13， 2. 氣流穿過(guò)板上液層壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 圖4-14 充氣系數(shù)關(guān)系圖 由圖4-14查取板上液層充氣系數(shù)為0.578。 依右式 3. 克服液體表面張力壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨? 依式（4-41） 故 m 單板壓強(qiáng)降 （二）霧沫夾帶量的驗(yàn)算 依式（4-41） 式中，——塔板上鼓泡層高度，可按泡沫層相對(duì)密度為0.4考慮，即 =（∕0.4）=2.5=2.50.07=0.175 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。 （三）漏液的驗(yàn)算 篩板的穩(wěn)定性系數(shù) 故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 （四）液泛的驗(yàn)算 為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度。 取，則 故，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。 根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。 八、塔板負(fù)荷性能圖 （一）霧沫夾帶線（1） （a） 近似取 ，， 故 （b） 取霧沫夾帶極限值為0.1kg液/kg氣，已知，， 并將式（a）、（b）代入,得下式： 整理得 （1） 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依（1）式算出相應(yīng)的值列于下表中。 0.578 0.504 0.456 0.415 依表中數(shù)據(jù)在圖中做出霧沫夾帶線（1），如圖4-24所示。 （二）液泛線（2） （*） 近似取 ， ① 故 （c） ② (已算出) 故 （d） ③ （e） 將為0.45m，為0.0652m，及式（c）（d）（e）代入（*）式得： 整理得： （2） 在操作范圍內(nèi)取若干值，依式（2）計(jì)算值，列于下表中。 0.55 0.53 0.52 0.50 依表中數(shù)據(jù)做出液泛線（2），如圖4-24中線（2）所示。 （三）液相負(fù)荷上限線（3） 取液體在降液管中停留時(shí)間為5s， 液泛負(fù)荷上限線（3）在坐標(biāo)圖上為與氣體流量無(wú)關(guān)得垂直線，如圖4-24線（3）所示。 （四）漏液線（氣相負(fù)荷下限線）（4） 由 、代人式漏液點(diǎn)氣速式： 前已算出為0.016m2，代入上式并整理，得 此即氣相負(fù)荷下限關(guān)系式，在操作范圍內(nèi)任取n個(gè)值，依（4）式計(jì)算相應(yīng)得值。 0.148 0.153 0.157 0.159 列于下表中，依附表中數(shù)據(jù)作氣相負(fù)荷下限線（4），如圖4-24中線（4）所示。 （五）液相負(fù)荷下限線（5） 取平堰、堰上液層高度，作為液相負(fù)荷下限條件，依下式計(jì)算，取，則 整理上式得 （5） 依此值在圖上作線（5）即為液相負(fù)荷下限線，如圖7所示。 將以上5條線標(biāo)繪于圖4-24（圖）中，即為精餾段負(fù)荷性能圖。5條線包圍區(qū)域?yàn)榫s段塔板操作區(qū)，P為操作點(diǎn)，OP為操作線。OP線與線(4)的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為，OP線與氣相負(fù)荷下限線（1）的交點(diǎn)相應(yīng)氣相負(fù)荷為。 其中P(，)即（0.24，3.6910^-4） 可知本設(shè)計(jì)塔板上限由霧沫夾帶控制，下限由漏液控制。 精餾段的操作彈性 九、篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表 篩板塔的工藝計(jì)算結(jié)果匯總見(jiàn)表10 序號(hào) 項(xiàng)目 數(shù)值 1 平均溫度tm，℃ 92.99 2 平均壓力Pm，kPa 120.35 3 氣相流量Vs，（m/s） 2.298 4 液相流量Ls，（m/s） 0.0026 5 實(shí)際塔板數(shù) 53 6 有效段高度Z，m 23.75 7 塔徑，m 1.6 8 板間距，m 0.45 9 溢流形式 單溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰長(zhǎng)，m 1.056 12 堰高，m 0.058 13 板上液層高度，m 0.07 14 堰上液層高度，m 0.012 15 降液管底隙高度，m 0.031 16 安定區(qū)寬度，m 0.085 17 邊緣區(qū)寬度，m 0.06 18 開(kāi)孔區(qū)面積，m 1.39 19 篩孔直徑，m 0.006 20 孔中心距，m 0.018 21 篩孔數(shù)目 4955 22 開(kāi)孔率， % 10.1 23 空塔氣速，m/s 1.23 24 篩孔氣速，m/s 16.37 25 穩(wěn)定系數(shù) 1.87 26 每層塔板壓降，Pa 691 27 負(fù)荷上限 液沫夾帶控制 28 負(fù)荷下限 漏液控制 29 液沫夾帶eV，(kg液/kg氣) 0.018 30 氣相負(fù)荷上限，m/s 3.82 31 氣相負(fù)荷下限，m/s 1.13 32 操作彈性 3.38 精餾塔的附屬設(shè)備及選型 3.1 輔助設(shè)備的選型 本精餾塔選用直接蒸汽加熱，其附屬設(shè)備主要有塔頂冷凝器、預(yù)熱器、進(jìn)料泵等。列管換熱器具有結(jié)構(gòu)較簡(jiǎn)單，加工制造比較容易，結(jié)構(gòu)堅(jiān)固，性能可靠，適應(yīng)面廣等優(yōu)點(diǎn)，被廣泛應(yīng)用與化工生產(chǎn)中，特別是列管式換熱器在現(xiàn)階段的化工生產(chǎn)中應(yīng)用最為廣泛，而且設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)和資料較為完善，技術(shù)上比較成熟。因此,以下的冷凝器采用列管換熱器。 3.1.1 直接蒸汽加熱 本設(shè)計(jì)中，水為難揮發(fā)組分，采用直接蒸汽加熱方式，以提高傳熱效果，并節(jié)省再沸器。 熱量衡算 在tw=100.00℃時(shí)，查和：rA=36.98KJ/mol rB=40.81KJ/mol r m =0.000078236.98+(1-0.0000782) 40.81=40.810 KJ/mol 106 KJ/h 設(shè)實(shí)際熱損失為5%,則： Q實(shí)際=Q/（1-0.05）=3.156106 0.95=3.31106 KJ/h ∴加熱蒸汽消耗量：W===8.11104 mol/h 3.1.2冷凝器 采用列管式冷凝器，并使塔頂蒸汽在殼程冷凝，冷卻水在管程流動(dòng)，以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。 熱量衡算 已知: 在78.30℃時(shí)： 查和： rA=38.78 KJ/mol rB=41.61KJ/mol =0.7838.78+（1-0.78）41.61=39.40 KJ/mol 塔頂蒸汽效出的熱量 =39.34100039.40=1.510 冷卻水出口溫度不宜超過(guò)50 在30℃時(shí)，KJ/KgK-1 設(shè)冷卻水進(jìn)口溫度為20，出口溫度為40，則水的冷卻用量為： ===997.14 設(shè)傳熱方式為逆流傳熱 選型 查書(shū)取=1000 == 換熱器面積： A====7.52m 查書(shū)可選G273-25-8.7型列管式換熱器,主要設(shè)計(jì)參數(shù)如下: A=8.7m，管長(zhǎng)L=3000，管程數(shù)2,公稱直徑DN=273mm，碳鋼管 3.2 塔的主要接管尺寸的選取 接管尺寸由管內(nèi)蒸氣、液體速度及體積流量決定。本塔的接管均采用YB231-64熱扎無(wú)縫鋼管[5]。 3.2.1塔頂蒸氣管路 近似取精餾段體積流率為塔頂蒸汽體積流率, 則塔頂蒸汽直徑 == 選管: 選取 u==22.99(m/s) 3.2.2塔頂冷凝水管路 設(shè)冷凝水進(jìn)口溫度為20℃ ,出口溫度為40℃。則在平均溫度30℃下： Lw = 冷凝水管直徑 選管: 選取 u=(m/s) 3.2.3塔頂液相回流管路 已知回流液體流率為, 則 回流管直徑 選管: 選取 u= 3.2.4加料管路 =26.51 , 查和得，在30℃下： ,設(shè)此時(shí)u=1 m/s 得： 選管: 選取 u= 3.2.5塔釜?dú)堃毫鞒龉? 已知釜液體積流率 =0.0033kmol/s 查和得在100℃下： 得： 釜液出口管直徑， 選管: 選取 u= 3.2.6冷卻水出口管路 在（20+40）/2=30℃下：， 選管: 選取 u= 3.2.7塔頂餾出液管路 選管: 選取 u= 接口管路匯總表 項(xiàng)目 尺寸或型號(hào) （熱扎無(wú)縫鋼管） Di (mm) 塔頂蒸汽管 塔頂冷凝水管路 塔頂餾出液管 回流管 加料管 釜液排出管 冷卻水出口管 3.3輸送泵的選取 泵的分類 泵按作用與液體的原理一般分為葉片式和容積式, 本設(shè)計(jì)使用的離心泵在化工廠是很常見(jiàn)的，其性能普遍適用于一般的液體輸送。因此本設(shè)計(jì)選用離心泵輸送各液體。 選泵原則 根據(jù)介質(zhì)物性,已經(jīng)確定的流量,揚(yáng)程,再?gòu)幕ぴ硐聝?cè)附表中選擇泵的具體型號(hào)，察看性能參數(shù)（包括流量、揚(yáng)程或壓差、效率、允許吸上高度或允許其容度）。 進(jìn)料泵的選型 原料流量： 從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)揚(yáng)程的要求不高<8.5m. 查表選取冷卻泵 ,如下表所示： 型號(hào) 轉(zhuǎn)速 () 流量 揚(yáng)程 效率 (%) 功率/kW 軸 功率 電機(jī) 功率 IS50-32-160 1450 3.75 1.04 8.5 35% 0.25 0.55 (2) 餾出液冷卻水泵的選型 餾出液冷卻水流量為： 從流程圖看不出所需揚(yáng)程，設(shè)輸送對(duì)揚(yáng)程的要求不高<8.5m. 查表選取冷卻泵 ,如下表所示： 型號(hào) 轉(zhuǎn)速 () 流量 揚(yáng)程 效率 (%) 功率/kW 軸 功率 電機(jī) 功率 IS50-32-160 1450 3.75 1.04 8.5 35% 0.25 0.55 帶控制點(diǎn)的工藝流程圖見(jiàn)附圖2。 4 塔高的確定及塔的其它工藝條件 板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管,各物流進(jìn)出口管及人孔(手孔),除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。 板式塔內(nèi)裝有塔板,降液管,各物流進(jìn)出口管及人孔(手孔),除沫器、噴灑器等附屬裝置。一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝,其它可據(jù)需求決定板間距。 4.1 塔高的設(shè)計(jì)計(jì)算 4.1.1塔高的確定 塔高主要由下列部分組成: 塔頂空間，塔底空間,有效塔高,加料板空間高度及群座高度 即: =++++ 塔頂空間的確定 塔頂空間是指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)木嚯x。其距離取遠(yuǎn)高于板間距的值，本設(shè)計(jì)計(jì)算中板間距為0.45m，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)取塔頂空間=1.2m，（塔頂封頭1米）。 塔底空間的確定 塔底空間是指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由塔底貯液取停留時(shí)間 和塔底液面到最下層塔板間距（一般要有1-2m）決定。 本塔設(shè)計(jì)取 則 = 有效塔高的確定 =（10-1）0.3+220.45=12.6m 其中：為實(shí)際塔板數(shù)；為板間距。 塔頂封頭HF的確定 =(1/4)D=0.15m 裙座高度HS的確定 為了制作方便,裙座為圓形,HS/D=3, HS=31=3 m 人孔 本精餾塔中設(shè)計(jì)了4個(gè)人孔，孔徑均為400 mm. ∴最后算得：=++++=1.2+1.88+12.6+0.15+3=18.83 m 全塔結(jié)構(gòu)說(shuō)明圖見(jiàn)附圖3 4.1.2塔板結(jié)構(gòu)的確定 本設(shè)計(jì)采用分塊式，將塔板分為三塊。 5 設(shè)計(jì)結(jié)果概要及匯總表 全塔工藝設(shè)計(jì)結(jié)果總匯 設(shè)計(jì)內(nèi)容及符號(hào) 單位 精餾段 理論塔板數(shù)NT 塊 13 實(shí)際理論塔板數(shù)N 塊 26 理論板效率E % 51 液體流量L 118.55 氣體流量V 159.00 液體流量Ls 0.0013 氣體流量Vs 1.29 定性溫度 0C 84.15 定性壓力P KPa 101.325 板間距HT 0.45 塔徑D 1 空塔氣速 2.099 塔板溢流形式 單溢流 - 溢流管形式 弓型 - 堰長(zhǎng) 0.7 堰高 0.0496 降液管寬度 0.142 降液管面積 0.0667 邊緣區(qū)寬度 0.04 安定區(qū)寬度 0.08 鼓泡區(qū)面積 0.473 篩孔數(shù)n 個(gè) 2455 孔徑d0 5.0 孔間距t 15 塔板開(kāi)孔率 % 10.1 總開(kāi)孔面積A0 0.0482 篩孔氣速 27.10 板壓降 m液柱 0.1416 降液管低隙高度h0 0.04 堰上液層高度h 10.40 降液管停留時(shí)間 10.13 降液管內(nèi)清液層高度H 0.218 降液管內(nèi)泡沫高度H 0.355 板上充氣液層阻力h 0.1021 霧沫夾帶ev Kg液/Kg氣 0.0642 負(fù)荷上限 - 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 - 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 1.70 氣相最小負(fù)荷 0.39 穩(wěn)定系數(shù)k - 2.612 操作彈性 - 4.36 設(shè)計(jì)內(nèi)容及符號(hào) 單位 提餾段 理論塔板數(shù)NT 塊 5 實(shí)際塔板數(shù)N 塊 10 液體流量 233.67 氣體流量 77.33 理論板效率E % 51 液體流量 0.0014 氣體流量 0.643 定性溫度 0C 93.00 定性壓力P KPa 101.325 板間距HT 0.3 塔徑D 1 空塔氣速 2.156 塔板溢流形式 單溢流 - 溢流管形式 弓型 - 堰長(zhǎng) 0.7 堰高 0.05 降液管寬度 0.149 降液管面積 0.0691 邊緣區(qū)寬度 0.04 安定區(qū)寬度 0.08 鼓泡區(qū)面積 0.468 篩孔數(shù)n 個(gè) 1351 孔徑d0 5.0 孔間距t 20 塔板開(kāi)孔率 % 5.67 總開(kāi)孔面積A0 0.0265 篩孔氣速 24.08 板壓降 m液柱 0.0922 降液管低隙高度h0 0.0255 堰上液層高度h 10.4 降液管停留時(shí)間 19.40 降液管內(nèi) 清液層高度H 0.212 降液管內(nèi)泡 沫層高度H 0.354 板上充氣液層 力h 0.1021 霧沫夾帶ev Kg液/Kg氣 0.0642 負(fù)荷上限 - 霧沫夾帶控制 負(fù)荷下限 - 漏液控制 氣相最大負(fù)荷 0.88 氣相最小負(fù)荷 0.27 穩(wěn)定系數(shù)k - 2.4 操作彈性 - 3.48 塔高H m 19.78 第三章 總結(jié) 兩個(gè)周的化工原理課程設(shè)計(jì)已經(jīng)圓滿結(jié)束。 在此感謝我們的指導(dǎo)老師張老師對(duì)我們悉心的指導(dǎo)，感謝同學(xué)給予我的幫助。 通過(guò)本次設(shè)計(jì)，讓我很好的鍛煉了理論聯(lián)系實(shí)際，與具體項(xiàng)目、課題相結(jié)合設(shè)計(jì)的能力。既讓我們懂得了怎樣把理論應(yīng)用于實(shí)際，又讓我們懂得了在實(shí)踐中遇到的問(wèn)題怎樣用理論去解決。在本次設(shè)計(jì)中，我們還需要大量的以前沒(méi)有學(xué)到過(guò)的知識(shí)，所以我們就上網(wǎng)，圖書(shū)館找資料。在查閱資料的過(guò)程中，我們要判斷優(yōu)劣、取舍相關(guān)知識(shí)，不知不覺(jué)中我們查閱資料的能力也得到了很好的鍛煉。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，總是遇到這樣或那樣的問(wèn)題。有時(shí)發(fā)現(xiàn)一個(gè)問(wèn)題的時(shí)候，需要做大量的工作，花大量的時(shí)間才能解決。驗(yàn)算的時(shí)候只要一個(gè)不合格，那么必須全部重來(lái)，不斷的改正，不斷地吸取教訓(xùn)，才能不斷的進(jìn)步，得到最終的設(shè)計(jì)成果。 通過(guò)該課程設(shè)計(jì)，全面系統(tǒng)的理解了精餾塔的一般原理和基本實(shí)現(xiàn)方法。把死板的課本知識(shí)變得生動(dòng)有趣，激發(fā)了學(xué)習(xí)的積極性。把學(xué)過(guò)的精餾塔的知識(shí)強(qiáng)化，能夠把課堂上學(xué)的知識(shí)通過(guò)自己設(shè)計(jì)的精餾塔表示出來(lái)，加深了對(duì)理論知識(shí)的理解。以前對(duì)與精餾塔 認(rèn)識(shí)是模糊的，概念上的，現(xiàn)在通過(guò)自己動(dòng)手做實(shí)驗(yàn)，從實(shí)踐上認(rèn)識(shí)了精餾塔是如何運(yùn)行的，各個(gè)部件之間的關(guān)系，對(duì)精餾塔原理的認(rèn)識(shí)更加深刻。課程設(shè)計(jì)中程序比較復(fù)雜。 在這次課程設(shè)計(jì)中，我就是按照實(shí)驗(yàn)指導(dǎo)的思想來(lái)完成。加深了理解精餾塔的內(nèi)部功能及內(nèi)部實(shí)現(xiàn)，培養(yǎng)實(shí)踐動(dòng)手能力。 在整個(gè)設(shè)計(jì)中我懂得了許多東西，也培養(yǎng)了我獨(dú)立工作的能力，而且大大提高了動(dòng)手的能力，使我充分體會(huì)到了在創(chuàng)造過(guò)程中探索的艱難和成功時(shí)的喜悅。雖然這個(gè)設(shè)計(jì)還存在一些瑕疵，但是在設(shè)計(jì)過(guò)程中所學(xué)到的東西是這次課程設(shè)計(jì)的最大收獲和財(cái)富，結(jié)果固然重要，但過(guò)程才是最讓人受益匪淺的。 參考文獻(xiàn) （1）化工傳遞與單元操作課程設(shè)計(jì)。賈紹義，柴誠(chéng)敬。天津大學(xué)出版社，2002。 （2）化工原理。陳遷喬，王娟，曲虹霞，馬衛(wèi)華。國(guó)防工業(yè)出版社，2007。 （3）化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì)。華南理工大學(xué)出版社，1986。 （4）化工設(shè)計(jì)。王靜廉，黃璐。天津大學(xué)出版社，1989。 （5）化工原理。譚天恩，麥本熙，丁惠華。化學(xué)工業(yè)出版社，1992。