乙醇水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 一一 設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)題目： 乙醇水連續(xù)浮閥式精餾塔的設(shè)計(jì)二二 任務(wù)要求任務(wù)要求 設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板浮閥精餾塔以分乙醇和水具體工藝參數(shù)如下：原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF273餾出液組成 xD釜液組成 xw塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。 三三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容主要設(shè)計(jì)內(nèi)容 1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì) （1）塔徑及 提 餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定 （2）塔板的流體力學(xué)校核 （3）塔板的負(fù)荷性能圖 （4）總塔高4、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5、工藝流程圖及精餾

2、塔工藝條件圖目 錄化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) .I摘摘 要要 .第一章第一章 前言前言 .1 精餾原理及其在化工生產(chǎn)上的應(yīng)用.11.2 精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求.11.3 常用板式塔類(lèi)型及本設(shè)計(jì)的選型.11.4 本設(shè)計(jì)所選塔的特性.1第二章 流程的確定和說(shuō)明.32.1 設(shè)計(jì)思路.32.2 設(shè)計(jì)流程 .3第三章精餾塔的工藝計(jì)算.43.1 物料衡算 .43.原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率 .4.43.2 回流比的確定 .5.53.最小回流比的確定 .63.3 板數(shù)的確定 .6.6.6板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置 .6.83.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 .0

3、.63.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 .9.203.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 .3.233.7 塔板負(fù)荷性能圖 . 主要接管尺寸的選取 .6.26.26第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表.27.27結(jié)束語(yǔ)結(jié)束語(yǔ) .29參考文獻(xiàn) .30主要符號(hào)說(shuō)明主要符號(hào)說(shuō)明 .31附附 錄錄 .34一、物性表.35二、負(fù)荷性能圖.36三、帶控制點(diǎn)的工藝流程圖 .37四、塔的設(shè)備結(jié)構(gòu)圖.38摘 要本設(shè)計(jì)是以乙醇水物系為設(shè)計(jì)物系，以浮閥塔為精餾設(shè)備分離乙醇和水。浮閥塔是化工生產(chǎn)中主要的氣液傳質(zhì)設(shè)備，此設(shè)計(jì)

4、針對(duì)二元物系乙醇水的精餾問(wèn)題進(jìn)行分析，選取，計(jì)算，核算，繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過(guò)程。通過(guò)逐板計(jì)算得出理論板數(shù)為 16 塊，回流比為 3.531,算出塔效率為 0.518，實(shí)際板數(shù)為 32 塊，進(jìn)料位置為第 11 塊，在板式塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為 1米，有效塔高 13.6 米，浮閥數(shù)（提餾段每塊 76） 。通過(guò)浮閥塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。本次設(shè)計(jì)過(guò)程正常，操作合適。關(guān)鍵詞：乙醇、水、二元精餾、浮閥連續(xù)精餾精餾塔、提餾段第 1 章 前言實(shí)際生產(chǎn)中，在精餾柱及精餾塔中精餾時(shí)，上述部分氣化和部分冷凝是同時(shí)進(jìn)行的。對(duì)理想液態(tài)混合物精餾時(shí)，最后得到的餾液(氣相冷卻而成

5、)是沸點(diǎn)低的 B 物質(zhì)，而殘液是沸點(diǎn)高的 A 物質(zhì)，精餾是多次簡(jiǎn)單蒸餾的組合。精餾塔底部是加熱區(qū)，溫度最高；塔頂溫度最低。精餾結(jié)果，塔頂冷凝收集的是純低沸點(diǎn)組分，純高沸點(diǎn)組分則留在塔底。精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱(chēng)為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類(lèi)，通稱(chēng)塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過(guò)程一樣，精餾塔對(duì)塔設(shè)備的要求大致如下： 一：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會(huì)產(chǎn)生液泛等不正常流 動(dòng)。 二：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。 三：流體阻力?。毫黧w通過(guò)塔設(shè)備時(shí)阻力降小，可以節(jié)省動(dòng)力費(fèi)用，在減壓操作是時(shí)，易于達(dá)到所要求的真空度。

6、 四：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動(dòng)時(shí)，兩相均能維持正常的流動(dòng)，而且不會(huì)使效率發(fā)生較大的變化。 五：結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，安裝檢修方便。 六：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。常用板式塔類(lèi)型有很多，如：篩板塔、泡罩塔、舌型塔、浮閥塔等。而浮閥塔具有很多優(yōu)點(diǎn)，且加工方便，故有關(guān)浮閥塔板的研究開(kāi)發(fā)遠(yuǎn)較其他形式的塔板廣泛，是目前新型塔板研開(kāi)發(fā)的主要方向。近年來(lái)與浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，浮閥塔多用不銹鋼板或合金 。實(shí)際操作表明，浮閥在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下，使其操作板效率明顯下降，其操作的負(fù)荷范圍較泡罩塔窄，但設(shè)計(jì)良好的塔其操作彈性仍可達(dá)到滿意的程度。 浮閥塔塔板是在泡

7、罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收了兩者的優(yōu)點(diǎn)。所以在此我們使用浮閥塔，浮閥塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便；塔板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等。 乙醇與水的分離是正常物系的分離，精餾的意義重大，在化工生產(chǎn)中應(yīng)用非常廣泛，對(duì)于提純物質(zhì)有非常重要的意義。所以有必要做好本次設(shè)計(jì)1.4本設(shè)計(jì)所選塔的特性浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)是： 1生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%40%，與篩板塔接近。 2操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，

8、故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 4氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 5塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%，但是比篩板塔高 20%30。 但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上） ，所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價(jià)昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。 近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮閥塔比較合適第二章流程的確定和說(shuō)明首先，乙醇和水的原料混合

9、物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度，然后，原料從進(jìn)料口進(jìn)入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入乙醇的儲(chǔ)罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點(diǎn)溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而

10、進(jìn)料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成乙醇和水的分離。乙醇水混合液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱，進(jìn)料狀況為汽液混合物 q=1 送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余經(jīng)塔頂產(chǎn)品冷卻器冷卻后，送至儲(chǔ)罐,塔釜采用直接蒸汽加熱,塔底產(chǎn)品冷卻后,送入貯罐(附流程圖)。第三章 精餾塔的工藝計(jì)算3.1.1 原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分率乙醇的摩爾質(zhì)量 46.07/AMkg kmol水的摩爾質(zhì)量 18.02/BMkg kmol原料加料量 F100kmol/h進(jìn)料組成 xF餾出液組成 xD釜液組成 xw塔頂壓力 p100kpa單板壓降 0.7 kPa1 0.273 46.0710.27318.022

11、5.70/FFFMxMxMkg kmol乙醇 水（）0.831 46.071 0.83118.0241.60/DMkg kmol0.012 46.071 0.01218.0218.36/WMkg kmol精餾塔二元系物料0.2730.0120.3190.831 0.012FWDWxxDFxxFDWFDWFxDxWx100100 0.2730.8310.0121DWDW/kmol h/kmol h31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）提餾段：+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV查1由相平衡方程 得1 (1)xy

12、x(1)(1)y xx y由常壓下乙醇-水溶液的平衡數(shù)據(jù)xyxy由道爾頓分壓定律 及iyppAAAiBBBPxPx得 11ABABiABAByyyyxxxx將上表數(shù)據(jù)代入 得：序號(hào)12345序號(hào)678910ii則 10123103.04 則 平衡線方程： 3.043.041113.04 112.04xxxyxxxxF0.275 xDxw0.012 =3.04 因?yàn)?q=1 所以 Xe= xF由相平衡方程= 1 (1)xyx最小回流比min1.18DeeexyRyxRminR31.6=74.51 kmol/h V=（R+1）D=（2.36+1）31.6=106.08 kmol/h提餾段： =L+

13、qF=74.51+100=174.51 kmol/hL =V+(q1)F=V=106.08 kmol/hV精餾段操作線方程： 10.7020.251nnDnLDyxxxVV提餾段操作線方程： 11.6450.008DFnnDnDxFxLyxxxVV板法確定理論板數(shù)及進(jìn)料位置對(duì)于甲醇水屬物系，可采用逐板計(jì)算法求理論板層數(shù)。根據(jù)求得的相對(duì)揮發(fā)度可知相平衡方程為 1 (1)nnnxyx(1)2.08 1.08nnnnnyyxyy因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，q=1， 0.275qFxx第一塊板上升的蒸汽組成 10.843DyX第一塊板下降的液體組成由式（c ）求取10.6385x由第二塊板上升的氣相組成用（a）式求

14、取:20.6992y由第二塊板下降的液體組成如此反復(fù)計(jì)算： ,30.5552y30.2911x, 40.4553y40.2157xFx因第 5 塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程（b）:計(jì)算 11.6450.008DFnnDnDxFxLyxxxVV如此反復(fù)計(jì)算： ,50.3468y50.1487x,60.2366y60.0925x,70.1442y70.0525x,80.0784y80.0272x, 90.0368y90.0124xwx根據(jù)以上求解結(jié)果得： 總理論板數(shù)為 9 （包括再沸器） 進(jìn)料板位置為 4 精餾段理論板數(shù) 3 提餾段理論板數(shù) 6 由進(jìn)料組成 0.275Fx 經(jīng)查表 得 泡點(diǎn)溫

15、度 78.24dT99.32wT在此溫度下 查文獻(xiàn) 得 ： 0.55583.Aamp s0.28767.Bamp s則進(jìn)料液再該溫度下的平均粘度為：0.555830.28767 /20.42175則板效率 E 由計(jì)算0.2450.49EaE 則 實(shí)際塔板數(shù)：9N220.401 精 餾 段: 13N7.4870.401提 餾 段: 2614.96150.401N 1.)塔頂溫度計(jì)算塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:DT, 0.7078.70.800.7078.478.7DDxT78.24DT2.)進(jìn)料板溫度設(shè)塔頂溫度為,則由內(nèi)插法:FT, 0.2083.20.300.2083.281.7FFxT82.13

16、FT3.)塔釜的溫度查文獻(xiàn)乙醇-水溶液中乙醇摩爾分?jǐn)?shù)為 0.00 和 0.05 時(shí),其沸點(diǎn)分別為 100設(shè)塔頂溫度0.843Dx 0.275Fx 為,則由內(nèi)插法:WT, 0.001000.050.0090.6 100WWxT96.92WT 則 精餾段的平均溫度: 278.2482.1380.192mT 提餾段的平均溫度: 196.9282.1389.532mT塔頂壓強(qiáng)：PD=100 kpa 取每層塔板壓降: kpa 則 進(jìn)料板壓力: 1000.7 7104.9FPkpa 塔釜 壓力: 100 0.7 7 104.9WPkpa 則 精餾段的平均操作壓強(qiáng): 1100 104.9102.52mPkp

17、a 提餾段的平均操作壓強(qiáng): 2110.5 104.9107.72mP 乙醇的摩爾質(zhì)量 46.07/AMkg kmol水的摩爾質(zhì)量 18.02/BMkg kmol由公式 得 0.013Wx1iiiiMx M 1.)對(duì)于塔頂 , 10.843x 10.843y 對(duì)于氣相平均分子量: 1110.843 46.071 0.84318.0241.74/VDABMy MyMkg kmol 對(duì)于液相平均分子量: 111LDABMx MxM 0.6385 46.071 0.638518.0235.88/kg kmol 2.)對(duì)于進(jìn)料板, 60.2157x 60.4553y 對(duì)于氣相平均分子量; 551VFAB

18、My MyM 0.2157 46.071 0.215718.0224.04/kg kmol對(duì)于液相平均分子量: 551LFABMx MxM0.4553 46.071 0.455318.0230.75/kg kmol3.)對(duì)于塔釜 160.0124x160.0368y對(duì)于氣相平均分子量: 16161VWABMy MyM0.0368 46.071 0.036818.0219.03/kg kmol 對(duì)于液相平均分子量: 16161LWABMx MxM0.0124 46.071 0.012418.0218.35/kg kmol則 精餾段的平均分子量; 氣 相: 12VFVDVMMMM 41.7430.

19、75236.25/kg kmol液 相 : 12LFLDLMMMM 35.8824.04229.96/kg kmol提餾段的平均分子量; 氣 相: 22VDVWVMMMM 19.0330.75224.89/kg kmol液 相 : 22LDLWLMMMM18.3524.04221.20/kg kmol1.）氣相平均密度 由 計(jì)算：PMRT 精餾段的氣相平均密度： 1111mVmVmmp MRT 3102.5 36.251.27/8.31480.19273.15kg m提餾段的氣相平均密度： 2222mVmVmmpMRT 3107.7 24.890.89/8.31489.53273.15kg m

20、2.）液相的平均密度 由 計(jì)算11iiin （1.）對(duì)于塔頂 078.24DTC查文獻(xiàn) ， 3741.83/Akg m3972.9/Bkg m 質(zhì)量分率 0.843 46.070.93210.843 46.071 0.84318.02A 10.0679BA 則 1ABDABABALBD1L D31775.2/0.93210.0679763.6972.9mkg （2.）對(duì)于進(jìn)料板 82.13FTC 查文獻(xiàn) ， 3739.6/Akg m3970.50/Bkg m 質(zhì)量分率 0.2157 46.070.41270.2157 46.071 0.215718.02A 10.5102BA 則 1ABFAB

21、ABALB1FL F31862.1/0.41270.5873739.6970.5mkg （3.）對(duì)于塔釜 096.92WTC160.009195x 查文獻(xiàn) ， 3721.2/Akg m3955.1/Bkg m 質(zhì)量分率 0.0124 46.070.03110.0124 46.071 0.012418.02A 10.9689BA 則 1ABWABABALB1wLw31945.6/0.03110.9689721.2955.1mkg 則 精餾段的液相平均密度： 31769.2862.1815.6/22DFLmkg m 提餾段的液相平均密度： 32945.6862.1903.8/22FWLmkg m

22、由 計(jì)算1iiinx（1.）對(duì)于塔頂 078.24DTC10.702x 查文獻(xiàn) ， 18.45/AmN m62.98/BmN m則 0.843 18.751 0.843663.4225.44/LDmN m（2.）對(duì)于進(jìn)料板 52.75/LFmN m（3.）對(duì)于塔釜 096.92WTC查文獻(xiàn) ， 16.60/AmN m59.49/BmN m則 0.0124 16.601 0.012459.4958.96/LWmN m則精餾段的液體平均表面張力： 125.4452.7539.10/22DFLmmN m 提餾段的液體平均表面張力： 258.9652.7555.85/22FWLmmN m 由 計(jì)算1i

23、iinx（1.）對(duì)于塔頂 078.24DTC10.702x 查文獻(xiàn) ， 0.504.Aamp s0.3644.Bamp s則 0.479.LDamp s（2.）對(duì)于進(jìn)料板 082.13FTC查文獻(xiàn) ， 0.481.Aamp s0.349.Bamp s則 0.374.LFamp s（3.）對(duì)于塔釜 096.92WTC查文獻(xiàn) ， 0.382.Aamp s0.295.Bamp s則 0.296.LWamp s則精餾段的液體平均粘度： 10.4790.3740.427.22LFLDLmamp s 提餾段的液體平均粘度： 20.2960.3740.335.22LFLWLmamp s 精餾段氣液負(fù)荷計(jì)算：

24、 311106.08 36.250.841/36003600 1.27VmsVmVMVms 31174.51 31.050.0008/36003600 815.6LmsLmVMLms 提餾段氣液負(fù)荷計(jì)算： 322106.8 24.890.824/36003600 0.89VmsVmVMVms32966.4/hVms 322174.51 21.200.0011/36003600 903.8LmsLmVMLms 33.96/hLmh精餾段液氣流動(dòng)參數(shù) 1122220.0008 3600 815.60.02410.841 36001.27sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.40THm

25、0.06chm 0.400.060.34TcHhm則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 200.073fc又 液體的表面張力 20/mN m 0.22020ffcc 0.20.22039.10.0730.0832020ffcc max815.6 1.270.0832.084/1.27VLLucm s取安全系數(shù)為 0.6，則空塔氣速： max0.80.7 2.0841.459/uum s則 44 0.8410.8573.14 1.459sVDmu按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：1.0Dm塔截面積：TA 220.7854TADm實(shí)際空塔氣速 u： 0.8411.071/0.785sTVum sA 提餾段液氣流動(dòng)參數(shù) 112

26、2220.0011 903.80.04250.8240.89sLmLVsVmLFV 取板間距，板上清液高度，0.40THm0.06chm 0.400.060.34TcHhm則 查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得 200.073fc又 液體的表面張力 20/mN m 0.22020ffcc 0.20.22055.850.0730.08842020ffcc max903.80.890.08842.816/0.89VLLucm s取安全系數(shù)為 0.8，則空塔氣速： max0.80.7 2.8161.971/uum s則 44 0.8240.733.14 1.971sVDmu按標(biāo)準(zhǔn)塔徑園整后為：1.0Dm塔截面積：T

27、A 220.7854TADm實(shí)際空塔氣速 u： 0.8241.05/0.785sTVum sA 板式塔的塔高按下式計(jì)算 初選板間距 HT=0.4m 則 7 10.415 10.40.8 8.8m因?yàn)?D=1 米，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤(pán)。1.）堰長(zhǎng)wl取 0.660.66 1.00.66wlDm2.）溢流堰高度wh由 wlowhhh選用平直堰，堰上液層高度 how由下式計(jì)算232.841000howwLhEl近似取 E=1，則232.840.0011 360010.00910000.7owhm 取板上清液高度0.06chm故 0.060.0090.051whm3.）弓形降液管寬度

28、和截面積dWfA由0.66wlD 查 弓形降液管的參數(shù) 得, 0.0722fTAA0.124dWD故 20.07220.0722 0.7850.0567ffAAm 0.1240.124 1.00.124dWDm 依式36003600 0.0567 0.4020.62 50.0011 3600fThA HsL 故 降液管設(shè)計(jì)合理4.）降液管底隙高度0h 03600hoWLhl u取 00.08/um s則00.0011 36000.02083600 0.66 0.08h 0.0540.02080.03320.006womhh故 降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度0.05whm1.）邊緣寬

29、度的確定 取 ， 0.065ssWWm0.035cWm2.）開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積按下式計(jì)算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 1.00.1240.0650.31122dsDxWWm 1.00.0350.46522cDrWm 故 22210.4650.31120.402 0.4650.311sin1800.465aA 20.596m3.）浮閥個(gè)數(shù)及其排布 乙醇-水對(duì)設(shè)備無(wú)腐蝕性，可選用的碳鋼板，在塔板上按等腰三角形錯(cuò)排排列浮3mm閥，并取塔板上液體進(jìn)出口安定區(qū)寬度和均為 60mm 邊緣區(qū)寬度為為 50mm， 取 浮bsbsbc閥直徑00.039dmm故閥孔氣速 u0=1

30、0.62m/s 故閥孔個(gè)數(shù)：0010vFu22000.824630.785 0.039114vsndu設(shè)計(jì)條件下閥孔氣速： m/s02200.824110.785 0.039634vsudn動(dòng)能因子： 0011 0.8910vFu塔板上浮閥開(kāi)孔率：22063 0.785 0.03940.090.785TndA氣體通過(guò)篩孔的氣速：0u 000.82413.31/0.09 0.693sVum sA1.）干板阻力的計(jì)算ch由；干板阻力可計(jì)算如下：臨界孔速0flhhhh0h故 按浮閥未全開(kāi)計(jì)算：0h液柱；0.1750.175001119.919.90.0337897.53LUhm塔板上液層阻力：液柱；

31、0.5()0.5(0.051 0.009)0.03lwowhhhm表面張力產(chǎn)生阻力：液柱；3044 58.96 100.000760.039 815.6 9.81Lhmdg故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m 液柱。0flhhhh2.）氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算lh 氣體通過(guò)液層的阻力由 計(jì)算lhlLhh0.8241.131/0.7850.0567saTfVum sAA 1.511.510.8240.739oSFV 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖 得0.5則 液柱0.50.051 0.0090.03lLwowhhhh液體表面張力的阻力計(jì)算h液體表面張力所產(chǎn)生的阻力， 由 計(jì)算h4LLoh

32、gd即 m 液柱344 55.85 100.0050903.8 9.81 0.005LLohgd 則氣體通過(guò)每層板的壓降：P （設(shè)計(jì)允許值）pLPhg0.06446 857.97 9.81542.540.7aapkp液沫夾帶由 計(jì)算3.265.7 10aVLTfueHh2.52.5 0.060.15fLhhm 3.265.7 10aVLTfueHh 3.265.7 101.13139.100.400.06kg 液/kg 氣 kg 液/kg 氣0.0170.1 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi).Ve 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速,minou由 計(jì)算,min04.40.00560.13oLLVuchh

33、即 ,min04.40.00560.13oLLVuchh 4.4 0.80.00560.13 0.060.0050 815.6 1.27 8.18/m s 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)0,min13.311.63 1.58.18ouKu 故 在設(shè)計(jì)中無(wú)明顯的漏液 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)服從下式： dTwHHh 取 ， 則0.5 m 液柱0.50.400.0540.227TwHh而 dpLdHhhh板上不設(shè)進(jìn)口堰，由 計(jì)算dh 20.153dohu 20.153dohu 液柱20.1530.0850.00113mpLddhhhH 液柱 0.04930.060.001130.1317dHm

34、dTwHHh 故 在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象在式中，令，并將塔板有關(guān)數(shù)據(jù)代入得：11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 1.6531hhVLLhVh由，令 E=1，取，并將代入，可得：23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL30.0006/hLms令則：05F 223055(/ 4)0.785 0.039760.4878/0.8869svVd nms或30.48/hVms在中，令，并將和代入得dTsA HL5sdATH30.0044/hLms由降液管液泛校核條件式將（令其中 E=1） ，hf（略去其中） ，和 hd 計(jì)dTwHHhowhh算代入，可得：

35、()0.6 (0.40.045)dTwHHH ；dpLdHhhhpclhhhhlLhhlwowhhh得：(1)(1)TwwcdHhhhhh將有關(guān)數(shù)據(jù)代入得：22239.386521128sssVLLLsVs以 Lh 為橫坐標(biāo)，Vh 為縱坐標(biāo)，可得塔板負(fù)荷性能圖為：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn) A，與原點(diǎn)連接，即為操作線 OA。由圖可知，篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 ， 3,max1.57m /sSV3,min0.4878m /sSV故彈性操作為 ,max,min1.573.220.4878SSVV進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類(lèi)型很多，有直管進(jìn)料管、T 型進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)

36、料管，管徑計(jì)算如下： 取 uF=1.6m/s，而 4SFVDu3857.97/kg m731.853 100.00083/3600 300 24 857.97sVms 4 0.000830.0263.14 1.6Dm 已知釜液流率為 釜液密度： 68.43/wkmol h3945.6/kg m則： 368.43 21.2/945.61.53/Vwmh取管內(nèi)流速為：1.6/wum s44 1.530.0236003600 1.6wwwVdmu體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/DVkmol h31.27/kg m則： 3106.08 36.25/1.273027.9/DVmh取20/Dum s

37、44 3027.90.23153600 3.14 20DDDVdmu采用直管回流管，取 uR=1.6m/s。0.8414775.20.033.14 1.6Rdm體積流速： 塔頂蒸密度 106.08/DVkmol h30.89/kg m則： 3106.08 19.03/0.892268.2/DVmh取20/Dum s44 2268.20.23600 3.14 20DDDVdmu第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表第四章主要計(jì)算計(jì)算結(jié)果列表計(jì)算數(shù)據(jù)項(xiàng) 目符 號(hào)單 位精餾段提餾段氣相VMkg/kmol平均分子量液相LMkg/kmol各段平均壓強(qiáng)mPkPa各段平均溫度mt氣相Vm-3kg m平均密度液相Lm-3

38、kg m各段平均表面張力Lm-1mN m各段平均粘度LmmPa平均流量氣相sVm3/s液相sLm3/s實(shí)際塔板數(shù)N塊715板間距THm塔有效高度Zm塔徑Dm1空塔氣速u(mài)m/s塔板液流形式單流型單流型計(jì)算數(shù)據(jù)項(xiàng) 目符 號(hào)單 位提餾段溢流管形式弓形堰長(zhǎng)Wlm0. 66堰高Whm溢流堰寬度dWm溢流裝置管底與受液盤(pán)距離0hm板上清夜層高度1hm3浮閥數(shù)n個(gè)63開(kāi)孔面積aAm2閥孔流速0um/s11塔板壓降PhkPa446液體在降液管中停留的時(shí)間s降液管內(nèi)清液層高度dHm霧沫夾帶Vekg 液/kg 氣負(fù)荷上限液沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制液相最大負(fù)荷,maxLsm3/s液相最小負(fù)荷,minLsm3/s彈

39、性操作,max,minssVV結(jié)束語(yǔ)結(jié)束語(yǔ)課程設(shè)計(jì)是對(duì)以往學(xué)過(guò)的知識(shí)加以檢驗(yàn)，能夠培養(yǎng)理論聯(lián)系實(shí)際的能力，尤其是這次精餾塔設(shè)計(jì)更加深入了對(duì)化工生產(chǎn)過(guò)程的理解和認(rèn)識(shí)，使我們所學(xué)的知識(shí)不局限于書(shū)本，并鍛煉了我的邏輯思維能力。設(shè)計(jì)過(guò)程中培養(yǎng)了我的自學(xué)能力，設(shè)計(jì)中的許多知識(shí)都需要查閱資料和文獻(xiàn)，并要求加以歸納、整理和總結(jié)。通過(guò)自學(xué)及老師的指導(dǎo)和同學(xué)的幫助，不僅鞏固了所學(xué)的化工原理知識(shí),更極大地拓寬了我的知識(shí)面，讓我更加認(rèn)識(shí)到實(shí)際化工生產(chǎn)過(guò)程和理論的聯(lián)系和差別，這對(duì)將來(lái)的畢業(yè)設(shè)計(jì)及工作無(wú)疑將起到重要的作用.這次化工原理的課程設(shè)計(jì)，從最開(kāi)始的草稿，到后來(lái)的電子稿，我經(jīng)過(guò)了一遍又一遍的修改，每次修改都伴隨著

40、我很大的努力，當(dāng)然也伴隨著我很大的進(jìn)步，更使我明白理論離實(shí)踐的距離真的很遠(yuǎn)。最開(kāi)始是由于自己的粗心大意導(dǎo)致了理論板的卻定出現(xiàn)了錯(cuò)誤，從而是的后面出現(xiàn)了一系列的錯(cuò)誤，好在及時(shí)發(fā)現(xiàn)，從新進(jìn)行了計(jì)算。雖然浪費(fèi)了時(shí)間但是也讓我知道了粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在這次化工原理課程設(shè)計(jì)中我也收獲到了很多，學(xué)會(huì)了一些 word 中自己以前不會(huì)的的東西，學(xué)了以前從未接觸的 Auto CAD 繪圖軟件，同時(shí)也讓我深深地感受到了同學(xué)們之間的友誼，感謝同學(xué)們對(duì)我的幫助和鼓勵(lì)，使我能夠順利的完成我的課程設(shè)計(jì)，同時(shí)也感謝幾位同學(xué)在 CAD 繪圖過(guò)程中對(duì)我的指導(dǎo)。在此，衷心的謝謝你們對(duì)我的幫助。設(shè)計(jì)中一定有很多

41、疏漏和錯(cuò)誤之處，懇請(qǐng)老師批評(píng)指正，并感謝學(xué)校給予我這次機(jī)會(huì)！參考文獻(xiàn)：（1）賈紹義，柴誠(chéng)敬，化工單元過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì)課程設(shè)計(jì)，天津，天津大學(xué)出版社，2002 年，3871，101133。 （2）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（上冊(cè)） ，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999 年，310313。（3）陳敏恒，從德滋，方圖南，齊鳴齋，化工原理（下冊(cè)） ，第二版，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，1999 年，49103。（4）陳常貴，柴誠(chéng)敬，姚玉英，化工原理（下冊(cè)） ，天津，天津大學(xué)出版社，2002 年，38，90111。（5）唐倫成，化工原理課程設(shè)計(jì)簡(jiǎn)明教程，哈爾濱，哈爾濱工程大學(xué)出版社，2005 年，3566。（6）圖偉萍，陳佩珍，程達(dá)芳，化工過(guò)程及設(shè)備設(shè)計(jì)，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，2003 年。(7) 劉光啟，馬連湘，劉杰，化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)（無(wú)機(jī)卷） ，北京，化學(xué)工業(yè)出版社，20