课程设计---年产5.6万吨乙醇精馏塔的设计

1、 化工原理与化工设备基础联合课程设计说明书 设计题目 年产5.6万吨乙醇精馏塔的设计 二级学院 化学与化工学院 专 业 应用化工技术 学生姓名 * 学 号 10070* 年 级 2010级 指导老师 张 燕 徐 慎 颖 完成时间 2012年6月10日 化学与化工学院2012年06月10日 宜宾学院课程设计诚信声明书本人郑重声明：本人所提交的课程设计说明书是本人在指导教师指导下独立进行研究、写作的成果，课程设计说明书中所引用其它个人或集体的无论以何种方式发表或撰写过的研究成果，均在课程设计说明书中加以说明；有关教师、同学和其它人员对本文的写作、修订提出过并为我在课程设计说明书中加以采纳的意见、建

2、议，均已在我的致谢辞中加以说明并深致谢意。本论文绝无抄袭、剽窃等现象。本人愿意无条件地接受社会和学校的监督。 作者： * （签字） 时间：2012 年05月 31日附：普通高等学校学生管理规定（中华人民共和国教育部令第21号）第五十四条  学生有下列情形之一，学校可以给予开除学籍处分： （五）剽窃、抄袭他人研究成果，情节严重的； （六）违反学校规定，严重影响学校教育教学秩序、生活秩序以及公共场所管理秩序，侵害其他个人、组织合法权益，造成严重后果的。 化工原理课程设计任务书一、 设计任务1） 乙醇精馏塔的设计2） 任务：试设计一生产酒精的板式精馏塔，来自原料工段的乙醇水溶液的处理量、组

3、成及温度如下表所示：2400028000320003600040000440004800052000560006000031学号129103411203721304031原料液温度：6班30，7班40 ；建厂地点：四川宜宾一人一题，每个同学根据自己在在班里的学号顺序早找到对应的处理量和含量。3） 要求：塔顶产品的乙醇含量不少于93（质量分率） 塔底残液的乙醇含量不大于0.5（质量分率）二、 设计项目1） 设计方案的确定：包括塔型选择及操作条件的确定等；2） 画出带控制点的生产工艺流程图；3） 有关工艺计算：（1） 最小回流比及操作回流比的确定（2） 计算产品量、釜残液量及其组成（3） 计算冷凝

4、介质和加热介质的消耗量（4） 计算选用输送冷凝介质的离心泵型号、管道口径（5） 计算所需理论板层数及实际板层数4） 有关设备结构选型与计算：（1） 塔体、封头及各零部件的选型及材料选择（2） 塔体和封头壳体的壁厚计算及压力试验校核（3） 塔体总体尺寸设计（4） 法兰设计与选型（材料、密封面的形式、垫片设计，螺栓螺母设计选型）；各焊接形式的确定（5） 各接管、人孔设计（6） 开孔补强设计（7） 塔体支座的选择（要求在总装配图中画出支座形式）5）画出塔的装配图（A1号图） 目录前言 4第1章 概述5第2章 设计方案的确定与说明6第3章 设计计算与论证8第4章 板式塔的主要尺寸的计算18第5章 塔板

5、的流体力学的计算26第6章 塔板的负荷性能图30第7章 板式精馏塔设备设计35第8章 精馏塔的主要附属设备43第9章 心得体会46第10章 参考文献46后记及其他 48 前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本理论知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，

6、培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。塔设备是化工石油化工生物化工制药等生产过程中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形式，可以分为板式塔和填料塔。本设计的目的是设计符合设计任务的乙醇-水溶液的板式精馏塔以及附属设备。通过设计工艺流程草图板式塔主体设备计算及选型、辅助设备的计算及选型等阶段，最终完成各项参数的设计、验算，认为设计符合设计任务要求。并作出相关装配图和工艺流程图。第一章 概 述1.1 设计任务1.1.1 设计项目1）设计方案的确定：包括塔型选择及操作条件的确定等；2） 画出带控制点的生产工艺流程图；3） 有关工艺计算：（1） 最小回流比及操作回流比的确定；（2）

7、 计算产品量、釜残液量及其组成；（3） 计算冷凝介质和加热介质的消耗量；（4） 计算选用输送冷凝介质的离心泵型号、管道口径；（5） 计算所需理论板层数及实际板层数；4） 有关设备结构选型与计算：（1） 塔体、封头及各零部件的选型及材料选择；（2） 塔体和封头壳体的壁厚计算及压力试验校核；（3） 塔体总体尺寸设计；（4） 法兰设计与选型（材料、密封面的形式、垫片设计，螺栓螺母设计选型），各焊接形式的确定；（5） 各接管、人孔设计；（6） 开孔补强设计；（7） 塔体支座的选择（要求在总装配图中画出支座形式）；5） 画出塔的装配图（A1号图）；1.1.2 设计要求及操作条件（1）原料：乙醇水溶液，含

8、乙醇31%（质量分数）；温度为30；（2）产品要求：塔顶产品的乙醇含量不少于93%（质量分率）；塔底残液的乙醇含量不大于0.5%（质量分率）；（3）生产能力：原料液处理量56000吨年；（4）热源要求：加热蒸汽为过饱和蒸汽；（5）厂址选择：四川省宜宾市，当地冷却水进水温是25；出口水温度70；操作压力是常压101.325 kPa；1.1.3 精馏塔设备的主要要求（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.1.4 应交的文件（1）设计计算

9、说明书一份；（2）精馏塔的总装配图一张（A1号图）；第二章 设计方案的确定与说明2.1 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： 气（汽）、液处理量大，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。 2.2 板式塔的类型气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。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分

10、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。2.2.1 筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）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。（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。（3）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约23)。（3）小孔筛板容易堵塞。2.2.2 浮阀塔浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根

11、据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：（1） 生产能力比泡罩塔约大2040；（2） 气体两个极限负荷比为56，操作弹性大；（3） 板效率比泡罩塔高1015；雾沫夹带少，液面梯度小；（4） 结构难于泡罩塔与筛板塔之间；（5） 对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。2.2.3 板式塔的选型筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排布。筛板塔的结构简单，造价低廉，气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，气流分布均匀，传质系数高，操作弹性较大，乙醇和水黏度小

12、，易分离。所以本次工艺设计我们选择筛板塔；2.3 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、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。2.3.1 操作压力精馏操作可在常压、加压、减压的条件下进行。操作压力取决于冷凝的温度。凡是通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将溜出物冷凝下来的系统，都应采用常压蒸馏；对于热敏性的物料或是混合液沸点过高的系统宜采用减压操作；对于沸点较低的物系，则应该在加压条件下进行。2.3.2 进料状态根据q值大小将进料分为五种情

13、况。进料状态与塔板数、塔径、回流量以及塔的热负荷都有密切的关系。采用泡点或接近泡点进料时，板式塔的操作比较容易控制，且不受季节的影响。在原料液预热时，我们应该考虑热能的综合利用，塔顶蒸汽和塔底残液都有余热可以利用。2.3.3 加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热,但对塔底产物基本是水,且在低浓度时的相对挥发度较大的体系,也可采用直接蒸汽加热。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。 2.3.4 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。2.3.5

14、热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的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。2.3.6 回流比的选择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

15、种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论塔板数,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,通常根据下面3 种方法之一来确定回流比。 根据本设计的具体情况,参考生产上较可靠的回流比的经验数据选定。 先求出最小回流比R min=1.3033 ,根据经验取操作回流比为最小回流比的1.12.0 倍,即R=(1.12.0)R min; 在本次工艺设计，我们选R=1.5Rmin=1.95495

16、。 在一定的范围内,选5 种以上不同的回流比,计算出对应的理论塔板数,作出回流比与理论塔板数的曲线,如图1-1 所示。当R= R min 时,塔板数为；R>R min 时，塔板数从无限多减至有限数;R继续增大,塔板数虽然可以减少,但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则,实际回流比还应视具体情况选定。因此，我们选择第二种方法在确定题目中的最小回流比和操作回流比。第三章 设计计算与论证精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。3.1 乙醇水板式精馏塔的物料衡算 3.1.1

17、原料液的计算 我们查阅化工工艺设计手册得到：乙醇的摩尔质量，水的摩尔量，则乙醇的质量分数为：原料液的平均摩尔质量： 3.1.2 塔顶产品的计算塔顶产品的质量分数：塔顶产品的平均摩尔质量： 3.1.3 塔底的计算塔低产品的质量分数：塔底产品的平均摩尔质量： 3.1.4全塔物料衡算因为本题是饱和液体进料（q=1），根据恒摩尔流假定有：原料处理量： 总物料衡算：；乙醇物料衡算：联解上面的表达式，得： ； 3.2 最小回流比和操作回流比的确定3.2.1 相对挥发度的确定乙醇水溶液的气液平衡数据表温度/K液相(x/%)气相(y/%)373.1500 0.0000 0.0000 368.7000 0.01

18、90 0.1700 362.2000 0.0721 0.3891 359.9000 0.0966 0.4375 358.5000 0.1238 0.4704 357.3000 0.1661 0.5089 355.9000 0.2377 0.5445 355.4000 0.2608 0.5580 354.7000 0.3273 0.5826 353.9000 0.3965 0.6122 353.0000 0.5079 0.6564 352.9000 0.5198 0.6599 352.5000 0.5732 0.6841 351.9000 0.6763 0.7385 351.6000 0.747

19、2 0.7815 351.3000 0.8943 0.8943 由上图可知： ；根据相平衡方程得：同理： ； ； ； ； ；根据芬斯克方程有 ： ；所以，全塔的平均相对挥发度为： ；3.2.1 最小回流比的确定由于，本次设计采用的是饱和泡点进料；即，所以，最小回流比为： ；3.2.2 操作回流比的计算根据操作回流比与最小回流比的关系：；我们取；所以： ；3.3 操作线方程的确定（1） 、精馏段操作线方程的确定： ；（2） 、精馏段操作线方程的确定：由于是饱和泡点进料( ) ； ； ； ； ；3.4 平均分子量和平均密度的计算 3.4.1 平均分子量的计算1、塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算

20、过程可知， ； 液相的平均摩尔质量： 气相的平均摩尔质量： 2、进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知， ； 气相的摩尔质量： 液相的摩尔质量： 3、塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，0.002，0.0305 气相的摩尔质量： 液相的摩尔质量： 4、精馏段的平均摩尔质量的计算气相的平均摩尔质量： 液相的平均摩尔质量： 5、提馏段平均摩尔质量的计算 气相的摩尔质量： 液相的摩尔质量： 3.4.2 平均密度的计算查阅化工工艺设计手册，我们得到乙醇水溶液物系的密度表：温度()液相（）（）78.3972.5744.396.0958.4720.699.0957.4718.21液相平均

21、密度：塔顶密度：进料密度： 塔釜密度： 精馏段液相平均密度： 提馏段液相平均密度： 全塔液相平均密度： 2气相平均密度精馏段：提馏段：全塔气相平均密度： 3.5 液体表面张力的计算根据塔顶、进料、塔底的温度查出各个状态下乙醇和水的表面张力，再根据计算乙醇混合溶液的表面张力。、塔顶液相平均表面张力的计算 由于塔顶温度是=78.3，我们查阅化工工艺设计手册得： 、进料液相平均表面张力的计算 由于进料板的温度是，查化工工艺设计手册得： 、塔釜液相平均表面张力的计算 由于塔斧的温度是，我们查阅化工工艺设计手册得： 、精馏段液相平均表面张力为：、提馏段液相平均表面张力为： 、全塔的平均张力为：3.6 气

22、、液相体积流量的计算精馏段气液体积流量为：提馏段的气液体积流量为：3.7 能量计算下图是常温下乙醇水溶液的图 由上图，我们结合、的取值，可以读出以下数据：塔顶温度： ；进料温度： ；塔底温度： ；所以，精馏段的平均温度是： ；提馏段的平均温度是： ；全塔平均温度： ；3.8 理论塔板数的计算3.8.1 全塔效率的确定：查化工工艺设计手册得,在温度为91.10下，乙醇粘度 ；水的粘度 ；所以，物系的平均粘度为： ；根据偶康内尔公式全塔效率为： ；3.8.1 全塔理论塔板数的确定：根据相平衡方程：和计算理论塔板数 ；第一板： ；第二板： ；第三板： ；第四板： ；因为， ；所以，第四块板是进料板，

23、即为精馏段的理论塔板数。第五板： ；第六板： ；第七板： ； 第八板： ；第九板： ；第十板： ；第十一板： ；第十二板： ；因为， ；所以，总的理论塔板数为11块。3.8.2 实际塔板数的确定：由，求出实总塔板层数； ；精馏段实际塔板数： ；提馏段实际塔板数： ；满足 ；3.9 操作压力的计算已知，塔顶温度：=78.3； 进料板温度：=96.0， 因为常压下乙醇水是液态二相混合物，其沸点较低（小于100），所以，我们采用常压精馏就可以成功分离。故塔顶压强取： 取每层压强降取：塔底压强：进料板压强：全塔平均操作压强：精馏段平均操作压强：提馏段平均操作压强： 第四章 板式塔的主要尺寸的计算4.1

24、 塔体主要尺寸的计算4.1.1板间距和上清液层高度的确定工业上的吸收塔通常为圆柱形，故吸收塔的直径可根据圆形管道内的流量公式导出，即： 对于精馏过程，精馏段与提馏段的气液负荷及物性是不相同的，故应分别计算出估算塔径；但若两者相差不大时，为制造方便，可取较大者作为两段塔径。计算步骤如下：我们查阅侯丽新编的板式精馏塔文献得出：表4-1 塔板间距与塔径的关系塔 径/D，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距/HT，mm200300250350300450350600400600 另外，在塔体开有人孔处的塔板间距应有足够的工作空间，其值常取700mm。板上清液层高度受很多

25、因素的影响，设计时，我们常选取经验数据。常压塔：中型浮阀塔：减压塔：由于塔径还没有计算出来，所以板间距与板上清液层高度都是选取初选值，还需要后面的计算和校核后才能确定。综上所述，我们选取，本次设计是筛板塔（常压塔），选取上清液液层高度为（在初估塔径时，预先拟定塔板间距，一般当D'<1.5时，HT取0.2至0.4m；当>1.5时，HT取0.4至0.6）。4.1.2 空塔气速的确定动能因素的计算：精馏段： 提馏段： 图4 史密斯关联图查阅图4史密斯关联图,由史密斯图查得C20是表面张力为0.02时的蒸汽负荷因子，20dyn/cm时的经验系数，当表面张力为时需按式精馏段： 提馏段

26、： 4.1.3 求空塔气速的计算适宜的空塔速度通常取最大允许空塔速度的倍，即其中 本次设计中安全系数暂取0.75精馏段：则提馏段：则4.1.4 塔径的计算精馏段：提馏段：根据设计要求，我们取较大者为精馏塔塔径，即D=1.2153m，圆整到1.200m(初估的塔径要加以圆整，当塔径小于1时，间隔按0.1进行圆整；当塔径大于1时，间隔按0.2进行圆整)。由此，塔的截面积：4.1.4 实际空塔气速 由此可知，精馏段和提馏段的安全系数满足0.6-0.8范围，所以，在本此设计中塔径和板间距的选取均合理。4.1.5 板式塔有效高度的计算对于板式精馏塔，通过塔板效率将理论塔板层数换算为实际塔板层数，再选择板

27、间距，由实际塔板层数和板间距可计算板式精馏塔的有效高度，即： 式中： 板式塔的有效高度， ； 实际板层数 ； 板间距， ；因为，通过上面计算已经得出塔径，所以根据表4-1 ，我们可以确定 ；已知实际塔板数 ；由于料液比较清洁，无需经常清洗，我们根据经验可取每隔8块板设置一个人孔，则人孔的数目为： 则在该范围下全塔塔高为： ；另外，在塔体开有人孔处的塔板间距应有足够的空间，其值常取 ，则此时全塔塔高为： ；4.2 塔板结构尺寸的确定4.2.1 板式塔主要参数的确定由于塔径在800mm以上，或液流量小会造成液封，或需测线抽出液体时，常用凹形受液盘。所以本次设计采用单溢流型分块式塔板。查阅侯丽新编板

28、式精馏塔得，、进口安定区宽度可取 ；、出口安定区宽度可取 ；、边缘区宽度与塔径有关，一般可取 ；因此，我们取边缘区宽度，进出口安定区宽度，查侯丽新编板式精馏塔得：单流型： 双流型两侧： 由于，上面给出塔径 ；所以， ；查侯丽新编板式精馏塔的附录八： 弓形溢流管宽度 ；弓形降液管面积 ；降液管面积与塔截面积之比 ；堰长与塔径之比为保证溢流液中的泡沫有足够的时间在降液管中得到分离，防止液泛现象，即液体在降液管中停留时间一般应大于或等于5s。即： 液体在精馏段降液管内的停留时间： 符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间： 符合要求4.2.2 弓形降液管根据堰长与塔径之比,查阅侯丽新编板式精馏塔的附录

29、八弓形溢流管宽度 ；弓形降液管面积 ；图 10 弓形降液管示意图选用平直堰，取，堰上液层高度为：堰高： 0.1000.014420.035580.0500.01442验算是成立的。4.3 板式塔塔板的布置塔板板面根据所起的作用不同分、溢流区、泡沫区和无效边缘区四个区域。4.3.1 开孔面积已度，根据6取无效边缘区宽度， 泡沫区宽度设计中塔板选型为作单流型，有效开孔面积为： 带人数据得到开孔面积为：4.3.2 筛板的筛孔和开孔率 乙醇-水溶液没有腐蚀性，可选用碳钢板。一般工业上的筛板孔径为3至8mm，常用为46mm，孔径太小加工制造困难，而且易堵塞，所以取筛孔d0为5mm。孔中心距t一般为2.5

30、5d0，易使气流互相干扰，过大则鼓泡不均匀，都影响传质效率，故取。筛孔按正三角排列，取中心距筛孔数目为开孔率为 （在5-15%范围内） 气体通过筛孔的气速为 则： 精馏段 提馏段 第五章 塔板的流体力学计算5.1 气体通过塔板的压力降m液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)： ；气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱气体通过筛板的干板压降，m液柱气体通过板上液层的阻力，m液柱克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1 干板压力降干板压降 =筛孔气速，m/s孔流系数分别为气液相密度，Kg/m3 根据d2/=5/3=1.670 查阅化工工艺设计手册干筛孔的流量系数图C0 =0.78 ；精馏段 液柱

31、提馏段 液柱5.1.2 板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算： 板上清液层高度，m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，塔横截面积= ；精馏段 动能因子 查侯丽新编板式精馏塔得，充气系数与Fa的关联图可得 =0.40 则 提馏段 动能因子 Fa= 同理，查充气系数与Fa的关联图可得 =0.50则： 5.1.3 由表面张力引起的阻力 液体表面张力的阻力 精馏段 提馏段 综上可得：精馏段：压力降提馏段：压力降：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

32、能维持正常的操作效果，Kg。液沫夹带可以由以下公式计算： 精馏段提馏段 故在本次课程设计中，液沫夹带常量在允许范围内。因此，不会发生过量液沫夹带。5.4 漏液 漏液点气速可由以下公式计算：稳定系数：K=>1.5-2.0 筛孔气速， ； 漏液点气速， ；精馏段：实际孔速稳定系数为 提馏段稳定系数为故在本次课程设计中没有明显漏液现象。5.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从的关系： 乙醇-水组分为不易发泡体系 故取 ；溢流管内的清液层高度 ；所以，可见，故在本次设计中不会产生液泛现象。 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 漏液线由，得：据此可以做出与流体

33、流量无关的水平漏液线1 ；6.1.2 液沫夹带线以液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： ， ;则0.08895+1.988LS2/3 0.45-0.08895-1.988LS2/3=0.361-1.988LS2/3 解得Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008Vs/(m3/s)2.752.602.482.37据此，可作出液沫夹带线2.6.1.3 液相负荷下限线对于平直堰， ，取堰上液层高度作最小液体负荷标准，由 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 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.1.

34、5 液泛线液泛线方程为： 其中 列表计算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)3.8343.6733.5073.233由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：由图可读得，该塔的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得： 故操作弹性为6.2 提馏段负荷能图6.2.1 漏液线由漏液线公式： 据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线1 (2)液沫夹带线以液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下： ， ；则0.08895+1.988LS2/3 0.45-0.08895-1.988LS2/3=0.361-1.988LS2/

35、3 解得Ls/(m3/s)0.0020.0040.0060.008/(m3/s)2.852.692.552.44可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作最小液体负荷标准，由 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.(4)液相负荷上限线以 作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。(5) 液泛线液泛线方程为 其中 列表计算如下Ls/(m3/s)0.0040.0060.0080.010Vs/(m3/s)4.474.243.953.58由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：由图可读得，该塔的操作

36、上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图可读得： 故操作弹性为第七章 板式精馏塔设备设计7.1 精馏塔塔体材料、内径、壁厚和强度校核（1）精馏塔塔体材料的选择 精馏塔塔体材料：选择依据：所要分离的物质是乙醇和水，对材料的腐蚀性不大，在满足条件的材料中的价格相对便宜，所以选择。（2）精馏塔的内径 （3）壁厚的计算 查阅化工工艺设计手册，当在616mm的范围内时，操作压力，设计压力为：， 选取双面焊无损检测的比例为全部，所以 。计算壁厚：取=0.6 ，=2所以圆整后取（因为选用材料的设备最小的壁厚为6mm，即 （4） 强度校核本次设计，应求出水压试验下的压力：因为得屈服极限，所以， 又因为为中较大

37、者，计算比较得： ；代入得： ，水压试验满足要求。7.2 封头的选型依据，材料及尺寸规格（1） 封头的选型依据 封头的选型：标准的椭圆型封头 选型依据：从工艺操作 考虑，对封头形状无特殊要求。球冠形封头、平板封头都存在较大的边缘应力，且采用平板封头厚度较大，故不宜采用。理论上应对各种凸形封头进行计算、比较后，再确定封头形状。但由定性分析可知：半球形封头受力最好，壁厚最薄，但深度大，制造较难，中、低压小设备不宜采用；碟形封头的深度可通过过渡半径r加以调节，但由于碟形封头母线曲率不连续，存在局部应力，故受力不如椭圆形封头；标准椭圆形封头制造比较容易，受力状况比碟形封头好，故可采用标准椭圆形封头。（

38、2） 封头材料的选择 封头材料：（3）封头的高即：所以其中精馏塔的内径封头的高直边高度为：（查JB/T4337-95可知）（4）封头的壁厚计算壁厚：对于标准椭圆封头，K=1取封头是由整块钢板冲压而成，所以圆整后取 (5) 强度校核校核筒体与封头水压试验强度，根据式式中，满足条件。且，,所以>满足条件。7.3 精馏塔的塔板类型选择 塔板类型：筛板塔依据：筛板塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排布。筛板塔的优点是：结构简单，造价低廉，气压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率较高，气流分布均匀，传质系数高；缺点：操作弹性小，筛孔小易发生堵塞，不利于黏度较

39、大的体系分离。本设计中，根据生产任务，若按年工作日330天，每天开动设备24小时计算，原料液流量为48000吨年，由于产品粘度较小，流量较大，因此即使筛孔小也不易堵塞，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。7.4 降液管的形式 采用弓形降液管 依据：因为弓形降液管具有较大的降液面积 ，气液分离效果好，降液能力大。7.5 受液盘的设计 采用凹形受液盘依据：因为它可保证液体采出侧线满液，即使在高蒸汽流速和低液体流量下仍能保证液封，对流出降液管的液体有缓冲作用，减少对塔盘入口区的冲击力。7.6 塔体各部分高度设计 精馏段有效高度的计算：提馏段有效高度的计算：由于料液较清洁

40、，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： 塔顶间距，塔底空间高度：，进料板处板间距：板式精馏塔塔高的计算：7.7 塔体各开孔补强设计 7.7.1 开孔补强设计方法 等面积补强法(1) 适用的开孔范围圆筒当内径时，开孔最大直径。凸形封头的开孔最大直径(2) 内压容器开孔所需补强的面积 壳体开孔所需补强面积内压容器的圆筒、椭圆形封头开孔够所需的补强面积为 式中开孔直径，圆形孔取接管内直径加两倍壁厚附加量，mm壳体开孔处的计算厚度，接管有效厚度强度削弱系数，等于设计温度下接管材料与壳体材料许用应力之比值，当该比值大于1.0时，取壳体开孔处的计算壁厚按以下公式计算 （a）圆筒： （b

41、）椭圆形封头：所以圆筒所需的补强面积为：7.7.2 开孔补强结构设计(1) 补强形式 外加强接管 依据：外加强接管结构简单，加工方便，又能满足补强要求，特别适用于中低压容器的开孔补强。(2) 补强结构 采用整段件补强依据：这种结构是将接管与壳体连同加强部分作成整体锻件，然后与壳体焊在一起。其优点是补强金属集中于开孔应力最大部分，应力集中现象得到大大缓和。7.8 塔体各接管设计 接管长度h（mm）公称直径DN不保温设备接管长保温设备接管长使用公称压力（MPa）<1580130<42050100150<1.670350150200<1.670500<1.0(1) 进料

42、管查的96.0时， 则 进料体积流量：取适宜的输送速度，进料管管径：经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：设保温层，所以查表知接管长度：(2) 釜残液出料管釜液质量流率：出料温度，在此温度下 则 体积流率： 取适宜速度：则釜液出口管管径：经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格：实际管内流速：不设保温层，所以查表知接管长度：(3) 回流液管回流液质量流率：回流温度，在此温度下 则 Kg/m3体积流率：取适宜速度则塔顶出口管管径：经圆整选取热轧无缝钢管（GB8163-87），规格： 实际管内流速：不设保温层，所以查表知接管长度：7.9 塔体各接管补强允许无

43、补强的最大直径：由于设计壁厚一般均超过实际需要，且刚才还要有一定塑性储备，故在筒体、锥形及凸形封头（其封头中央80%内径范围允许开孔）开孔，并满足下列条件允许不另行补强：壳体名义厚度>12mm，；壳体名义厚度，；两个相邻开孔中心矩不小于两孔直径的两倍。所以，进料管和塔釜不用补强。回流管： 按JB1207-73，c管用，补强尺寸为内径，厚度塔顶釜料管：查得，补强尺寸为内径，厚度同理得过饱和蒸汽管。7.10 塔体手孔及人孔的设计 人孔主要由筒节、法兰、盖板和手柄组成。根据精馏塔是在常温最高工作压力为0.131的条件下工作，人孔标准应按公称压力为常压的等级选取。从人孔类型系列标准可知，该人孔标

44、记为：HG21515-95 人孔FS（A.G）450-常压 公称直径DN=450mm人孔数：每隔8层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m，人孔数：7.11 人孔补强已知，补强圈的为内径，人孔补强采用补强圈补强。7.12 塔体支座的选择选型：对于高大的塔设备，常用的支座选择圆筒型裙座。在精馏装置的工艺设计中，为了给精馏过程提供所需的热量(热源)，需要把塔底的再沸器产生的蒸汽送回精馏塔内，按其输送的方式，可分为热虹吸式循环(自然循环)和强制循环(机械循环)两种其中依靠流体的密度差的热虹吸式循环方式在设计中应用的最为广泛，他不仅能够省去循环泵，降投资，而且具有再沸器传热系数大，加热段滞留时间短，结构紧凑

45、等特点。但此时，如果塔底裙座高度设计不正确，会使精馏操作不能正常进行。为此，在精馏装置的设计中，裙座高度的计算就得十分重要。根据塔高和热负荷，按经验值取精馏塔塔底裙座高度为。焊接形式采用与塔体对接焊。7.13 除沫器的设计 采用丝网除沫器 依据：丝网除沫器具有比表面积大，重量轻，空隙率大以及使用方便等优点。特别是它具有除沫效率高，压力降小的特点，因而是应用最广泛的除沫装置。合理的气速食除沫器取的较高的除沫效率的重要因素。实际使用中常用的设计气速取13m/s。丝网层的厚度按工艺条件由试验确定。当金属丝直径为0.0760.4mm，网层重度为4805300，在上述适宜气速下，丝网层的畜液厚度为255

46、0mm，此时取丝网厚度为100150mm，可获得较好的沫效果。法兰设计与选型（材料、密封面的形式、垫片设计，螺栓螺母设计选型）以及各焊接形式的确定7.14 法兰的设计与选型 根据操作温度（最大99.5 ），设计压力最大（0.12MPa）和所用材料可知，所选法兰应按公称压力PN为0.25MPa来选择其尺寸，由于操作压力不高，直径也不大，为此法兰可供选择的有甲型平焊法兰、乙型平焊法兰、长颈对焊法兰，综合各种因素和制造成本的低廉时。本设计采用甲型平焊法兰，法兰的材料科选择为16MnR，同塔设备其他材料相同可以减少因材料分子间在力的作用下产生的排斥力。垫片材料选用石棉胶板，宽度20mm(化工设备设计基

47、础，天津大学出版社，谭蔚，附表8 )。连接螺栓材料为Q235B，M20(化工制图 )密封面的形式： 常用的法兰密封形式有平面形压紧面、凹凸形压紧面、榫槽形压紧面、锥形压紧面、梯形压紧面，本设计中由于公称直径为1600mm、公称压力最大0.12MPa，这种情况下，为了保证除有足够的压紧面外，也要注重密封性能的最佳，更要考虑结构制造上的简单性，操作至少要简便，最终采用凹凸形压紧面的形式。垫片设计： 垫片是构成密封的重要原件，适当的垫片变形和回弹能力是形成 密封的必要条件。最常用的垫片可分为非金属、金属以及非金属与金属混合制的垫片。本设计中采用非金属垫片材料，它所具有的有点是柔软和耐腐蚀性，设计中所

48、用的为橡胶石棉板，宽度20mm。焊接形式的确定：焊缝是容器或受压原件中比较薄弱的环节，虽然在确定焊接材料时，往往使得焊缝金属的强度等于甚至超过母材金属的强度，但由于施焊过程中焊接热的影响，而造成焊接应力、焊缝金属晶粒度粗大以及气孔、未焊透等缺陷，降低了焊缝及附近区域的强度。本设计由于操作压力不高、直径不大，因此法兰的选择采用平焊的方式进行。第八章 精馏塔的主要附属设备8.1 各种附属设备参数的确定 8.8.1 全凝器热负荷及冷却水消耗量 冷却器一个：将产品冷却到要求的温度后排出。取水进口温度为25，水的出口温度为，塔顶出口气体的温度为78.3，塔顶乙醇质量分数为93时，查得乙醇的汽化热为38.

49、80kJ/mol，在此温度下。 取安全系数0.75，取冷却水用量 选取换热器25×2.5mm，型号为：G6002.574.68.8.2 离心泵的选型冷凝水的体积流量 取水的流速为1.2m/s，管径为0.1，已知地面到塔顶的高度为10.80m，取，弯头。查化工工艺设计手册，水的粘度是 压降为以裙座底部和塔顶为截面，列柏努利方程有查表选取离心泵性能如下表 表16 离心泵性能表型号OTS型双吸中开离心泵流量（m3/h）86.3扬程m13.5轴功率（kw）15转速（r/min）2900效率48%结构双级8.8.3 再沸器的负荷 设计流程要求泡点进料，进料浓度下的泡点温度为78.3.，而原料温

50、度为40.0。需要升到的温度为78.3，采用直接蒸汽加热可以稳定控制进料温度为泡点。，W =259.27kmol/h根据温度，查相关表得：CP水=4.26KJ/(Kg.K), CP乙醇3.06KJ/(Kg.K)则 取总传质系数K=600W/m2.k=0.6KJ/（s.m2.K）取安全系数1.1，则实际传热面积为：A=10.03。选取换热器25×2.5mm，型号为：G60011.68.3表17 预热器参数表名称公称直径DN/mm公称压力PN/MPa管程数N管子根数n规格6001.61 245名称中心排管数管程流通面积/m2计算换热面积/m2换热管长度/mm规格170.076958.33

51、0008.8.4 画出塔的装配图（A1号图）8.8.5 精馏塔设计参数一览表（见附录）第9章 心得体会通过这次课程设计，我学到了很多。在和同学的分工合作、查阅大量资料的情况下，终于完成了这次的课程设计。经过这次的课程设计也发现了自己的很多不足之处，比如说公式不熟悉，world文档的操作不套熟悉，查阅资料的能力有待提高。这是上大学以来第一次在电脑上一次打这么多字，感觉到累，工作量也不算小，在不停的修改中，手都整痛了，但是这也让我打字的速度快了那么一点点。从开始的一窍不通，到了再百度和同学的帮助下能独立的计算很多东西，也能勉强的熟悉了world文档的操作。也初步掌握了化工原理设计的基本知识、设计原

52、则和设计方法。在计算的过程中，经常把数据记错、算错，导致自己在后面的设备要求中选择规格出现了很多麻烦，后来有把前面的大部分数据重新来算，纠结啊！在这次的课程设计中我也学到了很多东西，比如说这样快速查找和筛选资料；也培养了我的自主动手能力。这次的设计之后，我相信在这次设计之后我做事会变得比以前小心谨慎，也会更仔细。在此我非常感谢在我不知道怎么做了的时候帮助我的同学，也感谢对我们进行指导的张老师和徐老师。对于这次的课程设计里有什么不足的地方希望老师指出，以方便改正！第十章 参考文献1 李功样，.常用化工单元及设备设计，华南理工大学出版社2 余国琮. 化工机械工程手册，化学工业出版社，20033 路

53、秀林,等. 化工设备设计全书塔设备，化学工业出版社，20044 化学工程手册，第三卷，化学工业出版社5 化工工艺设计手册, 化学工业出版社6 化学化工物性手册7 匡国柱，化工单元过程及设备课程设计，化学工业出版社8 柴诚敬，化工原理（上下册），天津大学出版社附录：精馏塔设计结果一览表序号项目数值1平均温度tm，91.102平均压力pm，kPa106.303气相流量Vs，（m3/s）1.30774液相流量Ls，（m3/s）0.00192755实际塔板数256全塔高度Z，m10.087塔径，m1.208板间距，m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长，m0.80012堰高，m0.0355813板上液层高度，m0.05514堰上液层高度，m0.0144215降液管底隙高度，m0.016616安定区宽度，m0.07017边缘区宽度，m0.04018开孔区面积，0.85019筛板直径，m0.00520筛孔数目437521孔中心距，m0.01250.0