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课程设计说明书学..院生态及资源工程学院专业班级20班级化学工程及工艺
（1）班课程名称化工原理课程设计题,目年产量
3.8万吨乙醇-正丙醇精谯塔设计学生姓名卢学号:201姓名1053指导老师_____________吴2019年6月书目
44.
54.
64.
64.
78.4779℃查手册有进料板t=
90.2008℃查表有F精储段液相平均密度
4.
2.3液相表面张力计算塔顶j=
78.5436℃查手册有进料板,厂=90・2008℃查表有:精储段平均表面张力
4.
2.4塔径计算=
4.188m3A.3600M精储段气液体积流率为LMIM0007821m3/S36004L==M今（夕
0.03870L/AZ）“2=取板间距H=
0.45机板上液层高度h=
0.06/72T LH大］—hj=
0.45—
0.06=
0.39mT/L查史密斯关联图有Go=0-085按标准塔径圆整后D=
2.2m
4.3塔截面积
4.4精储塔有效高度计算取釜液在塔底停留时间为6min,釜液距离底层塔板1mo釜液流量为:储存釜液高度塔底空间高度=H+1=
1.461m«
1.5m
4.5精馈塔热量衡算
5.
5.1塔顶冷凝器的热量衡算目的对塔顶冷凝器进行热量衡算以确定冷却水的用量如图4-2所示，对精储塔塔顶冷凝器进行热量衡算
6.
5.
1.1热量衡算式式中屐一一塔顶蒸气带入系统的热量；a——回流液带出系统的热量；a——储出液带出系统的热量；Q；——冷凝水带出系统的热量
4.
5.
1.2基准态的选择上文中已经求出塔顶蒸汽温度%=
78.4779℃,该温度也为回流液和储出液的温度同时，操作压力为
101.325kPa以塔顶操作状态为热量衡算基准态，则Q[—2=
04.
5.
1.3各股物料热量计算查得乙醇和正丙醇正常沸点为
351.45K和
370.25K,在正常沸点下的汽化焰分别为
38.56kJ/moK
41.44kJ/mol,算出乙醇和正丙醇在
78.4779C时的气化焙分别为
38.531kj/mol
43.130kj/mol由此可计算进入塔顶冷凝器蒸气的热量为代入到热量衡算式中，可求得塔顶冷凝器带走的热量为
4.
5.
1.4冷却水的用量设冷却水的流量为以水，则嬴=禽水源『已知方i=25℃方2=45℃t+/25+45以进出口水温的平均值为定性温度乙=七且=臼二？=35℃22查得水在35℃时的比热容为=
4.175kJ/kg.℃
4.
5.2全塔的热量衡算目的确定再沸器的蒸汽用量如图4-3所示，对精储塔进行全塔的热量衡算图4-3全塔热量衡算图
4.
5.
2.1热量衡算式依据热量衡算式，可得由设计条件知Q=5%2=
0.05〃L・•・2+0・95尸2+2+/式中以一进料带入系统的热量a—加热蒸汽带入系统的热量4一播出液带出系统的热量Qw一釜残液带出系统的热量Qw—冷却水带出系统的热量Q一热损失L
4.
5.
2.2各股物流的温度由上文计算结果Z F=
92.17325C奇=
78.54361C々=
99.4145℃
4.
5.
2.3基准态的选择以
101.33kPa.
78.4779℃的乙醇和正丙醇为热量衡算的基准态，且忽视压力的影响，则
4.
5.
2.4各股物流热量的计算由于温度改变不大，采纳平均温度
78.4779+
99.4145+
90.2008=
89.3644℃.即
362.514KC=
75.077•mol-x-K-xpra丙醇的比热容为Cpm=
99.49J•mo『•7rl由此可求得进料及釜残液的热量分别为Qw=%/小乙醇
⑥—
78.4779+W17w Cp”丙醇
⑥-
78.4779=
450768.7606^7-r1将以上结果代入到热量衡算式中解得Q=
123971.0278kJ.h-]v热量损失为
4.
5.
2.5加热蒸汽的用量设加热蒸汽的用量为心,贝1J已知蒸气的压力为5kg方cm绝压，查得该压力下蒸汽的汽化热为=2113kJ/kgr由此可求得再沸器的加热蒸汽用量为
5.板主要工艺尺寸计算
5.1溢流装置计算因塔径D=
2.2m,可选单溢流的弓形降液管
5.
1.1堰长却查表得/598m
5.
1.2溢流堰高度“堰上液层高度
5.
1.3弓形降液管宽度Wd和截面积Af查表，得A/Af—10T故Af=
0.37994m2W=
0.344md依下式验算液体在降液管中停留时间,即_36004%_
37.295s3600L-
0.007821x3600故降液管的设计合理
5.L4降液管底隙高度hh—h—
0.006=
0.039sw
5.2塔板布置
5.
2.1塔板的分块因D800mm,故采纳分块式，2块塔板
5.
2.2边缘宽度的确定取%=
0.344/，股=
0.05/
5.
2.3开孔区面积的计算开孔区面积Aa按下式计算其中X=1M乙
5.
3.4阀孔计算本流程所处理的物系无腐蚀性，可选用5=3iiini碳钢板采纳FIQ-4A型浮阀，相关数据如下:阀厚/m
0.0015阀重/kg
0.0246阀孔孔径4/m
0.038阀孔排列采纳叉排方式按正三角形排列取正三角形排布，列宽力=
0.075口作图得到排列阀孔数n=
4204.188著==
8.7967真实阀孔气速与420x〃x
0.038A阀孑L总面积A=
0.038/4浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速阀孔临界气速及阀孔临界动能因子凡有如下关系=旦，其中用的阅历值为9到12上面求得4=
8.7967机・0代入上式得F=
11.535,满意阅历o值所在范围，因此，阀数取420符合工艺要求
5.3阀孔的流体力学验算
5.
3.1塔板压降
5.
3.L1干板阻力儿计算
0.175阀全开前//=
19.9-^=
0.03943mPL阀全开后4=
5.344包=
0.04910m式中方c----干板压降，m液柱；Uo----------筛孔气速，m/s；
5.
3.
1.2板上液层的有效阻力4对于浮阀塔板，夕取
0.545hw-----外±11高，m；h——堰上液流高度，m；ow代入数据得4=
0.0327m液体表面张力产生的阻力总较小，在计算时可忽视
6.
3.
1.3总压降每层塔板压降为阀全开前4+4=
0.07213机阀全开后h,=h.+h=
0.08180m
7.
3.2液泛对于浮阀塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大,故可忽视液面落差造成的影响液体通过降液管的压强降H=h h,hd d++L3指降液管中清夜层高度儿为板上清夜层IW J度，取值为%=儿,+%=
0.06机九为塔板总压降均指及液体流过降液管的压降相当的液柱高度，主要有降液管底隙处的局部阻力造成由于塔板上未设置进口堰，可按下式计算%=
0.2-^2=
0.2x・_OOQ315综上，阀全°0078212=lhw开前H=
0.00315+
0.07213+
0.06=
0.13528md阀全开后H=
0.00315+
0.08180+
0.06=
0.14595md取全开后的压降为设计压降，即=014595m.乙醇及正丙醇属于不易发泡物质，其泡沫层的相对密度中取
0.6为防止液泛，应保证降液管中泡沫液体的高度不能超过上层塔板的出口堰，即乜《（区+%）可见，目前的设计数据符号要求
5.
3.3液沫夹带对浮阀塔板多采纳泛点率来间接推断液沫夹带量泛点率是设计负荷及泛点负荷之比泛点率可由下列两式求得，然后采纳计算结果匕Pv+L36L.ZS s1R=-P----------------------x100%中较大值:KgA,PvV IF=—P,-Pv X100%
0.78xKCa2计算得出的泛点率必需满意下述要求，否则应调整有关参数，重塔径大于900mm:FK80%82%新计算塔径小于900mm:FK65%75%;〜减压塔FK75%77%o由图读出，泛点负荷系数C F=
84.
84.
84.
94.
91.
104.
145.
1.1堰长
5.
5.
155.
155.
155.
155.
64.42%O塔径大于900mm,F
0.
80.82,符合工艺要求
5.
3.4漏液漏液点气速计算式与*=/，工总为漏液点动能因子，取值范围为56,本设计中取5〜实际孔速4=
8.7967m・s」应“u
8.79670稳定系数K==.父a=
2.3070“Omin符合K
1.
52.0,故在本系统中无明显漏液现象〜
6.设计筛板的主要结果汇总表序号数项目值平均温度力℃
189.3644平均压力Pm#%
2104.9253气相流量，（）K//S
4.188液相流量，44//s
0.007821实际塔板数N445有效段高度H,机
622.05塔径D,m
2.27板间距H,m
0.458t溢流形式单9溢流降液管形式弓10形堰长
1.59811堰高hw,m
0.04512板上液层高度瓜，m堰
0.0613上液层高度h»m降液
0.01514管底隙高度h,m安定
0.039150区宽度w,m边缘区宽
160.1s度Wc,m开孔区面
170.
050.476阀孑L18积A，m2直
0.038阀孑L径，m19420孔中心距,m开孔率，%阀孑L20数目n气
218.7967稳定
0.
075222.3070每层塔板压
165.
166.
177.
188.
201.设计任务物料组成乙醇30%、正丙醇70%（摩尔分数）；产品组成:塔顶乙醇含量》99%,塔底釜液丙醇含量》99%；操作压力
101.325kPa（塔顶肯定压力）；加热体系间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf7cn）2（绝压）;冷凝体系冷却水进口温度25C,出口温度45℃；热量损失设备热损失为加热蒸汽供热量的5%；料液定性料液可视为志向物系；年产量（乙醇）
3.8万吨；工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行；进料方式饱和液体进料，q值为1;塔板类型浮阀塔板厂址选地南平
2.设计方案蒸储装置包括精储塔、原料预热器、蒸储釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备蒸馈过程按操作方式的不同，分为连续蒸储和间歇蒸储两种流程连续蒸储具有生产实力大，产品质量稳定等优点，本课程设计中年产量大（38000吨/年），所以采纳连续蒸播的方式蒸储过程依据操作压力的不同，可分为常压、减压和加压蒸储本设计中，由于物料乙醇、正丙醇都是易挥发有机物，所以常压操作,塔顶蒸汽压力为大气压，全塔的压力降很小由任务书给定，进料热状况为泡点进料，加热方式采纳间接蒸气加热，设置再沸器塔底设冷凝回流装置工艺流程设计原料液的走向
3.精馆塔物料衡算
3.1物料衡算已知数据乙醇的摩尔质量M A=
46.07kg/kmol,正丙醇摩尔质量M B=
60.Ikg/kmolD=38000X1000X
0.994-300X24X
46.07X
0.99=
114.29Kmol/hFX=DX+WX1F=D+W2F DW联立求出F=
332.08Kmol/h W=
217.79Kmol/h
3.2摩尔衡算原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M=M+l-x xA/=
55.07kg/kmolX XF F AF gM=M+1-M=
46.18kg/kmolXX XXVDM DA DB=M+1-A/=
59.74kg/kmolM XXX XwWA VVB
4.塔体主要工艺尺寸
4.1塔板数的确定
4.
1.1塔板压力设计常压操作，即塔顶气相肯定压力PT
10.925kPa预设塔板压力降
0.6kPa估计理论塔板数18估计进料板位置12塔底压力Pw=
101.325+
0.6X18=
112.125kPa进料板压力产进=
101.325+
0.6X12=
108.525kPa精储段平均压力P=
104.925kPam
4.
1.2塔板温度计算温度（露点）-气相组成关系式:温度（露点）-气相组成关系式:P-PA PBXPPA-PB温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）:
1648.
2207.33675—⑵t+
230.918丙醇:
1512.
9406.99991-⑶t+
205.807各层塔板压力计算公式P=，AX/+%X（1居）4一乙醇:塔顶已知乙醇的气相组成y为产品组成
0.9923,操作压力为常压，则通过联立
（1）、
（2）、
（3）由计算机绘图可求得操作温度及组分饱和蒸汽压；塔底已知乙醇组成
0.01,通过联立
（2）、
（3）、
（4）并由计算机绘图可得实际操作温度及组分饱和蒸汽压结果如下塔顶P=
102.21875kPa P=
47.64263kPa t=
78.4779℃A B D塔底:P=
222.41892k PaP=
110.42089kPa t=
99.4145℃A BD进料板P A=
162.15676kPa P=
78.55308kPa t=
92.2019℃BD
4.
1.3物料相对挥发度计算乙，依据上文求出的数据可得PB塔顶的=
2.1455塔底为二
2.01428进料板为=
2.06430平均相对挥发度==
2.074回流比计算最小回流比心”之口q线方程采纳饱和液体进料时q=l,故q线方程为:6X=X=
0.3585F相平衡方程:oa
2.075%q%=l+a-1瓦-1+
1.07596,7联立得^=
0.3585九二
0.537代入式5可以n_XD-y o.9923-
0.537Qi\.----------------------------------------------------/•33最小理论板数N.==
11.625（包括再沸器）minmln p-x
0.537-
0.3585最适回流比R=O.3748x^0917+
1.3536N甫皿*凡而=
3.592pJ n
4.
1.5塔板物料衡算精储段操作线方程:代入数据得:y=
0.7822x+
0.2161提储段操作线,L+QF W•巧，y=X-，L=RD,代入数据得:「日用L+qr-W L+qr-W
2.074%相平衡方程y=1y=
1.4150x-
0.0107用图解法求求理论板层数用图解法求求理论板层数N=21依据图像得出X1=
0.99219x=
0.35569y=
0.5337FF
4.
1.6实际塔板数的计算
4.
1.
6.1黏度（通过液体黏度共线图差得）乙醇、正丙醇黏度共线图坐标值物质X Y乙醇
10.
513.8正丙醇
9.
116.5全塔平均温度为
89.1935℃物料在平均温度下的粘度，通过查表可得:乙醇:=380mPa/s・A正丙醇〃/s=
0.575而%/s全塔平均黏度计算公式lg〃=%lg〃A+（1-代入数据可得平均粘度=
0.484*/s
4.
1.
6.2总塔板效率普特拉一博伊德公式石=
0.49（磔）一必5代入相关数据得夕=-
4894.
1.7实际塔板数计算精微段板数精=11+£23提储段板数N提=10+八21总板数N=44（不包括塔釜再沸器）
4.2塔径计算
4.
2.1平均摩尔质量计算塔顶进料板精福段
4.
2.2平均密度计算气相平均密度有志向状态方程计算，即液相平均密度3据:Cpm=%+aT+a尸+a3T+%/，*R查《汽液物性估算手册》得:a=
4.396J-mol x-K10%=
0.628x lr/尸乙醇:a=
5.546x10-5j.3尸.K-
22.K-3生=-
7.024义1ya=
2.685x10-J--A-3*54ATW/-1a=
4.7T2J mol7K・0a=
6.565x10*•根o/-i•“正丙醇氏=
6.310x10-50厂x.K-3a.=—
8.341x10-8j.利尸・K-4Ja=
3.216x10—1•利八・K-54故乙醇的比热容为:。
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