1、燕京理工學院課程設計化工原理課程設計乙醇水混合液精餾塔設計劉入菡應用化學專業應化1104班學號110130106指導教師顧明廣摘 要本設計為分離乙醇-水混合物，采用篩板式精餾塔。精餾塔是提供混合物氣、液兩相接觸條件，實現傳質過程的設備。它是利用混合物中各組分揮發能力的差異，通過液相和氣相的回流，使混合物不斷分離，以達到理想的分離效果。選擇精餾方案時因組分的沸點都不高所以選擇常壓，進料為泡點進料，回流是泡點回流。塔頂冷凝方式是采用全凝器，塔釜的加熱方式是使用再沸器。精餾過程的計算包括物料衡算，熱量衡算,塔板數的確定等。然后對精餾塔進行設計包括：塔徑、塔高、溢流裝置。最后進行流體力學驗算、繪制塔板

2、負荷性能圖。 乙醇精餾是生產乙醇中極為關鍵的環節，是重要的化工單元。其工藝路線是否合理、技術裝備性能之優劣、生產管理者及操作技術素質之高低，均影響乙醇生產的產量及品質。工業上用發酵法和乙烯水化法生產乙醇，單不管用何種方法生產乙醇，精餾都是其必不可少的單元操作。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對于黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。關鍵詞：乙醇水精餾 浮閥塔 連續精餾 塔板設計I目 錄前 言 1第一章 設計任務書21.1、設計條件21.2、設計任務21.3、設計

3、內容3第二章 設計方案確定及流程說明5第三章 塔板的工藝設計73.1、全塔物料衡算 73.2、塔內混合液物性計算 83.3、適宜回流比 153.4、溢流裝置 213.5、塔板布置與浮閥數目及排列 223.6、塔板流體力學計算 253.7、塔板性能負荷圖 293.8、塔高度確定 33第四章 附屬設備設計354.1、冷凝器的選擇 354.2、再沸器的選擇 36第五章 輔助設備的設計385.1、輔助容器的設計385.2、管道設計39III燕京理工學院課程設計第六章 控制方案42第七章 設計心得與體會42附錄一 主要符號說明43附錄二 塔計算結果表45附錄三 管路計算結果表47文 獻 綜 述48IV燕

4、京理工學院課程設計前 言 乙醇（C2H5OH），俗名酒精，是基本的工業原料之一，與酸堿并重，它作為再生能源猶為受人們的重視。工業上常用發酵法（C6H10O5）n和乙烯水化法制取乙醇。乙醇有相當廣泛的用途，除用作燃料，制造飲料和香精外，也是一種重要的有機化工原料，如用乙醇制造乙酸、乙醚等；乙醇又是一種有機溶劑，用于溶解樹脂，制造涂料。 要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填

5、料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。 浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由于它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、制造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標準（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都采用重閥，只有處理量大且

6、要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對于黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。2一 設計任務書1.1 設計條件處理量：106000噸/年操作條件：精餾塔塔頂壓強：1. 03 atm（絕對壓強)進料液狀態：自選回流比：自選加熱蒸汽壓力：低壓蒸汽單板壓降：75mm液柱乙醇-水平衡數據自查液料組成（質量分數）：45%塔頂產品質量組成（質量分數）：93%塔頂易揮發組分回收率：99%每年實際生產天數：330天1.2 設計任務精餾塔的物料衡算塔

7、板數的確定精餾塔的工藝條件及有關數據的計算精餾塔的塔體工藝尺寸的計算塔板主要工藝尺寸的計算塔板的流體力學驗算塔板負荷性能圖精餾塔接管尺寸的計算1.3設計內容 工藝設計選擇工藝流程和工藝條件1) 加料方式：貯罐 加料泵 精餾塔。2) 進料熱狀態：泡點進料，進料根據能量充分合理利用和節能原則，可利用塔頂蒸汽的冷凝熱對料液進行預熱至沸點。3) 塔頂蒸汽冷凝方式：在分凝器中利用塔頂蒸汽的冷凝熱對料液進行預熱，飽和液體進入回流罐，飽和氣體然后在全凝器中進一步冷凝成飽和液體進入回流罐。4) 再沸器加熱方式：間接加熱。5) 塔頂產品的出料狀態：塔頂產品冷卻至常溫后進產品貯槽。塔底采出物流的能量另作它用。精餾

8、工藝計算 物料衡算確定各物料流量。確定適宜回流比。精餾塔設備設計塔板設計和流體力學計算對精餾段和提餾段分別進行塔板設計和流體力學計算。確定溢流裝置的設計，塔盤布置，塔盤流動性能的校核。繪制塔板汽液負荷性能圖分別畫出精餾段和提餾段的塔板汽液負荷性能圖。精餾塔機械結構和塔體附件a.接管規格：根據流量和流體性質，選取經驗流速，確定進料管、塔頂蒸汽管、回流液管、塔釜再沸器進液管和蒸汽管的接管規格。b.全塔高度：包括上下封頭、裙座高度。附屬設備設計和選用完成塔底再沸器的詳細設計計算。泵選型。換熱器選型：對原料預熱器、塔頂產品冷卻器等進行選型。塔頂冷凝器設計選型：根據換熱量、回流管內流速、冷凝器高度對塔頂

9、冷凝器設計選型。原料和產品儲罐的設計計算。輸送管路的設計計算。控制儀表的選擇參數。編寫設計說明書設計說明書是將本設計的詳細介紹和說明。設計說明書應根據設計指導思想闡明設計特點，列出設計主要技術數據，對有關工藝流程和設備選型作出技術上和經濟上的論證和評價。應按設計程序列出計算公式和計算結果，對所選用的物性數據和使用的經驗公式、圖表應注明來歷。設計說明書應附有帶控制點的工藝流程圖，精餾塔、塔板結構和再沸器工藝條件圖，計算機程序框圖和源程序。設計說明書具體包括以下內容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設備及操作條件；塔工藝和設備設計計算；塔機械結構和塔體附件及附屬設備選型和計算；設計結果概覽；附錄；參考

10、文獻；設計體會等。圖紙用2#圖紙繪制帶控制點的工藝流程圖1張；第二章 設計方案確定及流程說明塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的形式，可以分為填料塔和板式塔。板式塔屬于逐級接觸逆流操作，填料塔屬于微分接觸操作。工業上對塔設備的主要要求：（1）生產能力大（2）分離效率高（3）操作彈性大（4）氣體阻力小結構簡單、設備取材面廣等。 本設計的任務為分離乙醇水二元混合物，采用連續精餾流程。本設計采用泡點進料，將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐之中。回流比根據

11、經濟核算得到，且最適宜回流比與最小回流比的關系范圍為。塔底采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送至儲罐。 塔板類型選擇浮閥塔的優點是結構簡單、制造方便、造價低；塔板開孔率大，生產能力大；由于閥片可以隨氣量的變化自由升降，故操作彈性大；因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間長，塔板效率高。其缺點是處理易結焦、高粘度的物性時，閥片易于塔板粘結，故操作過程中有時會發生閥片脫落和卡死等現象，導致塔板效率下降。但乙醇水物系屬于不易結焦、低粘度物系，因而不存在上述問題。綜合考慮各類塔板的優缺點和待分離物系特點，確定選擇浮閥塔，類型為常用的F1型。 操作壓力的選擇條件設定塔頂操作壓力為常壓，不需設置真空設備或加

12、壓設備。塔底壓力略高于常壓，但非常壓下物系平衡數據較難獲得，故在計算過程中不考慮壓力變化引起的物系組成變化和溫度變化，這是本設計的一個不足之處。進料熱狀況的選擇本設計采用泡點進料，此時，進料熱狀態參數q=1，精餾段和提餾段氣體摩爾流量相同，體積流量也相近，塔徑基本相同。加熱方式的選擇本設計采用間接蒸汽加熱，塔底設再沸器，加熱蒸汽溫度120。能量的利用問題精餾塔塔底再沸器輸入的能量大部分被塔頂冷卻劑帶走，能量利用率較低，故利用溫度較高的產品（乙醇）或副產品（水）以及冷凝后的加熱蒸汽對原料液進行余熱，也可通過別的方式利用余熱。 圖21乙醇-水精餾塔工藝流程簡圖第三章 塔板的工藝設計3.1 全塔物料

13、衡算3.1.1 原料液質量組成（乙醇，下同）摩爾組成 質量流量 平均摩爾質量 摩爾流量 3.1.2 塔頂采出液質量組成 摩爾組成 質量流量 平均摩爾質量 摩爾流量 3.1.3 塔底采出液質量流量 質量組成 摩爾流量 摩爾組成 平均摩爾質量 3.2 塔內混合液物性計算3.2.1 溫度常壓下乙醇水物系的平衡數據見表2，利用拉格朗日插值法(或安托因方程)求的各點溫度。 表31 常壓下乙醇-水系統t-x-y數據進料溫度（泡點） （）塔頂溫度（露點） ()塔底溫度（泡點） ()精餾段平均溫度 ()提餾段平均溫度 ()3.2.2 密度已知：混合液密度 混合氣密度 3.2.3 平均摩爾質量精餾段 ()液相組

14、成 氣相組成 所以 提餾段 ()液相組成 氣相組成 所以 3.2.4 液相質量組成精餾段 提餾段 3.2.5 純物質密度溫度/乙醇水溫度/乙醇水80735971.895 720961.8585730968.6100716958.490724965.3不同溫度下乙醇和水的密度見表2 表32 不同溫度下乙醇和水的密度精餾段 ()乙醇 水 提餾段 ()乙醇 水 3.2.6 液相密度精餾段 提餾段 3.2.7 氣相密度 精餾段 提餾段 3.2.8表面張力二元有機物水溶液表面張力可用下式計算公式 式中，下標w和o分別代表純水和純有機物，上標代表表面層，和分別代表水和有機物在表面層內的比體積分數，由下列諸

15、式聯立求出： 而體積分數和分別為 式中，q為與有機物特征和大小有關的常數，對于乙醇，q=2。不同溫度下乙醇和水的表面張力見表3表33 不同溫度下乙醇和水的表面張力溫度()708090100乙醇表面張力(dyn/cm2)1817.1516.215.2水表面張力(dyn/cm2)64.362.660.758.8 精餾段 ()表面張力：乙醇 水 摩爾體積：乙醇 水 已知X1=0.4316,XW=1-X1=1-0.4316=0.5684 聯立解得 提餾段 ()表面張力：乙醇 水 摩爾體積：乙醇 水 已知X0=0.0568 ,XW=1-X0=1-0.0568=0.9432所以： 聯立解得 3.2.9 粘

16、度()查表得：()查表得：乙醇和水見表4表34 液體粘度數據關聯溫度708090100110乙醇0.5230.4950.4060.3610.324水0.40610.35650.31650.28380.2589根據公式提餾段粘度：根據公式提餾段粘度：3.2.0 相對揮發度精餾段揮發度：由提餾段揮發度：由3.3 適宜回流比3.3.1 最小回流比根據表1，用AutoCAD軟件作出常壓下乙醇水物系的x-y圖（圖1），過塔頂采出點D（0.8387，0.8387）作平衡曲線的切線，故最小回流比讀得（圖1）： ，取實際回流比 圖31 最小回流比3.3.2 塔內物料氣液相體積流量計算 精餾段摩爾流量： 質量流

17、量：體積流量： 提餾段摩爾流量：質量流量：體積流量： 3.3.3 理論塔板數關于理論板層數的計算，通常可以采用圖解法和逐板計算法。精餾段操作線方程為： 精餾段操作線方程為：y = 0.6951 x - 0.2257提餾段操作線方程為：根據點（0.8387，0.8387）起在平衡線和操作線間畫階梯與平衡線交點小于0.0035為止，得理論值NT=19塊，進料板為16塊。提餾段操作線方程為：y =1.7606 x - 0.0027圖32 理論塔板數3.3.4 理論塔板數如圖，理論塔板數：含再沸器理論塔板數為19，進料板是第16塊。精餾段理論塔板數，提餾段理論塔板數（含進料板）3.3.5 塔板效率本體

18、系為非理想體系，故根據分別計算精餾段和提餾段塔板效率。精餾段 提餾段 3.3.6 實際塔板數精餾段 提餾段 （包括進料板，不含再沸器）總板數 （不含再沸器）全塔效率3.3.7 塔徑的初步計算塔徑的設計以避免塔內氣液兩相的異常流動為原則，即使他的空塔氣速低于發生過量液沫夾帶液泛的氣速，然后，根據空塔氣速計算塔徑。 精餾段氣液流動參數塔板間距，則由史密斯關聯圖，可得安全系數取0.7，安全氣速塔徑 圓整 提餾段氣液流動參數 塔板間距，則 由費爾關聯圖，可得安全系數取0.7，安全氣速塔徑 圓整 塔截面積 空塔氣速 提餾段：精餾段：3.3.8熱量衡算乙醇與水的比熱容見表五：表35乙醇與水的比熱容溫度tD

19、=78.25tF=82.57tw=99.17乙醇的摩爾比熱容149.5151.8水的摩爾比熱容75.675.6 加熱蒸汽用量的計算原料液平均摩爾比熱容：原料液的焓：原料液帶入的熱量：回流液的焓近似取純C2H5OH的焓：回流液帶入的熱量：塔頂蒸汽的熱焓近似地取純乙醇蒸汽的焓：塔頂蒸汽帶出的熱量： 塔底產品的焓近似地取純水的焓：3.4 溢流裝置因塔徑D = 2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盤。各項計算如下。（1）堰長：（2）溢流堰高度：采用平直堰，堰上液層高度由公式求得。 (取E=1)精餾段：故：提餾段： 故：（3）弓形降液管寬度Wd 和截面積Af 由，查弓形降液管參數圖，得

20、： 查圖可知，。則，驗算液體在降液管內停留時間：精餾段：提餾段：故降液管設計合理。（4） 降液管底隙高度：對于精餾段取降液管底隙流速： 對于提餾段取降液管底隙流速： ，故降液管底隙高度設計合理。3.5 塔板布置與浮閥數目及排列3.5.1 塔板分布由于塔徑大于800mm，故采用單溢流型分塊式塔板，以便于人孔拆裝塔板。3.5.2 浮閥數目與排列因D = 2.0m > 1.5m，取破沫區的寬度，邊緣區寬度本設計采用F1型重閥，孔徑，取浮閥動能因子 精餾段孔速：每層塔板上浮閥數：塔板上鼓泡區面積按照下式計算：其中則：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距：t1=0.075m則排間距 考慮到塔

21、徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排間距應小些，取t2 = 0.075m，以等腰三角形叉排方式作圖，排得浮閥數目為N = 342個。塔板布置如圖3。按照N = 342，重新核算孔速及閥孔動能因子：，在913之間開孔率： 圖33 精餾段塔板浮閥布置圖提餾段孔速：每層塔板上浮閥數：塔板上鼓泡區面積：浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距t1=0.075m則排間距 考慮到塔徑較大，需采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區面積，因此排間距應小些，以等腰三角形叉排方式作圖，圖34 提餾段塔板浮閥布置圖排得浮閥數目為N = 300 個。塔板布

22、置如圖4。按照N = 300，重新核算孔速及閥孔動能因子：，在913之間開孔率：3.6 塔板流體力學計算3.6.1 塔板壓降精餾段干板壓降由式確定臨界流速;解得：，則 氣體通過充氣液層的壓降計算公式為，。 液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略故 每層板的壓降 提餾段（1）干板壓降解得：，則（2）氣體通過充氣液層的壓降計算公式為，。（3）液體表面張力阻力引起的壓降可以忽略每層板的壓降：3.6.2 降液管液泛校核為了防止降液管中液體發生液泛現象，應控制降液管內清液層高度，精餾段塔板阻力 流動阻力 板上清液層高 ，符合防止淹塔要求。提餾段塔板阻力 流動阻力 板上清液層高 ， 3.6.3 霧沫夾帶本設計

23、中控制泛點率在0.8以內，來避免過量液沫夾帶。泛點率通過公式計算：其中液相流程長液流面積并取物性系數K=1 精餾段根據氣相密度與塔板間距，由泛點負荷因子關聯圖（圖5），得泛點負荷因子 ，泛點率 提餾段泛點負荷因子 泛點率 由以上計算，霧沫夾帶能滿足eV<0.1(kg 液/kg 氣)氣的要求。圖5 泛點負荷因子關聯圖3.6.4 漏液前面在進行塔板上的浮閥數目計算及排列的時候已經核算過，閥孔動能因子變化不大，仍在正常操作范圍內，不會造成漏液。3.7 塔板性能負荷圖3.7.1 霧沫夾帶上限線按泛點率為80%確定氣液流量關系，求出霧沫夾帶線方程，并作出霧沫夾帶上限線。精餾段 提餾段 最后得表：

24、表36 物沫表帶線上的氣液體積流量精餾段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)5.05725.184.75084.44提餾段Ls(cm3/s)0.010.0080.0150.02Vs(cm3/s)6.3296.48326.99356.9583.7.2 降液管液泛線根據，降液管液泛線方程為公式 且精餾段 提餾段 3.7.3 液相負荷上限線液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于3-5s，取降液管內停留時間5s為液相負荷上限，則精餾段 （提餾段同）3.7.4 液相負荷下限線取堰上液頭高度為0.006m作為液相負荷下限條件，E=1.0，即精餾段 （提餾段同）3.7

25、.5 氣相負荷下限線對于F1型重閥，以作為規定氣體最小負荷的標準，則精餾段 ： 提餾段 ： 3.7.6 塔板負荷性能圖根據7.17.5計算結果，作出塔板負荷性能圖。在任務規定的氣、液符合下的操作點P（設計點）處在適宜操作區內的適中位置。塔板的氣相符合上限完全由物沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。精餾段 在圖中做出精餾段的操作點，如圖，連接操作點與原點，交負荷性能圖于兩點，并由此確定氣相負荷上限，氣相負荷下限，操作彈性。圖36 精餾段負荷性能圖提餾段 在圖中做出精餾段的操作點，如圖，連接操作點與原點，交負荷性能圖于兩點，并由此確定氣相負荷上限，氣相負荷下限，操作彈性圖37 提餾段負荷性能圖3.8

26、塔高度確定3.8.1 裙座為了制作方便一般采用圓筒形裙座，由于裙座內徑大于800mm，故裙坐壁厚取16nm。基礎環內徑：基礎環外徑：圓整Dbi=1800mm,Dbo=2300mm，基礎環厚度。考慮到腐蝕余量取18nm，考慮到再沸器，裙座高度取3m,地腳螺栓直徑取30m。3.8.2 人孔人孔：是一般每隔6-8塊塔板才設一個人孔，本塔中共37塊板，需設置4個人孔。每個孔直徑為450mm，在設置人孔處，板間距為450mm，裙座上應開設2個人孔，直徑450mm。 3.8.3 頂部空間塔的頂部空間高度是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，頂部空間高度，取除沫器到第一塊板的距離為450mm，塔頂部空間高

27、度為1200mm。3.8.4 底部空間塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底封頭的直線距離，釜液停留時間取5min，Rv=0.1423.8.5進料板進料板板間距取3.8.6 塔體總高第四章 附屬設備設計4.1冷凝器的選擇 按泡點回流設計，即飽和蒸汽冷凝且回流，冷卻水的進口溫度為25，出口溫度為45逆流操作。由化工原理（楊祖榮主編）“液體比熱容共線圖”可以查得在不同溫度下乙醇、水的比熱容，得表41。熱負荷Qc表 41 不同溫度下水和乙醇的汽化熱208090100140乙醇88.93838.14815.8792.5768.3水2331.22307.82283.12258.42232.0 塔頂，

28、插值法求得乙醇的汽化熱：水的汽化熱：平均汽化熱： 冷卻水用量取冷卻水的進口溫度20，出口溫度40，水的比熱容為4.174KJ/(kg·)則 總傳熱系數K查表，取K=600W/（m2·），作為傳熱面積。出料液面積：78.25（飽和氣）78.25（飽和液）冷卻水溫度：2035泡點回流時的平均溫差tm：t1=58.25，t2=43.25。換熱面積A圓整后取183m3,查表取得換熱管長4.5m，公稱直徑900mm，公稱壓力1.6MPa，管程數6。則冷凝器型號為：AEL 900 1.6 185.8 4.5/25 6 。4.2 再沸器的選擇（1）塔底 ， 根據插值法得出（2）總傳熱系數

29、K查表，取K=600W/（m2·）（3）平均溫差tm（4）換熱面積A圓整后468m3。查表取得換熱管長9.0m，公稱直徑1000mm，公稱壓力2.5MPa，管程數6，則冷凝器型號為：AEL 1000 2.5 487.7- 9.0/25 6 第五章 輔助設備的設計5.1 輔助容器的設計容器填充系數取k=0.75.1.1進料罐（常溫貯料）在20時，水，乙醇，壓力取1.24Mpa （絕對壓力）。進料XF=0.2425，平均密度可得：進料質量流量進料罐容積其中為停留時間，取4天，則 圓整取2252m35.1.2回流罐（40），取停留時間為 。則：圓整后取22m3。5.1.3餾出產品罐取產品停

30、留時間為5天，即=120 h，則 5.1.4釜液罐取停留時間為5天，即=120 h, 。則 5.2 管道設計 表51各接管尺寸的確定公稱直徑DN/mm不保溫設備接管/mm保溫設備接管長 /mm使用公稱壓/MPa<1580130<42050100150<1.670350150200<1.670500<1.0 5.2.1 進料管線取料液流速 u=1.6m/s 則 。當tF=82.57根據插值法，得:取管子規格68×3。5.2.2回流管采用直接回流管，取原料流速u=1.6m/s，t=78.25，則，,取管子規格25×2.5。5.2.3 釜液流出管取釜

31、液流速u=1.6m/s,tw=99.17。根據插值法得。則 ，取管子規格25×2.5。5.2.4塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速u=20m/s,Vs1=4.065m3/s。選管規格 530×9。5.2.5塔釜進氣管采用直管，取蒸汽流速 u=23m/s，則取管子規格508×12。5.2.6筒體和封頭筒體用鋼板卷制而成的筒體，其公稱直徑的值等于內徑。當筒體直徑較小時可直接采用無縫鋼管制作，此時公稱直徑的值等于鋼管外徑。根據所設計的塔徑，先按內壓容器設計厚度，厚度計算見下式：，式中 ：計算壓力，根據設計壓力確定；塔徑；焊接接頭系數，對筒體指縱向焊接系數；設計溫度下材料

32、的許用應力，與鋼板的厚度有關。由上式計算出的計算厚度加上腐蝕裕量得到設計厚度。 壁厚選6mm,所用材質為A3。封頭本設計采用橢圓形的封頭，由公稱直徑DN=2000mm，查得曲面高度h1=500mm，直邊高度h0=40m2。5.2.7除沫器設計氣速選取：，。除沫器直徑：5.3 吊柱本設計中塔高度，因此設吊柱。因設計塔徑D=2000mm，可選用吊柱500kg，S=1000mm,L=3400mm,H=1000mm,材料為A3。第六章 控制方案精餾塔的控制方案要求從質量指標、產品產量和能量消耗三個方面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質量指標是產品濃度。由于檢測上的困難，難以直接按產品純度進行控制。最常用的

33、間接質量指標是溫度。第七章 設計心得與體會歷時一個星期，終于完成了課程設計。我感覺到課程設計鍛煉了我們搜索有用信息的能力，各種狀態下的物性參數都要親自去查出來，翻閱文獻，查找資料，在這一步步的設計準備過程中，自己的能力也在不斷的提高。最后十分感謝顧明廣老師在課程設計過程中給予我熱情的指導，不厭其煩解答我的各種問題，使我順利完成課設。也感謝和我一起進行設計、計算討論的同學，我們一起探討，一起學習、一起進步。這是一個非常難忘的過程，復雜但充實，再次特別感謝！附錄一 主要符號說明符號意義與單位符號意義與單位A換熱面積 m2qnF進料摩爾流量 kmol/hAa塔板上有效傳質區面積 m2qnL液相摩爾流

34、量 kmol/hAf降液管截面積 m2qnv氣相摩爾流量 kmol/hAT塔截面積 m2qnW釜液摩爾流量 kmol/h相對揮發度L1液相體積流量 m3 /hCF計算液泛速度的負荷因子L2液相體積流量 m3 /sC20液體表面張力20mN/m時的負荷因子Vs2氣相體積流量 m3 /hD塔徑 mVs2氣相體積流量 m3 /sdo浮閥孔直徑 mQc熱負荷 w(kw)ET塔板效率r摩爾汽化潛熱 kj/kmolFo氣體的動能因子kg1/2/(s*m1/2)T熱力學溫度 KFLV兩相流動參數t攝氏溫度 lw堰長 mU空塔氣速 m/sho降液管底隙 mu設計或操作氣速 m/shc干板壓降 mus液泛氣速

35、m/shl氣體通過充氣液層的壓降muo閥孔氣速 m/shp塔板阻力（以清液層高度表示 m）uMax最大氣速 m/shd流動阻力（以清液層高度表示 ）mu/h降液管底隙流速 m/shL板上清液層高度 mua通過有效傳質區的氣速 m/show堰上液層高度 mWc塔板無效區寬度 mhw釜液高度 mWs塔板破沫區寬度 mHw堰高 mWd降液管寬度 mH/d降液管內清液層高度 mK相平衡常數HT塔板間距 mk塔板的穩定性系數H塔高 m粘度 mPa/sN浮閥個數密度 kg/m3Nt理論塔板數液體表面張力 mN/mNp實際塔板數時間 sp系統總壓力 kPa組分分壓 kPa降液管中泡沫層的相對密度Pp塔板阻力降 Pa浮閥的開孔率M摩爾質量 kg/kmolx液相摩爾分數qm質量流量kmol/hy氣相摩爾分數qnD餾出液摩爾流量 kmol/h下標A.B組分名稱min最小o乙醇max最大w水n塔板序號c冷卻水opt適宜D餾出液q精餾段、提餾段交點