【正文】 采用圓筒形。 選取 裙座壁厚 為 16mm。 基礎環(huán)內徑： (14 00 2 16 ) 40 0 10 32biD m m? ? ? ? ? 基礎環(huán)外徑： (14 00 2 16 ) 40 0 16 32boD m m? ? ? ? ? 圓整： 1200biD mm? ， 1730boD mm? ；考慮到再沸器 ，所以本設計選擇裙座高度為 3m。 由于塔不大，所以采用搭接形式將裙座圈焊在塔底封頭上?；A環(huán)將裙座圈傳來的載荷均勻地傳到基礎環(huán)地面上去。由裙座的名義直徑為 1400mm（即為塔 的內徑）查基礎環(huán)尺寸表可查得基礎環(huán)外徑為 1730mm，基礎環(huán)內徑為1200mm，螺栓的定位圓直徑為 1600mm。由塔徑為 1400mm 查裙座的結構尺寸表可得：排氣管數(shù)量為 4，排氣管公秤直徑為 50，人孔數(shù)為 2，直徑為 450mm，引出管通道直徑為 300mm，裙座壁厚為 6mm，螺栓座筋板高為 300mm，蓋板厚度為 28mm，筋板厚度為 8mm，基礎環(huán)厚度為 21mm。 人 孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何 一層塔板，由于設置人孔處塔間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難化工原理課程設計 28 于達到 要求，一般每隔 10~20 塊塔板才設一個人孔，本塔中共 50 塊板，需設置5個人孔，每個孔直徑為 450mm， 在設置人孔處，板間距為 600mm，裙座上應開 2個人孔，直徑為 450mm,人孔伸入塔內部應與塔內壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓，人孔法蘭的密封面形及墊片用材，一般與塔的接管法蘭相同，本設計也是如此。 第 五 章 塔總體高度的設計 塔的頂部空間高度 塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為 600mm，塔頂部空間高度為 1200mm。 塔的底部空間高 度 塔 的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液 停留 時間取 5min。 39。3( 6 0 ) / 0 . 6( 5 4 . 3 2 3 1 0 6 0 0 . 1 4 2 ) / 1 . 5 3 9 0 . 6 1 . 3 5B S V TH tL R A m?? ? ? ?? ? ? ? ? ? ? 塔總體高度 mmmNHH TL 2 5 0 01503)150(4001504 ?????????? mHHHHHH BL ??????????? 頂封裙 第 六 章 附屬設備的計算 冷凝器的選擇 有機物蒸汽冷凝器設計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為 500— 1500 2/(KCal m h??℃ ) 本設計取 K=700 2/(KCal m h??℃ )= 2/(KJ m h??℃ ) 出料液溫度： ℃ （飽和氣） — ℃ （飽和液） 冷卻水溫度： 25℃ — 35℃ 逆流操作：△ t1= ℃ △ t2=℃ 121nn2 7 7 ll ttt tt? ? ? ?? ? ? ???℃ 化工原理課程設計 29 各股物流熱量的計算 以 、 tD=℃ 的液態(tài) 乙醇 和 正丙醇 為熱量衡算的基準態(tài)，則： QL = QD = 0 查 得乙醇 與 正丙醇 在正常沸點下的汽化焓分別為： 乙醇 ： ΔVHmA（ Tb） = kJ?mol1 正丙醇： ΔVHmB（ Tb） = kJ?mol1 正常沸點分別為： Tb A = Tb B = 使用 Watson 公式計 算乙醇 和 正丙醇 在 ℃ 的汽化焓： ))(()(bCCmVmV TT TTTHTH ????? 式中 TC—— 臨界溫度。 查手冊得 Tc A = Tc B = 所以有： ΔVHm A（ ℃ ） = ???????? ???（ kJ?mol1） ΔVHm B（ ℃ ） = ???????? ???（ kJ?mol1） 塔頂蒸汽由 ℃ 的蒸汽冷凝至 ℃ 的液體放出的熱 39?！?VQ 的計算如下： ? ? ? ? ? ?CHxVCHVxQ mBvDmAvDv ??????? ? ?? ?33 109 2 9 2 7 9 2 6 0 ?????????? ?? （ kJ?h1） 可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為： ??? VC （ kJ?h1） 傳熱面積 6 28 . 0 6 5 1 0 5 6 . 1 62 9 3 0 . 7 6 4 9C mQAmKt ?? ? ??? 按單管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表 化工原理課程設計 30 殼徑 /mm 500 管子尺寸 /mm Φ25 ? 公稱壓力 /Mpa 管長 /mm 4500 公稱 傳熱面積 /m2 管子總數(shù) /個 174 型號為 0 .6 4 .55 0 0 6 0 .1 10 .6 2 5BEM ? ? ? ? 冷卻水的用量 設冷卻水的流量為 qm， 則： ? ?21 ttCqQ PmC ?? 取 t1＝ 25℃ t2＝ 35℃ 以進出口水溫的平均值為定性溫度： 302 35252 21 ????? tttm（ ℃ ） 查得水在 30℃ 時的比熱容為： Cpm = （ kJ?kg1?K1） ? ? ? ? 5612 ???? ???? ttC Qq pm Cm （ kg?h1） 再沸器 QB 的選擇 選用 120℃ 飽和水蒸氣加熱，傳熱系數(shù)取 K= 2/(KJ m h??℃ ) 料液溫度： ℃ — ℃ 水蒸氣溫度： 120℃ — 120℃ 逆流操作： ?? ℃ 加熱器熱負荷及全塔熱量衡算 表 醇類在不同溫度下的比熱容 塔頂 塔釜 進料 精餾段 提餾段 溫度 ℃ 乙醇 正丙醇 精餾段 乙醇 1 ( ) 14 3. 88 ( 79 .1 7 86 .5 9) 1. 06 7 / ( )P LD FC t t KJ m ol? ? ? ? ? ? ?℃ 正丙醇 2 ( ) 17 5. 46 ( 79 .1 7 86 .5 9) 1. 30 2 / ( )P LD FC t t KJ m ol? ? ? ? ? ? ?℃ 提餾段 乙醇 1 ( ) 1 4 6 .8 1 ( 9 7 .9 9 8 6 .5 9 ) 1 .6 7 4 / ( )P w FC t t KJ m o l? ? ? ? ? ?℃ 化工原理課程設計 31 正丙醇 2 ( ) 17 6. 36 ( 97 .9 9 86 .5 9) 2. 01 0 / ( )P w FC t t KJ m ol? ? ? ? ? ?℃ 塔頂流出液的比熱容 1 1 2( 1 ) 14 3. 88 0. 99 23 17 5. 46 0. 00 77 14 4. 12 / ( )P P D D PC C x x C J m ol? ? ? ? ? ? ? ? ?℃塔釜流出液的比熱容 2 1 2( 1 ) 1 4 6 .8 1 0 .0 0 0 1 3 1 7 6 .3 6 0 .9 9 9 8 7 1 7 6 .3 6 / ( )P P W W PC C x x C J m o l? ? ? ? ? ? ? ? ?℃為簡化計算，現(xiàn)以進料焓，即 ℃時的焓值為基準 1 144 .12 ( 79. 17 86. 59) 10. 159 /DPQ D C t KJ s? ? ? ? ? ? ? ? 2 8 .8 1 7 6 .3 6 ( 9 7 .9 9 8 6 .5 9 ) 1 7 .6 9 2 /wPQ W C t KJ s? ? ? ? ? ? ? 對全塔進行熱量衡算 。 CDS F WQ Q Q Q Q? ? ? ? 0FQ? 61 0 .1 5 9 1 7 .6 9 2 2 2 4 0 .2 7 8 2 2 4 7 .8 1 / 8 .0 9 2 1 0 /SQ KJ s KJ h? ? ? ? ? ? ? 塔釜熱損失為 10%, 則 ?? 639。68 . 0 9 2 1 0/ 8 . 9 9 1 1 0 /0 . 9S SQ Q K J h??? ? ? ? 加熱器實際熱負荷 39。 39。 68. 99 1 10 /SQ Q KJ h? ? ? 換熱面積： 26 mtK QAm ?????? 加熱蒸汽消耗量： 查的 = 21 68 .1k J/ kg 13 ,30 0k P a )VH? 水 蒸 氣 （ ℃ 39。 68 . 9 9 1 1 0 4 1 4 6 . 9 /2 1 6 8 . 1Sh VQW k g hH ?? ? ?? 水 蒸 氣 按 雙 管程計時，初步選定換熱器，具體參數(shù)見表 殼徑 /mm 800 管子尺寸 /mm Φ25 ? 公稱壓力 /Mpa 管長 /mm 4500 公稱 傳熱面積 /m2 管子總數(shù) /個 450 化工原理課程設計 32 型號為 0 . 6 4 . 58 0 0 1 5 5 . 4 20 . 6 2 5BEM ? ? ? ? 主要符號說明 符號 意義 SI 單位 F 進料流量 kmol/s； D 塔頂產(chǎn)品流量 kmol/s； W 塔釜產(chǎn)品流量 kmol/s； x 進料組成 無因次 V 上升蒸汽流量 kmol/s； L 下降液體流量 kmol/s； μ 粘度 mPa s TE 板效率 無因次 P 壓強 Pa t 溫度 ℃； R 回流比 無因次 N 塔板數(shù) 無因次 q 進料狀況參數(shù) 無因次 M 分子量 kg/kmol； C 操作物系的負荷因子 m/s ρ 密度 kg/m3； σ 表面張力 mN/m； u 空塔氣速 m/s； HT 板間距 m； hL 板上液層高 m； 0h 降液管低隙高度 m ? 停留時間 S D 塔徑 m； AT 塔截面積 m2； Af 弓形降液管面積 m2； g 重力加速度 N/kg Wd 降液管寬度 m； uo 閥孔氣速 m/s； Z 塔高 m； 化工原理課程設計 33 Aa 鼓泡區(qū)面積 m2； ? 開孔率 無因次 P? 壓降 Pa uoc 孔速 m/s； N 開孔數(shù) 無因次 K 物性系數(shù) 無因次 F0 動能因子 無因次 0? 阻力因子 無因次 t 閥孔直徑 m； Hd 液體通過降液管的高度 m； lW 堰長 m； hW 溢流高度 m； OWh 堰上液層高度 m； ? 泛點率 無因次 Wc 邊緣區(qū)寬度 m； G 料液的質量流率 kg/s V 料 液的體積流率 m3/s D 進料管的直徑 m 1D 基礎環(huán)內徑 m 2D 基礎環(huán)外徑 m nF 加料板數(shù) 個 np 人孔數(shù) 個 HD 人孔高度 m HB 塔底空間高度 m HF 有人孔的加料版高度 m HD 塔頂空間高度 m 化工原理課程設計 34 結 論 1. 由于乙醇 正丙醇二元體系可視為理想體系，故本設計可以用 Excel，采用試差法快速算出特定組成下的乙醇 正丙醇混合液體的泡點溫度及相對揮發(fā)度 ，較一般估算平均相對揮發(fā)度的方法更為簡便；采用逐板計算法快速計算出理論塔板數(shù)。 2. 采用空塔氣速TSAVu? 確定塔徑。如用操作氣速fTS AA Vu ?? 確定塔徑結果會更為準確些（因為實際上氣體通過的僅是有效傳質區(qū)而并非整個塔的橫截面），但比較麻煩，而且兩種方法計算出來的塔徑結果相差不大（用空塔氣速計算出來的塔徑偏小）。由于計算得到的塔徑還需按標準塔徑圓整，所以用兩種方法所得到的塔徑大小一般是相同的。故本設計采用空塔氣速確定塔徑。 3. 本設 計的設計條件中要求 回流液溫度為塔頂蒸汽的露點 ，而實際上回流液的溫度為組成為 )( 1yxx DD ? 的泡點溫度，所以在計算塔頂餾出液的溫度時本設計采用的是回流液的泡點溫度。在進行熱量衡算時，本設計考慮了塔頂蒸汽冷凝時的顯熱（即由塔頂蒸汽由其露點溫度降溫至餾出液泡點溫度時放出的顯熱），但計算之后發(fā)現(xiàn)若不考慮此顯熱所計算出來的塔頂冷凝水的流量以及塔底再沸器加熱蒸汽的用量的結果與考慮顯熱計算出來的結果的誤差 很小 ，故實際上可忽略不計。因此為計算方便，建議在進行熱量衡算時，若塔頂采用泡點回流可以將此顯熱忽略不計。 參考文獻 [1]劉光啟 ,馬連湘 ,劉杰 .化學化工物性數(shù)據(jù)手冊 (有機卷 ).北京 :化學工業(yè)出版社 ,2021 [2]劉光啟 ,馬連湘 ,劉杰 .化學化工物性數(shù)據(jù)手冊 (無機卷 ).