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乙醇正丙醇分离设计
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乙醇----丙醇板式精馏塔实验设计
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>> 乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计与计算
吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目 乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计教 学 院 化工与制药工程学院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 计海峰2013 年 6 月 21 日吉林化工学院化工原理课程设计课程设计任务书设计题
目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计 任务要求：设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇-丙醇 具体工艺参数： 1、原料加料量： F ? 100 kmol / h 2、溜出液组成： xD ? 0.94 ? 0.001? ?33 ? 20? ? 0.953 3、进料组成： xF ? 0.44 ? 0.001? ?33 ? 20? ? 0.453 4、釜液组成： xW ? 0.03 ? 0.001? ?33 ? 20? ? 0.043 5、塔顶压力： 6、单板压降： 工艺操作条件： 1、操作压力：常压精馏 p ? 100kpa （绝压） 2、加热方式：塔底间接蒸汽加热，设置再沸器 3、加料状态：泡点进料， q ? 1 4、塔顶冷凝器的冷凝方式：全冷凝器 5、冷却介质：水 6、回流比的选择： R ? ?1.1 ~ 2.0Rmin ? 7、泡点回流,馏出口与回流口组成相同 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏段（或提馏段）踏板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总 6、工艺流程图及精馏塔设备条件图p ? 100kpa ? 0.7kpa2吉林化工学院化工原理课程设计摘要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体 混合物中各组分挥发度的不同，借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精 馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。所以，掌握气液相平衡关系， 熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常必要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要 的汽液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是 较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 本设计主要包括设计方案的选取和流程说明、全塔物料衡算和热量衡算、主要设备工艺尺 寸设计、辅助设备选型与计算、设计结果汇总、工艺流程图以及设备条件图的绘制等内容。在 该设计中，工艺参数选定泡点进料、泡点回流，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍，计算出所 需实际塔板数共计 27 块 （包括再沸器） 其中精馏段 10 块， ， 提馏段 17 块； 精馏塔塔径 1.407m, 全塔总塔高为 17.416m，筛孔数目为 7329 个。通过对精馏塔的塔板流体力学校核，可以得出精 馏塔的各种设计如塔的工艺流程、 生产操作条件、 物性参数及塔板的结构尺寸设计都是合理的， 各种接管尺寸也是合理的，这样，既保证了精馏过程的顺利进行，也提高了全塔及精馏效率， 为工业生产实际应用提供了良好的装置设备。 关键词：乙醇；丙醇；精馏段；提馏段；筛板塔。1吉林化工学院化工原理课程设计绪论1.精馏塔概述 精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸 馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏 塔。下面四关于各种类型塔板的介绍： 主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；网孔塔板； 垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 ⑴ 泡罩塔板 泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构 特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛 气速低、生产能力小。 ⑵ 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气 体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低 了压降。 ⑶ 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的， 目前已成为应用最为广泛的一种板型。 ⑷ 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型， 由舌孔喷出的气流方向近于水平， 产 生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降 低了板上液层厚度和塔板压降。 ⑸ 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 ⑹ 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔， 孔上设置圆柱形泡罩， 泡罩下缘 于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初 速度为零，液沫夹带量很小。 ⑺ 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。2吉林化工学院化工原理课程设计⑻ 林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔， 并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 ⑼ 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管， 结构简单，造价低廉。 2.仪器的选用 筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。 它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径 筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结 焦的物系） 。 筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分 散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛 板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高 10%—15%，板效率亦约高 10%—15%，而 每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操 作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体 粒子的料液。3吉林化工学院化工原理课程设计第一章1.1 装置流程的确定设计方案蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却 器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能 力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性 强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷 凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考 虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原 料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料， 以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷 凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高， 无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2 操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性 物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系， 都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下 馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下 呈气态的物系必须采用加压蒸馏。 乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离 有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合 考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的 摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。4吉林化工学院化工原理课程设计1.4 加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重 组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理 论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的 冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增 加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。1.5 回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优 点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理 或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在 这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设 计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的 1.5 倍。5吉林化工学院化工原理课程设计第二章2.1 全塔物料衡算1、原料摩尔分数的计算工艺计算设 F、D、W 分别为进料、溜出液和釜液的摩尔流量； x F 、 x D 、 xW 分别为进料、溜出液 和釜液中易挥发组分的摩尔分数； 已知： F ? 100 kmol / h 、 xF ? 0.453、 xD ? 0.953、 xW ? 0.043、 q ? 1 ，由物料衡算式： 总物料： 易挥发组分：F ? D ?W① ②F ? xF ? D ? xD ? W ? xW联立①②，可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为W ?F?xD ? xF 0.953? 0.453 ? 100? ? 54.945km ol/ h x D ? xW 0.953? 0.043D ? F ? W ? 100 ? 54.945 ? 45.055 kmol / h2、温度的确定 表 2-1 序 号 1 2 3 4 5 6 液相组 成 0.000 0.126 0.188 0.210 0.358 0.461 气相组 成 0.000 0.240 0.318 0.339 0.550 0.650 乙醇-丙醇相平衡数据表 序 号 7 8 9 10 11 液相组 成 0.546 0.600 0.663 0.844 1.000 气相组 成 0.711 0.760 0.799 0.914 1.000 沸点/℃ 84.98 84.13 83.06 80.59 78.38沸点/℃ 97.16 93.85 92.66 91.60 88.32 86.25根据乙醇-丙醇相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度 t D 、进料温度 t F 、塔釜温度 tW 。 塔顶温度：t ? 78.38 78.38 ? 80.59 ? D ? t D ? 79.05? C 1.000 ? 0.844 0.953? 1.0006吉林化工学院化工原理课程设计进料温度：t ? 88.32 88.32 ? 86.25 ? F ? t F ? 86.41? C 0.358 ? 0.461 0.453? 0.358 t ? 97.16 97.16 ? 93.85 ? W ? tW ? 96.03? C 0.000 ? 0.126 0.043? 0.000塔釜温度：根据温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程）0 lg p A ? 7.33827 ?1 .480 ? t 3 .010 ? t0 lg p B ? 6.74414 ?可计算出 A（乙醇） 、B（丙醇）组分分别在塔顶、进料板、塔釜时的分压。 计算结果如下： 塔顶： t D ? 79.05? C 进料板： t F ? 86.41? C 塔釜： tW ? 96.03? C 3、相对挥发度的计算 将该体系视为理想体系，根据拉乌尔定律，有0 pA / xA pA ?? ? 0 pB / xB pB0 p A ? 104.273kpa 0 p A ? 138.467kpa 0 p A ? 196.787kpa0 pB ? 48.932kpa 0 pB ? 66.496kpa 0 pB ? 96.946kpa代入上文计算出的分压值，可得? D ? 2.1 3 1所以，全塔平均相对挥发度为? F ? 2.0 8 3?W ? 2.030? ? 3 ? D ? ? F ? ?W ? 3 2.131? 2.030? 2.083 ? 2.081精馏段的平均相对挥发度为?1 ??2 ??D ??F2?2.1 3 ? 2.0 8 3 1 ? 2.1 0 7 2 2.030 ? 2.083 ? 2.057 2提馏段的平均相对挥发度为 4、回流比的确定 因为采取泡点进料，即 q ? 1 ，所以?W ? ? F2?xq ? xF ? 0.453则yq ?? ? xq 0.453? 2.081 ? ? 0.633 1 ? ?? ? 1? ? xq 1 ? ?2.081? 1? ? 0.4537吉林化工学院化工原理课程设计又? 最小回流比 取操作回流比 5、摩尔流量的计算Rmin ?x D ? xq y q ? xq?0.953? 0.453 ? 2.778 0.633? 0.453R ? 1.5Rm i n? 1.5 ? 2.7 7 8 4.1 6 7 ?设 V 、V ' 分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量； L 和 L' 分别为精馏段和提馏段下降 液体的摩尔流量。则 精馏段下降液体的摩尔流量L ? R ? D ? 4.167 ? 45.055 ? 187 .74 kmol / h精馏段上升蒸汽的摩尔流量V ? ?R ? 1? ? D ? ?4.167 ? 1? ? 45.055 ? 232.80kmol/ h提馏段下降液体的摩尔流量L' ? L ? qF ? R ? D ? qF ? 4.167? 45.055? 1? 100 ? 287.74kmol/ h提馏段上升蒸汽的摩尔流量V ' ? V ? ?q ? 1? ? F ? ?R ? 1? ? D ? ?q ? 1? ? F ? ?4.167 ? 1? ? 45.055? ?1 ? 1? ?100 ? 232.80kmol/ h6、平均摩尔质量的计算 已知，乙醇的摩尔质量 M A ? 46.00kg / kmol，丙醇的摩尔质量 M B ? 60.00kg / kmol，根据乙醇丙醇的相平衡数据，用数值插值法有? 塔顶温度t D ? 79.05? C80.59 ? 78.38 79.05 ? 78.38 ? ? y D ? 0.974 0.914 ? 1.000 y D ? 1.000? 塔顶汽相组成 y D ? 进料板温度t F ? 86.41? C88.32 ? 86.25 88.32 ? 86.41 ? ? y F ? 0.642 0.550 ? 0.650 0.550 ? y F? 进料板汽相组成 y F ? 塔釜温度tW ? 96.03? C97.16 ? 93.85 97.16 ? 96.03 ? ? yW ? 0.075 0.000 ? 0..240 0.000 ? yWx1 ? x F ? x D 0.453? 0.953 ? ? 0.703 2 28? 塔釜汽相组成 yW精馏段平均液相组成 x1吉林化工学院化工原理课程设计精馏段平均汽相组成 y1y1 ?y F ? y D 0.642 ? 0.974 ? ? 0.808 2 2 x F ? xW 0.453? 0.043 ? ? 0.248 2 2 y F ? yW 0.642 ? 0.075 ? ? 0.359 2 2提馏段平均液相组成 x2x2 ?提馏段平均汽相组成 y 2 塔顶液相平均分子量 M mLDy2 ?M mLD ? xD ? M A ? ?1 ? xD ? ? M B ? 0.953? 46.00 ? ?1 ? 0.953? ? 60.00 ? 46.658kg / kmol塔顶汽相平均分子量 M mVDM mVD ? y D ? M A ? ?1 ? y D ? ? M B ? 0.974? 46.00 ? ?1 ? 0.974?? 60.00 ? 46.364kg / kmol进料板液相平均分子量 M mLFM mLF ? xF ? M A ? ?1 ? xF ? ? M B ? 0.453? 46.00 ? ?1 ? 0.453? ? 60.00 ? 53.658kg / kmol进料板汽相平均分子量 M mVFM mVF ? y F ? M A ? ?1 ? y F ? ? M B ? 0.642? 46.00 ? ?1 ? 0.642? ? 60.00 ? 51.012kg / kmol塔釜液相平均分子量 M mLWM mLW ? xW ? M A ? ?1 ? xW ? ? M B ? 0.043? 46.00 ? ?1 ? 0.043?? 60.00 ? 59.398kg / kmol塔釜汽相平均分子量 M mVWM mVW ? yW ? M A ? ?1 ? yW ? ? M B ? 0.075? 46.00 ? ?1 ? 0.075? ? 60.00 ? 58.950kg / kmol精馏段液相平均分子量 M mL 1M mL1 ? x1 ? M A ? ?1 ? x1 ? ? M B ? 0.703? 46.00 ? ?1 ? 0.703? ? 60.00 ? 50.158kg / kmol精馏段汽相平均分子量 M mV 1M mV 1 ? y1 ? M A ? ?1 ? y1 ? ? M B ? 0.808? 46.00 ? ?1 ? 0.808? ? 60.00 ? 48.688kg / kmol提馏段液相平均分子量 M mL 2M mL 2 ? x2 ? M A ? ?1 ? x2 ? ? M B ? 0.248? 46.00 ? ?1 ? 0.248? ? 60.00 ? 56.528kg / kmol提馏段汽相平均分子量 M mV 2M mV 2 ? y2 ? M A ? ?1 ? y2 ? ? M B ? 0.350? 46.00 ? ?1 ? 0.350? ? 60.00 ? 54.974kg / kmol7、原料质量分数的计算9吉林化工学院化工原理课程设计已知：进料板摩尔分数 xF ? 0.453，则其质量分数为? AF ?0.453? 46 ? 0.? 46 ? ?1 ? 0.453? ? 60塔顶摩尔分数 xD ? 0.953，则其质量分数为? AD ?0.953? 46 ? 0.? 46 ? ?1 ? 0.953? ? 60塔顶摩尔分数 xW ? 0.043，则其质量分数为? AW ?0.043? 46 ? 0.? 46 ? ?1 ? 0.043? ? 60表 2-2 物料衡算结果表项目 温度 / C 液相摩尔分数 x / % 液相乙醇质量分数 / % 相对挥发度 摩尔流量 / ?kmol/ h ? 摩尔质量 / ?kg / kmol??塔顶 ? D ? 79.10 0.949 0. 45.055 46.714进料 ? F ? 86.49 0.449 0. 100 53.714塔底 ?W ? 96.14 0.039 0. 54.945 59.4548、理论塔板数的计算 采用逐板法计算，该法应用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相与液 相组成，从而求得所需要的理论板数。 精馏段操作线方程y n ?1 ? x R 4.167 0.954 ? xn ? D ? ? xn ? ? 0.8065xn ? 0.1846 R ?1 R ? 1 5.167 5.167提馏段操作线方程y m ?1 ? L' W 287 .74 54.945 ? x m ? ? xW ? xm ? ? 0.043 ? 1.2360 x m ? 0.0101 V' V' 232 .80 232 .80全塔相平衡方程xn ?计算过程如下所示：yn yn ? y n ? ? ?1 ? y n ? y n ? 2.080?1 ? y n ?10吉林化工学院化工原理课程设计理论塔板数 n 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14yn 值0.953 0.916 0.862 0.789 0.702 0.613 0.544 0.460 0.281 0.205 0.146 0.146 0.104 0.077xn 值0.907 0.840 0.750 0.642 0.531 0.432 0.364 0.290 0.158 0.110 0.076 0.146 0.053 0.039备注 塔顶进料板再沸器则精馏段所需理论塔板数为 提馏段所需理论塔板数为NT 1 ? n ? 1 ? 6 ? 1 ? 5NT 2 ? m ? 1 ? 9 ? 1 ? 8 （不包括再沸器）2.2 物性参数的计算表 2-3 乙醇、正丙醇黏度表 温度 t / C?60 0.601 0.89980 0.495 0.619100 0.361 0.444? A / mpa? s? B / mpa? s1、液体黏度 ? Lm 的计算应用数值插值法，计算过程如下： 精馏段平均温度t1 ? t D ? t F 79.05 ? 86.41 ? ? 82.73? C 2 211吉林化工学院化工原理课程设计100 ? 80 100 ? 82.73 ? ? ? LmA 1 ? 0.477m pa? s 0.361? 0.495 0.361? ? LmA 1 100 ? 80 100 ? 82.73 ? ? ? LmB 1 ? 0.595m pa? s 0.444 ? 0.619 0.444 ? ? LmB 1? 精馏段平均黏度为? Lm1 ? 0.477?t2 ?0.953? 0.453 ? 0.953? 0.453? ? 0.595? ?1 ? ? ? 0.512m pa? s 2 2 ? ?tW ? t F 96.03 ? 86.41 ? ? 91.22? C 2 2提馏段平均温度100 ? 80 100 ? 91.22 ? ? ? LmA 2 ? 0.420m pa? s 0.361? 0.495 0.361? ? LmA 2 100 ? 80 100 ? 91.22 ? ? ? LmB 2 ? 0.521 pa? s m 0.444 ? 0.619 0.444 ? ? LmB 2? 提馏段平均黏度为? Lm 2 ? 0.420?2、塔效率 ET 的估算0.043? 0.453 ? 0.043? 0.453? ? 0.521? ?1 ? ? ? 0.496m pa? s 2 2 ? ?运用 O’connell 法估算塔效率，即 ET ? 0.49???mL ? 塔顶、塔釜平均温度为 t ??0.245t D ? tW 79.05 ? 96.03 ? ? 87.54? C 2 2根据温度-饱和蒸气压关系式计算得0 p A ? 144.462kpaPB0 ? 69.5 9 k p a 1由拉乌尔定律知0 p A 144.462 ?? 0 ? ? 2.0 7 6 69.5 9 1 pB运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数88.32 ? 86.25 88.32 ? 87.54 ? ? x ? 0.397 0.358 ? 0.461 0.358 ? x同理，计算该温度下的液体黏度100 ? 80 100 ? 87.54 ? ? ?1 ? 0.444m pa? s 0.361? 0.495 0.361? ?112吉林化工学院化工原理课程设计100 ? 80 100 ? 87.54 ? ? ? 2 ? 0.553m pa? s 0.444 ? 0.619 0.444 ? ? 2? 该温度下液体的黏度? ? 0.444? 0.397? 0.553? ?1 ? 0.397? ? 0.510mpa? s则，全塔效率 实际塔板数ET ? 0.49? ?2.076? 0.510?NP ? N P1 ? N P2 ?6 ? 12.42 ? 12 0.483?0.245? 0.483块（包括再沸器）NT 14 ? ? 28.96 ? 29 ET 0.483 NT1 5 ? ? 10.35 ? 10 ET 1 0.483 NT 2 8 ? ? 16.56 ? 17 ET 2 0.483块板处精馏段实际板数块提馏段实际板数 进料板位于第块3、操作压强 p m 的计算 塔顶压强 p D ? 100kpa ，取每层塔板压降 ? p ? 0.7kpa ，则 进料板压强 塔釜压强 精馏段平均操作压强 提馏段平均操作压强 4、密度 ? m 的计算表 2-4 温度 t / C?pF ? pD ? NT 1 ? ? p ? 100 ? 10 ? 0.7 ? 107.0kpapW ? pD ? ?NT ? 1? ? ? p ? 100? ?29 ? 1? ? 0.7 ? 119.6kpap m1 ?pm2 ?p D ? p F 100 ? 107.0 ? ? 103.5kpa 2 2pW ? p F 119.6 ? 107.0 ? ? 113.3kpa 2 2液相密度 90 730.1 737.5 100 717.4 726.1 110 704.3 714.270 754.2 759.680 742.3 748.7? A / kg / m3 ? B / kg / m3（1）液相平均密度 ? mL 应用数值插值法有：塔顶温度 t D ? 79.05? C ，则13吉林化工学院化工原理课程设计80 ? 70 80 ? 79.05 ? ? ? mLDA ? 743.431 / m 3 kg 742.3 ? 754.2 742.3 ? ? mLDA 80 ? 70 80 ? 79.05 ? ? ? mLDB ? 749.736kg / m 3 748.7 ? 759.6 748.7 ? ? mLDB1? mLD?? AD ? 0.9396 1 ? 0.9396 ? BD ? ? ? ? mLD ? 743.81kg / m 3 ? mLDA ? mLDB 743.431 749.736进料板温度 t F ? 86.41? C ，则90 ? 80 90 ? 86.41 ? ? ? mLFA ? 734.480kg / m 3 730.1 ? 742.3 730.1 ? ? mLFA 90 ? 80 90 ? 86.41 ? ? ? mLFB ? 741.521 / m 3 kg 737.5 ? 748.7 737.5 ? ? mLFB1? mLF?? AF ? 0.3883 1 ? 0.3883 ? BF ? ? ? ? mLF ? 738.77kg / m 3 ? mLFA ? mLFB 734.480 741.521塔釜温度 t w ? 96.03? C ，则100 ? 90 100 ? 96.03 ? ? ? mLWA ? 722.442kg / m 3 717.4 ? 730.1 717.4 ? ? mLWA 100 ? 90 100 ? 96.03 ? ? ? mLWB ? 730.626kg / m 3 726.1 ? 737.5 726.1 ? ? mLWB1? mLW?? AW ? 0.0333 1 ? 0.0333 ? BW ? ? ? ? mLW ? 730.35kg / m 3 ? mLWA ? mLWB 722.442 730.606所以，精馏段平均液相密度为? mL1 ?提馏段平均液相密度为? mLD ? ? mLF2?743.81 ? 738.77 ? 741.29kg / m 3 2? mL 2 ?（2）汽相平均密度 ? mV? mLW ? ? mLF2?730.35 ? 738.77 ? 734.56kg / m 3 2根据理想气体状态方程，有14吉林化工学院化工原理课程设计精馏段? mV 1 ?pm1 ? M mV 1 103.5 ? 48.688 ? ? 1.703kg / m 3 RT1 8.314? ?82.73 ? 273.15? pm 2 ? M mV 2 113.3 ? 54.974 ? ? 2.056kg / m 3 RT2 8.314? ?91.22 ? 273.15?提馏段? mV 2 ?5、液体表面张力 ? m 的计算表 2-5 温度 t / C?液体的表面张力 80 18.28 19.40 100 16.29 17.5060 20.25 21.27? A / mN / m ? B / mN / m运用内差法计算，已知： 塔顶温度 t D ? 79.05? C ，有80 ? 60 80 ? 79.05 ? ? ? mDA ? 18.374m N / m 18.28 ? 20.25 18.28 ? ? mDA 80 ? 60 80 ? 79.05 ? ? ? mDB ? 19.489m N / m 19.40 ? 21.27 19.40 ? ? mDB? 塔顶液体表面张力为? D ? xD ? ? mDA ? ?1 ? xD ? ? ? mDB ? 0.953?18.374? ?1 ? 0.953? ?19.489 ? 18.426mN / m进料板温度 t F ? 86.41? C ，有100 ? 80 100 ? 86.41 ? ? ? mFA ? 17.642m N / m 16.29 ? 18.28 16.29 ? ? mFA 100 ? 80 100 ? 86.41 ? ? ? mFB ? 18.791 N / m m 17.50 ? 19.40 17.50 ? ? mFB? 进料板液体表面张力为? F ? xF ? ? mFA ? ?1 ? xF ? ? ? mFB ? 0.453?17.642? ?1 ? 0.453??18.791? 18.271 / m mN塔釜温度 tW ? 96.03? C ，有100 ? 80 100 ? 96.03 ? ? ? mWA ? 16.685m N / m 16.29 ? 18.28 16.29 ? ? mWA15吉林化工学院化工原理课程设计100 ? 80 100 ? 96.03 ? ? ? mWB ? 17.877m N / m 17.50 ? 19.40 17.50 ? ? mWB? 塔釜液体表面张力为? W ? xW ? ? mWA ? ?1 ? xW ? ? ? mWB ? 0.043?16.685? ?1 ? 0.043? ?17.877 ? 17.826mN / m则，精馏段平均液体表面张力? m1 ?提馏段平均液体表面张力?D ??F2?18.426 ? 18.271 ? 18.349m N / m 217.826 ? 18.271 ? 18.049m N / m 2? m2 ??w ??F2?6、液体比热容与汽化潜热的计算表 2-6 乙 醇 、 正 丙 醇 汽 化 热 和 比 热 容 数 据 乙醇 温度 汽化热 正丙醇?kJ / kg ?0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 985.29 969.66 953.21 936.03 918.12 899.31 879.77 859.32 838.05 815.79 792.52?kJ /?kg? C ???热容汽化热?kJ / kg ?839.88 827.62 814.80 801.42 787.42 772.86 757.60 741.78 725.34 708.20 690.30?kJ /?kg? C ???热容2.23 2.30 2.38 2.46 2.55 2.65 2.76 2.88 3.01 3.14 3.292.21 2.28 2.35 2.43 2.49 2.59 2.69 2.79 2.89 2.92 2.96运用插值法计算，已知： 塔顶温度 t D ? 79.05? C ，有80 ? 70 80 ? 79.05 ? ? C PDA ? 2.998kJ / kg?? C ? 137.892kJ / km ol ? C ? 3.01? 2.88 3.01? C PDA???? ?80 ? 70 80 ? 79.05 ? ? C PDB ? 2.881 / kg?? C ? 172.830kJ / km ol ? C kJ ? 2.89 ? 2.79 2.89 ? C PDB???? 塔顶液体平均比热容为16吉林化工学院化工原理课程设计CPD ? CPDA ? xD ? CPDB ? ?1 ? xD ? ? 137.892? 0.953? 172.830? ?1 ? 0.953? ? 139.534kJ /?kmol? K ?进料板温度 t F ? 86.41? C ，有90 ? 80 90 ? 86.41 ? ? C PFA ? 3.093kJ / ?kg ? K ? ? 142.293kJ / ?km ol? K ? 3.14 ? 3.01 3.14 ? C PFA 90 ? 80 90 ? 86.41 ? ? C PFB ? 3.129kJ / kg?? C ? 187.754kJ / km ol ? C ? 2.92 ? 2.89 2.92 ? C PFB????? 进料板液体平均比热容为CPF ? CPFA ? xF ? CPFB ? ?1 ? xF ? ? 142.293? 0.453? 187.754? ?1 ? 0.453? ? 167.160kJ / kmol ? C ?塔釜温度 tW ? 96.03? C ，则100 ? 90 100 ? 96.03 ? ? C PWA ? 3.230kJ / kg?? C ? 148.601 / km ol ? C kJ ? 3.29 ? 3.14 3.29 ? C PWA??????100 ? 90 100 ? 96.03 ? ? C PWB ? 2.944kJ / kg?? C ? 176.647kJ / km ol ? C ? 2.96 ? 2.92 2.96 ? C PWB????? 塔釜液体平均比热容为CPW ? CPWA ? xW ? CPWB ? ?1 ? xW ? ? 148.601? 0.043? 176.647? ?1 ? 0.043? ? 175.441 / kmol ? C kJ ?同理，运用插值法可计算出液体汽化潜热，计算结果如下表所示表 2-7 温度 t C 汽化潜热计算结果表 汽化潜热 ? ?kJ / kg ? 乙醇 831.021 820.191 801.758 丙醇 726.902 714.353 697.406 平均值 826.126 762.298 701.893??? ??t D ? 79.05 t F ? 86.41tW ? 96.037、精馏塔汽、液相负荷的计算 （1）精馏段的汽、液相负荷 汽相负荷Vs1 ?V ? M mV 1 232.80 ? 48.688 ? ? 1.849m 3 / s 3600? mV 1
V ? M mV 1Vh1 ?? mV 1?232.80 ? 48.688 ?
/ h . 1.70317吉林化工学院化工原理课程设计液相负荷Ls1 ?L ? M mL1 187.74 ? 50.158 ? ? 0.00353 3 / s m 3600? mL1
L ? M mL1Lh1 ?? mL1?187.74 ? 50.158 ? 12.703m 3 / h 741.29（2）提馏段的汽、液相负荷 汽相负荷Vs 2 ?V '?M mV 2 232.80 ? 54.974 ? ? 1.729m 3 / s 3600? mV 2
V '?M mV 2Vh 2 ?? mV 2?232.80 ? 54.974 ?
/ h . 2.056液相负荷Ls 2 ?L'?M mL 2 287.74 ? 56.528 ? ? 0.00615 3 / s m 3600? mL 2
L'?M mL 2Lh 2 ?? mL 2?287.74 ? 56.528 ? 22.143m 3 / h 734.562.3 热量衡算1、塔顶上升蒸汽的热量 QVQV ? V ? ?CPD ? t D ? ? D ? M mVD ? ? 232.80? ?139.534? 79.05 ? 826.126n ? 46.364? ?
kJ / h .98 QW ? W ? CPW ? tW ? 54.945?175.441? 96.03 ? kJ / h .2、残液带出的热量 QW 3、回流带入的热量 QR 采用泡点回流，则馏出口与回流口组成相同，即t R ? t D ? 79.05? C ， CPR ? CPD ? 139.534kJ / kmol ? C ???QR ? L ? CPR ? t R ? 187.74?139.534? 79.05 ? kJ / h .4、进料带入的热量 Q FQF ? F ? CPF ? t F ? 100?167.16? 86.41 ? kJ / h .5、塔顶馏出液的热量 Q DQD ? D ? CPD ? t D ? 45.055?139.534? 79.05 ? kJ / h .6、冷凝器消耗的热量 QCQC ? QV ? QR ? QD ?
? kJ / h .98 . . .18吉林化工学院化工原理课程设计7、散于周围的热量 QI 取 QI ? 0.1QB 8、加热蒸汽代入的热量 QB 全塔范围内列热量衡算式，有QB ? QR ? QF ? QV ? QW ? QI即且QV ? QD ? QR ? QC0.9QB ? QD ? QW ? QC ? QF?
kJ / h则QB ? 9489684 kJ / h .77表 2-8 项目 热量衡算计算结果： 冷凝器
塔顶溜出液 139.70
塔底残液 175.58
再沸器 平均比热容 / kJ / kmol C ??热量 Q / ?kJ / h?? ???进料 155.55 2.4 塔和塔板主要工艺尺寸计算1、塔径的计算 以精馏段计算为例?L X ?? h ?V ? h ? ? ? mL ??? ? ?? ? ? mV ? ? ? ?0.512.703 ? 741.29 ? ? ?? ?
? 1.703 ? .0.5? 0.0398取板间距 H T ? 0.35m ，塔板清液层高度 hL ? 0.05mY ? H T ? hL ? 0.35 ? 0.05 ? 0.30m液体表面张力 ? ? 20 mN / m 时的气体负荷因子为C20 ? 0.8X ? 0.181 ? 0.0162X 2 ? 0.139XY ? 0.185 2 Y Y ? 0.8? 0.? 0.3 ? 0.82 ? 0.139? 0. ? 0.185? 0.32 ? 0.0829? 气体负荷因子?? ? C ? C 20 ? ? m ? ? 20 ?液泛气速0.2? 18.349? ? 0.0829? ? ? ? 20 ?0.2? 0.0815uf ? C?? mL ? ? mV 741.29 ? 1.703 ? 0.0815? ? 1.698m / s ? mV 1.703取泛点率为 0.7，则空塔气速u ? 0.7u f ? 0.7 ?1.7 0 0 ? 1.1 8 m / s 6 919吉林化工学院化工原理课程设计所以，精馏段塔径D?4Vs 4 ? 1.849 ? ? 1.407m ?u ? ? 1.189同理，计算得提馏段的塔径为 1.455m 按标准圆整后，精馏段和提馏段塔径均取 1.6m 2、有效高度的计算 精馏段： 提馏段：Z1 ? H T ?N P1 ? 1? ? 0.35? ?10 ? 1? ? 3.15m Z 2 ? H T ?N P 2 ? 1? ? 0.35? ?17 ? 1 ? 1? ? 5.25m在进料口安装防冲设施，取进料板板间距 H F ? 0.8m ，且要求每 6~8 块板设计一个人孔， 则全塔 27 块板应设计 3 个人孔，人孔处板间距 H P ? 0.8m 所以，全塔有效高度为Z ? Z1 ? Z 2 ? H F ? 2H P ? 3.15 ? 5.25 ? 0.8 ? 2 ? 0.8 ? 10.8m3、溢流装置计算 （1）堰长 塔径 D ? 1.6m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 l 取 W ? 0.660 ,则堰长 D lW ? 0.660D ? 0.660?1.6 ? 1.056m （2）溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度 hOW 由弗朗西斯公式计算，近似取 E ? 1 ,则hOW ?L ? 2.84 ? 10 E ? h ?L ? W?3? ? ? ?2/3? 12.703? ? 2.84 ? 10?3 ? 1 ? ? ? ? 1.056 ?2/3? 0.0149m? hL ? 0.05m同理，计算出提馏段m ? hW ? hL ? hOW ? 0.05 ? 0.1 hW ? 0.0284 m（3）弓形降液管宽度 Wd 和截面积 A f 查图 3-16，∵lW ? 0.660 D?1 W得Wd ? 0.1 7 2 D2∴ Wd ? 0.173?1.6 ? 0.277mAf AT又? AT ??l l ?l ? sin ? W 1? ? W ? D D ?D???4 ? 1.6 2 ? 2.011m 2?sin ?1 0.66 ? 0.66 ? 1 ? 0.662?? 0.1299?4D2 ?m ? Af ? 0.6? 0.261 220吉林化工学院化工原理课程设计液体在降液管内的停留时间??Af ? HT Ls?0.261? 0.35 ? 25.88 ? 5 s 0.00353符合要求 符合要求同理，计算出提馏段? ? 14.85 ? 5 s' （4）降液管底隙高度 h0 和液体流经底隙的流速 u0∵ ∴h0 ? hW ? ?0.006 ~ 0.012? h0 ? 0.023 ~ 0.029则' u0 ?且 取hW ? 0.0351 mh0 ? 0.024mLs 0.00351 ? ? 0.1381 / s m lW ? h0 1.056? 0.024同理，提馏段 4、塔板设计 （1）塔的分块' u0 ? 0.2446 / s m因 D ? 1600 mm ? 800 mm ，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 4 块，具体如下表所示：表 2-9 塔的分块 塔径 / mm 塔板分块数800 ~ 1200 31400 ~ 160041800 ~ 2000 52000 ~ 24006（2）边缘区宽度确定 取边缘区宽度 WC ? 0.05m ，入口安定区宽度 WS ,出口安定区宽度 WS' 均取 0.09 m （3）开孔区面积计算x ? ?D / 2? ? ?Wd ? WC ? ? ?1.6 / 2? ? ?0.275? 0.05? ? 0.52m r ? ?D / 2? ? WC ? ?1.6 / 2? ? 0.05 ? 0.75m∴? ? 2 ?1 ? x ?? Aa ? 2? x r 2 ? x 2 ? r sin ? ?? 180 ? r ?? ? ? ? ? 0.52 ?? ? 2?0.473 0.752 ? 0.4732 ? ? 0.752 sin ?1 ? ?? 180 ? 0.75 ?? ?? 1.424m 2（4）筛孔计算及其排列21吉林化工学院化工原理课程设计本设计取筛孔直径 d 0 ? 5mm，按正三角形排列，一般碳钢厚度 ? ? 3mm 取 t / d 0 ? 3.0 ，则孔中心距 t ? 3.0 ? 5.0 ? 15.0mm ∴塔板上的筛孔总数?
? ? ? Aa ? ? ? ? 1.424 ? 7329 个 n?? ? ? ? 152 ? t2 ? ? ? ?（5）开孔率 ? 因为筛孔按三角形排列，则开孔率??气体通过筛孔的速度 u0 ?A0 0.907 0.907 ? ? ? 10.08% 2 Aa ?t / d 0 ? ?15 / 5?2Vs 1.849 ? ? 12,88m / s A0 0.同理，计算得提馏段 u0 ? 12.05m / s 5、筛板的流体力学验算 （1）干板阻力 hC 的计算X 1 ? ? / d 0 ? 3 / 5 ? 0.6? X 2 ? A0 / ?AT ? Af ? ? ?0.? /?2.011? 0.261 ? 0.0820则，流量系数C 0 ? 0.670 ? 0.115X 1 ? 0.514X 2 ? 0.228X 1 ? 0.0682X 1 X 2 ? 0.441X 22 2? 0.670 ? 0.115? 0.6 ? 0.514? 0.082 ? 0.228? 0.6 2 ? 0. ? 0.? 0.07822 ? 0.732∵ 开孔率 ? ? 15% ，干板阻力按下式计算：?u ? hC ? 0.051 0 ?C ? 0 ? ? ? ?2? ?V ? ?? ? L? ? 12.88 ? ? 1.703 ? ? ? 0.051? ? m ? ?? ? ? 0.0363 ? ? 0.732? ? 741.29 ? ?2同理，计算出提馏段干板阻力 hC ? 0.0387m （2）气体通过液层的阻力 hl 的计算 按有效流通面积计算气速 u a ，有ua ?∵ 汽相动能因子 ∴ 充气系数 ? 0 为Vs 1.849 ? ? 1.057m / s AT ? A f 2.011? 0.261Fa ? u a ?V ? 1.057? 1.703 ? 1.37922吉林化工学院化工原理课程设计? 0 ? 0.971? 0.355Fa ? 0.0757Fa 2 ? 0.971? 0.355?1.379? 0.2 ? 0.625则hl ? ? 0 ? hL ? 0. ? 0.0313 m同理，计算出提馏段ua ? 0.988m / sFa ? 1.417? 0 ? 0.6167hl ? 0.0310 m（3）液体表面张力的阻力 h? 的计算 精馏段液体表面张力 同理，计算出提馏段 （4）塔板压降 ?p P 的计算 ∵ 液柱高度h? ?4? m 4 ? 17.826? 10?3 ? ? 0.00196 m ? L ? g ? d 0 741.29 ? 9.81? 0.005h? ? 0.0020mhP ? hC ? hl ? h? ? 0.3? 0.056 m∴ 气体通过塔板的压降 ?PP ? hP ? ? L ? g ? 0.0? 9.81 ? 505.8 pa ? 0.7kpa 同理，计算出提馏段的液柱高度hP ? 0.0717m?PP ? 516.7 pa ? 0.7kpa由以上计算结果可知，气体通过塔板的压降均低于设计允许值，符合要求。 （5）液面落差 对于 D ? 1600 mm 的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的 D ? 1600 mm ，故液面落差可忽略不计。 （6）液沫夹带量 设计中规定雾沫夹带量 eV ? 0.1kg液体 / kg气体 ，本设计采用亨特（Hunt）的经验式计算雾 沫夹带量。 按泡沫层相对密度为 0.4 计算，则塔板上鼓泡层高度h f ? ?hL / 0.4? ? 2.5hL ? 2.5 ? 0.05 ? 0.125m∴ 雾沫夹带量5.7 ? 10?6 ? u a ? eV ? ?H ?h ? f ? T? ? ? ?3.25.7 ? 10?6 ? 1.057 ? ? ?? ? ?3 18.349? 10 ? 0.35 ? 0.125?3.2? 0.0439kg液体 / kg气体同理，计算出提馏段 eV ? 0.0398 液体 / kg气体 ，均小于 0.1kg液体 / kg气体 ，所以，本设 kg 计液沫夹带量在允许范围内。 （7）漏液点气速 uOW 本设计 hL ? 50mm ? 30mm ，所以，漏液点气速 uOW 按下式计算uOW ? 4.4C0?0.hL ? h? ?? L / ?V23吉林化工学院化工原理课程设计? 4.4 ? 0.732?稳定性系数 K ??0.? 0.05 ? 0.00196 ? 741.29/1.703 ? 6.767m/ s ?u0 12.88 ? ? 1.90 ? 1.5 ~ 2.0 uOW 6.767同理，计算得提馏段漏液点气速 uOW ? 6.118m / s ，稳定性系数 K ? 2.97 ? 1.5 ~ 2.0 ，在设 计允许范围值内。 （8）液泛 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 H d ? ? ?H T ? hW ?，本设计塔板上不设 置进口堰，液体流过降液管的压强降相当的液柱高度可用下式计算：? Ls hd ? 0.153? ?l ?h ? W 0 ? ? ? 0.153?u 0 ?2 ? 0.153? ?0.260?2 ? 0.0103 m ? ?2∴H d ? hP ? hL ? hd ? 0.0 ? 0.86 m取 ? ? 0.5 ，则 ? ?H T ? hW ? ? 0.5 ? ?0.35 ? 0.035? ? 0.1925 ? H d ? 0.12986 m m 同理，计算得提馏段 hd ? 0.00916 ， ? ?H T ? hW ? ? 0.19m ? H d ? 0.12986 ，均符合设计 m m 要求。 根据以上各项流体力学验算结果，可认为本设计精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的。 6、塔板负荷性能图 以精馏段为例计算 （1）雾沫夹带线5.7 ? 10?6 ? u a ? 取极限值 eV ? 0.1kg液体 / kg气体 ， eV ? ?H ?h ?m f ? T? ? ，已知式中 ? ?3.2ua ? 0.571 s , h f ? 0.02 Ls ? V ?整理，得2/3, ? m ? 18.349?10?3 N / m ， H T ? 0.35mVs ? 2.809? 17.210?Ls ?2/3同理，整理得提馏段雾沫夹带线 Vs ? 2.954? 17.027?Ls ?2/3在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中Ls / m3 / sVs1Vs 2? ? /?m / s ? / ?m / s ?30.6 ? 10?32.783 2.9281.0 ? 10?32.64 2.8842.0 ? 10?32.536 2.6843.0 ? 10?32.451 2.6004.5 ? 10?32.340 2.4903根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线①。 （2）液泛线24吉林化工学院化工原理课程设计令 H d ? ? ?HT ? hW ? ，即 ? ?H T ? hW ? ? hP ? hW ? hOW ? hd ，式中：hOW ? 0.562?Ls ?2/3, hP ? 0.0 Ls ? ?2/3? ? 0.0106Vs ?2/32取 ? ? 0.5 ，已知： hW ? 0.035m ， H T ? 0.35m ，整理，得Vs ? 12.603? 83.132?Ls ?2 2? ?Ls ? .2/32同理，整理得提馏段液泛线 Vs ? 10.946? 70.543 Ls ? ?? ?Ls ? .2在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中Ls / m3 / sVs1Vs 2? ? /?m / s ? / ?m / s ?30.6 ? 10?32.2.8 ? 10?31.944 2.0535.2 ? 10?31.795 1.8707.6 ? 10?31.638 1.7061.0 ? 10?21.529 1.5323根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线②。 （3）液相负荷上限线 取液体在降液管中停留时间为 5s ,则Ls，min ? HT Af??0.35 ? 0.261 ? 0.0183 3 / s m 5作出液相负荷上限线③，是一条与气体流量 Vs 无关的垂直线。 （4）漏液线 已知hL ? 0.?Ls ?2/3, uOW ?Vs， min A0代入漏液点气速式uOW ? 4.4C0整理，得?0.hL ? h? ?? L / ?V2/3? Vs ? 2.851 0.011? 0.10127 Ls ?? 同理，整理得提馏段漏液线 Vs ? 2.593 0.27 Ls ?在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中2/3Ls / m3 / sVs1Vs 2? ? /?m / s ? / ?m / s ?3 30.6 ? 10?30.309 0.2672.8 ? 10?30.325 0.2835.2 ? 10?30.338 0.2957.6 ? 10?30.348 0.3051.0 ? 10?20.357 0.313根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线④。 （5）液相负荷下限线 取平直堰，堰上液层高度 hOW ? 0.006m 作为液相负荷下限线的条件，整理得25吉林化工学院化工原理课程设计Ls，min ? 9.0 ?10?4 m3 / s作出液相负荷下限线⑤，也是一条与气体流量 Vs 无关的垂直线。 （6）塔的操作弹性根据以上各线方程,可做出筛板塔的负荷性能图如图所示26吉林化工学院化工原理课程设计在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知VS ,min ? 0.4m 3 / s故操作弹性为：VS ,max ? 2.38m 3 / sVS ,max 2.38 ? ? 5.95 VS ,min 0.4同理可算出提镏段：VS ,max 2.39 ? ? 5.82 VS ,min 0.413.6 板式塔的结构3.6.1 塔体结构(1)塔顶空间 指塔内最上层塔极与塔顶的间距。 为利于出塔气体夹带的液滴沉降， 其 高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为(1.5~2.0)HT。若需要安 装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。 (2)塔底空间 指塔内最下层培板到塔底间距。其值由如下因素决定： ①塔底储液空间依储存液量停留 3~8 min(易结焦物料可缩短停留时间) 而定； ②再沸器的安装方式及安装高度； ③塔底液面至最下层塔板之间要留有 1~2m 的间距。 (3)人孔 对于 D≥1000mm 的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔 6~8 层塔板 设一人孔。人孔直径一般为 450 mm~600mm，其伸出塔体的筒体长为 200~250 mm，人孔中心距操作平台约 800~1200mm。设人孔处的板间距 应等于或大于 600mm。 (4)塔高 板式塔的塔高如图所示。可按下式计算，即 H=(n-nF-nP-1)HT+nFHF+nPHP+HD+HB+H1+H2 式中 H——塔高，m； n——实际塔板数； nF——进料板数； HF——进料板处板间距，m； np——人孔数； HB——塔底空间高度，m；27吉林化工学院化工原理课程设计HP——设人孔处的板间距，m； HD——塔顶空间高度，m； H1——封头高度，m； H2——裙座高度 m。3.6.2塔总体高度计算塔体总高度利用下式计算：H=（n-nF -nP -1）HT +nF HF +nP H P +H D +H B +H1 +H2（1）塔顶封头 封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头。由公称直径 DN=1400mm ，查化工原理 课程设计附录 2 得， 曲面高度V=0.4202m 3 。 则封头高度h1 =350mm 直边高度h2 =400mm内 表 面 积 A=2.3005m 2 , 容 积H1 =h1 +h2 =350+40=390mm（2）塔顶空间 设计中取塔 （3）塔底空间 塔底空间高度 HB 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜液停留时间为 5min，取 塔底液面至最下一层塔板间距离为 1.5m。则：Ha =2 ? H T =2 ? 0.4=0.8m 顶间距考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间 1.2m。HB ????????tL?S ? 60 ? V ? 1.5 AT5 ? 60 ? 4.1 ? 10?3 ? 0.4202 ? 1.5m 1.538 ??????? 2.026m(4) 人孔 对 D ? 1000mm 的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔 6—8 块塔板设一个人孔，本塔具有 32 块塔 板，需设置 4 个人孔，每个人孔直径为 450mm，在设置人孔处板间距 HP ? 800mm （5）进料处板间距 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距 H F ? 800mm 。 (6) 裙座 塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座；由于裙座内径&800mm，故裙座壁厚取 16mm. 基础环内径： D bi ? (1400 ? 2 ? 16) ? (0.2—0.6) ? 103 ? 1032mm 基础环外径： D bo ? (1400 ? 2 ? 16) ? (0.2—0.6) ? 103 ? 1832mm 圆整后： D bi =1100mm , D bo ? 2000mm 考虑到再沸器，取裙高 H2 ? 3m 。 。28吉林化工学院化工原理课程设计塔体总高度：H ? (n ? n F ? n P ? 1)H T ? n F H F ? n P H P ? H D ? H B ? H1 ? H 2 ????? (27 ? 1 ? 3 ? 1) ? 0.35 ? 1 ? 0.80 ? 3 ? 0.8 ? 1.2 ? 2.026 ? 0.39 ? 3 ????? 17.516m29吉林化工学院化工原理课程设计第 4 章4.1 精馏塔的附属设备辅助设备及选型精馏塔的附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷却器、再沸器(蒸馏釜)、原料预热器等，可根据有关教材或 化工手册进行选型与设计。以下着重介绍再沸器(蒸馏釜)和冷凝器的型式和特点，具体设计计算过程从略。 （1）再沸器(蒸馏釜) 该装置的作用是加热塔底料液使之部分气化， 以提供精馏塔内的上升气流。 工业上常用的再沸器(蒸馏釜)有： 内置式再沸器、釜式(罐式)再沸器、虹吸式再沸器、强制循环式再沸器等几种，详见第 2 章换热器设计部分。 应予指出， 再沸器的传热面积是决定塔操作弹性的主要因素之一， 故估算其传热面积时安全系数要选大一些， 以防塔底蒸发量不足影响操作。 （2）塔顶回流冷凝器 塔顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝器与塔的相对位置 区分，有以下几类。 ①整体式及自流式 将冷凝器直接安置于塔顶，冷凝液藉重力回流入塔，此即整体式冷凝器，又称内回流式， 如图 3-21(a)、(b)所示。其优点是蒸气压降较小，节省安装面积，可藉改变升气管或塔板位置调节位差以保 证回流与采出所需的压头。缺点是塔顶结构复杂，维修不便，且回流比难于精确控制。该方式常用于以下几 种情况：①传热面较小(例如 50m2 以下)；②冷凝液难以用泵输送或泵送有危险的场合；③减压蒸馏过程。 图 3-21(c)所示为自流式冷凝器，即将冷凝器置于塔顶附近的台架上，靠改变台架高度获得回流和采出所需 的位差。 ②强制循环式 当塔的处理量很大或塔板数很多时，若回流冷凝器置于塔顶将造成安装、检修等诸多不便， 且造价高，可将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶输送回流，在冷凝器和泵之间需设回流罐，即为强 制循环式。图 3-21(d)所示为冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置应保证其中液面与泵入口间之位差大于 泵的气蚀余量，若罐内液温接近沸点时，应使罐内液面比泵入口高出 3m 以上。图 3-21(e)所示为将回流罐置 于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝液藉压差流入回流罐中，这样可减少台架，且便于维修，主要用于 常压或加压蒸馏。 回流冷凝器的工艺计算步骤如下： ①按工艺要求决定冷凝器的热负荷 QR,选择冷却剂、冷却剂进出口温度并计算冷却剂用量； ②初估设备尺寸，由平均温度 Δ tm 和总传热系数 K 的经验数据，计算所需的传热面积 A,并由此选择标准型 号的冷凝器，或自行设计； ③复核传热面积，对已选型号或自行设计的设备，核算实际上的总传热系数 K 和实际所需的传热面积； ④决定安装尺寸，估计各管线长度及阻力损失，以决定冷凝器底部与回流液入口之间的高度差 HR. 需要注意的是，由于冷凝器常用于精馏过程，考虑到精馏塔操作常需要调整回流比，同时还可能兼有调节塔 压的作用，故应适当加大其传热面积的裕度。按经验，其面积裕度应在 30％左右。30吉林化工学院化工原理课程设计4.2 精馏塔的接管（1）塔顶蒸气出口管的直径 dv操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为 u=12-20m/s，取uv ? 20m / sdV ?由 所以 dV ?4S V ? uV 4S V ? 4 ? 1.45 ? 0.3437m ? 343.7mm ? ? 20? uV查标准系列选取φ 377×10 规格的热轧无缝钢管。 （2）回流管的直径 dR 由于塔顶冷凝器安装在塔顶平台，回流液靠重力自留入塔内，本设计取uR ? 1.6m / sVSD ?VD 45.055 ? 46.392 = ? 0.00078m 3 / s 3600?LD 3600 ? 743.8所以有 dR ?4 SD V? uR?4 ? 0.00078 ? 0.0249 ? 24.9mm ? ? 1.6查标准系列选取φ 25×3.5 规格的热轧无缝钢管。 (3)进料管的直径 dF 进料管得结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下： 本设计采用泵输送料液，料液速度可取 uF=1.5-2.5m/s，本设计取uF ? 1.6m / s?LF ? 798.8kg ? m ?3 VSF ? VF3600 ?LF ? 100 ? 52.085 ? 0.00196m 3 / s 3600 ? 738.7 ? 4 ? 0.00196 ? 0.0395m ? 39.5mm 3.141 ? 1.6所以dF ?4VSF? uF查标准系列选取φ 42×4 规格的热轧无缝钢管。 (4)塔底出料管的直径 dW 一般可采用塔底出料管的流速 uW，本设计取uW ? 0.6m / s?w ? 730.2kg ? m ?3 VWS ?dW ?WM W 54.945 ? 59.51 ? ? 0.00124m / s 3600 ?W 3600 ? 730.24W S? uW?4 ? 0.0004 ? 0.0514m ? 41.4mm ? ? 0.631吉林化工学院化工原理课程设计查标准系列选取φ 57×3 规格的热轧无缝钢管。 (5)塔底蒸汽的直径 dW′ 一般可采用塔底出料管的流速 uV=20-25m/s，本设计取uv ? ? 23m / sd?W ?4W S? uW?4 ? 1.7846 ? 0.3143m ? 314.3mm ? ? 23查标准系列选取φ 325×10 规格的热轧无缝钢管。32吉林化工学院化工原理课程设计本章符号说明Aa——塔板开孔区面积，m2； Af——降液管截面积，m2； A0——筛孔总面积，m2； AT——塔截面积，m2； C0——流量系数，无因次； C——计算 umax 时的负荷系数，m/s； Cs——气相负荷因子，m/s； d0——筛孔直径，m； D——塔径，m； eV——液沫夹带量,kg(液)/kg(气)； E——液流收缩系数，无因次; F——气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)； F0——筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2)； hl——进口堰与降液管间的水平距离，m； hc——与干板压降相当的液柱高度，m 液柱； hd——与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL——板上清液层高度，m； h0——降液管的底隙高度，m； how——堰上液层高度，m； hw——溢流堰高度，m； h’w——进口堰高度，m； hσ ——与克服 σ 的压降相当的液柱高度，m； H——板式塔高度; Hd——降液管内清液层高度，m； HT——塔板间距，m； K——稳定系数，无因次； lW——堰长，m； Lh——液体体积流量，m3/h； LS——液体体积流量，m3/s； n——筛孔数目； NT——理论板层数； P——操作压力，Pa； △P——压力降，Pa； t——筛孔的中心距，m； u——空塔气速，m/s； u0——气体通过筛孔的速度，m/s； u0.min——漏液点气速，m/s； u’0——液体通过降液管底隙的速度，m/s； VS——气体体积流量，m3/s； LS——液体体积流量，m3/s； Wc——边缘无效区宽度，m；33吉林化工学院化工原理课程设计Wd——弓形降液管宽度，m； Z——板式塔的有效高度，m； 希腊字母 β ——充气系数，无因次； δ ——筛板厚度，m θ ——液体在降液管内停留时间，s； μ ——粘度，Pa·s； ρ ——密度，kg/m3； σ ——表面张力，N/m；? ——开孔率或孔流系数，无因次；ψ ——液体密度校正系数，无因次。 下标 max——最大的；min——最小的； L——液相的； V——气相的。34吉林化工学院化工原理课程设计参考文献[1] 陈敏恒.丛德滋.方图南.齐鸣斋.化工原理(下册）. 化学工业出版社. 1998 [2] 吉林化工学院化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》.化学工业出版社.2002 [3] 卢焕章等.《石油化工基础数据手册》.化学工业出版社.1982 [4] 天津大学化工原理教研室.化工原理（上、下）.天津科学技术出版社.1994 [5] 化工原理（上、下）第二版 谭天恩、麦本熙、丁惠华著.化学工业出版社.1998. [6] 化工制图.张淑荣、王守发著.延边大学出版社.1979. [7] 华东化工学院.化工制图.人民教育出版社.1980. [8] 王国胜.《化工原理课程设计》 （第二版）.大连理工大学出版社.2006. [9] 王志魁.《化工原理》第三版.化学工业出版社.2004..35吉林化工学院化工原理课程设计结束语通过这次课程设计，让我对化工设备机械基础这门课有了进一步的认识。这次课设是对这门课程的一个 总结，对化工机械知识的应用。 通过这次设计对我们独自解决问题的能力也有所提高。在整个过程中，我查阅了相关书籍及文献，取其 相关知识要点应用到课设中，而且其中有很多相关设备选取标准可以直接选取，这样设计出来的设备更加符 合要求。学会了叠加法，对精馏这张有了更深的了解。 这次课设的书写中对格式的要求也很严格，在老师的指导下我们按照毕业设计的格式要求完成课设。这 就为我们做毕业设计打下了基础。 因为的知识有限，所做出的设计存在许多缺点和不足，请老师做出批评和指正。最后感谢老师对这次课 设的评阅。36吉林化工学院化工原理课程设计化工原理课程设计教师评分表评价 单元评价要素评价内涵 能按时到指定设计地点进行课程设 计，不旷课，不迟到，不早退。 学习态度认真，遵守课程设计阶段 的纪律，作风严谨，按时完成课程 设计规定的任务，按时上交课程设 计有关资料。 符合课程设计说明书的基本要求， 用语、格式、图表、数据、量和单 位及各种资料引用规范等。 根据选定的方案和规定的任务进行 物料衡算，热量衡算，主体设备工 艺尺寸计算，附属设备的选型等。 图纸的布局、线形、字体、箭头、 整洁等。 符合化工原理课程设计任务书制图 要求，正确绘制流程图和工艺条件 图等。 答辩过程中，思路清晰、论点正确、 对设计方案理解深入，主要问题回 答正确满分评分出勤 平时 成绩 20%10纪律10说明 书质 量 30%说明书格式10工艺设 计计算20制图图形 制图 质量 30%20制图正确性10答辩 20％对设计方 案的理解20指导教师综合评定成绩：实评总分；成绩等级指导教师（签名） ：2013 年月日2013 年 6 月 21 日注：按优（90-100 分） 、良（80-89 分） 、中（70-79 分） 、及格（60-69 分） 、不及格（60 分以下）五级评定 成绩。 化工原理教学与实验中心37
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