乙醇丙醇筛板式精馏塔的你设计与计算课程设计2535776

1、 吉林化工学院化工原理课程设计 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计题目题目 甲醇甲醇- -水二元筛板精馏塔的设计水二元筛板精馏塔的设计 吉林化工学院化工原理课程设计 ii题目 甲醇水二元筛板精馏塔的设计设计条件：常压 p=1atm（绝压） 处理量：70kmol/h 进料组成 0.55 馏出液组成 0.965 釜液组成 0.035 （以上均为摩尔分率）加料热状况 q=0.97 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 r=(1.12.0)rmin 单板压降 0.7kpa 设计任务：1完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算） 。2画出带控制点的工艺流程图（2 号图纸） 、

2、精馏塔工艺条件图（2号图纸） 。3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。 吉林化工学院化工原理课程设计 iii目录目录.iii摘要.v第一章绪论.11.1 筛板塔的特点 .11.2 设计思路 .1第二章精馏塔的工艺设计.22.1 产品浓度的计算 .22.2 平均相对挥发度的计算 .22.3 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 .32.4 物料衡算 .42.5 精馏段和提馏段操作线方程 .52.6 逐板法确定理论板数及进料位置 .52.7 实际塔板数及实际加料位置和全塔效率 .5 吉林化工学院化工原理课程设计 iv第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.73.1 物性计算 .73.2

3、 精馏塔主要工艺尺寸的计算 .123.3 精馏塔的流体力学验算 .173.4 塔板负荷性能图 .193.5 塔的接管.24第四章热量衡算.264.1 比热容及汽化热的计算 .264.2 热量衡算 .27结果汇总表.29结束语.32参考文献.33主要符合说明.34教师评分表.37 吉林化工学院化工原理课程设计 v 摘要在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馏知识对甲醇-水二元筛板精馏塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对实际操作有了一定的了解。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，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，是较为完整的精馏设

4、计过程。经计算，回流比 r=1.01，实际塔板为 18，其中精馏段 7 块，提馏段 11 块，最终计算塔高为 14.69m，筛孔数 1580 个，精馏段操作弹性1.81，提馏段操作弹性 2.02，符合要求。关键词：甲醇；水；实际塔板数；回流比；操作弹性；精馏段；提馏段。 吉林化工学院化工原理课程设计 第一章绪论1.1筛板塔的特点 筛板塔板简称筛板，结构持点为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(孔径为 38mm)和大孔径筛板(孔径为 1025mm)两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系)。筛板的优点足结构简单，造价低；板上

5、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。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。1.2设计流程 全塔物料衡算 吉林化工学院化工原理课程设计 vii 求理论塔板数筛板塔的设计流体力学性能校正气液相负荷计算画出负荷性能图塔附属设备计算全塔热量衡算 吉林化工学院化工原理课程设计 1第二章第二章

6、工艺计算工艺计算2.1 全塔物料衡算全塔物料衡算1、原料摩尔分数的计算、原料摩尔分数的计算设 f、d、w 分别为进料、溜出液和釜液的摩尔流量；、分别为进料、溜出液fxdxwx和釜液中易挥发组分的摩尔分数；已知：、，由物料衡算式：hkmolf/7055. 0fx975. 0dx035. 0wx1q 总物料： wdf 易挥发组分： wdfxwxdxf联立，可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为hkmolxxxxfwwdfd/65.31035. 0975. 055. 0975. 0100hkmolwfd/35.3865.31702 2、温度的确定温度的确定表 2-1 利用常压下甲醇-水平衡数据 101

7、.3251x00.0200.0400.0600.12570.1315y00.1340.2300.3040.3650.395t/10096.493.591.289.387.7x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.5937y0.7790.8250.8700.9150.9580.9791.000t/73.171.269.367.566.065.064.5根据甲醇-水相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度、进料温度、塔釜温度。dtftwt塔顶温度： cttdd14.6541.875 .979 .6641.871007 .649 .66 吉林化工学院化工原理课程设

8、计 2进料温度： cttff25.7292.52557 .7237.5992.523 .717 .72塔釜温度： cttww32.95000. 05 . 310031. 5000. 09 .92100根据温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程）tpa500.239080.15802077. 5lg0tpb17.230537.168711564. 5lg0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： ctd05.79kpapa0495. 10kpapb2519. 00 进料板： ctf25.72kpapa3781. 10kpapb3432. 00 塔

9、釜： ctw32.95kpapa0797. 30kpapb946.9603、相对挥发度的计算、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00/babbaappxpxp代入上文计算出的分压值，可得 17. 4d02. 4f61. 3w所以，全塔平均相对挥发度为88. 33wfd精馏段的平均相对挥发度为 145. 4202. 417. 421fd提馏段的平均相对挥发度为 86. 3202. 461. 322fw4、回流比的确定、回流比的确定因为采取泡点进料，即，所以 则1q55. 0fqxx8258. 055. 0188. 3155. 088. 311qqqxxy又最小回流比 541

10、0. 055. 08258. 055. 0975. 0minqqqdxyxxr 吉林化工学院化工原理课程设计 3取操作回流比 8115. 05410. 05 . 15 . 1minrr5、摩尔流量的计算、摩尔流量的计算设、分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量；和分别为精馏段和提馏段下vvl l降液体的摩尔流量。则精馏段下降液体的摩尔流量hkmoldrl/32.3135.388115. 0精馏段上升蒸汽的摩尔流量hkmoldrv/4710.6935.3818115. 01提馏段下降液体的摩尔流量hkmolqfdrqfll/12.10170135.388115. 0提馏段上升蒸汽的摩尔流量hkm

11、olfqdrfqvv/47.69701135.3818115. 01116 6、平均摩尔质量的计算、平均摩尔质量的计算已知，甲醇的摩尔质量，水的摩尔质量，根据乙醇-丙kmolkgma/04.32kmolkgmb/02.18醇的相平衡数据，用数值插值法有塔顶温度 ctd14.65塔顶汽相组成 dy984. 0000. 114.659 .66000. 1914. 07 .649 .66ddyy进料板温度 ctf25.72进料板汽相组成 fy8039. 071.7914.657 .7283.8171.793 .717 .72ffyy塔釜温度 ctw32.95塔釜汽相组成 wy187. 0000. 0

12、32.9510034.28000. 09 .92100wwyy精馏段平均液相组成 1x7625. 02975. 055. 021dfxxx精馏段平均汽相组成 1y8939. 028039. 09839. 021dfyyy提馏段平均液相组成 2x2925. 02035. 055. 022wfxxx 吉林化工学院化工原理课程设计 4提馏段平均汽相组成 2y4954. 021868. 08039. 022wfyyy塔顶液相平均分子量mldmkmolkgmxmxmbdadmld/6895.3100.18975. 0100.32975. 01塔顶汽相平均分子量mvdmkmolkgmymymbdadmvd

13、/8157.3100.189839. 0100.329839. 01进料板液相平均分子量mlfmkmolkgmxmxmbfafmlf/731.2500.1855. 0100.3255. 01进料板汽相平均分子量mvfmkmolkgmymymbfafmvf/291.2900.188039. 0100.328039. 01塔釜液相平均分子量mlwmkmolkgmxmxmbwawmlw/511.1800.18035. 0100.32035. 01塔釜汽相平均分子量mvwmkmolkgmymymbwawmvw/642.2000.18187. 0100.32187. 01精馏段液相平均分子量1mlmkm

14、olkgmxmxmbaml/710.2800.187625. 0100.327625. 01111精馏段汽相平均分子量1mvmkmolkgmymymbamv/552.3000.18894. 0100.32894. 01111提馏段液相平均分子量2mlmkmolkgmxmxmbaml/121.2200.182925. 0100.322925. 01222提馏段汽相平均分子量2mvmkmolkgmymymbamv/966.2400.184954. 0100.324954. 012227 7、原料质量分数的计算、原料质量分数的计算已知：进料板摩尔分数，则其质量分数为55. 0fx685. 01855

15、. 013255. 03255. 0af塔顶摩尔分数，则其质量分数为953. 0dx 吉林化工学院化工原理课程设计 5986. 018)975. 01 (32975. 032975. 0ad塔顶摩尔分数，则其质量分数为043. 0wx0392. 018035. 0132035. 032035. 0aw表 2-2 物料衡算结果表8、理论塔板数的计算、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5382. 04480. 08115. 1975. 08115. 18115. 011n1ndnnxxrx

16、xrry提馏段操作线方程0159. 04556. 1035. 047.6935.3847.6912.1011mwmmxxvwxvly全塔相平衡方程nnnnnnnyyyyyyx188. 31计算过程如下所示：理论塔板数n值ny值nx备注10.9750.9095塔顶20.9460.818项目塔顶 d进料 f塔底 w温度c/65.1472.7595.32液相摩尔分数%/x0.9750.550.035液相甲醇质量分数%/0.98390.80390.1868相对挥发度4.174.023.61摩尔流量hkmol/31.657038.35摩尔质量kmolkg /31.6925.7318.51 吉林化工学院化

17、工原理课程设计 630.9040.70940.8560.60550.8090.52260.7440.429 进料板70.6080.28580.4000.14790.1980.059100.0710.019则 精馏段所需理论塔板数为 51611 nnt 提馏段所需理论塔板数为 （不包括再沸器）81912 mnt2.2 物性参数的计算物性参数的计算表 2-3 甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值1温度5060708090100 甲醇760751743734725716 水988.1983.2977.8971.8965.3958.4 甲醇0.3500.3060.2770.2510.225 水

18、0.4790.4140.3620.3210.288 甲醇18.7617.8216.9115.8214.89 水66.264.362.660.758.81、液体黏度、液体黏度的计算的计算lm应用数值插值法，计算过程如下：精馏段平均温度 ctttfd695.68225.7214.6521smpalmalma3117. 0306. 070.687035. 0306. 0607011smpalmblmb4191. 0414. 070.6870479. 0414. 0607011精馏段平均黏度为smpalm3372. 0255. 0975. 014191. 0255. 0975. 03117. 01 吉

19、林化工学院化工原理课程设计 7提馏段平均温度 ctttfw785.83275.7232.9522smpalmalma2671. 0251. 079.8390277. 0251. 0809022smpalmblmb3465. 0321. 079.8390362. 0321. 0809022提馏段平均黏度为smpalm3233. 0255. 0035. 013465. 0255. 0035. 02671. 022、塔效率、塔效率的估算的估算te运用 oconnell 法估算塔效率，即 245. 049. 0mlte塔顶、塔釜平均温度为ctttwd54.87203.9605.792根据温度-饱和蒸气

20、压关系式计算得 kpapa462.1440kpapb591.690由拉乌尔定律知 076. 2591.69462.14400bapp运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数397. 0358. 054.8732.88461. 0358. 025.8632.88xx同理，计算该温度下的液体黏度smpa444. 0361. 054.8790495. 0361. 0809011smpa553. 0444. 054.87100619. 0444. 08010022该温度下液体的黏度smpa510. 0397. 01553. 0397. 0444. 0则，全塔效率 451. 017. 43372. 049.

21、 0245. 0te实际塔板数 块（包括再沸器）2096.19451. 010ttpenn 吉林化工学院化工原理课程设计 8精馏段实际板数 块1165.10459. 05111ttpenn提馏段实际板数 块936. 9459. 05222ttpenn进料板位于第 块板处63、操作压强、操作压强的计算的计算mp塔顶压强，取每层塔板压降 ，则kpapd100kpap7 . 0进料板压强 1tdfnppkpap0 .1077 . 010100塔釜压强 1tdwnppkpap6 .1147 . 0120100精馏段平均操作压强 kpapppfdm5 .10420 .10710021提馏段平均操作压强

22、kpapppfwm95.10720 .1076 .114224 4、密度、密度的计算的计算m（1）液相平均密度ml应用数值插值法有：塔顶温度，则ctd14.653/888.7463 .74214,65702 .7543 .7426070mkgmldamlda3/424.9808 .97714.65702 .9838 .9776070mkgmldbmldb3/3781.749736.7499396. 01431.7439396. 01mkgmldmldbbdmldaadmld进料板温度，则ctf25.723/975.7401 .73041.86803 .7421 .7307080mkgmlfam

23、lfa3/45.9768 .97125.72808 .9778 .9717080mkgmlfbmlfb3/8894.801521.7413883. 01480.7343883. 01mkgmlfmlfbbfmlfaafmlf 吉林化工学院化工原理课程设计 9塔釜温度，则ctw25.953/212.7204 .71703.961001 .7304 .71790100mkgmlwamlwa3/62.9611 .72603.961005 .7371 .72690100mkgmlwbmlwb3/352.942606.7300333. 01442.7220333. 01mkgmlwmlwbbwmlwaa

24、wmlw所以，精馏段平均液相密度为31/6382.7752889.801387.7492mkgmlfmldml提馏段平均液相密度为32/1208.872277.73835.7302mkgmlfmlwml（2）汽相平均密度mv根据理想气体状态方程，有精馏段 31111/123. 115.273695,68314. 8553.305 .104mkgrtmpmvmmv提馏段 32222/908. 015.273785.83314. 8966.2495.107mkgrtmpmvmmv5 5、液体表面张力、液体表面张力的计算的计算m运用内差法计算，已知：塔顶温度，有ctd14.65mmnmdamda/2

25、8.1882.1714.657076.1882.176070mmnmdbmdb/22.656 .6214.65703 .646 .626070塔顶液体表面张力为mmnxxmdbdmdadd/45.1922.65975. 0128.18975. 01进料板温度，有ctf25.72mmnmfamfa/61.1729.1625.728028.1829.167080 吉林化工学院化工原理课程设计 10mmnmfbmfb/92.636 .6225,72803 .646 .627080进料板液体表面张力为mmnxxmfbfmfaff/45.3892.6355. 0161.1755. 01塔釜温度，有ctw

26、25.95mmnmwamwa/33.1529.1625.9510028.1829.1690100mmnmwbmwb/69.598 .5825.951007 .608 .5890100塔釜液体表面张力为mmnxxmwbwmwaww/14.5869.59035. 0133.15035. 01则，精馏段平均液体表面张力mmnfdm/95.2821提馏段平均液体表面张力mmnfwm/59.96226、液体比热容与汽化潜热的计算液体比热容与汽化潜热的计算表 2-4甲醇、水汽化热和比热容数据甲醇水汽化热热容汽化热热容温度kgkj /ckgkj/kgkj /ckgkj/40114983.23504.1786

27、0112888.34.18364 422476642153704294.195904.2041001330101.34.212 吉林化工学院化工原理课程设计 11运用插值法计算，已知：塔顶温度，有ctd14.65ckmolkjckgkjccpdapda/84.89/998. 229.9414.65803 .8829.946080ckmolkjckgkjccpdbpdb/331.75/1851. 4187. 414.6570183. 4187. 46070塔顶液体平均比热容为./45.89975. 01331.75975. 084.891kkmolkjxcxccdpdb

28、dpdapd进料板温度，有ctf25.75kkmolkjkkgkjccpfapfa/97.91/093. 314. 325.758001. 314. 37080ckmolkjckgkjccpfbpfb/42.75/129. 492. 225.758089. 292. 27080进料板液体平均比热容为ckmolkjxcxccfpfbfpfapf/52.8455. 0142.7555. 097.911塔釜温度，则ctw25.95ckmolkjckgkjccpwapwa/69.99/230. 329. 303.9610014. 329. 390100ckmolkjckgkjccpwbpwb/78.7

29、5/21. 496. 203.9610092. 296. 290100塔釜液体平均比热容为ckmolkjxcxccwpwbwpwapw/62.76035. 0178.75035. 066.991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 2-5 汽化潜热计算结果表汽化潜热kgkj /温度 ct甲醇 水平均值65.14dt1113.0942343.2191143.8575.25ft1110.4572264.4191128.6495.25wt997.79452229.6411106.73 吉林化工学院化工原理课程设计 127、精馏塔汽、液相负荷的计算、精馏塔汽、液相负荷的计算（1）

30、精馏段的汽、液相负荷汽相负荷 smmvvmvmvs/525. 0123. 13600533.3047.6036003111 hmmvvmvmvh/74.69123. 1553.3047.603111液相负荷 smmllmlmls/00032. 029.7413600710.2835.3836003111 hmmllmlmlh/152. 129.741358.3012.413111（2）提馏段的汽、液相负荷汽相负荷 smmvvmvmvs/53. 0908. 03600966.2447.6936003222 hmmvvmvmvh/47.69056. 2974.5447.693222液相负荷 smm

31、llmlmls/00615. 056.7343600966.2412.10136003222 hmmllmlmlh/00071. 056.734966.2412.10132222.3 热量衡算热量衡算1、塔顶上升蒸汽的热量、塔顶上升蒸汽的热量vqhkjnmtcvqmvdddpdv/515.4454593364.46126.82605.79534.13980.2322 2、残液带出的热量、残液带出的热量wqhkjtcwqwpww/2248.89354803.96441.175945.543、回流带入的热量、回流带入的热量rq采用泡点回流，则馏出口与回流口组成相同，即，cttdr14.65ckmo

32、ljccpdpr/48.89hkjtclqrprr/3148.94203914.6548.8912.314 4、进料带入的热量、进料带入的热量fq 吉林化工学院化工原理课程设计 13hkjtcfqfpff/56.204352425.7252.84705 5、塔顶馏出液的热量、塔顶馏出液的热量dqhkjtcdqdpdd/756.1160866114.6548.8935.386、冷凝器消耗的热量、冷凝器消耗的热量cqhkjqqqqdrvc/444.2351692756.11608613148.942039515.44545937 7、散于周围的热量、散于周围的热量iq取biqq1 . 08、加热蒸

33、汽代入的热量、加热蒸汽代入的热量bq全塔范围内列热量衡算式，有 且 iwvfrbqqqqqqcrdvqqqq即 fcwdbqqqqq9 . 0 56.2043524756.11608612248.893548444.2351692hkj /52.2625086则 hkjqb/77.9489684表 2-6 热量衡算计算结果：项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器平均比热容ckmolkj/84,52- 89.4876.62-热量hkjq/2043524.562351692.4441160861.756893548.222625086.522.4 塔和塔板主要工艺尺寸计算塔和塔板主要工艺尺寸计算1

34、、塔径的计算、塔径的计算以精馏段计算为例0398. 0703. 129.741647.6655703.125 . 05 . 0mvmlhhvlx取板间距 ，塔板清液层高度 mht45. 0mhl07. 0mhhylt38. 007. 045. 0液体表面张力时的气体负荷因子为mmn /202220185. 0139. 00162. 0181. 00648. 00162. 0yxyxyxc 223 . 0185. 03 . 00398. 0139. 00398. 00162. 03 . 0181. 00398. 00648. 00162. 00829. 0 吉林化工学院化工原理课程设计 14气体

35、负荷因子0815. 020349.180829. 0202 . 02 . 020mcc 液泛气速 smcumvmvmlf/127. 2123. 1123. 16382.7750815. 0 取泛点率为 0.7，则空塔气速 smuuf/489. 1127. 27 . 07 . 0所以，精馏段塔径 muvds67. 0489. 1525. 044 同理，计算得提馏段的塔径为 0.7m 按标准圆整后，精馏段和提馏段塔径均取 0.7m2、有效高度的计算有效高度的计算精馏段： mnhzpt6 . 31945. 0111提馏段： mnhzpt5 . 411145. 0122在进料口安装防冲设施，取进料板板

36、间距，且要求每 35 块板设计一个人孔，mhf8 . 0则全塔 20 块板应设计 3 个人孔，人孔处板间距mhp6 . 0所以，全塔有效高度为mhhzzzpf7 .106 . 038 . 05 . 46 . 32213、溢流装置计算、溢流装置计算（1）堰长塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。md7 . 0取 ,则堰长650. 0dlwmdlw455. 07 . 0660. 0650. 0（2）溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由弗朗西斯公式计算，近似取,则owh1emllehwhow00635. 0056. 1703.1211084. 21084. 23/233/23 mhl07.

37、0mhhhowlw06365. 000635. 007. 0同理，计算出提馏段 mhw0609. 0 吉林化工学院化工原理课程设计 15（3）弓形降液管宽度和截面积dwfa查图 3-16， 得 660. 0dlw15. 0dwdmwd105. 06 . 115. 01299. 066. 0166. 066. 0sin1sin2121dldldlaawwwtf又 222011. 26 . 144mdat2265. 00106. 2069. 0maf液体在降液管内的停留时间 s 符合要求5265.3700353. 045. 0265. 0stflha同理，计算出提馏段 s 符合要求574.16（4

38、）降液管底隙高度和液体流经底隙的流速0h0u 且 012. 0006. 00whhmhw06365. 0 取 029. 0023. 00hmh024. 00则 smhlluws/1381. 0024. 0056. 100351. 000 同理，提馏段 smu/2446. 004、塔板设计、塔板设计（1）塔的分块因 ，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 4 块，具体如下表所示：mmmmd8001600表 2-9 塔的分块塔径mm/1200800160014002000180024002000塔板分块数3456（2）边缘区宽度确定取边缘区宽度，入口安定区宽度,出口安定区宽度均取mwc04. 0sw

39、swm07. 0（3）开孔区面积计算 mwwdxcd52. 004. 0275. 02/6 . 12/ 吉林化工学院化工原理课程设计 16mwdrc75. 004. 02/6 . 12/ rxrxrxaa1222sin1802 75. 052. 0sin75. 0180473. 075. 0473. 021222 23047. 0m（4）筛孔计算及其排列本设计取筛孔直径，按正三角形排列，一般碳钢厚度mmd50mm3取，则孔中心距0 . 3/0dtmmt0 .150 . 50 . 3塔板上的筛孔总数 个7329424. 1151011581011582323aatn（5）开孔率因为筛孔按三角形排

40、列，则开孔率%08.105/15907. 0/907. 02200dtaaa气体通过筛孔的速度smavus/10.17424. 11008. 0525.1000同理，计算得提馏段smu/26.1705、筛板的流体力学验算、筛板的流体力学验算（1）干板阻力的计算ch6 . 05/3/01dx 0820.0261.0011.2/424.11008.0/02ftaaax则，流量系数732. 00782. 0441. 00682. 06 . 00820. 06 . 0228. 0082. 0514. 06 . 0115. 0670. 0441. 00682. 0228. 0514. 0115. 067

41、0. 022222121210xxxxxxc 开孔率，干板阻力按下式计算：%15 吉林化工学院化工原理课程设计 17mcuhlvc000246. 029.741703. 1732. 0532. 1051. 0051. 02200同理，计算出提馏段干板阻力 mhc0387. 0（2）气体通过液层的阻力的计算lh按有效流通面积计算气速 ，有ausmaavuftsa/466. 10265. 03846. 0525. 0 汽相动能因子 553. 1123. 1466. 1vaauf 充气系数为0625. 0417. 10757. 0379. 1355. 0971. 00757. 0355. 0971.

42、 0220aaff则 mhhll0313. 005. 06250. 00同理，计算出提馏段 smua/480. 1410. 1af6167. 00mhl0427. 0（3）液体表面张力的阻力的计算h精馏段液体表面张力 mdghlm00304. 0005. 081. 929.74110826.174430同理，计算出提馏段 mh00803. 0（4）塔板压降的计算pp 液柱高度 mhhhhlcp04459. 000304. 00413. 00363. 0 气体通过塔板的压降 kpapaghplpp7 . 025.33981. 929.74106956. 0同理，计算出提馏段的液柱高度 mhp05

43、17. 0kpapapp7 . 012.444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）液面落差对于的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的mmd1600，故液面落差可忽略不计。mmd1600（6）液沫夹带量设计中规定雾沫夹带量，本设计采用亨特（hunt）的经验式计算气体液体 kgkgev/1 . 0雾沫夹带量。 吉林化工学院化工原理课程设计 18按泡沫层相对密度为 0.4 计算，则塔板上鼓泡层高度mhhhllf175. 007. 05 . 25 . 24 . 0/ 雾沫夹带量气体液体 kgkghhueftav/0417. 0175. 045. 04

44、66. 110349.18107 . 5107 . 52 . 3362 . 36同理，计算出提馏段，均小于，所以，本设气体液体 kgkgev/0129. 0气体液体 kgkg/1 . 0计液沫夹带量在允许范围内。（7）漏液点气速owu本设计 ，所以，漏液点气速按下式计算mmmmhl3050owuvllowhhcu/13. 00056. 04 . 40 sm/49.10123. 1/6382.77500304. 007. 013. 00056. 084. 04 . 4稳定性系数0 . 25 . 163. 149.1010.170owuuk同理，计算得提馏段漏液点气速，稳定性系数，在设计smuow

45、/96. 80 . 25 . 193. 1k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，本设计塔板上不wtdhhh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： muhllhwsd000979. 0260. 0153. 0153. 0153. 022020 mhhhhdlpd11557. 0000979. 007. 004459. 0取 ，则 5 . 0mhmhhdwt12986. 01925. 0035. 045. 05 . 0同理，计算得提馏段 ，均符合设计mhd12289. 0mhmhhdwt12986. 019. 0要求。根据以上各项流体力学

46、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、塔板负荷性能图以精馏段为例计算（1）雾沫夹带线取极限值 ，已知式中气体液体 kgkgev/1 . 02 . 36107 . 5ftamvhhue 吉林化工学院化工原理课程设计 19 , , ，savu797. 2 3/2820. 215912. 0sflhmnm/10349.183mht35. 0整理，得 3/2065. 77287.20sslv同理，整理得提馏段雾沫夹带线 3/2296.10087. 1sslv在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中smls/33106 . 03100 . 13100 .

47、 33105 . 4smvs/310.6780.6360.5820.536smvs/321.0140.9520.8730.806根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线。（2）液泛线令，即 ，式中：wtdhhhdowwpwthhhhhh, 3/2562. 0sowlh 23/20106. 0251. 002386. 0sspvlh取 ，已知： ， ，整理，得5 . 0mhw035. 0mht45. 0 23/2255.1870935. 7639. 0sssllv同理，整理得提馏段液泛线 23/2201.1104319.10903. 0sssllv在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中s

48、mls/33106 . 03105 . 13100 . 33105 . 4smvs/310.7610.7070.5640.244smvs/320.9090.8630.7690.633根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线。（3）液相负荷上限线取液体在降液管中停留时间为,则s4smahlfts/00298. 04265. 045. 03min，作出液相负荷上限线，是一条与气体流量无关的垂直线。sv（4）漏液线已知 , 代入漏液点气速式 3/2562. 00351. 0sllh0minavusow，vllowhhcu/13. 00056. 04 . 40 吉林化工学院化工原理课程设计 20整理，得 3/

49、214664. 0010834. 0982. 2sslv同理，整理得提馏段漏液线 3/214664. 000549. 052. 3sslv在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中smls/33106 . 03105 . 13100 . 33105 . 4smvs/310.3250.3370.3510.363smvs/320.2850.3030.3250.342根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线。（5）液相负荷下限线取平直堰，堰上液层高度 作为液相负荷下限线的条件，整理得mhow005. 0smls/1037. 334min，作出液相负荷下限线，也是一条与气体流量无关的垂直线。sv（

50、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 吉林化工学院化工原理课程设计 21在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知 smvs/80. 03max,smvs/34. 03min,故操作弹性为：smvvss/35. 234. 080. 03min,max,同理可算出提镏段:smvvss/96. 23min,max,3.63.6 板式塔的结构板式塔的结构 .1 塔体结构塔体结构（1）(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

51、距，设计中通常取塔顶间距为(1.52.0)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： 塔底储液空间依储存液量停留 38 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； 吉林化工学院化工原理课程设计 22塔底液面至最下层塔板之间要留有 12m 的间距。 (3)人孔 对于 d1000mm 的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔 68 层塔板设一人孔。人孔直径一般为 450 mm600mm，其伸出塔体的筒体长为 200250 mm，人孔中心距操作平台约8001200mm。设人孔处的板间距

52、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； 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。 2、塔总体高度计算、塔总体高度计算 塔体总高度利用下式计算： （1）塔顶封头 本设计采用椭圆型封头，由公称直径 dn=700mm，=175mm，=40mm，1h2h 内表面积 a=0.6191 容积=0.0603。2m3m 则封头高度2

53、40112hhhmm （2）塔顶空间：设计中取塔顶间距，考虑到要安装除沫器,所以塔220.450.9hhmat顶空间取1.2m。dh（3）塔底空间fptffpdb12h =（n-n -n -1）h +n h +n h +h +h +h+hp 吉林化工学院化工原理课程设计 23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： mavtlhtb90. 15 . 15024. 00871. 0000953. 055 . 160(4) 人孔本塔具有 20 块塔板，需设置 3 个人孔，每个人孔直径为 450mm

54、，在设置人孔处板间距=600mm 。ph（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mmhf800(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,取裙座高mh32 塔体总高度： 21) 1(hhhhhnhnhnnnhbdppfftpf =3215. 09 . 12 . 16 . 038 . 0145. 0) 13120( =15.59m结束语结束语这次课设是对化工原理这门课程的一个总结，通过课程设计使我初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧。由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可