筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计

1、化工原理课程设计1西南石油大学化学化工学院西南石油大学化学化工学院课程设计报告课程设计报告 题题目：目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计班班 级：级：化工化工 9191 姓姓 名：名： 学学号：号： 指导教师：指导教师： 20122012 年年0707 月月 0101 日日化工原理课程设计1目录目录第一章 设计概述.2 1.1 设计题目.2 1.2 工艺条件.2 1.3 设计内容.2 1.4 工艺流程图.3第二章 塔的工艺计算.4 2.1 精馏塔全塔物料衡算 .4 2.2 主要数据参数的计算.52.2.1 乙醇水系统 t-x-y 数据（101.3KPa

2、即 760mmHg） .52.2.2 温度的计算.62.2.3 密度的计算.72.2.4 混合液体表面张力 .102.2.5 混合物的黏度计算.142.2.6 相对挥发度计算 .15 2.3 理论塔的计算 .15 2.4 塔径的初步设计.182.4.1 气、液相体积流量计算 .182.4.2 精馏段塔径的计算 .192.4.3 馏段塔径的计算 .21 2.5 溢流装置 .21化工原理课程设计22.5.1 堰长的计算 .21lW2.5.2 弓降液管的宽度和横截面积 .222.5.3 降液管底隙高度 .23 2.6 塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列 .242.6.1 塔板的结构尺寸 .242.6.2

3、 浮阀数目及排列 .25第三章 塔板的流体力学验算.28 3.1 气相通过浮阀塔板的压降 .28 3.2 液泛 .30 3.3 雾沫夹带.31 3.4 塔板负荷性能图 .32第四章 塔总体高度的设计.37 4.1 塔的顶部空间高度 .37 4.2 塔的底部空间高度 .38 4.3 塔总体高度 .38第五章 附属设备设计.39 5.1 全凝器计算 .39 5.2 料液料液泵设计计算 .40第六章 设计结果汇总.41第七章 主要符号说明.42第八章 参考文献.43第九章 设计小结.43化工原理课程设计3第一章第一章 设计概述设计概述1.11.1 设计题目设计题目筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计

4、1.21.2 工艺条件工艺条件生产能力：11100 吨/年（料液）年工作日：300 天原料组成：28%乙醇，72%水（摩尔分率，下同）产品组成：馏出液 78%乙醇，釜液 0.04%乙醇操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： 自选1.31.3 设计内容设计内容1 确定精馏装置流程，绘出流程示意图、塔器设备图。2 工艺参数的确定基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率，实际塔板数等。3主要设备的工艺尺寸计算板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。4流体力学计算流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。5 主要附属设备设计计

5、算及选型 塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。化工原理课程设计41.41.4 工艺流程图工艺流程图乙醇水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液

6、体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。流程示意图如下图图图 1-11-1化工原理课程设计5第二章第二章 塔的工艺计算塔的工艺计算2.12.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算原料液中： 设 A 组分乙醇；B 组分水乙醇的摩尔质量：M 乙=46.07 kg/kmol；水的摩尔质量： M 水=18.02 kg/kmolF：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分数，下同）FxD：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成DxW：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成Wx进料液的摩尔分数：28. 002.18/ )505. 01 (07

7、.46/505. 007.46/505. 0Fx塔顶组成：=0.78；底组成：=0.04%DxWx平均摩尔质量 M =0.2846+（1-0.28）18=25.84 kg/kmolFM= 0.7846+ (1-0.78) 18=39.84kg/kmolDM=0.000446+（1-0.0004）18=18.01kg/kmolW物料衡算 28/ 4613.228/ 4672/18780.04F=59.67koml/hFDWxxx原料乙醇组成：塔顶组成： 塔底组成： 进料量： 由总物料守恒有：F+S=W+D对乙醇有：F*Xf = W*Xw + D*Xd对于直接蒸汽加热有：V= S , L= WV=

8、 V (1-q)*F , L= L + q*F对于泡点加料有：V= V ，L= L + F又V=(R+1)D ,L=R*D化工原理课程设计6L= W = R*D+F ,S = (R+1)*D要算得流出液，釜夜及加热蒸汽的量，得先算出最小回流比及回流比。2.22.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算.1 乙醇乙醇水系统水系统 t-x-yt-x-y 数据（数据（101.3KPa101.3KPa 即即 760mmHg760mmHg）表表 2-12-1 乙醇乙醇水系统的气液平衡数据水系统的气液平衡数据乙醇摩尔数/%乙醇摩尔数/%沸点 t/液相气相沸点t/液相气相99.90.0040

9、.0538227.356.4499.80.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.22780.148.9264.70079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978

10、.2783.8784.9183.7517.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41化工原理课程设计7Xf =28，Xd = 78， Xw = 0.04（均为百分数%）由表得： Tf=90.23 Td=78.42 Tw=100.54Yf=0.65 Yd=0.84 Yw= 0.32y = *x/(1+(-1)*x)=y(x-1)/(x*(y-1)f=0.65*(1-0. 28)/(1-0.65)*0. 28)=4.776d=0.84*(1-0. 78)/(0. 78*(1-0.84)=1.481w=0.32*(1- 0.04%)/( 0.

11、04%*(1-0.32)=1176=(5.06*0.206*58.81)(1/3)=3.442q=1，Xq=Xf=0.28,Yq=3.442*0.28/(1+2.442*0.28)=0.572Rm/(Rm+1)=(0.78-0.572)/(0.78-0.28)=0.416Rm=0.712取 R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28S=(R+1)*D=2.28D由:F+S=W+D 且 F*Xf = W*Xw + D*Xd有：59.67+2.28D = D + W 59.67*0.28=D*0.78+W*0.0004得:D=21.38kmol/h W=87.04 kmol/h S=48.76

12、kmol/h.2 温度的计算温度的计算图 2-1t-x-y 图0.462 79.770.16 90.470758085909510000.81x(y)化工原理课程设计8由 t-x-y（图二）图可知: 进料温度：=81.02 塔顶温度 t=78.52，塔底温度 t= tFDw99.9，精馏段平均温度 =79.77t12FDtt252.7802.81提馏段平均温度 =90.46t22Fwtt29 .9902.8.3 密度的计算密度的计算已知：混合液密度依式 =（a 为质量分数，为平均相对分子质L1BBAAaaM量）混合汽密度 依式 0022.4v

13、PMRTM塔顶温度：=78.52Dt气相组成： =80.41%78.478.2778.5278.2781.83 84.9110084.91DyDy进料温度：=81.02Ft气相组成： =69.22%87.985.281.0285.239.1647.4910047.49FyFy塔釜温度：=99.9wt气相组成： =5.61%95.891.399.9891.316.3429.9210029.92wywy精馏段：液相组成： 1x1/2DFxxx153.1x 气相组成： 1y1/ 2DFyyy174.86%y 化工原理课程设计9所以 =46*0.531+18*(1-0.531)=32.87kg/kmo

14、l1LM=46*0.7486+18*(1-0.7486)=38.96kg/kmol1VM提馏段液相组成： 2x2/2wFxxx214.02%x 气相组成： 2y2/2wFyyy237.38%y 所以 2246 0.1402 181 0.140221.93/46 0.3738 181 0.373829.30/LVMkg kmolMkg kmol表表 2-22-2 不同温度下乙醇和水的密度不同温度下乙醇和水的密度 温度/3/ckg m3/wkg m温度/3/ckg m3/wkg m80735971.895720961.8585730968.6100716958.490724965.3求得在以下的乙

15、醇和水的密度（单位：）3/kg m385808578.5278.52723.5/730735730DCDCDtCkg m 385808578.52972.76/968.6971.8968.6WDWDkg m 310.92581 0.9258749.22/723.5972.76DDkg m 390859081.0281.02725.02/724730724FCFCFtCkg m 化工原理课程设计10390859081.02971.79/965.3968.6965.3WFWFkg m 310.2651 0.265889.23/725.02971.79FFkg m 3W1009599.99599.9

16、715.8/716720720WCCWtCkg m 310.04971 0.0497950.81/715.8971.79WWkg m 所以 3132819.22/2920.02/2FDLFWLkg mkg m=25.84 kg/kmol46118LDDDMxx=39.84kg/kmol46118LFFFMxx=18.01kg/kmol46118LWWWMxx132.84/2LDLFLMMMkg kmol221.92/2LWLFLMMMkg kmol4611840.53/VDDDMyykg kmol4611835.33/VFFFMyykg kmol4611820.75/VWWWMyykg kmo

17、l137.93/2VDVFVMMMkg kmol228.04/2VWVFVMMMkg kmol1.293 105.325 22.4 35.331.268.3145273.1581.0229VF化工原理课程设计111.293 105.325 22.4 40.531.458.3145273.1578.2029VD1.293 105.325 22.4 20.750.718.3145273.1599.929VW 311.26 1.451.355/2Vkg m321.260.710.985/2Vkg m.4 混合液体混合液体表面张力表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 1/

18、41/41/4mswwsoo 注：0000000wwwwwwwx Vx Vx Vx Vx Vx V 000/swswswsssx VVx VV 2/3/2/3lg0.441q woowwwVqBQVTq , 2lg1swswsosoABQA , , 式中下角标，w,o,s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo 指主体部分的分子数，Vw、Vo 主体部分的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力，对乙醇q = 2。 63.58CCDCDmVmL64.23CCWCWmVmL 51.73CCFCFmVmL18.52WWFWFmVmL 18.50WWDWDmVmL18.79WWWWWmVmL化工原

19、理课程设计12表表 2-32-3 不同温度下乙醇和水的表面张力不同温度下乙醇和水的表面张力温度/708090100乙醇表面张力/10-3N/m21817.1516.215.2水表面张力/10-3N/m264.362.660.758.8求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1）,DFWttt乙醇表面张力：908081.028016.5916.2 17.1517.15CFCF , 807078.207017.5517.15 1818CDCD , 1009099.59015.2515.2 16.216.2CWCW , 水表面张力： 908060.762.662.0181.028062.6

20、WFWF , 807062.664.363.0978.207064.3WDWD , 1009058.860.761.1299.99060.7WWWW , 塔顶表面张力：2211DWDWDCDDCDDWDDCDxVx VxVx V21 0.7818.500.78 63.58 1 0.7818.500.78 63.580.00602lglg0.00602.234WDCDB 化工原理课程设计132/32/30.4410.7221CDCDWDWDVqQVTq 2.2340.72212.9555ABQ 联立方程组： 2lg1SWDSWDSCDSCDA , 代入求得： 0.976SWDSCD=0. 024

21、 , 1/41/41/40.02462.890.97617.2917.93DD , 原料表面张力：2211FWFWFCFFCFFWFFCFxVx VxVx V21 0.12418.590.124 63.051 0.12418.590.124 63.051.4072lglg1.4070.1484WFCFB2/32/30.4410.7395CFCFWFWFVqQVTq 0.14840.73950.5911ABQ 联立方程组： 2lg1SWFSWFSCFSCFA , 代入求得： 0.606SWFSCF=0. 394 , 1/41/41/40.39461.590.60616.6429.36FF , 塔

22、底表面张力：2211WWWWWCWWCWWWWFCWxVx VxVx V化工原理课程设计142(1 0.02) 18.720.02 63.901 0.0218.720.02 63.9013.422lglg13.421.128WWCWB2/32/30.4410.709CWCWWWWWVqQVTq 1.1280.7090.419ABQ联立方代入求得： 0.227SWWSCW=0. 773 , 1/41/41/40.77359.730.22715.6945.75WW , （1）精馏段液相表面张力=12/)(DF65.232/ )93.1736.29(mPa s（2）提馏段液相表面张力： 22/ )(

23、WF56.372/ )75.4536.29(mPa s.5 混合物的黏度计算混合物的黏度计算表表 2-42-4 水在不同温度下的黏度水在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 温度黏度mPa s 810.3521900.3165820.3478910.3130表表 2-52-5 乙醇在不同温度下的黏度乙醇在不同温度下的黏度温度黏度mPa s 800.4951000.361化工原理课程设计15=79.77查表得： =0.3486mPa.s =0.483 mPa.st1水醇=90.46查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.st2水醇精馏段黏度11110.403 0.

24、531 0.34861 0.5310.4121xxmPa s醇水 提馏段黏度22210.1401 0.4270.3157 (1 0.1402)0.3312xxmPa s醇水 .6 相对挥发度计算相对挥发度计算由 =0.6922 =0.28 yFxFF0.69221 0.69220.281 0.286.12由 =0.8041 =0.78 =1.13yDxDD0.80411 0.80410.781 0.78由 =0.0561 =0.0004 yWxWW0.05611 0.05610.00041 0.0004140.89（1）精馏段相对挥发度16.12 1.122.79（2）提馏段相

25、对挥发度 26.12 140.89 理论塔的计算理论塔的计算理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图解法。根据 1.01325105Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线，即 xy 曲线图，并绘出最小回流比图。图图 2-22-2 确定最小回流比的计算确定最小回流比的计算化工原理课程设计16q=1，Xq=Xf=0.28,Yq=3.442*0.28/(1+2.442*0.28)=0.572Rm/(Rm+1)=(0.78-0.572)/(0.78-0.28)=0.416Rm=0.712取

26、R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28已知：精馏段操作线方程：=0.5617x+0.122910.67160.272511DnnxRyxxRR提馏段操作线方程：13.42140.0684DFnnnDxFxLyxxVV图图 2-32-3 图解法求理论板数图解法求理论板数化工原理课程设计17在图上作操作线，由点（0.78，0.78）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.0004 为止，由此得到理论 NT=13 快，加料板为第 10 块理论板。板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行

27、的程度。板效率可用奥康奈尔公式：计算。0.2450.49TLE其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液L相粘度 mPa.s。（1）精馏段已知 =2.79 = 0.41211=0.49=0.479 =20 块ET)4121. 079. 2 (245. 0P精ENTT479. 010为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 21 块板。化工原理课程设计18（2）提馏段已知 =30.21 =0.33122=0.49=0.281 =11 块TE)3312. 021.30(245. 0 提ENTT281. 03为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 12 块板。全塔所需实际塔板数：

28、= + =21+12=33 块NPP精 提全塔效率：1339.393%33TTPNEN%=加料板位置在第 21 块塔板2.42.4 塔径的初步设计塔径的初步设计.1 气、液相体积流量计算气、液相体积流量计算根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得： Rm=0.712 R=1.8 Rm=1.8*0.712=1.28（1）精馏段D=21.38kmol/h W=87.04 kmol/h S=48.76kmol/h L=R*D=1.28*54.46/3600=0.0193 kmol/h V=(R+1)*D=2.28*54.46/3600=0.0357 kmol/h 则质量流量： L

29、1=32.84*0.0193=0.5924kg/s；V1=21.92*0.0357=0.9781 kg/s 则体积流量：4311131110.59247.24*10/819.220.97810.891/1.355SLSVLLmsVVms（2）提馏段 q=1.0化工原理课程设计19L=L+qF=0.0193+1.28*0.1255=0.1768kmol/s V=V+(q-1)F=0.0357 kmol/s则质量流量：L2=1.244 kg/s V2=0.790 kg/s则体积流量：3322232221.2441.32 10/920.020.7900.912/0.985SLSVLLmsVVms2.

30、 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算有=(安全系数)，安全系数=0.60.8，uumaxVVLcumax式中可由史密斯关联图( (图图 2-4)2-4)c横坐标数值： 11224117.24 1010.01320.97811819.22()()1.355SSLVLV取板间距 则-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0化工原理课程设计20查图可知 071. 020c=c0.20.2201(0.0710.08123.65)()2020cmax820.75 1.240.0711.8251.24u=0.7=0.7 D=1.126uumax1.825 1.278114uVS4

31、 1.033.14 0.891圆整 塔截面积1.42mD221.56014TmAD实际空塔气速为 =1u1.278/1.5601m s0. 890.3 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算横坐标数值为4 11223221.32 1020.0510.9122920.02()()0.985SSLVLV取板间距 则-mHT4 . 0mHL06. 0HTmHL34. 0查图可知 074. 020c=c0.20.2202(0.0740.0891437.56)()2020cmax925.430.860.08562.807/0.86m su=0.7=0.7 =0.797muumax2.807

32、1.965/m s2224 0.9123.14 1.9654SVDu圆整 ,均取=1m 塔截面积 mD1DmDAT221304. 14化工原理课程设计21实际空塔气速为 =2u1.9650.9121. 978由于精馏段与提馏段塔径相差不大,故塔径都取 1.3m。2.52.5 溢流装置溢流装置2 .1 堰长堰长的计算的计算lW取=0.65=0.65 1.3=0.845mlWD本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度按下式计算hOW=(近似取 E=1)hOW)(32100084. 2lLwhE（1）精馏段：=hOW2332.840.008710003600 4.212 10(

33、)0.845m堰高 =0.06-0.0087=0.0507mhhhOWLw（2）提馏段：=hOW2332.840.017510003600 12.384 10()0.845m堰高 =0.06-0.0175=0.0415mhhhOWLw.2 弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积 图图 2-52-5化工原理课程设计22查图得 =0.1814. 0AATFDWD则 21583. 01304. 114. 0mAF0.18 1.3 0.20DmW验算降液管内停留时间精馏段： 130.1583 0.454.121.17 10s提馏段：230.1583 0.418.413.44

34、10s停留时间5s 故降液管可以使用.3 降液管底隙高度降液管底隙高度图图 2-62-6 降液管示意图降液管示意图化工原理课程设计23（1）精馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/14. 00m 取31001.17 100.01120.845 0.14SWLhl u00.01hm（2）提馏段：取降液管底隙流速 ,则smu/14. 00m 取31003.44 100.03280.845 0.14SWLhl u00.03hm2.62.6 塔板的塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列结构尺寸、浮阀数目及排列采用斤型重阀，重量为 32g，孔径为 39mm。2.6.1 塔板的结构尺寸塔板的结构尺寸

35、由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。图图 2-72-7 分块式塔板示意图分块式塔板示意图化工原理课程设计24本设计塔径 D=1.3m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。.2 浮阀数目及排列浮阀数目及排列（1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=11，孔速为：=9.54801u001V1Fu111.355m/s每层塔板上的浮阀数目为：=109 个12001VNd u4S20.8910.0399.6480. 785（）取边缘区宽度 Wc=0.06m，破沫区宽度 Ws=0.06m。计算塔板上的鼓泡区面积，按式计

36、算2221aRA2sin180Rxx Rx其中：DSD1.3W +W0.180.060.3522xm（）=cD1.3RW0.060.5522m化工原理课程设计25所以：=0.722aA2223.14 0.550.3520.350.550.35sin1800.55arc2m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=0.075m则排间距：=0.095matAtN0.722111 0.07因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 0.095m，而应小些，故取=0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排t得阀数目为 115 个。图图

37、2-82-8 精馏段浮阀数目的确定精馏段浮阀数目的确定按 N=115，重新核算孔速及阀孔动能因子：=9.01 =9.01=10.51501u20.8913.140.0391154（）m/s01F1.355阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。化工原理课程设计26塔板开孔率=12.78%01u100%u1.134100%9.01（2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为：=11.50F02uV002Fu110.938m/s每层塔板上的浮阀数目为：=96 个s22002VNd u420.7900.7850.03911.5（）取 t=0.070m 则排间距：atAtN0.135396 0.07m

38、0. 715=同上取t=90mm，则排得阀数目为 101 个。图图 2-92-9 提馏段浮阀数目的确定提馏段浮阀数目的确定按 N=101，重新核算孔速及阀孔动能因子：化工原理课程设计27s20222V0.790u10.05m/s0.7850.039101d N402F10.050.94810.11阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。塔板开孔率02u1.158100%=11.02u10.05第三章第三章 塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算3.13.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降根据，计算。pclhh +hhLpph g 1.精馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250

39、c173.173.1u9.005m/s1.355V因，故01u0c1u22v101c11u1.355 9.548h5.345.340.041m22 9.8 819.22Lg（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.06m，l0Lhh0.5 0.060.03m（3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：pc11hh +h0.041 0.030.071m1L1p1ph g=0.071 819.22 9.8=561.56Pa化工原理课程设计282.提馏段：（1）干板阻力：1.8251.8250c273.173.1u10.71m/s0.985V因，

40、故02u0c2u22V202cL2u0.985 11.5h5.345.340.0324m22 9.8 920.02g（2）板上充气液层阻力：取则0L0.5h0.06m，20Lhh0.5 0.060.03mL （3）液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为：p2h0.03240.030.0624m=570pa2L2p2ph g=920.02 0.0624 9.8p3.23.2 液泛液泛为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度，dTwHHh即dpLh +hhdH 1.精馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07mph（2）液体通过

41、降液管的压头损失：2231d07.24 10h0.1530.1530.00320.845 0.0112swLml h（3）板上液层高度化工原理课程设计29，则Lh0.06mdpLh +h +h0.00320.060.070.1332dHm取，已选定51TwHmhm，则T0.50.040.0510.2255TwHhm可见，所以符合防止液泛的要求。11dTwHHh2.提馏段：（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度：p2h0.0631m（2）液体通过降液管的压头损失：223d203.44 10h0.1530.1530.00290.845 0.0328swLml h（3）板上液层

42、高度，则Lh0.06md2pLdh +h +h0.0631 0.00290.060.1260Hm取，已选定0.50.4 ,0.042TwHm hm则，420.221TwHhm可见，所以符合防止液泛的要求。d2H2TwHh3.33.3 雾沫夹带雾沫夹带泛点率：=1.36100%sVVsLLVFbL ZKC A板上液体流经长度：=LZ21.32 0.180.94dDWm 化工原理课程设计30板上液体流经面积：221.13042 0.15830.8138bTFAAAm 取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.10FC(1)精馏段： 1111111.36100%VsSLLVFbV

43、L ZKC A泛点率=31.3550.8911.36 7.24 100.84819.22 1.35565.6%1.0 0.10 0.8138对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算知，雾沫夹带能够满足0.11（液/气）的要求。ve(2)提馏段：取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.101 则FC泛点率1.36100%VssLLVFbVL ZKC A31.3090.9481.36 3.44 100.84918.540.94855.53%1.0 0.10 0.8138由以上计算知，符合要求。3.43.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图1.雾沫夹带线化工原理课程设计3

44、1泛点率1.36100%VsSLLVFbVL ZKC A=据此可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率 80%计算。（1）精馏段1.351.36 0.84819.22 1.351.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.04061.1424SSSSVLVL , 即=1. 6034-26. 943由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls 值，可算出 Vs。（2）提馏段0.9851.36 0.84920.020.9851.0 0.10 0.8138SSVL0. 8=整理得：0.06510.03271.1424SSSSVLVL , 即=1. 9908-34.

45、 936在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。SLSV表表 3-13-1 雾沫夹带线数据雾沫夹带线数据精馏段提馏段3/SLcms3/SVcms3/SLcms3/SVcms0.00614417420.0011.9558640.0021.5495140.0051.816120.001415656800.0131.5366320.011.333970.0141.501696化工原理课程设计32由上述数据即可作出雾沫夹带线2.液泛线根据pLclLh +h +hh +h +h +h +hTwddHh确定液泛线，由于很小，故忽略式中的hh22/3200036002.845.340.153121000vs

46、sTwwLwwuLLHhhEgl hl其中 0204sVud N（1）精馏段：22/3200036002.845.340.153121000vssTwwLwwuLLHhhEgl hl0204sVud N22/321112241.3550.2215.3416.71.401.50.051 0.7872 9.8 0.7851150.039819.22SSSVLL整理得： 222/31116.4995917.251.51SsSVLL在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表 4-2：sLsV表表 3-23-2 精馏段液泛线数据精馏段液泛线数据SL0.0050.00550.0060.00

47、65SV2.60212.0033481.3547810.66217由上表数据即可作出液泛线。化工原理课程设计33（2）提馏段：同理可得：222/32228.41 13131.4761.30SSSVLL 在操作范围内任取两个值，可求出与之对应的值，计算结果列于表 4-3：sLsV表表 3-33-3 提馏段液泛线数据提馏段液泛线数据2SL0.0010.010.0120.0142SV7.7943684.2666343.3217232.291745由上表数据即可作出液泛线。液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 35s。液体在降液管中停留的时间由下式：3 5FTsA HsL 以

48、作为液体在降液管内停留时间的下限，则：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。3.漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则由知：1F05F 2004sVd Nu（1）精馏段：231 min3.145()0.0391150.601/41.355SVms（2）提馏段： 232min3.145()0.0391010.610/40.985SVms据此可作出与液体流量无关的漏液线。化工原理课程设计344.液相负荷下限线取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下限线，该线0.006owhm为与气相流量无关的竖直

49、线。由式： 2/3min36002.840.0061000swLEl取E=1. 0则： 3/23min0.006 10000.000677/2.84 1.03600wSlLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷下限线。5.液相负荷上限线液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 35s。液体在降液管中停留的时间由下式：3 5FTsA HsL 以作为液体在降液管内停留时间的下限，则：5s3max0.1583 0.4()0.0127/5FTsA HLms据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。根据以上数据作出塔板负荷性能图图图 3-13-1 精馏段负荷性能图精馏段负荷性能图化工

50、原理课程设计35精馏段负荷性能图00.511.522.500.0050.010.015Ls1/(m3/s)Vs1/(m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线由塔板负荷性能图可以看出：1.在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。2.塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。3.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。 3max1.65/SVms气相负荷下限。 3min0.54/SVms所以，精馏段操作弹性=1.65/0.54=3.05 。图图 3-23-2 提馏段负荷性能图提馏段负荷性能图化工原理课程设计36提馏段负

51、荷性能图012345678900.0050.010.015LS2/(m3/s)VS2/(m3/s)物沫夹带线液泛线液相负荷上限线漏液线液相负荷下限线操作线由塔板负荷性能图可以看出：4.在任务规定的气液负荷下的操作点 p（设计点）处在适宜的操作区内的适中位置。5.塔板的气相负荷上限完全由液沫夹带控制，操作下限由漏液控制。6.按固定的液气比，由图查出塔板的气相负荷上限。 3max2.1/SVms气相负荷下限。 3min0.72/SVms所以，提留段操作弹性=2.1/0.72=2.91 。第四章第四章 塔总体高度的设计塔总体高度的设计4.14.1 塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指

52、塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。化工原理课程设计374.24.2 塔的底部空间高度塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取10min。V 釜液=0.003016001.809m332324141()()(1.8093.14 0.6)(3.14 0.6 )1.783232WWHVRRm4.34.3 进料板空间高度进料板空间高度 进料段空间高度取决于进料口的结构型式和物料状况，一般 FHFH 比大，有时要大一倍。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安 TH 装防冲实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，应保证这些实施的

53、安装。FH4.44.4 塔总体高度塔总体高度由下式计算：(2)1.2(3322) 0.42 0.80.8 1.7822.58DTTFWHHNS HSHHHm 式中：-塔顶空间高度，m-塔板间距，m-开有人孔的塔板间距，mDHTHTH -进料段空间高度，m -塔底空间高度，mN实际塔板数；FHWH S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间人孔）本设计的塔体总高：H=22.58m。化工原理课程设计38第五章第五章 附属设备设计附属设备设计5.15.1 全凝器计算全凝器计算取水进口温度为 25，水的出口温度为 40，V =2.6Kg/s；塔顶出口气体的温度为78.3，在此温度下：=0.83730+（1-

54、0.83）1564=871.78kJ/kgmr=2.60871.78=2266.63 KJ/smCVQ 39.45253 .78403 .78ln/253 .78403 .78mtA=266.6839.458 . 0/63.22661 . 1/1 . 1mtkQm取安全系数 1.1,则实际传热面积为 75.532m作为传热管，管心距 PT 为 32mm5 . 225传热管长度定为 3m，根据传热面积计算管的根数 n：2923025. 014. 366.6800ldAn换热器的直径同上求法，其中 PR=32/25=1.28，CL=1，CTP=0.85mLdAPCTPCLDR70. 03025.

55、028. 153.7585. 01637. 0637. 020020则 Do=0.70m，管程为 6，管子根数 4，换热管长度为 3000mm 换热面积为5 . 225105.0，管子按正三角形排列。G-700-4-105-120-62m化工原理课程设计395.25.2 料液料液泵设计计算料液料液泵设计计算进料液质量流率：、59.5462 25.8741456.9/GFFFMKg h 密度： 3880.34/MFLKg m则料液体积流率:31456.91.72/880.34MFGFLFVmh取管内流速 uD =1.5m/s则回流管直径 4 1.72436000.023.14 1.5FVdmu取

56、回流管尺寸为 mm5 . 228则实际流速为221.7236001.20/0.785 0.0234FVum sd设料液面至加料孔为 10m，90O标准弯头两个，180O回弯头一个，球心阀（全开）1 个，则有关管件的局部阻力系数分别是：进口突然收缩： =0.590O标准弯头： =0.75180O回弯头： =1.5球心阀（全开）： =6.4则总的局部阻力系数为：=0.75+6.4+0.5+1.5=9.92由上面设计可知：进料液密度为：、3889.23/FKg m 粘度：0.495FmPa s则430.028 1.20 889.23Re69734100.495 10du湍流对于水力光滑管，当 Re=30001105时，摩擦系数可由下式计算：0.250.2500.3164Re0.3164 697410.3560/WmC 进料板压力pF = 101.3+0.710=108.3 kPa kPap7表化工原理课程设计4022101.200.35609.98.67820.0282 9.81fluHmdg在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：37 10108.