化工原理课程设计乙醇水 筛板式精馏塔的设计

1、化工原理课程设计任务书1、设计题目：乙醇水 筛板式精馏塔的设计2、工艺操作条件：工艺条件：进料乙烯含量（表内）% (摩尔百分数，下同)；年开工8000小时。塔顶乙醇含量不低于（表内） ，釜液乙醇不高于含量（表内）%设计条件：常压 （绝压） 塔顶全凝器 泡点回流 单板压降 塔顶浓度为含乙醇93%（摩尔分率），产量为2万吨/年；塔釜为饱和蒸汽间接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0.3%（摩尔分率）；（，摩尔分率）：=20塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：R=Rmin 。3、设计任务：完成工艺设计与计算，画出塔板负荷性能图，有关附属设备的设计与选型，绘制工艺流程图和塔的工艺条件图，编写设计

2、说明书。目录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc248576680 化工原理课程设计任务书I HYPERLINK l _Toc248576681 摘 要 PAGEREF _Toc248576681 h I HYPERLINK l _Toc248576682 前 言 PAGEREF _Toc248576682 h 1 HYPERLINK l _Toc248576683 查 新 PAGEREF _Toc248576683 h 1 HYPERLINK l _Toc248576684 绪 论 PAGEREF _Toc248576684 h 1 HYPERLINK l _T

3、oc248576685 设计背景 PAGEREF _Toc248576685 h 1 HYPERLINK l _Toc248576686 设计方案 PAGEREF _Toc248576686 h 1 HYPERLINK l _Toc248576687 1.3 设计思路 PAGEREF _Toc248576687 h 1 HYPERLINK l _Toc248576689 选塔依据 PAGEREF _Toc248576689 h 1 HYPERLINK l _Toc248576690 第一章 精馏塔的工艺设计 PAGEREF _Toc248576690 h 1 HYPERLINK l _Toc2

4、48576691 全塔工艺设计计算10 HYPERLINK l _Toc248576692 产品浓度的计算和进料组成确定10 HYPERLINK l _Toc248576694 1.1.2平均相对挥发度的计算10 HYPERLINK l _Toc248576695 1.1.3最小回流比的确定11 HYPERLINK l _Toc248576696 1.1.4物料衡算11 HYPERLINK l _Toc248576697 1.1.5精馏段和提馏段操作线11 HYPERLINK l _Toc248576698 1.1.6逐板法确定理论板数及理论加料板位置11 HYPERLINK l _Toc24

5、8576699 1.1.7全塔效率、实际塔板数及加料位置13 HYPERLINK l _Toc248576700 第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算14 HYPERLINK l _Toc248576701 2.1 塔的工艺条件及物性数据计算14 HYPERLINK l _Toc248576702 2操作压强 P14 HYPERLINK l _Toc248576703 操作温度 T14 HYPERLINK l _Toc248576704 塔内各段气、液两相组分的平均分子量15 HYPERLINK l _Toc248576705 精馏段和提馏段各组分的密度15 HYPERLINK l _Toc2

6、48576706 液体表面张力的计算18 HYPERLINK l _Toc248576707 液体粘度m21 HYPERLINK l _Toc248576707 2.1.7相对挥发度22 HYPERLINK l _Toc248576707 2.1.8混合物的粘度22 HYPERLINK l _Toc248576708 2.1.9气液负荷计算22 HYPERLINK l _Toc248576709 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算23 HYPERLINK l _Toc248576710 塔径 D23 HYPERLINK l _Toc248576711 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定24 HY

7、PERLINK l _Toc248576712 塔板布置25 HYPERLINK l _Toc248576713 筛孔数 n 及 开孔率 26 HYPERLINK l _Toc248576714 塔有效高度Z26 HYPERLINK l _Toc248576715 塔高的计算27 HYPERLINK l _Toc248576716 筛板塔的流体力学校核27 HYPERLINK l _Toc248576717 板压降的校核27 HYPERLINK l _Toc248576718 液沫夹带量eV的校核28 HYPERLINK l _Toc248576719 漏液点的校核28 HYPERLINK l

8、 _Toc248576720 溢流液泛条件的校核28 HYPERLINK l _Toc248576721 塔板负荷性能图29 HYPERLINK l _Toc248576722 漏液线29 HYPERLINK l _Toc248576723 液沫夹带线29 HYPERLINK l _Toc248576724 2.4.3 液相负荷下限线30 HYPERLINK l _Toc248576725 2.4.4 液相负荷上限线31 HYPERLINK l _Toc248576726 溢流液泛线31 HYPERLINK l _Toc248576727 2.4.6 塔气液负荷性能图32 HYPERLINK

9、l _Toc248576728 2.4.7 热量衡算：33 HYPERLINK l _Toc248576729 第三章 塔的附属设备的计算36 HYPERLINK l _Toc248576730 塔顶冷凝器设计计算36 HYPERLINK l _Toc248576731 3.1.1 确定设计方案36 HYPERLINK l _Toc248576732 3.1.2 确定物性数据36 HYPERLINK l _Toc248576733 3.1.3热负荷Q的计算36 HYPERLINK l _Toc248576733 3.1.4传热面积的计算36 HYPERLINK l _Toc248576734

10、3.1.5换热器工艺结构尺寸37 HYPERLINK l _Toc248576735 3.1.6 核算总传热系数K038 HYPERLINK l _Toc248576736 1.管程表面传热系数计算39 HYPERLINK l _Toc248576736 2. 计算壳程对流传热系数39 HYPERLINK l _Toc248576736 3. 确定污垢热阻RS39 HYPERLINK l _Toc248576736 4. 核算总传热系数K039 HYPERLINK l _Toc248576736 5. 传热面积裕度40 HYPERLINK l _Toc248576736 3.1.7 壁温核算4

11、0 HYPERLINK l _Toc248576736 3.1.8 换热器内流体的流动阻力（压降）40 HYPERLINK l _Toc248576737 3.2 接管设计41 HYPERLINK l _Toc248576738 进料管41 HYPERLINK l _Toc248576736 3.2.2 回流管41 HYPERLINK l _Toc248576739 釜液出口管42 HYPERLINK l _Toc248576740 塔顶蒸汽管42 HYPERLINK l _Toc248576741 加热蒸汽管42 HYPERLINK l _Toc248576742 管线设计结果表42 HYP

12、ERLINK l _Toc248576743 3.3 泵的选型43 HYPERLINK l _Toc248576744 第四章 设计结果汇总45 HYPERLINK l _Toc248576745 结束语47 HYPERLINK l _Toc248576746 参考文献48 HYPERLINK l _Toc248576747 主要符号说明49 HYPERLINK l _Toc248576748 附 录51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并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

13、工等工业生产中中占有重要的地位。为此，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重要的。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。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，我调试出塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏

14、过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。具体结果如下：主要参数：； 理论板数NT=15块，第5块为加料板。实际板数Np=34块，进料位置为第10块板。其中精馏塔为等径塔，（D1m）、（D2=），板间距为上宽（NT1m）下窄（NT2m）总体塔高为m。关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔。前 言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和

15、分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用

16、碳钢的比率较少。它的主要优点3是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右；缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约23）；蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基

17、础。查 新筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1280340.htm t _blank 塔板，板上有许多小孔，形状如 HYPERLINK :/baike.baidu /view/424567.htm t _blank 筛；并装有 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1316611.htm t _blank 溢流管或没有溢流管。操作时， HYPERLINK :/baike.baidu /view/115153.htm t _blank 液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经 HYPERLINK :/baike.ba

18、idu /view/1134268.htm t _blank 筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层， HYPERLINK :/baike.baidu /view/1283315.htm t _blank 鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。 HYPERLINK :/baike.baidu /view/73683.htm t _blank 泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于 HYPERLINK :/baike.baidu /view/803912.htm t _blank 泡罩塔。为克服 HYPERLINK :/baike.baidu /

19、view/388310.htm t _blank 筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现 HYPERLINK :/baike.baidu /view/2290177.htm t _blank 漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1283294.htm t _blank 筛板塔普遍用作 HYPERLINK :/baike.baidu /view/1200702.htm t _blank H2

20、S- HYPERLINK :/baike.baidu /view/47831.htm t _blank H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于 HYPERLINK :/baike.baidu /view/135935.htm t _blank 蒸馏、 HYPERLINK :/baike.baidu /view/310477.htm t _blank 吸收和e.baidu /view/131675.htm t _blank 除尘等。新垂直筛板塔： 产品和技术简介新垂直筛板塔是在塔板上开有直径较大的升气孔，孔上设置圆筒形罩体，其侧壁上部开有筛孔，下端与塔板保持一定距离。操作时，液体从底隙进入罩体，气

21、体经升气孔进入罩体，其动能将液体拉成液膜并破碎成液滴，两相在罩体内进行传热传质，然后从筛孔喷出，气体上升，液体落回板面，液相在塔板上前进过程中，重复上述过程，最后由降液管流至下一层塔板。与一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的关键是连续相和分散相发生了相转变，即气相转为连续相，液相转为分散相，使相际面积明显增加，从而强化传质。为了减少塔板阻力提高处理能力，我们将升气孔由平孔改成喷咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系统。应用范围可用于蒸镏、吸收、水洗、除尘等过程，可用于常压，也可以用于加压和真空系统。将其用于丙烷脱沥青装置，处理能力提高50%以上，提高了产品质量。近年来开发出喷射型塔板，大

22、致有以下几种类型：（1）舌型塔板 舌型塔板的结构下图所示，在塔板上冲出许多舌孔，方向朝塔板液体流出口一侧张开。舌片与板面成一定的角度，有18、20、25三种（一般为20），舌片尺寸有5050mm和2525mm两种。舌孔按正三角形排列，塔板的液体流出口一侧不设溢流堰，只保留降液管，降液管截面积要比一般塔板设计得大些。操作时，上升的气流沿舌片喷出，其喷出速度可达2030m/s。当液体流过每排舌孔时，即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫，被斜向喷射到液层上方，喷射的液流冲至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一层塔板舌型塔板的优点是：生产能力大，塔板压降低，传质效率较高；缺点是：操作弹性较小，气体喷射

23、作用易使降液管中的液体夹带气泡流到下层塔板，从而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 如上图所示，与舌型塔板相比，浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动。因此，浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点，具有处理能力大、压降低、操作弹性大等优点，特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的结构如图片3-7所示。在板上开有斜孔，孔口向上与板面成一定角度。斜孔的开口方向与液流方向垂直，同一排孔的孔口方向一致，相邻两排开孔方向相反，使相邻两排孔的气体向相反的方向喷出。这样，气流不会对喷，既可得到水平方向较大的气速，又阻止了液沫夹带，使板面上液层低而均匀，气体和液体不断分散和聚集，其表面不

24、断更新，气液接触良好，传质效率提高。其中，筛孔板的造价是板式塔中最低的一种.并且负荷大.效率高.设计方法也较为成熟.近年来逐渐有采用大孔径(1025mm)的筛孔.因为大孔径筛板具有:加工制造简单.造价低.不易堵塞等优点.只要设计合理.同样可以得到满意的塔板效率.因此，我这次的设计中我选则筛孔.绪 论乙醇是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方面都占有重要地位。工业上生产乙醇的方法有很多，其中真正有工业意义的，概括起来可分为两大类，即发酵法和乙烯水合法。发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫酸盐废碱液法；水合法

25、有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制取乙醇的方法。乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（1的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程参见下图： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 饱和水蒸汽塔釜出料 设计思路全塔物料衡算求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如

26、下：结构简单、金属耗量少、造价低廉.气体压降小、板上液面落差也较小.塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.第一章 精馏塔的工艺设计 全塔工艺设计计算原料液及塔顶，塔底产品质量分数乙醇的摩尔质量M=/kmol水的摩尔质量M=18.02 kg/kmolx= x=97%x= x=0.8%=0.20 =39%原料液及塔顶，塔底产品平均摩尔质量M=M=M=由条件可知，因为要求设计的生产能力是2万t/年，年开工8000小时，所以D=1.1.2平均相对挥发度的计算由式得到相对挥发度，有： 同理，有： 1.6401766 1.915452 =2.386010 3.156863 4.

27、333 6.78947 7.55368 7.05256 = 8.02869 8.536 所以，有：1.1.3最小回流比的确定由q=1时，则有：1.1.4物料衡算和.518kmol/h1.1.5精馏段和提馏段操作线精馏段操作线方程： 即提馏段操作线方程： (因q=1)即1精馏塔理论板数的确定及理论加料板位置由q=1，第一块塔板上升的气相组成：从第一块板下降的液体组成由由第二块板上升的气相组成用得：第二块板下降的液体组成：第三块板上升的气相组成：第三块板下降液相组成： 由于，第六块板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算 所需总理论板数为15块，精馏段4块，提馏段11块，第5块加料.1.1.7全塔效

28、率、实际塔板数及实际加料位置利用板效率奥康奈尔公式：（1）精馏段 已知：=2.519 所以： （2）提馏段 已知： 所以： 全塔所需实际塔板数：全塔效率：则实际进料位置为第10块板，实际塔板数N=34块第二章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算 2.1 塔的工艺条件及物性数据计算2.1.1操作压强 P塔顶操作压强 每层塔板压降进料板压力塔釜压力精馏段平均操作压强提馏段平均操作压强:kPa2.1.2操作温度 T常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系温度 液相组成 气相组成 /% /%100 0 0温度 液相组成 气相组成 /% /%82.7 温度 液相组成 气相组成 /% /%利用表中数据由内插法可求得

29、、. 精馏段的平均温度：=提馏段的平均温度：=塔内各段气、液两相组分的平均分子量乙醇分子量为MA=46.07,水分子量MB=18.02由公式：M=X imi1.对于塔顶： XD=Y1=0.93,X1=则气相平均分子量为：MVD = YD1M1+YD2M = 0.93+(1-0.93)Kg/Kmol液相平均分子量为： MLD = XD1M1+XD2M2 =46.07+(1-0.7879)Kg/Kmol2.对于进料板： XF=,YF=0.1812 则气相平均分子量为：MVF=YF1M1+YF2M2 =0.4390+(1-0.4390)Kg/Kmol液相平均分子量为： MLF=XF1M1+ XF2M

30、2 =0.181246.07 +(1-0.1812)18.02=Kg/Kmol3.对于塔底： Yw=0.00435,Xw=0.00123则气相平均分子量为：MVw = YwM1+(1-Yw)M2 =0.0043546.07 +(1-0.00435) Kg/Kmol液相平均分子量为： MLw = Xw M1+(1-Xw)M2 =0.001234+(1-0.00123)Kg/Kmol 则精馏段的平均分子量 气相： Mvm1=Kg/Kmol液相： MLm1=Kg/Kmol则提馏段的平均分子量 气相: Mvm2=Kg/Kmol液相： MLm2=Kg/Kmol精馏段和提馏段各组分的密度 依式 =（a为质

31、量分数，为平均相对分子质量）混合汽密度 依式 塔顶温度：气相组成： 进料温度：气相组成： 塔府温度：气相组成： 精馏段：液相组成： 气相组成： 所以 提馏段液相组成： 气相组成： 所以 表3-2 不同温度下乙醇和水的密度 ：温度/温度/8073595720968573010071690724求得在与下的乙醇和水的密度（单位：） 所以 2液体表面张力的计算二元有机物水溶液表面张力可用下列公式计算：注： ； A=B+Q， 对于乙醇q=1； 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/乙醇表面张力/（10-3N/m）水表面张力/（10-3N/m）70188090100乙醇表面张力：水表面张力： 塔顶表面张力：

32、联立方程组： 代入求得： 原料表面张力：联立方程组： 代入求得： 塔底表面张力：联立方程组：代入求得： （1）精馏段液相表面张力：=（2）提馏段液相表面张力：2m液体平均粘度可由下试计算：m=（1）.对于塔顶：时，=0.4999mPa，（2）.对于进料板: 时，=0.39mPa，（3）.对于塔底: 时，=0.364mPa，=0.364+(1-0.003)则精馏段平均液相粘度:=则提馏段平均液相粘度:=相对挥发度由 =0.20 得：由 =0.8856 由 =0.02682 （1）精馏段相对挥发度 （2）提馏段相对挥发度 2.1.8混合物的粘度查表得： =0.371mPa.s 查表得： =0.31

33、5mPa.s 精馏段粘度：提馏段粘度：2.1.9气液负荷计算精馏段气液负荷计算由公式：V=（R+1）D=（2.225+1）h-1 得：h-1Lh3h-1提馏段气液负荷Vh-1 (q=1为饱和液体进料) 3h-1 2.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算2.2.1塔径 D由不同塔径的板间距3参考表3-1：表3-1：不同塔径的板间距塔径DT/m0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，因精馏段气相流量较大，故采用分段设计，以适应两相体积流量的变化。精馏段板间距H1Tm,提馏段板

34、间距H2Tm。液气流动参数精馏段：=提馏段：= =查图可得，表面张力为20mN/m时的负荷因子：精馏段C20,1=0.083,提馏段C20,2=0.084.mN/mmN/m。由如下公式（20mN/m）计算气体负荷因子C:C=C20（ 将C20,1,C20,2及分别代入解得精馏段的气体负荷因子：C1=0.083提馏段的气体负荷因子：C2根据如下公式计算液泛速度值: =则精馏段有：= m/s则提馏段有: =取安全系数为，则设计气速为:=0.6umax则精馏段： m/s 则提馏段： m/s则精馏段塔径：则提馏段塔径：按标准塔径圆整精馏段塔径为D1=0.8m,提馏段塔径D2=。此塔径与表5-1塔板间距

35、HT相符。由此初选塔径可以计算出：精馏段实际塔板总面积：提馏段实际塔板总面积：精馏段实际气速：u1=VS1AT1提馏段实际气速：u2=VS2AT2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定因塔径和流量适中，选取单溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盘及平顶溢流堰、不设进口堰。各项取值计算如下：溢流堰长LW的值：由以上设计结果可得溢流堰长LW=0.6D为： 精馏段堰长：Lw10.8=0.48m 提馏段堰长：Lw2溢流堰长hW：由hw=hL-how选用平直堰，堰上液层高度精馏段因为 取板上清液层高度hL1=60mm 故精馏段hw1提留段因为 取板上清液层高度hL2=60mm故提留段hw2Wd和降液管的面

36、积Af精馏段由lW1/D1=0.6，查图5-7得：Wd1/D11 Af1/ At1故Af1 At12 Wd1依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s提留段由lW2/D2=0.2, 查图5-7得: Wd2/D21 Af2/ At2故Af2 At22 Wd2依式（5-9）验算液体在降液管中停留时5s故精馏段提留段降液管设计合理o精馏段： hw1-ho1=0.05-0.026=0.024m提馏段： hw2-ho2=0.0467-0.026=0.0207m故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度为hw1=50mm hw2=50mm塔板布置1塔板的分块 因D800mm故塔板采用分块式。查表5-3

37、得塔板分为3块2边缘区宽度确定 取Wc1=Wc2=m ， Ws1=Ws2m3根据以下公式计算开孔区面积。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )则精馏段：X1=m; R1=0.365m 则提馏段：X2=0.252m; R2=0.365m 代入上式得：精馏段开孔区有效面积：Aa1=2提馏段开孔区有效面积：Aa2=2筛孔数 n 及 开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径do=4mm;精馏段：孔径do与孔间距t之比：t1/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。提馏段：孔径do与孔间距t之比：t2/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。则精馏段孔间距：t1=3do=

38、44=12mm则提馏段孔间距：t2=3do=34=12mm依据下式计算开孔率：精馏段：32=0.1008提馏段：32塔板上的筛孔数n：n=则精馏段：n1=2754个则提馏段：n2=2754个气体通过筛孔的气速：精馏段uo1=VS1Ao1=m/s提馏段uo2=VS2AO2=塔有效高度Z精馏段：Z1=(N1-1)0.45=(9-1)提馏段：Z2=(N2-1)0.40=(25-1)塔高的计算由下式计算塔高：H=Z+h式中：h调整板间距，塔两端空间以及裙坐所占的总高度。将进料板间距增至600mm,再考虑塔顶端及釜液上方的气液分离空间均取,裙坐取30.6m,共取4个人孔，并将入孔处板间距增至600mm。

39、所以塔高（从塔顶至塔底计算）H=Z+h=10.48+0.+0.6+（0.6-0.35）2+（-0.32）4+1.0+3.0=m板压降的校核精馏段和提馏段均取塔板厚度=4mm，则4/do=44=1。1.干板压降（以液柱高度表示）由孔径与板厚之比/do =1和开孔率（以AT-2Af为基准）：查图5-10得干板孔流系数Co1= Co2则各段的干板压降分别：hd=精馏段：hd1=提馏段：hd2=2气流穿过板上液层压降（以液柱高度表示）hL精馏段： Fa1=ua1=1.388 m/s查图5-11得1=0.61 故hL2=2(hw1+how1提馏段： Fa2=ua2=查图5-11得2=0.63 故hL1=

40、13.克服液体表面张力压降（以液柱高度表示）依据下式计算克服液体表面张力压降h: h=4/(Lgdo)精馏段 :h1=410-3m提馏段 :h2=410-3m则各段板压降hf分别为：精馏段：hf1=hd1+hL1+h1+3301=0.072m提馏段：hf2=hd2+hL2+h2根据以上所求条件并根据公式 P=hpLg 可以得出实际单板压降分别为： P1=hp1L1g=0.07289.81=Pa P2=hptL2g6139.81=Pa以上所得均700pa在允许范围之内。液沫夹带量eV的校核根据如下公式计算液沫夹带量eV 值：eV=，hf1=hf2L0.06=则有：精馏段：eV1=kg液/kg气k

41、g液/kg气提馏段：eV2=kg液/kg气15%20%则传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。3.1.7 壁温核算因管壁很薄，且管壁热阻很小，则管壁温度可按下式计算：其中：由于传热管内侧污垢热阻大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，污垢热阻小，壳体和传热管间壁温差可能较大。计算中，应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。则上式可化为： 由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环水进口温度为15，出口温度为35计算传热管壁温。则有：Tm40=30,tm=1/2从而传热管平均壁温为：（此温度与假设温度

42、70基本相符，影响不大）。壳体壁温，可近似取蒸汽温度，即T=99则壳体壁温与传热管壁温之差为：t=99-69.3129=29.6871,该温差较大，故需要设温度补偿器。3.1.8 换热器内流体的流动阻力（压降）因壳程为有机蒸汽在等温等压条件下的冷凝传热，压降忽略，下面计算管程压降。管程流体的阻力等于流体流经传热管直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即：式中：FS=1.5(近似取值)，NS=1,NP=1，取碳钢管壁粗糙度 ，由Re=12385,传热管相对粗糙度查莫狄图得： uI=/s104(湍流)对于水力光滑管，当Re=30001105时，摩擦系数可由下式计算： 则：在两截面之间列柏努利方程求泵的

43、扬程为：m所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的，据此选IS型单级单吸离心泵具体性能见下表4-3-1和表4-3-2：IS型单级单吸油泵性能表14-3-1： IS型单级单吸水泵性能表14-3-2：型 号IS50-32-125型 号IS50-32-160流量/(m3/h)流量/(m3/h)15扬 程/m20扬 程/m功率/kW电机功率功率/kW电机功率3轴功率轴功率转速2900转速2900效率60%效率56%质量（泵底座）/kg32/46质量（泵底座）/kg32/38结 构单级单吸离心泵结 构单级单吸离心泵第四章 设计结果汇总筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 4-1：项 目符号单位计算数据精馏段提

44、馏段各段平均压强pmkPa各段平均温度tm各段平均流量气 相Vsm3/s液 相Lsm3/s塔径Dm塔板间距HTm50.32堰长lWm降液管宽度Wdm堰高hWm5467底缝hom2626Ad/AT-塔实际面积ATm20.5024塔截面积Afm228642864有效传质区Aam20.34330.3433开孔面积A0m249872971孔径d0mm44孔数n个27542754开孔率Ao/AT-008孔间距tmm1212筛孔气速u0m/s边缘区Wcm安定区宽Wsm6060塔板厚mm44溢流型式-弓形弓形排列方式-错排错排塔板液流形式-单流型单流型液泛速度ufm/s液泛率un/uf-空塔气速um/s实际

45、塔板数N块 925塔的有效高度Zm塔板压降hPPa堰上液高hOWm13降液管内停留时间s筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 4-2：项 目符号单位计算数据精馏段提馏段板上清液层高度hLm6060降液管清液层高度Hdm0.03330.0185降液管内泡沫层Hd/m0.1710.159稳定系数k-操作弹性-雾沫夹带evkg/kg7055液相负荷上限Lmaxm3/s25062291液相负荷下限Lminm3/s44结束语经过近一个月的查阅文献、计算数据和上机调试，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理

46、论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.通过对这次化工原理的课程设计使我增长了不少实际的知识，也再大脑中确立了一个关于化工生产的一个轮廓。同时我也感谢王老师对我的指导，使我在设计中找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力。在

47、这次设计中我学到的知识比课本上的印象更加深刻。知道如何去灵活的运用课本上的公式解决实际问题。当然在这次设计中的收获还不只这些。更主要的是它武装了我的头脑，教我如何面对自己在实际中遇到的问题，在以后的工作中积累了经验。我知道自己所学的知识还远远不够，在这次设计中还有许多疏漏之处。由于是第一次设计，在某些方面还有许多不当和错误之处。当然还需要以后的努力和老师的指导。参考文献匡国柱,史启才 主编化工单元过程及设备课程设计第1版，化学工业出版社. 2002年1月卢焕章等 编石油化工基础数据手册，化学工业出版社.1982年吉林化工学院化工原理教研室 编化工原理课程设计指导书.2002年3月陈涛 张国亮

48、主编化工传递过程基础第2版，化学工业出版社.2004年6月。 主要符号说明表 主要符号说明3：符号意义单位Aa基板鼓泡区面积m2Ad降液管截面积m2Af总降压管截面积m2An塔板上方气体通道截面积m2Ao浮阀塔板阀孔总截面积m2AT塔截面积m2C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为20mN/m时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mD塔顶产品流率Kmol/sdo阀孔直径mE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量-F进料摩尔质量kmol/hFLV两相流动参数-Fo气体的阀孔动能因子kg/(sm)G质量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc与干板压强降相当

49、的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mhoW堰上方液头高度mhW出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度mL下降液体流率Kmol/sLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/slW堰长mk塔板的稳定性系数-M摩尔质量kg/kmolQ热流量Wn浮阀个数-N一层塔板上的筛孔总数-主要符号说明（续表）：NT理论塔板数-Np实际塔板数-P系统的总压Paq进料中液相所占分率-R回流比-r摩尔汽化潜热kJ/kmolT温度Kt孔心距mu空塔气速m/suo筛板气速m/sV上升蒸气流率Kmol/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3

50、/sW蒸馏釜的液体量KmolWc塔板边缘区宽度mWd降液管宽度m Wd降液管宽度mWs塔板上入口安定区宽度m Ws塔板上出口安定区宽度mx液相组分中摩尔分率-y气相组分中摩尔分率-Z塔的有效段高度m液面落差m相对挥发度-0板上液层无孔系数-粘度mN/m塔板开孔率-降液管内泡沫层相对密度-密度Kg/m3L液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cm液体在降液管内停留时间s 表下标：1,2组分名称s秒max最大V气相min最小L液相q精馏段和提馏段交点F进料1精馏段2提馏段附 录基础数据：乙醇和水的物理性质：表1 乙醇和水的物理性质：项目分子式分子量(g/mol)沸点()临界温度Tc()临界压强Pc,(MPa)乙醇(A)C2H5OH水(B)H2O100常压下乙醇水系统txy数据如表12所示。表2 乙醇水系统txy数据温度t液相中乙醇的摩