乙醇丙醇连续浮阀式精馏塔的设计

.目录化工原理设计任务书.1摘 要.2第 1 章 绪论.31.2 设计流程.31.2 设计思路.4第 2 章 塔板的工艺设计.52.1 精馏塔全塔物料衡算.52.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系.52.2.1 温度的确定.52.2.2 密度的计算.62.2.3 混合液体表面张力的计算.72.2.4 混合液混合物的粘度计算.82.2.5 相对挥发度.92.3 理论塔板的计算.92.3.1 理论塔板数的确定.92.3.2 实际塔板数.112.3.2.1 精馏段.112.3.2.2 提馏段.112.4 塔径的初步设计.122.4.1 气液相体积流量计算.122.4.1.1 精馏段.122.4.1.2 提馏段.122.4.2 操作压力计算.122.4.3 塔径的计算与选择.132.4.3.1 精馏段.132.4.3.2 提馏段.132.5 溢流装置.142.5.1 溢流堰长.142.5.2 弓形降液管的宽度与降液管的面积.14dWfA2.5.3 降液管底隙高度.152.6 塔板布置.152.6.2 塔板的分布.152.6.2 浮阀数目与排列.152.6.3.1 精馏段.152.6.3.2 提馏段.16第 3 章 塔板的流体力学计算.183.1 汽相通过浮阀塔板的压降.183.1.1 精馏段.18.3.1.1.1 干板阻力.183.1.1.2 板上充气液层阻力.183.1.1.3 液体表面张力所造成的阻力.183.1.2 提馏段.183.1.2.1 干板阻力.183.1.2.2 板上充气液层阻力.183.1.2. 2 液体表面张力所造成的阻力.183.2 淹塔.183.3 雾沫夹带.193.4 塔板负荷性能图.203.4.1 雾沫夹带线.203.4.2 液泛线.213.4.3 液相负荷上限线.223.4.4 漏液线.223.4.5 液相负荷下限线.223.4.6 操作弹性.23第 4 章 塔总高度计算.244.1 塔顶封头.244.2 塔顶空间.244.3 塔底空间.244.4 人孔.244.5 进料板处板间距.244.6 裙座.24第 5 章 塔的接管.255.1 进料管.255.2 回流管.255.3 塔底出料管.255.4 塔顶蒸汽出料管.255.5 塔底蒸汽进气管.265.6 设计结果汇总.27结语.28参考文献.29主要符号说明.30附录.32.化工原理设计任务书化工原理设计任务书一、设计题目：乙醇-丙醇连续浮阀式精馏塔的设计二、任务要求：设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇丙醇具体工艺参数如下：原料加料量 F100kmol/h进料组成 xF0.318馏出液组成 xD0.938釜液组成 xw0.038塔顶压力 p100kpa单板压降 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。三三 主要设计内容主要设计内容 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）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图.摘摘 要要在本次任务中，根据化工原理课程设计的要求设计的是乙醇-丙醇二元浮阀精馏塔，除了要计算其工艺流程（物料衡算、筛板塔的设计计算）以外，并对精馏塔的主要工艺流程进行比较详细的设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图。本次设计选取回流比 min=4.276，应用逐板法计算理论版数，求得理论塔板 NTRmin=1. 5R为 15 块（包括塔釜再沸器） ，第 8 块为进料板。由奥康奈尔公式得到全塔效率为 46.67%，ET实际塔板数为 30 块，第 16 块为进料板,建立塔的框架。以此为基础，展开物料物理性质和塔工艺尺寸的计算：塔径，板间距；选用单溢流弓形降12mD =1.4m精馏段D =1. 2 ，提馏段0. 45m液管；并用流体力学对浮阀精馏塔进行验算，气体通过浮阀塔板压降，淹塔，物沫夹带，塔板负荷性能图（物末夹带线、液泛线、液相负荷上限漏液线、液相负荷下限）确定了各项指标均在安全操作范围之内。塔顶采用全凝器，进料液用釜液预热。 关键词：乙醇关键词：乙醇- -丙醇；浮阀精馏塔；物料衡算；逐板法计算理论塔板数；丙醇；浮阀精馏塔；物料衡算；逐板法计算理论塔板数；.第第 1 1 章章 绪论绪论精馏在化工生产中是最基本的单元操作之一，精馏操作的主体设备即塔设备，气液传质设备的种类繁多，但基本上可以分为两大类：逐级接触式和微分式，板式塔是逐级接触式的代表，填料塔是微分接触式的代表。板式塔的塔板类型种类很多，有泡罩塔板、浮阀塔板、筛孔塔板、舌型塔板、网孔塔板、垂直塔板、多降液管塔板、林德筛板、无溢流塔板等。本设计要求设计浮阀塔精馏塔，所以下面介绍一下浮阀塔。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型，其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下侧水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，从而收到很好的传质效果。浮阀有三条带钩的腿，将浮阀放进筛孔后，将其腿上的钩扳转，可防止操作时气速过大将浮阀吹脱。此外，浮阀边沿冲压出三块向下微弯的“脚” 。当筛孔气速降低，浮阀降至塔板时，靠这三只“脚”使阀片与塔板间保持 2.5mm 左右的间隙；在浮阀再次升起时，浮阀不会被粘住，可平稳上升。浮阀塔的生产能力比泡罩塔约大 20%40%，操作弹性可达 79，板效率比泡罩塔约高 15%，制造费用为泡罩塔的 60%80%，为筛板塔的 120%130%。浮阀一般都用不锈钢制成，国内常用的浮阀有三种，即 V-4 型、T 型与 F1 型。V-4 型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷嘴形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T 型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1 型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB111868） 。F1 型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度 2mm的钢板冲成，阀质量约 33 克，轻阀用厚度 1.5mm 的钢板冲成，质量约 25 克。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大，一般采用重阀，只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀1.11.1 设计流程设计流程乙醇丙醇合液经原料预热器加热，进料状况为泡点进料送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝汽冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐饱和水蒸汽饱和水蒸汽. 全凝器 回流回流 出料出料乙醇和丙醇溶液乙醇和丙醇溶液 塔釜出料塔釜出料 图 1-1 精流流程示图1.2 设计思路设计思路理论塔板数求理论塔板数汽液相负荷计算浮阀塔塔板设计流体力学计算画出负荷性能图画出工艺流程图全塔物料衡算.第第 2 2 章章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计2.12.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算摩尔分数质量分数=molx/46x/46xx（）（）+（1- )/ 6026.33%92.06%2.94%fdwxxx物料衡算式为：F=D+W 易挥发组分物料衡算：FXF=DXD+W XW FDWFxfDxdWxw100100 0.3180.9380.038DWDW解得：D=31.111 kmol/h=0.00864kmol/s W=68.889 kmol/h=0.0191kmol/s2.22.2 常压下乙醇常压下乙醇- -丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度的关系表 2-1 常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.252.2.12.2.1 温度温度的确定的确定利用表 2-1 中数据由插值法可求得、。FtDtWt进料温度： =89.206 oC91.6091.6088.320.2100.3580.3180.210Ft Ft塔顶温度： =79.258 oC78.3880.5978.380.844 10.938 1Dt Dt塔底温度： =96.162oC97.1697.1693.8500.1260.0380WtWt精馏段平均温度 189.20679.258t84.23222FDtt提馏段平均温度 289.20696.162t92.68422FWtt.2.2.22.2.2 密度密度的计算的计算利用式（ 为质量分率） 、（平均相对分子量）计算混合物液体密BBAAlp1v. M22.4OOT PTPM度和混合气体密度。 塔顶温度：=79.258 oCDt气相组成: =96.58%Dy78.3880.5979.25878.381 0.9141DyDy进料温度: oC Ft =89.206汽相组成: =49.30%:Fy91.6088.3291.6089.2060.3390.5500.339Fy:Fy塔底温度：=96.162 oCWt汽相组成: =7.24% Wy97.1693.8597.1696.16200.2400WyWy精馏段平均液相组成：=0.62810.9380.31822DFxxx精馏段平均汽相组成：=0.72910.96580.493022DFyyy精馏段液相平均分子量： 146 0.62860 (1 0.628)51.208kg/kmolLM 精馏段汽相平均分子量： 146 0.72960 (1 0.729)50.07/VMkg kmol 提馏段平均液相组成：=0.17820.0380.31822wFxxx提馏段平均汽相组成：10.49300.07240.282722WFyyy提馏段液相平均分子量：246 0.17860 (1 0.178)57.508kg/kmolLM 提馏段液相平均分子量：246 0.282760 (1 0.2827)56.024/VMkg kmol 利用表 2-2 中数据，由插值法不同温度下乙醇和丙醇的密度求得在、下乙醇和FtDtWt水的密度（）3mKg表 2-2 不同温度下乙醇和丙醇的密度温度 T、708090100乙醇：am3754.2742.3730.1717.4丙醇：bm3759.6748.7737.5726.1=89.206oC （进料乙醇的密Ft90809089.206730.1 742.3730.1F乙F731.068乙3kg m度） （进料中丙醇的密度）90809089.206737.5748.7737.5F丙F738.389丙3kg m. = （料液的密度）F10.26331 0.2633731.068738.389F736.4473kg m =79.258 oC （馏出液中乙醇的密Dt80708979.258742.3754.2742.3D乙D743.183乙3kg m度） （馏出液中丙醇的密度）80708079.258748.7759.6748.7D丙D749.509丙3mKg = （馏出液的密度）D10.92061 0.9206743.183749.509D743.6813kg m=96.162 oC （残液中乙醇的密Wt1009010096.162717.4730.1717.4W乙w722.274乙3kg m度） （残液中丙醇的密度）1009010096.162726.1 737.5726.1W丙w730.475丙3kg m = （残液的密度）W10.02941 0.0294722.274730.475730.231w3kg m所以 精馏段的平均气相密度：=740.064 1736.447743.68122FDL3kg m提馏段的平均气相密度：=733.339 2730.231 736.44722wFL3kg m =46.868 46(1) 600.938 46(1 0.938) 60LDDDMxx/kg kmol=55.548 46(1) 600.318 46(1 0.318) 60LFFFMxx/kg kmol=59.468 46(1) 600.038 46(1 0.038) 60LWWWMxx/kg kmol则： =51.208 1LM46.86855.548=22LDLFMMkg kmol=57.508 2LM59.46855.548=22LWLFMMkg kmol 46(1) 600.9658 46(1 0.9658) 6046.479vDDDMyykg kmol 46(1) 600.493 46(1 0.493) 6053.098vFFFMyy/kg kmol 46(1) 600.0724 46(1 0.0724) 6058.986vWWWMyy/kg kmol 149.9432VDVWVMMMkg kmol256.0422VFVWVMMMkg kmol kg/m3273.151.78722.4 (273.1589.206)VF kg/m3273.151.60822.4 (273.1579.258)VD . kg/m3273.151.94822.4 (273.1596.162)Vw kg/m311.787 1.6081.69722VFVDV kg/m321.787 1.9481.86722VFVWV2.2.32.2.3 混合液体表面张力的计算混合液体表面张力的计算由表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力，利用插值法求的表面张力表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力数据表温度6080100乙醇（）mNm20.2518.2816.29丙醇（）mNm21.2719.4017.50 , ，79.258Dt806018.2820.258079.25818.28D乙18.353D乙mNm 806019.4021.278079.25819.40D丙19.469D丙mNm=89.206， ， Ft1008016.29 18.2810089.20616.29乙F17.364F乙mNm ， 1008017.50 19.4010089.20617.50丙F18.525F丙mNm96.162， ， ，wt1008016.29 18.2810096.16216.29W乙16.672乙WmNm ， 1008017.50 1904010096.16217.50W丙17.865丙WmNm(1)18.353 0.938 19.469 (1 0.938)18.422LDDDDxx乙丙DmNm (1)17.364 0.318 18.525 (1 0.318)18.156LFFFFFxx乙丙 mNm(1)16.672 0.038 17.865 (1 0.038)17.820LWWWWWxx乙丙mNm精馏段液相平均表面张力： 18.422 18.15618.28922LDLFL精mNm提馏段液相平均表面张力： 17.820 18.15617.98822LWLFL提mNm2.2.4 混合液混合物的粘度计混合液混合物的粘度计算算2-4 乙醇和丙醇的粘度数据表温度6080100乙醇（mPa*s）0.6010.4950.361丙醇0.8990.6190.444.（mPa*s）根据 2-4 表，用插值法求得混合物的黏度 ， ， 184.232t 1008084.232800.361 0.4950.495乙0.467乙amP s ， 1008084.232800.444-0.6190.619丙0.582丙amP s , ， 292.684t 1008092.684800.361-0.4950.495乙0.410乙amP s ， 1008092.684800.4440.6190.619丙0.508丙amP s精馏段粘度： 11110.628 0.4671 0.6280.5820.510 xx乙丙（）（）amP s提馏段粘度： 2221)0.178 0.4101 0.1780.5080.490 xx乙丙（）amP s 2.2.52.2.5 相对挥发度相对挥发度由 ， 得0.318Fx 0.493Fy 0.4931 0.4932.0850.3181 0.318F由 ， 得0.938Dx 0.966Dy 0.9661 0.9661.8670.9381 0.938D由 ， 得0.038Wx0.072Wy0.0721 0.0721.9640.0381 0.038W精馏段平均相对挥发度：11.8672.0851.97622DF提馏段平均相对挥发度：21.9642.0852.02422WF2.32.3 理论理论塔板塔板数及实际塔板数的计算数及实际塔板数的计算2.3.12.3.1 理论塔板数确定理论塔板数确定理论塔板数的计算方法:可用逐板计算法、图解法。本设计采用图解法。最小回流比： （1）DPminPPxyR=yxq=1 饱和进料。q 线方程为： （2）PFx =x =0.318.精馏段相平衡方程： （3）1111.976xy =1 0.976x提馏段相平衡方程： （4）2222.024xy =1 1.024x式（2） （3）联立得：PPx =0.318y =0.479，代入（1）式得：min0.9380.479R=2.8510.4790.318操作回流比取：minR=1.5R=1.5 2.851=4.276精馏段操作线：xRDy=x +nn+1R+1R+1得： （5）y=0. 810 x +0. 178nn+1提馏段操作线方程： mmLWy=x -xW+1VV得： （6）mmy=1. 420 x - 0. 0159+1理论板数计算：先交替使用相平衡方程（3）与精馏段操作线方程（5）计算如下yx 相平衡=0. 938=0. 88411xy =0. 811=0. 89422yx =0. 835=0. 71933xy =0. 616=0. 76044yx =0. 677=0. 51555xy =0. 426=0. 59566yx =0. 357=0. 52377xy =0. 307=0. 46788此时。第九块板上升汽相组成由提馏段方程计算。xx0.318F=0. 3078以下交替使用提馏段操作线方程（6）与相平衡方程（4）计算如下 98y1.420 x0.01590.420 90.420 x0.2632.024 1.024 0.420 xy =0. 263=0. 358910.yx =0. 291=0. 2161110 xy =0. 169=0. 2241112yx =0. 161=0. 1241312xy =0. 086=0. 107131415xy0.063=0. 10714 15x0.032Wx =0.038 由此得到：全塔理论板数块（包括再沸器） 。加料板为第 8 块理论板。tN =15精馏段理论板数 T1N =7块提馏段理论板数 NT2=8-1=7 块2.3.22.3.2 实际塔板数确定实际塔板数确定 全塔板效率的求取利用奥康奈尔公式0.2450.49()TLE其中：塔顶与塔底平均相对挥发度；塔顶与塔底平均液相粘度 。LamP s2.3.2.12.3.2.1 精馏段精馏段已知： ， mPa*s11.97610.510L所以：0.24510.49 (1.976 0.510)0.489TE 块117150.489TpTNNE精2.3.2.2 提馏段提馏段已知： ， mPa*s22.02420.490L所以：0.2450.49 (2.024 0.490)0.491TE 块227150.491TpTNNE提全塔所需实际塔板数15 1530 PPPNNN精提块全塔效率：100%= 100%=46.67%TTPNEN 15 130加料板位置在第 16 块塔板上。.2.42.4 塔径的初步设计塔径的初步设计2.4.12.4.1 汽液相体积流量的计算汽液相体积流量的计算 2.4.1.1 精馏段精馏段： kmol/s4.276 31.11=0.0373600LRD kmol/s1(1)0.0463600VRD（4. 276）31. 11则质量流量： kg/s1151.208 0.0371.895LLM L kg/s1149.943 0.0462.297VVM V 体积流量： /s31111.8952.560 10740.064sLLL 3m /s1112.2971.3541.697sVVV3m2.4.1.2 提馏段提馏段： 饱和液体进料 q=1 kmol/s1000.037=0.0653600LLqFRDqF kmol/s(1)0.046VVqFV则质量流量： kg/s2257.508 0.0653.738LLML kg/s2256.042 0.0462.578VVM V 体积流量： /s32223.7385.097 10733.339sLLL 3m /s2222.5781.3811.867sVVV3m 2.4.2 操作压力计算操作压力计算 塔顶压强：PD=100kpa,取每层塔板压降：P=0.7 kpa 则进料板压强：PF=100+0.7*14=117.425 kpa塔釜压强：PW=101.325+0.7*27=120.225 kpa精馏段平均操作压强：PM1=（101.325+117.425）/2=109.325 kpa提馏段平均操作压强：PM2=(117.425+120.225)/2=118.825kpa .2.4.3 塔径的计算塔径的计算与选择与选择 选板间距 HT=0.45m，取板上液层高度 hL=0.06m ，故 HThL=0.39 m2.4.3.12.4.3.1 精馏段精馏段横坐标：1131122112.560 10740.064()()0.0391.3541.697sLsVLV 查史密斯关联图得：C20=0.08520.212018.289()0.085 ()0.08352020CC umax=C=0.0834=1.742 m/svvl740.064 1.6971.697取安全系数为 0.7，则 u=0.7umax=1.219 m/s= =1.189m1DuVS44 1.3543.14 1.219塔径圆整取 1.2m1D塔截面积：221() =0.785 1.2 =1.1302TDA2m空塔气速： =1.198 m/s1u1.3541.1302.4.3.22.4.3.2 提馏段提馏段横坐标：()()0.5=( )()0.5=0.073SSVLVL35.097 101.381733.3391.867查图得：C20=0.084 20.222017.988()0.084 ()0.08222020CC max733.339 1.8670.08221.6271.867u 取安全系数为 0.7，则 m/s2max0.70.7 1.6271.139uu = =1.242m2DuVS44 1.3813.14 1.139按标准，塔径 D 圆整取 1.4m.塔截面积： m2222() =0.785 1.4 =1.5392TDA空塔气速： =0.897m/s2u1.3811.5392.52.5 溢流装置溢流装置2.5.12.5.1 溢流堰长溢流堰长 取堰长为 0.6D, 精馏段： w=0.6mwll1.2=0.72提馏段： w=0.6l0.6 1.4=0.84m出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度按下式计算OWh（ 近似取）32/32.84 10()howwLhEl1E 2.5.1.1 精馏段堰上的液层高度： 2-332.842.256 103600=0.0155m10000.72OWh（） 溢流堰高-h0.060.01550.0445WLOWhh2.5.1.2 提馏段堰上的液层高度： 2-332.84103600=0.017610000.84OWh（） 溢流堰高 -h0.060.01760.0424WLOWhh2.5.22.5.2 弓形降液管的宽度弓形降液管的宽度与降液管的面积与降液管的面积dWFA由 查弓形降液管参数图知0.6wlD F0.0765TAA0.134dWD2FA =0.0765 1.130=0.0864m精馏段:0.134 1.20.161mdW .提馏段：2FA =0.765 1.539=0.118mDW =0.134 1.4=0.188m依式 111220.0864 0.4515.18750.002560.118 0.4514.721s50.00607fTsfTsfTsAHLAHssLAHsL精馏段:降液管可用提馏段：降液管可用2.5.32.5.3 降液管底隙高度降液管底隙高度0h根据公式 sowLhL u2.5.3.1 精馏段： 取降液管底隙的流速 u=0.11m/s0.002560.032=0.03m0.72 0.11oohmh取2.5.3.2 提馏段： 取降液管底隙的流速 u=0.12m/s0.0050970.036=0.04m0.12 0.72hmh取2.62.6 塔板塔板布置布置2.6.12.6.1 塔板的分布塔板的分布因 D800mm,故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。2.6.22.6.2 浮阀数目与排列浮阀数目与排列2.6.2.12.6.2.1 精馏段精馏段 取阀孔动能因子0F =12.孔速 001v1F12u =9.98m s1.697每层塔板上浮阀数目 s122001V1.354N=114d u0.0399.9844个取边缘区宽度 , 0.06SWm0.05cWm计算塔板上的鼓泡区面积)(sin180/21222rxrxrxAa1.20.161 0.060.379221.2R0.05=0.55m22dscDxWWmDW其中 222122/180sin ( )0.762xAx rxrmr故浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 75mmt 则排间距 0.762t89114 0.075 Aam mNt若考虑到塔直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距应小些，故取=60mm，按 t=75mm，=60mm，以等腰三角形叉排tt排得浮阀数 127 个。按 N=127 个重新核算孔速和阀孔动能因子 .1271. 354-1u=8. 92ms0120. 785 0. 039 01F =8.921.697=11.62阀孔动能因子变化不大，仍在 913 之间。塔板开孔率=01u1.198=100%=13.42%u8.922.6.2.22.6.2.2 提馏段提馏段 取阀孔动能因子0F =12孔速 001v2F12u =8.78m s1.867每层塔板上浮阀数目 s222002V1.381N=132d u0.0398.7844个.浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取孔中心距 75mmt 则排间距 0.762t77132 0.075 Aam mNt若考虑到塔直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距应小些，故取=55mm，按 t=75mm，=55mm，以等腰三角形叉排tt排得浮阀数 144 个。按 N=144 个重新核算孔速和阀孔动能因子 .1441. 381-1u=8. 03ms0220. 785 0. 039 01F =8.031.867=10.97阀孔动能因子变化不大，仍在 913 之间。塔板开孔率=02u0.897=100%=11.17%u8.03.第第 3 3 章章 塔板的流体力学计算塔板的流体力学计算3.13.1 汽相通过浮阀塔板的压降汽相通过浮阀塔板的压降 依据 ， g 来计算hhhhcpLph3.1.13.1.1 精馏段精馏段3.1.1.1 干板阻力计算ch1.8257.861.69773. 173. 11. 825um/ s0c1v1 0c1u01u1.697 8.92740.06422uv1 01h5. 345. 340. 050mc12g29. 8L13.1.1.2 板上充气液层阻力取LL0. 5，h0. 06m 0l则 hh0. 5 0. 060. 03m103.1.1.3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为： h0. 0500. 030. 080mp1 744.064580.21ph g0. 0809. 8Pap1p1 L13.1.23.1.2 提馏段提馏段3.1.2.1 干板阻力计算ch7.461.86773. 173. 11. 825um/ s1. 8250c2v1 uu020c21.867 8.03733.33922uv2 02h5. 345. 340. 045c22g29. 8L23.1.2.2 板上充气液层阻力取L22L0. 5，h0. 06m 则hh0. 5 0. 060. 03m003.1.2.3 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为 p2h0. 045+0. 030. 075m 539.00ph g0. 075 733. 339 9. 8Pap2p2 L23.23.2 淹塔淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度.wpldH d（H th ） H dhhh3.2.1 精馏段 3.2.1.1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 p1h0.080m3.2.1.2 液体通过降液管的压头损失 20.72L2s1d1w00. 00256h0. 153（）0. 153 ()0. 0019ml h0. 0323.2.1.3 板上液层高度 L1h0. 06m 则H d0. 0800. 00190. 060. 1419m 取Tw0. 5，已知H0. 45m ，h0. 0445 则wT 1（hH）0. 5（0. 0445 0. 45）0. 247m可见，所以符合防止淹塔的要求。1）whT（H1Hd3.2.2 提馏段 3.2.2.1 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度 p1h0.075m3.2.2.2 液体通过降液管的压头损失 0.84LH0. 00360722s20. 153（）0. 153 ()0. 0022md2lh0. 036w03.2.2.3 板上液层高度 L1h0. 06m 则H d0. 075 0. 0022 0. 060. 1372m 取Tw0. 5，已知H0. 45m ，h0. 0424m 则2wT（hH）0. 5（0. 45 0. 0424）0. 246m可见，所以符合防止淹塔的要求。2）whT（H2Hd3.33.3 雾沫夹带雾沫夹带 3.3.13.3.1 精馏段精馏段 v1Vs1+1. 36LZ-Ls1L1v1泛点率=100%kC AF b板上液体流经长度 0.878 ZD 2W1. 2 2 0. 161mLD板上流体流经面积 1.1300.957 2AA2A2 0. 0864mTFb取 k=1.0，泛点负荷系数 0.103FC 1.6970.8780.9571. 113+1. 36 0. 00256740. 064-1. 697泛点率100%=68. 95%1. 0 0. 103. T-6uV5. 7 103. 2a1se=() ， u =sv,1H - hA - ATfFL1 1.2970.1118.289kgV1. 354s u =1. 297m/ ssA - A1. 130- 0. 0864tF-65. 7 103. 2e=() =0. 0337kgv,1-30. 45- 0. 15103.3.23.3.2 提馏段提馏段 板上液体流经长度 1.024 ZD 2W1. 42 0. 188mLD板上流体流经面积 1.5391.303 2AA2A2 0. 188mTFb 取 k=1.0，泛点负荷系数 FC0.103 1.8671. 381+1. 36 0. 005097 1. 024733. 339-1. 867泛点率=100%=55. 73%1 0. 103 1. 303 17.988V1. 381s u =0. 972m/ ssA - A1. 539- 0. 118tF-65. 7 100. 9723. 2e=() =0. 01363kg800mm,裙座厚取 16mm。2H =3m3基础环内径 D= （1400+2 16）- 0. 4 10 =1032m mbi3基础环外径 D= （1400+2 16）- 0. 4 10 =1832m mbo圆整 D=1200m m D=2000m mbibo考虑再沸器，取裙座高nnnnn =30-1-4-1=mH=(- 1)H +H +H +H +H +H +HFPTF FP PDB12（）0. 45+1 0. 8+4 0. 6+1. 2+2. 027+0. 34+3 20. 567.第第 5 5 章章 塔的接管塔的接管5.15.1 进料管进料管 本设计采用直管进料管。管径计算如下： 1/24/3600()FFFVdu取，则2FLu =1.6m s=736.447kg m，33s100 55.548V =2.095 10m s3600 736.4473F4 2.095 10d =0.0408m=40.8mm3.14 1.6标准系列选取选取5 . 3505.2 回流管回流管 采用直管回流管，取 1.6m/sRuR0.002564L41d=0. 0451m=45. 1m mu3. 14 1. 6D R标准系列选取选取5 . 3505.35.3 塔底出料管塔底出料管采用直管出料，取1.6m/sWW604 0. 0191D=0. 0353m=35. 3m m3. 14 1. 6 730. 231查标准系列选取42 3.55.4 塔顶蒸汽出料管塔顶蒸汽出料管采用直管出气，取 u=20m/ s.4 1. 354D=0. 2937m=293. 7m m3. 14 20查标准系列选取325 95.55.5 塔底蒸汽进气管塔底蒸汽进气管采用直管进气，取qw =23m/ s4 1. 381D=0. 2766m=276. 6m m3. 14 23查标准系列选取325 9.5.65.6 设计结果汇总设计结果汇总浮阀塔设计结果汇总序号项目计算数据精馏段 提馏段备注1塔径（m）1.2 1.42板间距（m）0.45 0.453塔板类型单溢流弓形降液管4空塔气速（）m/ s1.198 0.8975堰长（m）0.72 0.846堰高（m)0.0445 0.04247板上层高度（m）0.06 0.068降液管底隙高度（m）0.032 0.0369浮法数（个）127 144 10浮阀气速8.92 8.0311浮阀动能因子11.62 10.9712临界阀孔气速（）m/ s7.86 7.4613孔心距（m）0.075 0.07514排间距（m）0.060 0.05515单板压降（pa）580.21 539.0016降液管内清液层高度（m）0.1419 0.137217泛点率（1%）68.95 55.7318汽相负荷上限（）3m s2.375 2.50419汽相负荷下限（）3m s0.582 0.62920操作弹性4.08 3.98分块式塔板等腰三角形叉排同一横排孔心距相邻横排中心距离雾沫夹带控制漏液控制.结语结语 课程设计是对以往学过的知识的复习和巩固，能够培养我们理论联系实际的能力，通过对精馏塔的设计，更加深入的对化工生产过程有了初步的理解和认识，使我所学的知识不局限于书本。此次化工原理课程设计过程中，手稿的计算、电子版的书写、工艺流程图和设备条件图等让我学到了很多知识。包括怎样查阅参考文献，计算数据、应用以前学习工程制图知识，化工原理课程设计工作基本完成，并得出了可行的设计方案。本次课程设计培养了我的自学能力，设计中需要的许多知识都需要我们亲自查阅资料和文献，并要求加以理解、归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，巩固了所学的化工原理知识，更极大的拓宽了我们的知识面，让我们认识了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以后工作将起到至关重要的作用。更主要的是它武装了我的头脑，教我如何面对在实际中遇到的问题。在此，我要对在化工原理课程设计中给予我帮助的所有同学和指导老师，给以最衷心的感谢和由衷的问候。老师您辛苦了，真心的祝老师身体健康、工作顺利。.参考文献参考文献1陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋 编化工原理上册第三版，化学工业出版社.2陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋 编化工原理下册第三版，化学工业出版社.3王国胜，等. 化工原理课程设计第 2 版，大连理工大学出版社. 2006 年 8 月4贾绍义，等. 化工原理课程设计 ，天津大学出版社. 2002 年5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6天津大学物理化学教研室 编化工原理 （上、下册）第 6 版 高等教育出版社.2004 年 5 月7方利国 董新法编著化工制图 AutoCAD 实战教程与开发第 1 版 化学工业出版社.2005 年 1 月8贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计（传质与单元操作课程设计）. 天津：天津出版社，2002.主要符号说明主要符号说明表表 主要符号说明主要符号说明33：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kg0.5/(sm0.5)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）：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/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 表表下标：下标：A,B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.附录附录表 2-1 常压下乙醇丙醇的汽液平衡数据序号液相组成气相组成沸点/序号液相组成气相组成沸点/10.0000.00097.1670.5460.71184.9820.1260.24093.8580.6000.76084.1330.1880.31892.6690.6630.79983.0640.2100.33991.60100.8440.91480.5950.3580.55088.32111.0001.00078.3860.4610.65086.25表 2-2 不同温度下乙醇和丙醇的密度温度 T、708090100乙醇：am3754.2742.3730.1717.4丙醇：bm3759.6748.7737.5726.1表 2-3 不同温度下乙醇和丙醇的表面张力数据表温度6080100乙醇（）mNm20.2518.2816.29丙醇（）mNm21.2719.4017.502-4 乙醇和丙醇的粘度数据表温度6080100乙醇（mPa*s）0.6010.4950.361丙醇（mPa*s）0.8990.6190.444. 化工原理课程设计教师评分表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满分评分出勤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。10平时成绩20%纪律学习态度认真，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。10说明书格式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。10说明书质量30%工艺设计计算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。20制图图形图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。20制图质量30%制图正确性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。10答辩20对设计方案的理解答辩过程中，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）： 2010 年 月 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.2010 年 12 月 20 日