广大化工原理课程设计

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1、 化工原理课程设计任务书 设计题目：乙醇水连续精馏塔的设计 班级：化工 131 姓名： 学号： 指导老师：毛桃嫣 - 2 - 目录 前言 .4 设计任务书 5 第一章 设计方案简介 .6 1.1 概念 .6 1.1.1 塔设备简介 .6 1.1.2 板式塔简介 .6 1.2 设计方案 .7 1.2.1 塔类型的选用 .7 1.2.2 操作压力 .8 1.2.3 进料状态 .8 1.2.4 加热方式 .8 1.2.5 回流比 .8 1.2.6 冷却方式 .8 1.2.7 工艺流程图 .8 第二章 工艺计算 .9 2.1 精馏塔全塔物料衡算 .9 2.2 常压下乙醇水气、 液平衡组成与温度.10

2、2.3 求最小回流比和操作回流比.11 2.4 求精馏塔的气、 液相负荷 12 2.5 精馏段操作线方程 .13 2.6 提馏段操作线方程 .13 2.7 图解法求理论板层数 .13 2.8 实际塔板数的求取 .13 2.9 冷凝器热负荷和冷却水消耗量 .14 第三章 主要工艺尺寸的计算 14 3.1 操作压力 .14 3.2 操作温度的计算 .15 3.3 平均摩尔质量计算 .15 3.4 密度 .16 3.5 混合液体表面张力 .17 3.6 混合物的黏度 .19 3.7 相对挥发度 .20 3.8 塔径计算 .20 3.9 溢流装置 .22 3.10 弓形降液管的宽度和横截面积 23 3

3、.11 降液管底隙高度 24 3.12 塔板布置及浮阀数目与排列 25 3.13 气体通过复发踏板的压降 28 3.14 淹塔 30 3.15 物沫夹带 31 3.16 塔的负荷性能图 33 第四章 精馏塔的结构设计 40 - 3 - 4.1 接管.40 4.2 筒体与封头.43 4.3 除沫器.45 4.4 裙座.46 4.5 人孔.47 4.6 吊柱.47 4.7 塔总体高度设计.49 第五章 辅助设备的选型和计算51 5.1 冷凝器 1.51 5.2 冷凝器 2.51 5.3 热量衡算.52 第六章 设计结果一览表54 参考文献.57 结束语.58 附录.59 - 4 - 前言 课程设计

4、是课程教学中综合性和实践性较强的教学环节， 是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计， 要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识， 进行融会贯通的独立思考， 在规定的时间内完成指定的化工设计任务， 从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容， 掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。 同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离乙醇水二元混合物

5、的方法。连续精馏塔在常压下操作， 被分离的乙醇水二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内， 以一定的回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的乙醇，由塔底采出水。 在设计过程中应考虑到设计的精馏塔应具有较大的生产能力，并且满足工艺要求， 另外还要节省能源， 综合利用余热。 经济合理， 冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此，设计是否合理关系到生产过程的经济问题。 化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。生产中为了满足储存、运输、加工和使用的需求，时常需要将这些混合物

6、分离为较纯净或几乎纯态的物质。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本设计是针对工业生产中的乙醇水溶液这一二元物质中进行乙醇的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关的资料。为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。 通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视

7、野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力。 - 5 - 设计任务书 一、设计任务： 试设计一连续浮阀精馏塔以分离乙醇水混合物。具体工艺参数如下： 1、生产能力：原料处理量 105000 吨/年 乙醇产品。 2、原料液中含乙醇 24 %（质量） ，其余为水。 3、产品要求：馏出液中的乙醇含量为 93 %（质量） 。 釜液中的乙醇含量不高于 1 %（质量） 。 设备的年运行时间平均为300 天(7200 小时） 。 二、设计条件： 1、加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。 2、操作压力：常压。 3、进料状况： 冷液进料 。 4、冷却水进口温度： 30 ，出口温

8、度 50 。 5、塔板形式：浮阀塔板。 三、应完成的工作量： 1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。 2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。 3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量。 4、编写设计说明书一份。 5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸） 。 - 6 - 1.设计方案简介 1.1 概念 1.1.1 塔设备简介 具有一定形状（截面大多是圆形） 、一定容积、内外装置一定附件的容器。 塔设备是石油、化工、医药、轻工等生产中的重要设备之一，在塔设备内可进行气液或液液两相间的充分接触，实施相间

9、传质，因此在生产过程中常用塔设备进行精馏、吸收、解吸、气体的增湿及冷却等单元操作过程。 一类塔形的化工设备。 用以使气体与液体、气体与固体、液体与液体或液体与固体密切接触，并促进其相互作用，以完成化学工业中热量传递和质量传递过程。 所采用材料必须对被处理的物料具有耐腐蚀性能。并按其所能承受的压力进行设计。 根据其结构可分为板式塔和填料塔二类。 常用的有泡罩塔、填料塔、筛板塔、淋降板塔、浮阀塔、凯特尔塔、槽形塔（S型塔） 、舌型塔、穿流栅板塔、转盘塔以及导向筛板塔等。 应用于蒸馏、吸收、萃取、吸附等操作。 1.1.2 板式塔简介 板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备， 由圆筒形塔体和

10、按一定间距水平装置在塔内的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例） ，液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。 （1）泡罩塔 通常用来使蒸气（或气体）与液体密切接触以促进其相互间的传质作用。塔内装有多层水平塔板，板上有若干个供蒸气（或气体）通过的短管，其上各覆盖底缘有齿缝或小槽的泡罩，并装有溢流管。操作时，液体由塔的上部连续进入，经溢流管逐板下降，并在各板上积

11、存液层，形成液封；蒸汽（或气体）则由塔底进入，经由泡罩底缘上的齿缝或小槽分散成为小气泡， 与液体充分接触， 并穿过液层而达液面， 然后升入上一层塔板。 短管装在塔内的， 称内溢流式； 也有装在塔外的，称外溢流式。泡罩塔广泛用于精馏和气体吸收。 泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有 f80、f100、f150mm三种尺寸，可根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。操作时，液体横向流过塔板，靠溢流堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成

12、液封。升气管的顶部应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时，被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质提供大量的界面。 泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点是结构复杂、造价高，板 - 7 - 上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 （2）浮阀塔 浮阀塔是开发的一种新塔型，广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程，其特点是在每个筛孔处安装一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起上升，空速低时，阀片因自身重而下降。阀片升降位置随气流量大小自动调节，从而使进入液层

13、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。 浮阀塔，一种板式塔，用于气液传质过程中。 浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。 浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。 塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。 在分离稳定同位素时采用在克服泡罩塔缺陷的基础上发展起鼓泡式接触装置。 浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。 浮阀主要有 V 型和 T 型两种，

14、特点是：生产能力比泡罩塔约大 20%40%；气体两个极限负荷比为 56，操作弹性大；板效率比泡罩塔高 10%15%；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。 （3）筛板塔 扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）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，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式， 性能优于泡罩塔。 为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了

15、环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，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。筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。 1.2 设计方案 1.2.1 塔类型的选用 本次设计方案的任务是设计一种精馏塔，来实现分离乙醇水混合物。应老师的要求， 此次设计选用浮阀塔。浮阀塔是开发的一种新塔型，广泛应用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀

16、，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节开度。 - 8 - 1.2.2 操作压力 精馏可在常压、 加压或减压下进行，用哪种方式是通过处理的物料的性质及技术上的可行性和经济上的和理性来综合考虑确定的。 本次设计方案采用的操作压力是：常压。 1.2.3 进料状态 进入精馏塔的原料液可能有 5 种热状况， 由于不同的进料状态，上升到精馏段的蒸汽量和下降到提馏段的液体量会发生变化。 本次设计方案采用的进料状态是：冷液进料。 1.2.4 加热方式 直接蒸汽加热可利用压力较低的蒸汽加热，而且能节省费用。 本次设计方案选用的是：直接蒸汽加热，

17、蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2。 1.2.5 回流比 回流比的上限为全回流时的回流比，下限就是最小回流比。在实际生产中，全回流情况下，虽然所需的理论板数为最少，但是得不到产品，若在最小回流比下工作，所需的理论板数则是无限大。因此，我们应通过经济衡算来在两个极值之间选择一个适宜的回流比来进行操作。 1.2.6 冷却方式 本次设计采用常温水进行冷却，冷却水进口温度：30，出口温度自定。 1.2.7 工艺流程图 - 9 - 2.工艺计算 已知：原料处理量 105000 吨/年乙醇产品； 原料液中含乙醇有 24%（质量） ，其余为水； 设备的年运行时间平均为 7200h； 馏出液中的乙醇含量为

18、93%（质量） ； 釜液中的乙醇含量不高于 1%（质量） ； 回流比 R 自选； 进料状况：冷液进料 q1； 操作压力：常压(101.3KPa) ； 加热方式：直接蒸汽加热，蒸汽压力为 1.02.0kg/cm2； 冷却水进口温度：30，出口温度自定。 2.1 精馏塔全塔物料衡算 F：原料液流量（kmol/s） XF：原料组成（mol%） D：塔顶产品流量（kmol/s） XD：塔顶组成（mol%） W：塔底产品流量（kmol/s） XW：塔底组成（mol%） 原料乙醇组成：XF=18/7646/2446/24=11% 塔顶组成：XD=18/746/9346/93=84% 塔底组成：XW=18/

19、9946/146/1=0.394% 进 料 量 ： F=105000 吨 / 年 =3600*24*300)18/ )24. 01 (46/24. 0(*1000*105000=0.1922（kmol/s）=691.92（kmol/h） 物料衡算式：F=D+W F XF=D XD+W XW 联立代入求解：D=0.0244（kmol/s）=87.84（kmol/h） W=0.1678（kmol/s）=604.08（kmol/h） - 10 - 2.2 常压下乙醇水气、液平衡组成与温度关系（如图所示） 温度/ 液相 气相 温度/ 液相 气相 温度/ 液相 气相 100 0 0 82.7 23.37

20、 54.45 79.3 57.32 68.41 95.5 1.9 17 82.3 26.08 55.8 78.74 67.63 73.85 89 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15 86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43 85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64 84.1 16.61 50.89 79.7 51.98 65.99 （1） 温度 利用图表中的数据由拉格朗日插值可求得tF tD tW tF:66. 921. 77 .860 .89=7.21

21、-1189.0-tF tF=85.44 tD:72.7443.8941.7815.78=43.898478.15-tD tD=78.25 tW:9 . 105 .95100=0-0.394100-tW tW=99.07 精馏段平均温度：1t=2DFtt=225.7844.85=81.85 提馏段平均温度：2t=2WFtt=207.9944.85=92.26 2.3 求最小回流比和操作回流比 a.最小回流比 采用作图法求最小回流比。因为是冷液体进料，指定原料液温度为 30，由平衡数据使用插值法可得原料液的泡点温度是85.44。由表查得乙醇的汽化热为825.941kJ/,水的汽化热是 357.81

22、0kJ/。故原料液的汽化热是 komlkJrm/4 .991118810.35789. 046941.82511. 0 进料温度为 30，泡点温度是 85.44 ，故平均温度为 Cm72.5744.853021t 由附录查得 57.72时，乙醇的比热容为 2.853kJ/kgK,水的比热容为4.185kJ/kgK，故原料液的平均比热容为 KkgJpm/k480.8118185. 489. 046853. 211. 0c - 11 - 则进料热状况为 46. 14 .9911)3044.85(48.814 .9911mpmmrtcrq 则 q 线方程为： 24. 017. 3146. 111.

23、0146. 146. 111yxxqxxqqf 乙醇和水的汽化热和热容表 温度 乙醇 水 汽化热 热容 汽化热 热容 kJ/kg kJ/kg.K kJ/kg kJ/kg.K 0 985.29 2.23 0 4.212 10 969.66 2.3 42.04 4.191 20 953.21 2.38 83.9 4.183 30 936.03 2.46 125.69 4.174 40 918.12 2.55 167.51 4.174 50 899.31 2.65 209.3 4.174 60 879.77 2.76 251.12 4.178 70 859.32 2.88 292.99 4.187

24、80 838.05 3.01 334.94 4.195 90 815.79 3.14 376.98 4.208 100 792.52 3.29 419.1 4.22 0 0.10 0.20 0.30 0.40 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 0.10 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 1.0 - 12 - 故最小回流比为： 1minminRxRD=1.54 b. 实际回流比 在实际操作中，常取最小回流比的（1.12.0）倍作为实际回流比，在本设计系统中，当回流比最小时，塔板数为无穷大，故设备费为无穷大。当 R 稍大于minR时，塔板

25、数便从无穷多锐减到某一值，塔的设备费随之锐减。当R 继续增加时，塔板数固然仍随之减少，但已较缓慢。另一方面，由于 R 的增加，上升蒸汽量随之增加，从而使塔径、蒸馏釜、冷凝器等尺寸相应增大，故 R 增加到某一数值以后，设备费又回升。 取 R=1.7 minR=1.7*1.54=2.618 2.4求精馏塔的气、液相负荷 h/kmol97.22984.87618. 2 RDL h/kmol81.31784.871618. 2) 1(DRV 由于进料方式为冷液进料进料，故： h/kmol17.124092.69146. 197.229qFLL h/kmol09.63692.691) 146. 1 (8

26、1.317) 1(FqVV h/kmol08.60409.63617.1240-LVW 2.5 精馏段操作线方程为 23. 0724. 0yxXVDxVLD 2.6 提馏段操作线方程为 00374. 095. 1xywxWLWWLL 2.7 图解法求理论板层数 采用如图解法求理论板层数 - 13 - 求解结果为： 总理论板层数 NT=19，其中 NT，精=15，NT，提=4，进料板位置 NF=16 2.8 实际塔板数PN的求取 (1)精馏段 =3.44，1L=0.3738（mpa*s） 4607. 03738. 044. 349. 049. 0245. 0245. 0LTE 精馏段实际板层数

27、N精=15/0.4607=32， 同理： 提馏段实际板层数 N提=4/0.39=10 总实际板数 NP=N精+N提=32+10=42 实际进料板为第 33 块板。 全塔效率：%24.45%100*42/19PTTNNE 0 0.10 0.20 0.30 0.40 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.0 0.10 0.20 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 1.0 - 14 - 2.9 全冷凝器热负荷和冷却水消耗量 因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可按纯乙醇进行计算， tD=78.25,Ar=841.71kJ/mol kmolkJrIIALDVD/66

28、.3871846*71.841 冷凝器的热负荷 hkJVrIIVQALDVDc/710*23. 166.38718*81.317)( 设冷却水进、出冷凝器温度为30和 50 冷却水消耗量为： hkgttcQWpccc/510*47. 1)3050(*174. 4710*23. 1)(12 3.主要工艺尺寸的计算 3.1 操作压力 塔顶操作压力 a325.101KPPD(常压) 每层塔板压降 a7 . 0KPP 进料板压力 a425.1247 . 033325.101KPPF 塔底压力 a725.1307 . 042325.101wKPP 精馏段平均压力 a875.1122/)425.12432

29、5.101(1mKPP 提馏段平均压力 Pa575.1272/)725.130425.1242mKP （ 3.2 操作温度的计算 进料板温度：Ft=85.44 塔顶温度： CtD25.78 塔釜温度： Ctw07.99 精馏段平均温度：CtV85.81 提馏段平均温度：CtL26.92 - 15 - 全塔平均温度： CttWD66.88207.9925.782tm 3.3 平均摩尔质量计算 塔顶的液相组成 84. 0Dx 塔顶的气相组成 848. 0Dy 则 LDmM=0.84*46+（1-0.84）*18=41.52kg/kmol kmolkgMVDm/744.4118*)848. 01 (

30、46*848. 0 进料板液相组成 11. 0Fx 进料板气相组成 445. 0Fy 则 molkgMLFm/08.2118*)11. 01 (46*11. 0 molkgMVFm/46.3018*)445. 01 (46*445. 0 塔底液相组成 00394. 0Wx 塔底气相组成 052. 0Wy 则 molkgMLWm/11.1818*)00394. 01 (46*00394. 0 molkgMVWm/456.1918*)052. 01 (46*052. 0 精馏段的平均摩尔质量 molkgMVm/102.362744.4146.30)(精 提馏段的平均摩尔质量 molkgMLm/59

31、5.19208.2111.18)(提 molkgMVm/958.242456.1946.30)(提 molkgMLm/3 .31252.4108.21)(精 - 16 - 3.4 密度 混合液密度：Lp1=BBAApapa 混合气密度：004 .22 TPPTpMV 精馏段： 1t=81.85 液相组成1x：37.237 .8285.8137.2361.167 .821 .841x 1x=27.47% 气相组成1y：45.547 .8285.8145.5489.507 .821 .841y 1y=56.61% 所以 1LM=46*0.2747+18* （1-0.2747 ）=25.69 （kg

32、/kmol ） 1VM=46*0.5661+18* （1-0.5661 ）=33.85 （kg/kmol ） 提馏段： 2t=92.26 液相组成2x：21. 70 .8926.9221. 79 . 10 .895 .952x 2x=4.55% 气相组成2y：91.380 .8926.9291.3800.170 .895 .952y 2y=27.92% 所以2LM=46*0.0455+18* （1-0.0455 ）=19.27 （kg/kmol ） 2VM=46*0.2792+18* （1-0.2792 ）=25.49 （kg/kmol ） 不同温度下乙醇和水的密度 温度/ 乙p 水p 温度/

33、 乙p 水p 80 735 971.8 95 720 961.85 85 730 968.6 100 716 958.4 90 724 965.3 求得在1t与2t下的乙醇和水的密度。 - 17 - 1t=81.85，7358085.818 .9716 .9688085乙p， 乙p=733.82 （kg/3m） 8 .971p8085.818 .9716 .9688085水， 水p=970.62 （kg/3m） 同理：2t=92.26 ，,乙p=722.19 （kg/3m） ,水p=964.04 （kg/3m） 在精馏段：液相密度1Lp： 11Lp=62.9704321. 0182.733)2

34、747. 01 (*1846*2747. 0/(46*2747. 0 1Lp=796.60（kg/3m） 气相密度：16. 1)85.8115.273(*4 .2215.273*85.331Vp（kg/3m） 在提馏段：液相密度2Lp： 21Lp=04.96408345. 0119.722)0455. 01 (*1846*0455. 0/(46*0455. 0 2Lp=908.18（kg/3m） 气相密度：2Vp=25.49*92.26)(273.15*4 .2215.273=0.851 （kg/3m） 3.5 混合液体表面张力 下式中表 w、o、s 分别代表水、有机物及表面部分，Wx、Ox指

35、主体部分的分子数，wV、oV为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。 精馏段1t=81.85 乙醇和水不同温度下的表面张力 温度/ 70 80 90 100 乙醇表面张力/mN/m 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力/mN/m 64.3 62.6 60.7 58.8 - 18 - 60.2260.79618wwmpmV（molcm /3） oV=66.3916. 146oopm（molcm /3） 乙醇表面张力：乙醇2 .1615.172 .1685.817 .608090， 乙醇=17.260 水表面张力：水7 .6085.81906 .627 .

36、608090， 水=62.249 )()1()()x0202wo2woowwowooowwowVXVxVxVxVXVxVxV（ 90. 0)66.39*2747. 060.22*7253. 0(*66.39*2747. 0)60.22*)2747. 01(2 因为Dx=0.2747，所以wx=1-0.2747=0.7253 B=10（o2w）=100.90=-0.046 Q=0.441*）（3/2ww3/2ooq*)(VVTq =0.441*（15.27385.812）*（3/23/260.22*249.62266.39*260.17）=-0.987 A=B+Q=-0.046-0.987=-1

37、.03 联立方程组 A=）（so2sw10， 1sosw 代入求得：sw= 0.262 ，so=0.738 4/1m=0.262*62.24941+0.738*17.2641=2.24, m=25.18 提馏段2t=92.26 82.1918.90818,wwmpmV（molcm /3） 851. 046,ooopmV54.05（molcm /3） - 19 - 乙醇表面张力：乙醇2 .1526.921002 .162 .1590100，解得乙醇=15.974 水表面张力：水8 .5826.921007 .608 .5890100，解得水=60.271 ）（）（05.54*0455. 082.

38、19*9545. 0*05.54*0455. 082.19*0455. 012o2w8.84 因为Dx=0.0455，所以wx=1-0.0455=0.9545 B=（o2w）= 8.84=0.95 Q=0.441*323282.19*271.60205.54*974.15(*)15.27326.922()=-0.790 A= B+ Q=0.95-0.790=0.160 联立方程组 A=（so2sw） ，1sosw 代入求得：sw= 0.679 ，so=0.321 m=41.21 3.6 混合物的黏度 1t=81.85，查表得水=0.3491（mpa*s） ，醇=0.4389（mpa*s） 2t

39、=92.26，查表得水=0.3091（mpa*s） ，醇=0.385（mpa*s） 精馏段黏度：1=醇x1+水（1- x1） =0.4389*0.2747+0.3491*（1-0.2747）=0.3738（mpa*s） 提馏段黏度：2=醇x2+水（1- x2） =0.385*0.0455+0.3091*（1-0.0455）=0.3126（mpa*s） 3.7 相对挥发度 精馏段挥发度：由 xA=0.2747，Ay=0.5661 得Bx=0.7253，By=0.4339 所以 44. 32747. 0*4339. 07253. 0*5661. 0xyxyABBA - 20 - 提馏段挥发度：xA

40、=0.0455，Ay=0.2792 得Bx=0.9545，By=0.7208 3.8 塔径计算可依据流量公式： uVDs4 式中 D塔径，m sV气体体积流量，m3/s u空塔气速，m/s。 表观空塔气相速度u（按全塔截面计）按下式进行计算： max=()uu安全系数 安全系数（0.60.8） 。 安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。 其中，LVmaxVuc 其中（L为液相密度，V为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，maxu为极限空塔气速， m/s） 。C值可由 Smith 关联图查

41、得：在关联图中，横坐标为12hLhVLV；参数TLHh反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（TH为板间距，Lh为板上液层高度） - 21 - 图 4-1-Smith 关联图 （1） 精馏段 由 u=(0.6-0.8)* Maxu ,VVLMaxpppCu,式中 C 可由史密斯关联图查出； 横坐标数值：021. 0)(*2111VLSLslppVL 取板间距：HT=0.45m，Lh=0.07m，则HT-Lh=0.38（m） 查图可知076. 020C,079. 02018.25*076. 0)20(2 . 02 . 020）（CC Maxu=0.079*16. 116. 16 .796=2.0

42、69 （m/s） 45. 1069. 2*7 . 07 . 0u1Maxu（m/s） )(51. 1411muVDsl 横截面积：)(79. 151.1*785. 022mAT，空塔气速)/(44. 179. 1/58. 21smu （2） 提馏段 横坐标数值：2111)(*VLSLslppVL0.045 HT=0.45m，Lh=0.07m，则HT-Lh=0.38（m） 查图可知08. 020C,092. 02021.41*08. 0)20(2 . 02 . 020）（CC - 22 - Maxu=0.092*851. 0851. 018.908=3.00 （m/s） 10. 200. 3*7

43、 . 07 . 0u2Maxu（m/s） )(80. 14222muVDs 圆整：mD8 . 12，横截面积：)(54. 28.1*785. 022mAT 空塔气速)/(08. 254. 2/292. 52smu 3.9 溢流装置 溢流装置包括降液管、溢流堰、受液盘等几个部分，它们都是液体的通道，其结构和尺寸对塔的性能有着非常重要的影响，因此它的设计就显得极为重要。 堰长wl根据液体负荷和溢流型式而定。对单溢流，一般取wl为（0.60.8）D,其中 D 为塔径。 板上液层高度为堰高与堰上液层高度之和，即： Lh =wh+owh 式中Lh板上液层高度，m wh堰高，m owh堰上液层高度，m。

44、堰高则由板上液层高度及堰上液层高度而定。 （1） 堰长Wl wl=0.65D=0.651.8=1.17 出口堰高：本次设计采用平直堰，堰上液高度owh按下式计算： 2/32.84()1000SowwLhElm ， 近似取 E=1 精馏段 - 23 - 2/32.84()1000SowwLhEl=9.76*10-3 WhLh-how=0.07-9.76*10-3=0.060 （m） 提馏段 2/32.84()1000SowwLhEl=0.0226（m） WhLh-how=0.07-0.0226=0.0474 （m） 3.10 弓形降液管的宽度和横截面积 弓形降液管的宽度及截面积可根据堰长与塔径之

45、比查图来求算。实际上， 在塔径D 和板间距TH一定的条件下，确定了溢流堰长wl，就已固定了弓形降液管的尺寸。 降液管的截面积应保证液体在降液管内有足够的停留时间， 使溢流液体中夹带的气泡能来得及分离。为此液体在降液管内的停留时间不应小于 35s，对于高压下操作的塔及易起泡沫的系统，停留时间应更长些。 因此，在求得降液管截面积之后，应按下式验算降液管内液体的停留时间， 即：fTsAHL - 24 - D=1800mm，mmHT450 ，65. 0/DlW 查得：DWd0.124 ，TfAA0.0721 则)(183. 054. 2*0721. 02mAf )(223. 08 . 1*124. 0

46、mWd 验算降液管内停留时间： 精馏段： =)(97.39310*06. 245. 0*183. 01sLHASTf 提馏段：=)(27.11310*31. 745. 0*183. 02sLHASTf 停留时间5s，故降液管可用。 3.11 降液管底隙高度h0 降液管下端与受液盘之间的距离称为底隙， 以0h表示。 降液管中的液体是经底隙和堰长构成的长方形截面流至下块塔板的， 为减小液体阻力和考虑到固体杂质可能在底隙处沉积，所以0h不可过小。但若0h过大，气体又可能通过底隙窜入降液管，故一般底隙应小于溢流堰高， 以保证形成一定的液封， 一般不应低于 - 25 - 6mm，即006. 00whh。

47、 0h按下式计算： 00ulLhws （1.9） 式中，0u液体通过降液管底隙时的流速，m/s 。根据经验，一般取smu/25. 007. 00。降液管底隙高度一般不宜小于 2025mm。为简便起见，有时运用式子0h= wh-0.006 来确定0h 精馏段： 取降液管底隙的流速,/08. 00smu 则)(022. 0010mulLhws 提馏段： 取降液管底隙的流速,/08. 00smu则)(078. 0020mulLhws 因为0h不小于 20mm，故0h满足要求。 3.12 塔板布置及浮阀数目与排列 （1）塔板分布本设计塔径 D=1.8m ，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 （2）

48、浮阀数目与排列 精馏段： 取浮阀动能因子0F=12，则孔速01u为： 00VFu=10.34（m/s） 每层塔板上浮阀数目为： )(209401021块udVNs（采用 F1 型浮阀） 取边缘区宽度cW为 0.06m，安定区宽度sW可取为 0.10m 鼓泡区为气液接触有效区，其面积（单流型）按下式计算： 2222arcsin180axAx RxRR - 26 - 其中： c2DRW=0.84（m） ds()2DxWW=0.577（m） 所以， )(77. 184. 0577. 0arcsin180577. 084. 0*577. 0(*2222mAa 求得浮阀个数后，应在草图上进行试排列。阀孔

49、一般按正三角形排列，常用的中心距有 75、100、125、150（mm）等几种，它又分顺排和叉排两种，通常认为错排时的接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，但本课程设计的塔径为 1.8m，相对较小，所以选用错排。选用阀孔也可按等腰三角形排列，此时多固定底边尺寸 B，例如 B 为 70、75、80、90、100、110（mm）等。如果塔内气相流量变化范围较大，可采用排轻浮阀一排重浮阀相间排列，以提高塔的操作弹性。对于整块式塔板，多采用正三角形错排，孔心距 t 为 75125mm。对于分块式塔板，宜采用等腰三角形错排，此时常把同一横排的阀孔中心距，定为 75mm，而相邻

50、两排间的阀孔中心距 t可取为 65mm，80mm，100mm 等几种尺寸。 故在本次课程设计中，采用等腰三角形叉排。 浮阀排列采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距75mmt ，则可按下式估算间距t，即： 排间距：mmmNAtta113113. 0075. 0*20977. 1 由于塔径较大，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区面积，因此，排间距应比计算的要小一些，故取为：65t mm。按75mmt , t65mm，用 AutoCAD 画图，得阀数 249 个。 - 27 - 按 N=重新核算孔速及阀孔动能因数： NdVus02101410.68m/s 76.111

51、6. 1*68.100F 阀孔动能因数变化不大，仍在9-13 范围内。 塔板开孔率 =%48.13%100*68.1044. 10uu 提馏段 取浮阀动能因子0F=12，则孔速01u为： 00VFu=13.01（m/s） 每层塔板上浮阀数目为： )(240402022块udVNs（采用 F1 型浮阀） 按75mmt ，mmmNAtta76046. 0075. 0*24077. 1 取mmt65，排得阀数为 246 块。 - 28 - 按 N=重新核算孔速及阀孔动能因数： NdVus02202414.03m/s 94.12851. 0*03.1402F 阀孔动能因数变化不大，仍在 9-13 范围

52、内。 塔板开孔率=%83.14%100*03.1408. 20uu 3.13 气体通过浮阀塔板的压降 气体通过每层浮阀塔板的压降应为： 1pcPPPP 其中pP为气体通过一层浮阀塔板的压强降，Pa；cP为气体通过干板阻力所产生的压强降，Pa；1P为气体克服板上充气液层的静压强所产生的压强降，Pa；P为气体克服液体表面张力所产生的压强，Pa。 习惯上， 常把这些压强降折合成塔内液体的液柱高度表示， 故上式又可写成 1pcHhhh 式中，pH是与pP相当的液柱高度，pH=pLPg，m - 29 - ch是与cP相当的液柱高度， ch=cLPg，m 1h是与1P相当的液柱高度， 1h=1LPg，m

53、h是与P相当的液柱高度，h=LPg，m 精馏段 (1) 干板阻力 气体通过浮阀塔板的干板阻力，在浮阀全部开启前后有着不同的规律。板上所有浮阀刚好全部开启时，气体通过阀孔的速度称为临界速度，以ocu表示。 )/(68. 916. 11 .731 .73825. 1825. 1110smpuVc 因1001cuu ，故：1ch=5.34*202VcLug=0.03（m） (2) 板上充气液层阻力 一般用下面的经验公式计算1h=0Lh 式中，Lh板上液层高度，m； 0反映板上液层充气程度的因数， 称为充气因数， 无量纲， 液相为水时，0=0.5;为油时，0=0.20.35;为碳氢化合物时，0=0.4

54、0.5。 取0=0.5，)(035. 007. 0*5 . 001mhhLL （2） 液面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高度为： )(065. 0035. 003. 01mhP )(43.5078 . 9*6 .796*065. 0111PagphPLPP 提馏段 )/(47.11851. 01 .731 .73825. 1825. 1220smpuVc - 30 - 因2002cuu，故：2ch=5.34*202VcLug=0.05（m） 取0=0.5，)(035. 007. 0*5 . 001mhhLL )(085. 0035. 005. 0

55、1mhP )(51.7568 . 9*18.908*085. 0111PagphPLPP 3.14 淹塔 为了防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度 1dTwHHh，即dpLdHhhh （1） 精馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：1Ph=0.065（m） 液体通过液体降液管的压头损失： dh=0.153(0SwLl h)=0.153*2)022. 0*17. 100206. 0(=0.001（m） 板上液层高度 0.07hL1=m 则)(136. 007. 0001. 0065. 01mHd 因为0.5，所以TwHh0.5*（0.45+0.06 ）=0.255 （m） 可见1dT

56、wHHh，所以符合防止液泛的要求。 （2） 提馏段 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度：2Ph=0.085 （m） 液体通过液体降液管的压头损失： dh=0.153(0SwLl h)=0.153*2)078. 0*17. 100731. 0(=0.001（m） 板上液层高度 0.07hL1=m 则)(156. 007. 0001. 0085. 02mHd 因为0.5，所以TwHh0.5*（0.45+0.0474 ）=0.249 （m） - 31 - 可见1dTwHHh，所以符合防止液泛的要求。 3.15 物沫夹带 通常用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值作为估算雾沫夹带量的指标。此

57、比值称为泛点百分数，或称泛点率。 在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标，即Ve0.1kg 液/kg 气： 大塔 泛点率80 直径 0.9m 以下的塔 泛点率70 减压塔 泛点率75 泛点率可按下面的经验公式计算,即： 泛点率VssLV1bF1.36100%LVL ZFA KC （a） 或泛点率VsLV1TF100%0.78VFA KC （b） 式中，,SSVL分别为塔内气、液负荷，3m /s； V，L分别为塔内气、液密度，kg/3m； LZ板上液体流径长度，m，对单溢流塔板，LZ=2dDW，其中D为塔径，dW为弓形降液管宽度； bA板上液流面积，2m，对单溢流塔板，2bT

58、fAAA，其中TA为塔截面积，fA为弓形降液管截面积； FC泛点负荷系数，可根据气相密度V及板间距TH查图而得 K物性系数，其值见表 - 32 - 表 6-1 物性系数参考表 系统 物性系数 系统 物性系数 无泡沫，正常系统 1.0 多泡沫系统（如胺） 0.73 氟化物（如氟里昂） 0.9 严重起泡系统 0.6 中等起泡系统 （如油吸收塔、 乙二醇再生塔） 0.85 形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔） 0.3 一般按式（a）和式（b）分别计算泛点率，而取其中大者为验算的依据。若上二式之一算得的泛点率不在规定的范围以内，则应适当调整有关参数，如板间距、塔径等，并重新计算。 (1)精馏段 板上流体流

59、径长度： )(354. 1223. 0*28 . 12mWDZdL 板上液流面积： fTbAAA22.54-2*0.183=2.174（2m） 查物性系数 K=1.0 ，泛点负荷系数图（如下图） 查得105. 0FC - 33 - 泛点率=%82.44%100*174. 2*105. 0*0 . 1354. 1*00206. 0*36. 116. 16 .79616. 1*58. 2 泛点率=%36.47%100*54. 2*105. 0*0 . 1*78. 016. 16 .79616. 1*58. 2 根 据上 两 式计算 出 泛 点 率都 在 80 以下 ，故可知 物沫 夹带能 够满 足

60、)(/ )(1 . 0vgkglkge 的要求。 （2）提馏段 查表可知： K=1.0 ，100. 0FC 泛点率=%90.76%100*174. 2*10. 0*0 . 1354. 1*00731. 0*36. 1851. 018.908851. 0*292. 5 泛点率=%10.78%100*54. 2*100. 0*0 . 1*78. 0851. 018.908851. 0*292. 5 根 据上 两 式计算 出 泛 点 率都 在 80 以下 ，故可知 物沫 夹带能 够满 足)(/ )(1 . 0vgkglkge 的要求。 3.16 塔的负荷性能图 （1）物沫夹带线 已知泛点率11111

61、11.36100%VSSLLVFbVLZFK CA，取Ve=0.1kg 液/kg 气为物沫夹带底限，即泛点率为 80% 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中,VLbFLA K CZ 及均为已知值，相应于Ve=0.1 的泛点率上限值亦可确定， 将各已知数代入上式， 便得出sSVL的关系式，据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。 - 34 - 精馏段： 174. 2*105. 0*0 . 1354. 1*36. 116. 16 .79616. 18 . 0SSLV 整理得：0.182616=0.0382SV+1.84144SL，即SV=4.78-48.21SL 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围

62、内任取两个SL值求出SV 提馏段 174. 2*100. 0*0 . 1354. 1*36. 1851. 018.908851. 08 . 0SSLV 整理得：0.17392=0.0306SV+1.84144SL，即SV=5.68-60.18SL 计算出的SV、SL、SV、SL见下表。 精馏段 LS(m3/s) 0.002 0.01 Vs(m3/s) 4.68 4.3 提馏段 LS(m3/s) 0.002 0.01 Vs(m3/s) 5.56 5.01 (2)液泛线 因为TwHhpLdhhh1cLdhhhhh，由此确定液泛线，忽略式中h项。 因为 205.342VcLuhg，101()2wwh

63、hh 0Lwwhhh ，200.153()SdwLhlh 其中 2336002.84()1000SowwLhEl 将上式分别代入，得到： 222300036002.845.340.153121000VSSTwwLWwuLLHhhEgl hl - 35 - 因物系一定塔板结构尺寸一定，则,0,0TwwVLH h h l 及等均为定值，而0u与sV又有如下关系，即 0SVu 20d N4 式中阀孔数 N 与孔径0d亦为定值。因此，可将式简化为sV与sL的关系式 精馏段 )6008. 006. 0(*5 . 135.66181. 9*2*6 .796*039. 0*249*785. 0*16. 1*

64、34. 5255. 03212142221SSSLLV整理得：132121227.20014696767.36SSSLLV 提馏段 )6008. 00474. 0(*5 . 151.4881. 9*2*18.908*039. 0*316*785. 0*851. 0*34. 5249. 03212142221SSSLLV整理得：132121267.5002695083.98SSSLLV 在操作范围内任取若干个SL，算出相应的SV值见下表。 精馏段 LS1(m3/s) 0.001 0.003 0.004 0.007 Vs1(m3/s) 5.89 5.58 5.41 4.7 提馏段 LS1(m3/s

65、) 0.001 0.003 0.004 0.007 Vs1(m3/s) 9.68 9.39 9.26 8.90 (3)液相负荷上限线关系式 液体的最大流量应保证在降液管中液体的停留时间不小于 35s。 液体在降液管内停留时间：sLHAsTf53 求出上限液体流量sL值（常数） ，在ssVL图上，液相负荷上限线为与气体流量sV无关的竖直线。 以5s作为液体在降液管内停留时间的下限 则：)/(016. 0545. 0*183. 05)(3maxsmHALTfS （4）漏液线 - 36 - 对于 F1 型重阀，依50F作为规定气体最小负荷的标准，则0204NudVS 精馏段： )/(380. 116

66、. 15*249*039. 0*4)(32min1smVS 提馏段： )/(045. 2851. 05*316*039. 0*4)(32min2smVS （5）液相负荷下限 取堰上液层高度0.006owhm 作为液相负荷下限条件， 先计算出sL的下限值，依次作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。 2/3min3600()2.84()0.0061000SwLEl 取 E=1.0，则： )/(001. 03600)1*84. 21000*006. 0()(323minsmLLWS 根据上述关系式：对于精馏段： （1）物沫夹带线：SV=4.78-48.21SL （2）降液管液泛线：132

67、121227.20014696767.36SSSLLV （3）液相负荷上限线)/(016. 0545. 0*183. 05)(3maxsmHALTfS （4）漏液线：)/(380. 116. 15*249*039. 0*4)(32min1smVS （5）液相负荷下限线：)/(001. 03600)1*84. 21000*006. 0()(323minsmLLWS，作出精馏段塔板负荷性能图： - 37 - (1)雾沫夹带线；(2)降液管液泛线；(3)液相负荷上限线 (4)漏液线；(5)液相负荷下限线 根据上述关系式：对于提馏段： （1）物沫夹带线：SV=5.68-60.18SL （2）降液管液泛

68、线：132121267.5002695083.98SSSLLV （3）液相负荷上限线)/(016. 0545. 0*183. 05)(3maxsmHALTfS （4）漏液线：)/(045. 2851. 05*316*039. 0*4)(32min2smVS （5）液相负荷下限线：)/(001. 03600)1*84. 21000*006. 0()(323minsmLLWS，作出提馏段的塔板负荷性能图： - 38 - (1)雾沫夹带线；(2)降液管液泛线；(3)液相负荷上限线 (4)漏液线；(5)液相负荷下限线 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

69、在适宜操作区内的适中位置； （2） 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制，操作下限有漏液控制； （3） 按 固 定 的 液 气 比 ， 由 图 可 查 出 塔 板 的 气 相 负 荷 上 限)/60. 5(68. 4)(3maxsmVS，气相负荷下限)/045. 2(380. 1)(3minsmVS。 所以：精馏段操作弹性 =4.68/1.380=3.43 ；提馏段操作弹性=5.60/2.045=2.76 。 - 39 - 浮阀塔工艺设计计算结果见下表： 项目 符号 单位 计算数据 备注 精馏段 提馏段 塔径 D m 1.8 1.8 板间距 HT m 0.45 0.45 塔板类型 单溢流弓形降

70、液管 分块式塔板 空塔气速 u m/s 1.44 2.08 堰长 lw m 1.17 1.17 堰高 hw m 0.06 0.0474 板上液层高度 m 0.07 0.07 降液管底隙高 h0 m 0.022 0.078 浮阀数 N 249 316 等腰三角形叉排 阀孔气速 u0 m/s 10.34 13.01 同一横排孔心距 浮阀动能因子 F0 9.55 12.94 相邻横排中心距离 临界阀孔气速 u0c m/s 9.68 11.47 孔心距 t m 0.075 0.075 排间距 t m 0.065 0.065 单板压降 Pp Pa 507.43 756.51 降液管内清液层高度 Hd m

71、 0.136 0.156 泛点率 % 44.82 76.9 气相负荷上限 （Vs）max m3/s 4.68 5.60 物沫夹带控制 气相负荷下限 （Vs）min m3/s 1.40 2.03 漏液控制 操作弹性 3.43 2.76 - 40 - 4.精馏塔的结构设计 塔板按结构特点， 大致可分为整块式和分块式两类塔板。 塔径为 300800mm时，一般采用整块式，800mm 以上用分块式，本设计塔径=1800mm 故采用分块式塔板，塔板分块数为 5，支承圈宽度 50mm，支承板采用不锈钢宽度 50mm，厚度 8m。 表 4-1 塔径/mm 800-1200 1400-1600 1800-20

72、00 2200-2400 分块数 3 4 5 6 表 4-2 塔径/mm 支承圈宽度 不同腐蚀裕度下支承圈厚度 0 3 3-5 800-1200 40 8 10 14 1400-1800 50 8 10 14 2000-3400 60 8 10 14 3600-6000 70 10 12 14 表 4-3 塔径/mm 800-1400 1600-2000 2200-3000 3200-4600 4800-6400 支承板宽度 40 50 60 70 80 厚度 碳钢 8 10 10 12 14 不锈钢 6 8 8 10 12 4.1 接管 （1）塔进料管 进料管道结构类型很多，有直观进料管、弯

73、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： FSuVD4，取smuF/6 . 1， 由44.85Ft查得： 水p=968.31 kg/3m，乙p=729.47 kg/3m 24. 018*)11. 01 (46*11. 046*11. 0乙 又因为Lp1=BBAApapa,则： - 41 - 76.897Lp kg/3m )/(0045. 076.897*24*300*36001000*1050003smVS mmmD6006. 06 . 1*14. 30045. 0*4 查阅参考书常用管道推荐的尺寸选取76*4mm 。 （2）塔顶回流管 采用直管回流管，取smuR/6 .

74、1，mmmdR41041. 06 . 1*14. 300206. 0*4 查表取57*3.5mm 。 （3）塔底出料管 2LWpWV，取smuW/6 . 1 又6 . 1*14. 3*4WWVd0.053m=53mm 查表取76*4mm 。 （4） 塔顶蒸汽出料管 直管出气，取出口气速 u=20m/s ，mmmD405405. 020*14. 358. 2*4 查表取456*12mm 。 （5） 塔釜进气口 采用直管，取出口气速 u=20m/s ，mmuVD58120*14. 3292. 5*44 查表取610*14mm。 （6） 塔顶出料管 取R1m/su muDMdRLDmDD04. 01

75、6 .796360052.4184.87436004 查管子规格表得塔顶出料管采用mmmm5 . 357的热轧无缝钢管 - 42 - 管结构选型结果 接管结构 外径/mm 接管壁厚/mm 塔底蒸汽接管 610 14 塔顶蒸汽出口管 456 12 塔顶回流管 57 3.5 塔顶出料管 57 3.5 塔进料管 76 4 塔底出料管 76 4 (6)法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。 进料管接管法兰：PN6DN80 HG 5010 回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010 塔釜出料管法兰：PN6DN80 HG 5010 塔顶蒸汽管法兰：P

76、N6DN500 HG 5010 塔釜蒸汽进气法兰：PN6DN600 HG 5010 塔顶出料管法兰：PN6DN50 HG 5010 精馏塔各接管法兰的尺寸 接管 公称 法兰外径 法兰 螺栓孔中心圆直径（mm） 螺栓孔直径（mm） 螺栓孔数量 螺纹 法兰 法兰质量 （kg） 直径（DN） （mm） 内径 Th 厚 度 （mm） （mm） 进料管 65 160 78 130 14 4 M12 16 1.67 塔顶450 595 462 550 22 16 M20 30 17.59 - 43 - 蒸汽管 回流管 50 140 59 110 14 4 M12 16 1.35 塔釜出料管 65 160

77、78 130 14 4 M12 16 1.67 塔釜进气管 600 755 616.5 705 26 20 M24 36 26.57 塔顶出料管 50 140 59 110 14 4 M12 16 1.35 4.2 筒体与封头 (1)筒体 精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下： a. 设计压力 该精馏塔在常压下操作，设计压力取为 0.5MPa b. 设计温度 该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过 150,因此设计温度定为150。 c. 许用应力 该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择 Q235-B，根据 GB-3274，查得： t113MPa d. 焊缝系数 按照 GB150 规定，

78、 焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两 - 44 - 个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则=0.85 筒体的设计参数 设计压力/MPa 设计温度/ 许用应力/MPa 焊缝系数 0.5 150 113 0.85 壁厚的确定： 计算厚度 mmPPDti69. 45 . 05 . 085. 0113218005 . 05 . 02 由计算厚度查得，钢板负偏差1C=0.8mm 该系统中乙醇和水对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量2C取 2mm 则筒体的设计厚度2Cd4.69+2=6.69mm 则筒体的名义厚度21CCn4.69+0.8+2+ =8mm 则筒体的有效厚度 e=mm2

79、 . 551. 069. 4 (2)封头 封头分为椭圆型封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆型封头，材料选用Q235-B, 除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤。 则=0.85 - 45 - mmPPDti69. 45 . 05 . 085. 0113218005 . 05 . 02 由计算厚度查得，钢板负偏差1C=0.8mm 该系统中乙醇和水对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量2C取 2mm 则封头的名义厚度21CCn4.69+0.8+2+ =8mm 则筒体的有效厚度 e=mm2 . 551. 069. 4 以内径为公称直径 DN=1800mm ，选用封头为 DN1800 根据/J

80、B T2002-4746 查得封头曲面高度1h=475mm，直边高度2h=25mm。 内表面积 A=3.65352m，容积 V=0.82703m 4.3 除沫器 当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气体夹带雾滴的情况下，设置除沫器可以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板式除沫器丝网除沫器以及旋流板除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大重量轻空隙率大及使用方便等优点。尤其是它具有除沫率高， 压力降小的特点， 从而成为一种广泛使用的除沫装置。 网丝的选择包括材料选择和丝径选择。 材料选择应考虑到介质的腐蚀和操作温度。因丝网的丝径很细

81、，极易被腐蚀破坏。所以丝网大多采用耐腐蚀的金属，合成纤维材料制造。 丝网除沫器包括固定式丝网除沫器和抽屉式丝网除沫器。其中固定式丝网除沫器分上装式丝网除沫器和下装式丝网除沫器，抽屉式丝网除沫器是由网块，导轨，封板，法兰，法兰盖等组成，可以拆卸。 本设计采用丝网除沫器， 其具有比表面积大、 质量轻、空隙大及使用方便等优点。 精馏段： - 46 - 设计气速选取： VVLpppKu，系数K0.107 smu/80. 216. 116. 16 .796*107. 0 除沫器直径：muVDS08. 180. 2*14. 358. 2*44 提馏段 VVLpppKu，系数K0.107 smu/50. 3

82、851. 0851. 018.908*107. 0 除沫器直径：muVDS39. 150. 3*14. 3292. 5*44 取除沫器直径为 500mm ，高度为 160mm 。本设计选用 SP 型不锈钢标准型除沫器，丝网尺寸为 0.10.4mm, 材料：不锈钢扁丝（ 1Cr18Ni9Ti ） 。 4.4 裙座 为了制作方便，一般采用圆筒形。由于塔径较大，所以座圈与塔体间采取对接焊缝。由于裙座对整个塔器而言是个至关重要的元件，支撑整个塔器，如它破坏将直接影响塔器的正常使用，并且裙座所耗费材料对整个塔而言不多，所以裙座材料选为 Q235-B。 裙座结构主要有座圈，基础环，螺栓座及人孔。 座圈是裙

83、式支座的基本构件，通常为一用钢板卷制的圆筒，其上端与塔的底封头相焊，下端焊在基础环上。座圈承受着塔的各种外载荷，并把它全部传给基础环。 基础环的作用是承受塔的全部载荷。 螺栓座的作用是用来安装地脚螺栓。 为了便于检修和安装，在裙座上应开设 2 个不带盖板的长圆形检查孔。检查 - 47 - 孔的高度取为500mm， 直径为400mm。 由于裙座内径800mm， 故裙座壁厚取16mm。 裙座筒体的内径：mmDis1800 裙座筒体的外径：mmDDnisS1832162180020 基础环内径： mmDhi15323001621800 基础环外径： mmDho21323001621800 圆整得：m

84、mDhi1600,mmDho2100；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm； 4.5 人孔 人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。另外，为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器也需开设人孔。但由于设置人孔处的的塔板间距要增大， 且人孔 - 48 - 设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，所以一般板式塔每隔 1020层塔板或 510m 塔段，才设置一个人孔。人孔一般设置在气液进出口等需经常维修清理的部位，另外在塔顶和塔釜，也各设置一个人孔。在本设计中，共有42 块塔板，共设置 7 个人孔，塔顶和塔釜各设置一个人孔，在进料处

85、设置一个人孔，剩余4 个看具体情况安排。 4.6 吊 柱 为方便室外较高的整体塔装填，补充和更换填料，安装和拆卸塔内件，塔顶需设置吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。 吊柱设置方位应使吊柱中心线与人孔中心线间有合适的夹角， 使人能站在平台上操纵手柄， 让经过吊钩的垂直线可以转到人孔附近， 以便从人孔装入或取出塔的内件。 吊柱的安装高度是由人孔的高度，平台高度和所吊装的塔内件尺寸决定的。 选用吊柱时， 依据的基本参数是臂长S（mm） 和设计载荷G（kg） 。 臂长S（mm）可由塔的直径及吊柱在塔壁上的安装位置确定，其方位首先取决于人孔的方位。在本课程设计中，取悬臂长度 S 为塔的中心线与人孔伸出

86、塔体的筒体长度之和，即S=600+200=800mm，设计载荷G（kg）应取起吊重量的 2.2 倍左右， 吊柱的立柱用无缝钢管，其他零件采用 Q235-A。 ，吊柱与塔体连接的衬板选用与塔体相同的材料，即选用 Q235-B。 在本设计中，塔径 D=1800 mm，选用吊柱起吊重量 G=500kg 的吊柱，500 是指吊柱起吊时的质量，查得臂长 S=1000 mm ，高度 L=3400 mm ，上下支座高度差 H=1000 mm。 - 49 - 吊柱的结构型式 1.下支座；2.防雨罩；3.挡销；4.上支座；5.止动插销； 6.手把；7.吊杆；8.耳环；9.吊钩；10.封板 4.7 塔总体高度设计

87、 （1）板间距 HT 板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。塔间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整。 HT的大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些;反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有力，安装检修方便，但会增加塔的造价。因此HT应适当选择。 其选择可参照表塔间距与塔径的关系。 塔间距与塔径的关系 塔径 D/m 0.30.5 0.51.6 0.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距 HT/m 200300 250350 300450

88、350600 400600 本设计取 HT450mm。所以根据上表可以知道原设计值相符。 - 50 - （2）开人孔处板间距 HT 凡是人孔处板间距TH应等于或大于 600mm，人孔直径一般为 450550mm。本设计人孔直径取 450mm。本设计取TH800mm。 （3）进料段高度 HF 进料段空间高度 HF取决于进料口的结构型式和物料状况， 一般 HF比 HT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装冲突实施，如防冲板，入口堰，缓冲管等，HF应保证这些实施的安装。本设计取 HF1200mm（4） 塔顶空间高度 HD 塔顶空间高度 HD指塔顶第一层塔板到塔顶封头的底边处的距

89、离，其作用是安装塔板和开人孔的需要， 也是气体中的液滴自由沉降， 减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还安装破沫装置。塔顶空间高度 HD一般取 1.01.5m，塔径大时可适当增大。本设计取 HD1200mm （5） 塔底空间高度 HB 塔的底部空间高度是指塔底最底层塔板到塔底下封头切线的距离， 此处取釜液停留时间取 5 min,塔底液面至最下层塔板之间要留有 12m 的间距，此处取1.5 m。 mDLHSB5 . 15 . 18 . 11031. 745 . 14232 (6) 总高 塔总高度（不包括裙座） ，由下式计算得： (2)DTTFBHHNS HSHHH 式中 HD 塔顶空间高度，mm;

90、 HT塔板间距，mm; - 51 - HT开有人孔的塔板间距，mm; HF进料段空间高度，mm; HB塔底空间高度，mm; N实际塔板数; S人孔数目（不包括塔底和塔底人孔） 。 (2)DTTFBHHNS HSHHH =m3 .235 . 12 . 18 . 0*445. 0)4242(2 . 1 塔体计算结果汇总与表 塔体计算结果 塔径mm 塔顶空间高度mm 塔板间距mm 进料段空间高度mm 塔底空间高度mm 塔高 mm 1800 1200 450 1200 1500 23300 5.辅助设备的选型和计算 5.1 冷凝器 1（气体冷凝成液体） 塔顶上升蒸汽经过冷凝器（全凝器）中，全部冷凝下来

91、成为液体。一部分液体回流至塔内， 一部分再经冷却器作为产品，或者上升蒸汽经过冷凝器（分凝器）部分冷凝下来，作为回流液回流至塔内，余下蒸汽再进入冷凝冷却器，冷凝下来比进而冷却至一定温度作为产品取出。 大型设备的冷凝器采用列管式，为提高冷却水的流速，通常安装冷却水在管内流动，蒸汽在管外冷凝。由于大型精馏塔很高，冷凝器一般安装在地面，回流液由泵来输送， 属冷液回流。 其回流比控制较方便，冷凝器安装和清晰均较方便。 全冷凝器热负荷和冷却水消耗量 因塔顶溜出液几乎为纯乙醇，故其焓可按纯乙醇进行计算， 即：25.78Dt kgkJrA/77.841 - 52 - kmolkJrIIALDVD/52.387

92、214677.841 冷凝器的热负荷 hkJVrIIVQALDVDC/1023. 152.3872181.317)(7 设换热器采用逆流的方式，且设冷凝器的出口温度为 78.25，冷水的进口温度为 30，出口温度为 50，由管式换热器总传热系数 K 可知2/(800mWK） 所以对数平均温度差mt 36.373025.785025.78ln3025.785025.78ln1212tttttm 换热面积为：2754.41136.378001023. 1mtKQAmc 因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，乙醇走壳程。 5.2 冷凝器 2（液体冷却） 冷凝器 1 出来的液

93、体温度为 78.25，设冷凝器 2 出口温度为 35，冷水的进口温度为 30，出口温度为 50。已知该温度下乙醇的平均比热容为)/(72. 2CkgkJ，由管式换热器总传热系数 K 可知2/(800mWK）则： hkJTTCWQpcDC/82.429046)3525.78(72. 252.4184.87)(21 对数平均温度差mt 43.1330355025.78ln30355025.78ln1212tttttm 换热面积为：293.3943.1380082.429046mtKQAmc 因水和乙醇两流体均不发生相变的传热过程，因水的对流传热系数一般较 - 53 - 大，且易结垢，故选择冷却水走

94、换热器管程，乙醇走壳程。 设冷却水进、出冷凝器温度为 25和 45 冷却水消耗量为： hkgttcQWpcCC/1967.152480)3050(174. 482.4290461023. 1)(712 5.3 热量衡算 水蒸汽的热负荷和加热蒸汽消耗量 因残釜液几乎为纯水，故其焓可按纯水进行计算，即： 在07.99wt时，kgkJrB/21.415 kmolkJrIIBLWVW/78.74731821.415 水蒸汽的热负荷为 hkJrVIIVQBLWVWB/1038. 278.747381.317)(6 查得 p 为 0.5Mpa 时水的汽化热为 2115.2 kJ/kg 则加热蒸汽消耗量为：

95、 hkgrQWBh/94.11222 .21151038. 26 设蒸汽的进出口温度分别为： 150水蒸汽， 150的水（即水蒸气冷凝）。 由管式换热器总传热系数K 可知)/(8002CmWK 93.5007.99150mt 换热面积为：2641.5893.508001038. 2mtKQAmc 因水的对流传热系数一般较大，且易结垢，故选择冷却水走换热器管程，正丙醇走壳程。 - 54 - 设计结果一览表 精馏塔工艺设计结果总表1 项目 指标 设计压力aMp/ 0.1013 进料温度/ 含乙醇的摩尔分数 塔顶Dx 84% 原料Fx 11% 塔底Wx 0.394% 平均摩尔质量)/(kmolkg

96、塔顶DM 41.52 原料FM 21.08 塔底WM 18.11 流量)/(hkmol 塔顶产品D 87.84 原料F 691.92 塔底产品W 604.08 上升蒸汽摩尔流量)/(hkmol 精馏段V 317.81 提馏段V 636.09 降液体的摩尔流量)/(hkmol 精馏段L 229.97 提馏段L 1240.17 操作线方程 精馏段 yn+10.724xn+0.23 提馏段 ym+11.95xm-0.00374 温度（） 精馏段 81.85 提馏段 92.26 - 55 - 平均摩尔质量)/(kmolkg 精馏段 36.102 （气相） ，31.3（液相） 提馏段 24.958 （气

97、相） ，19.595 （液相） 气相平均密度3/mkg 精馏段 1.16 提馏段 0.851 液相平均密度3/mkg 精馏段 796.6 提馏段 908.18 液体表面张力mmN / 精馏段 25.18 提馏段 41.21 液体黏度mmPa/ 精馏段 0.3738 提馏段 0.3126 精馏塔工艺设计结果总表 2 项目 指标 备注 精馏段 提馏段 塔径mD/ 1.800 1.800 板间距/THm 0.45 0.45 塔板型式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 (5 块) 空塔气速1/u m s 1.44 2.08 溢流堰长/wlm 1.17 1.17 溢流堰高/whm 0.06 0.0474 板

98、上液层高度/Lhm 0.07 0.07 降液管底隙高度0/hm 0.022 0.078 浮阀数，个 249 316 等腰三角形叉排 - 56 - 阀孔气速10/um s 10.34 13.01 阀孔动能因数oF 9.55 12.94 临界阀孔气速1/ocum s 9.68 11.47 孔心距mt / 0.075 0.075 同一横排的空心距 排间距mt / 0.065 0.065 相邻二横排的中心线距离 单板压降aPP/ 507.43 756.51 液体在降液管内停留时间/s 29.54 7.03 降液管内清液层高度mHd/ 0.136 0.156 开孔率 13.48 14.83 泛点率 44

99、.82 76.9 气相负荷上限maxV 4.68 5.60 精馏段雾沫夹带控制 提馏段液泛控制 气相负荷下限minV 1.40 2.03 漏液控制 操作弹性 3.43 2.76 塔体计算结果总表 3 塔径mm 塔顶空间高度mm 塔板间距mm 开有人孔的塔板间距mm 进料段空间高度mm 塔底空间高度mm 塔高 mm 1800 1200 450 800 1200 1500 23300 - 57 - 参考文献 1. 夏清，贾紹义主编. 化工原理（上、下册）.天津：天津大学出版社，2005.1 2. 赵军， 张有忱， 段成红编. 化工设备机械基础. 北京： 化学工业出版设， 2007.7 3. 王国胜

100、编. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学，2006.8 4. 沈文霞编. 物理化学核心教程（第二版）. 北京：科学出版社，2009 5. 马江权 冷一欣.化工原理课程设计（第二版）M.北京:中国石化出版社,2011.1. 6. 刘光启，马连湘，刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）M.北京:化学工业出版社,2002. 7. 尚小琴，陈胜洲，邹汉波.化工原理实验M.北京:化学工业出版社，2011.8. 8. 蔡纪宁，张莉彦编. 化工设备机械基础课程设计指导书. 北京：化学工业出版设，2000.6. - 58 - 结束语 本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套乙醇水物系的分离的塔板式

101、连续精馏塔设备。通过近两周的努力，反经过复杂的计算和优化，终于设计出一套较为完善的塔板式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。 本设计装置应用于分离乙醇和水的混合物，后用板式塔对其进行精馏分离，并在已经设计好的数据基础上进行设备的设计和验算， 使本设计能安全使用， 有一定的工作效益。 因为精馏所进行的是汽液两相之间的传质， 而作为两相传质用的设备， 首先必须要能使汽液两相能够得到充分的接触， 以达到较好的传质效率。 本设计说明书主要以板式精馏塔的工艺设计设备为主，在设计过程上以安全可靠为原则，一切从实际出发，查阅资料，选用公式

102、和收集资料，较核与验算，本设计具有可行性。 由于此次课程设计是本人第一次做精馏塔这方面的设计，难免有些不足之处。但是，通过此次设计我的查阅能力、计算能力、选择、设计以及表述等能力都有了不少的提升，而且巩固了不少化工原理知识、化工设备知识以及很多方面的知识，使得所学过的理论知识得以跟实践生产联系起来，给我一种学以致用的感觉。培养了扎实、严谨、求实、创新的作风，这对于我以后的学习和工作都是大有益处的。 更重要的是，我们应该将这些学习工作方法，以及优良的作风带到以后的实际工作中去。在实际工作中不断提高自己的周密设计能力，给工厂和企业带来实际效益。 在此，我要特别感谢毛桃嫣老师及每位在本次设计过程中对

103、我的指导教育。在本次设计过程中，我遇到过不少的困难，例如在选着回流比、查找一些数据以及怎么选择一些设备的过程，让我知道了做一些事情的过程中，不能急于求全，必须静下心来慢慢思考去做，这不仅让我在设计过程取得成功，而且对我日后的学习，甚至于生活和工作都产生了极大的影响。 - 59 - 附 录 附表1 常压下乙醇水系统t-x-y数据 温度t/ 液相中乙醇的摩尔分数x 气相中的乙醇的摩尔分数y 99.9 0.004 0.053 99.8 0.04 0.51 99.7 0.05 0.77 99.5 0.12 1.57 99.2 0.23 2.90 99 0.31 3.725 98.75 0.39 0.4

104、5 97.65 0.79 8.76 95.8 1.61 16.34 91.3 4.16 29.92 87.9 7.41 39.16 85.2 12.64 47.49 83.75 17.41 51.67 82.3 25.75 55.74 82 27.3 56.44 81.3 33.24 58.78 80.6 42.09 62.22 80.1 48.92 64.70 79.85 52.68 669.28 79.5 61.02 70.29 79.2 65.64 72.71 78.995 68.92 74.69 78.75 72.36 76.93 78.6 75.99 79.26 - 60 - 78.

105、4 79.82 81.83 78.27 83.87 84.91 78.2 85.97 86.4 78.15 89.41 89.41 附表2 乙醇和水的物理性质 项目 分子式 摩尔质量（kg/kmol） 沸点/ 汽化热kJ/kg 水 OH2 18.02 100 2258 乙醇 OHHC52 46.07 78.3 846 附表3 乙醇的密度 温度（） 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 密度（kg/m3） 795 785 777 765 755 746 735 730 716 703 附表4 乙醇的表面张力 温度（） 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110 表面力（mN/m） 22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18 17.15 16.2 15.2 14.4