化工原理课程设计乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计

吉林化工学院
化工原理 课 程 设 计

题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计

教 学 院 化学与制药工程学院
专业班级 生物制药1301班
学生姓名 杨鑫龙
学生学号 1310226123
指导教师 张振坤

2015年12月27日

课程设计任务书
设计题目：乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计
任务要求：设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇-丙醇
具体工艺参数：
1、原料加料量：
2、溜出液组成：
3、进料组成：
4、釜液组成：
5、塔顶压力：
6、单板压降：
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。
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、辅助设备选型与计算
5、设计结果汇总
6、工艺流程图及精馏塔设备条件图

摘要
精馏是一种最常用的分离方法,原理是多次部分冷凝、多次部分汽化。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，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、轻工等工业生产中占有重要的地位。所以，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必要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的汽液传质设备。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。
本设计主要包括设计方案的选取和流程说明、全塔物料衡算和热量衡算、主要设备工艺尺寸设计、辅助设备选型与计算、设计结果汇总、工艺流程图以及设备条件图的绘制等内容。在该设计中，工艺参数选定泡点进料、泡点回流，操作回流比取最小回流比的1.5倍，计算出所需实际塔板数共计33 块（包括再沸器），其中精馏段10块，提馏段21块；精馏塔和提馏塔塔径均为1.200m,全塔总塔高为19.163m，筛孔数目为3965个。通过对精馏塔的塔板流体力学校核，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及塔板的结构尺寸设计都是合理的，各种接管尺寸也是合理的，这样，既保证了精馏过程的顺利进行，也提高了全塔及精馏效率，为工业生产实际应用提供了良好的装置设备。
关键词：乙醇；丙醇；精馏段；提馏段；筛板塔。

目录
第一章 前言 1
第二章 流程的设计和说明 5
2.1 装置流程的确定 5
2.2 操作压力的选择 5
2.3 进料状况的选择 5
2.4 加热方式的选择 6
2.5 回流比的选择 6
第三章 精馏塔的设计计算 7
3.1物料衡算 7
3.2回流比的确定 16
3.3板块数的确定 16
3.4汽液负荷计算 18
3.5精馏塔工艺尺寸计算 19
3.6筛板流体性能校核 23
3.7塔板负荷性能图 25
第 四 章 主要计算结果列表 28
4.1塔板主要结构参数表和主要流动性能参数表 28
4.2主要符号说明 29
辅助设备选型与计算 30
参考文献 32
结束语 33
化工原理课程设计教师评分表 34

I

第一章 前言
1.1精馏原理及其在工业生产中的应用
精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。
精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:
1)获得馏出液塔顶的产品；
2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；
3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。
精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。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。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。
根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。
1.2精馏操作对塔设备的要求
（一）生产能力
板式塔与填料塔的液体流动和传质机理不同。板式塔的传质是通过上升气体穿过板上的液层来实现，塔板的开孔率一般占板截面积的7%-10%；而填料塔的传质是通过上升气体和靠重力沿填料表面下降的液体接触实现。填料塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛点较高，故单位塔截面积上填料塔的生产能力一般均高于板式塔。
板式塔与填料塔的比较

（二）分离效率
一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。工业上常用填料塔每米理论级为2~8级。而常用的板式塔，每米理论板最多不超过2级。研究表明，在压力小于0.3Mpa时，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压下，板式塔的分离效率略优于填料塔。
（三）塔压降
填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。一般情况下，板式塔每个理论级的压降为0.4~1.1kPa，填料塔为0.01~0.27kPa。通常，板式塔的压降高于填料塔5倍左右。压降低不仅能降低操作费用，节约能耗，还可以使塔釜温度降低，有利于热敏物系的分离。
（四）操作弹性
一般来说，填料本身对气液负荷变化的适应性很大，故填料塔的操作弹性取决于塔内件的设计，特别是液体分布器的设计，因而可根据实际需求确定填料塔的操作弹性。而板式塔的操作弹性则受到塔板液泛、液沫夹带及降液管能力的限制，一般操作弹性较小。
（五）结构、制造及造价等
一般来说，填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。
应予指出，填料塔的持液量小于板式塔。持液量大，可使塔的操作平稳，不易引起产品的迅速变化，故板式塔较填料塔更易于操作。板式塔容易实现侧线进料和出料，而填料塔对侧线进料和出料等复杂情况不太合适。对于比表面积较大的高性能填料，填料层容易堵塞，故填料塔不宜直接处理有悬浮物或容易聚合的物料。

1.3常用板式塔类型及本设计的选型
塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的主要塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。
⑴ 泡罩塔板
泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。
⑵ 浮阀塔板
 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。
⑶ 筛孔塔板
筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。
⑷ 舌形塔板
 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。
⑸ 网孔塔板
 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。
⑹ 垂直浮阀
 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。
⑺ 多降液管塔板
 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。
⑻ 林德浮阀
 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。
⑼ 无溢流塔板
无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。
综合考虑，本设计中使用筛板塔。筛板塔的优点有：结构简单，制造维修方便，造价低，相同条件下生产能力高于浮阀塔，板效率接近浮阀塔；其缺点：稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性较大的，脏的和带固体粒子的料液。
1.4本设计所选塔的特性
（1） 结构简单，制造维修方便
（2） 生产能力较大
（3） 塔板压力降较低
（4） 塔板效率较高
（5） 合理设计的筛板塔可具有适当的操作弹性
（6） 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、黏性大的和带有固体粒子的料液。
第二章 流程的设计和说明
2.1 装置流程的确定
蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。
蒸馏通过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。
另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。
塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。
总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。
2.2 操作压力的选择
蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。
乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。
2.3 进料状况的选择
进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。

2.4 加热方式的选择
加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。
2.5 回流比的选择
回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的1.5倍。

第三章 精馏塔的设计计算
3.1物料衡算
1、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、溜出液和釜液中易挥发组分的摩尔分数；
已知：、、、、，由物料衡算式：
总物料： ①
易挥发组分： ②
联立①②，可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为

2、温度的确定
表3-1 乙醇-丙醇相平衡数据表
序号
液相组成
气相组成
沸点/℃

序号
液相组成
气相组成
沸点/℃
1
0.000
0.000
97.16

7
0.546
0.711
84.98
2
0.126
0.240
93.85

8
0.600
0.760
84.13
3
0.188
0.318
92.66

9
0.663
0.799
83.06
4
0.210
0.339
91.60

10
0.844
0.914
80.59
5
0.358
0.550
88.32

11
1.000
1.000
78.38
6
0.461
0.650
86.25

根据乙醇-丙醇相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度、进料温度、塔釜温度。
塔顶温度：
进料温度：
塔釜温度：
根据温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程）

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：
进料板：
塔釜：
3、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

代入上文计算出的分压值，可得

所以，全塔平均相对挥发度为

精馏段的平均相对挥发度为
4、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降液体的摩尔流量。则
精馏段下降液体的摩尔流量

精馏段上升蒸汽的摩尔流量

提馏段下降液体的摩尔流量

提馏段上升蒸汽的摩尔流量

5、平均摩尔质量的计算
已知，乙醇的摩尔质量，丙醇的摩尔质量，根据乙醇-丙醇的相平衡数据，用数值插值法有
塔顶温度
塔顶汽相组成
进料板温度
进料板汽相组成
塔釜温度
塔釜汽相组成
精馏段平均液相组成
精馏段平均汽相组成
提馏段平均液相组成
提馏段平均汽相组成
塔顶液相平均分子量

塔顶汽相平均分子量

进料板液相平均分子量

进料板汽相平均分子量

塔釜液相平均分子量

塔釜汽相平均分子量

精馏段液相平均分子量

精馏段汽相平均分子量

提馏段液相平均分子量

提馏段汽相平均分子量

6、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

塔顶摩尔分数，则其质量分数为

塔顶摩尔分数，则其质量分数为

表3-2 物料衡算结果表
项目
塔顶
进料
塔底
温度
79.47
86.41
96.56
液相摩尔分数
0.923
0.453
0.023
液相乙醇质量分数
0.9576
0.642
0.0435
相对挥发度
2.120
2.083
2.028
摩尔流量
47.778
100
52.222
摩尔质量
47.078
53.658
59.678

7、液体黏度的计算
表3-3 乙醇、正丙醇黏度表
温度
60
80
100

0.601
0.495
0.361

0.899
0.619
0.444
应用数值插值法，计算过程如下：
精馏段平均温度

精馏段平均黏度为

提馏段平均温度

提馏段平均黏度为

8、作压强的计算
塔顶压强，取每层塔板压降 D，则
进料板压强 D
塔釜压强 D
精馏段平均操作压强
提馏段平均操作压强
9、密度的计算
表3-4 液相密度
温度
70
80
90
100
110

754.2
742.3
730.1
717.4
704.3

759.6
748.7
737.5
726.1
714.2
（1）液相平均密度
应用数值插值法有：塔顶温度，则

进料板温度，则

塔釜温度，则

所以，精馏段平均液相密度为

提馏段平均液相密度为

（2）汽相平均密度
根据理想气体状态方程，有
精馏段
提馏段
10、液体表面张力的计算
表3-5 液体的表面张力
温度
60
80
100

20.25
18.28
16.29

21.27
19.40
17.50

运用内差法计算，已知：
塔顶温度，有

塔顶液体表面张力为

进料板温度，有

进料板液体表面张力为

塔釜温度，有

塔釜液体表面张力为

则，精馏段平均液体表面张力

提馏段平均液体表面张力

11、液体比热容与汽化潜热的计算

表3-6　乙醇、正丙醇汽化热和比热容数据
温度
乙醇
正丙醇
汽化热
热容
汽化热
热容

0
985.29
2.23
839.88
2.21
10
969.66
2.30
827.62
2.28
20
953.21
2.38
814.80
2.35
30
936.03
2.46
801.42
2.43
40
918.12
2.55
787.42
2.49
50
899.31
2.65
772.86
2.59
60
879.77
2.76
757.60
2.69
70
859.32
2.88
741.78
2.79
80
838.05
3.01
725.34
2.89
90
815.79
3.14
708.20
2.92
100
792.52
3.29
690.30
2.96
运用插值法计算，已知：
塔顶温度，有

塔顶液体平均比热容为

进料板温度，有

进料板液体平均比热容为

塔釜温度，则

塔釜液体平均比热容为

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3-7 汽化潜热计算结果表
温度
汽化潜热
乙醇
丙醇
平均值
79.47
839.177
726.211
830.479
86.41
823.781
714.353
763.924
96.56
800.525
696.458
698.852
3.2回流比的确定
因为采取泡点进料，即，所以 则

又最小回流比
取操作回流比
3.3板块数的确定
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

提馏段操作线方程

全塔相平衡方程

计算过程如下所示：
理论塔板数
值
值
备注
1
0.923
0.852
塔顶
2
0.872
0.766

3
0.811
0.674

4
0.746
0.586

5
0.683
0.509

6
0.629
0.449
进料板
7
0.586
0.405

8
0.528
0.350

9
0.456
0.288

10
0.374
0.223

11
0.288
0.163

12
0.209
0.113

13
0.143
0.074

14
0.092
0.047

15
0.056
0.028

16
0.031
0.015
再沸器
则 精馏段所需理论塔板数为
提馏段所需理论塔板数为 （不包括再沸器）
塔效率的估算
运用O’connell法估算塔效率，即
塔顶、塔釜平均温度为
根据温度-饱和蒸气压关系式计算得

由拉乌尔定律知
运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数

同理，计算该温度下的液体黏度

该温度下液体的黏度

则，全塔效率
实际塔板数 块（包括再沸器）
精馏段实际板数 块
提馏段实际板数 块
进料板位于第 块板处
3.4汽液负荷计算
（1）精馏段的汽、液相负荷
汽相负荷

液相负荷

（2）提馏段的汽、液相负荷
汽相负荷

液相负荷

表3-8 气液负荷计算结果表

气相负荷
液相负荷

Vs(m^3/s)
Vh(m^3/h
Vs(m^3/s)
Vh(m^3/h)
精馏段
1.305
4699.217
0.0020
7.918
提馏段
1.206
4342.877
0.00250
8.991
3.5精馏塔工艺尺寸计算
1、塔高
塔体总高度利用下式计算：

（1）塔顶封头
封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头。由公称直径DN=1200mm，查化工原理课程设计附录2得，，曲面高度直边高度内表面积,容积。则封头高度
（2）塔顶空间
设计中取塔顶间距考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.0m。
（3）塔底空间
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：

=1.923m
(4) 人孔
对的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6—8块塔板设一个人孔，本塔具有33块塔板，需设置5个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距 。
（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。
(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.
基础环内径：
基础环外径：
圆整后：
考虑到再沸器，取裙高。
塔体总高度：

2、塔径
精馏段

取板间距 ，塔板清液层高度

液体表面张力时的气体负荷因子为

气体负荷因子

液泛气速

取泛点率为0.7，则空塔气速
所以，精馏段塔径
按标准圆整后，精馏段塔径取1.20m
提馏段

取板间距 ，塔板清液层高度

液体表面张力时的气体负荷因子为

气体负荷因子

液泛气速

取泛点率为0.7，则空塔气速
所以，提馏段塔径
按标准圆整后，提馏段塔径取1.20m
3、溢流装置
（1）堰长
塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
取 ,则堰长

（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

（3）弓形降液管宽度和截面积
查图3-16，∵ 得 ∴

又
液体在降液管内的停留时间
s 符合要求
（4）降液管底隙高度和液体流经底隙的流速
∵ 且
∴ 取
则
4、塔板布置
（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：
表3-9 塔的分块
塔径

塔板分块数

（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
（3）开孔区面积计算

∴

5、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
取，则孔中心距
∴塔板上的筛孔总数 个
6、开孔率
因为筛孔按三角形排列，则开孔率
气体通过筛孔的速度
3.6筛板流体性能校核
（1）干板阻力的计算

则，流量系数

∵ 开孔率，干板阻力按下式计算：

（2）气体通过液层的阻力的计算
按有效流通面积计算气速 ，有

∵ 汽相动能因子
∴ 充气系数为

则
（3）液体表面张力的阻力的计算
精馏段液体表面张力
（4）塔板压降的计算
∵液柱高度
∴ 气体通过塔板的压降

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，故液面落差可忽略不计。
（6）液沫夹带量
设计中规定雾沫夹带量，本设计采用亨特（Hunt）的经验式计算雾沫夹带量。
按泡沫层相对密度为0.4计算，则塔板上鼓泡层高度

∴ 雾沫夹带量

=0.0907kg液体／kg气体<0.1kg液体／kg

（7）漏液点气速
本设计 ，所以，漏液点气速按下式计算

稳定性系数
（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：

∴
取 ，则
根据以上各项流体力学验算结果，可认为本设计精馏塔塔径及各工艺尺寸是合适的。
3.7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
, ,
，
整理，得
在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中

2.637
2.593
2.503
2.428
2.330
根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线①。
（2）液泛线
令，即 ，式中：
,
取 ，已知： ， ，整理，得

在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中

1.813
1.712
1.607
1.486
1.340
根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线②。
（3）液相负荷上限线
取液体在降液管中停留时间为,则

作出液相负荷上限线③，是一条与气体流量无关的垂直线。
（4）漏液线
已知 , 代入漏液点气速式

整理，得
在操作范围内,任取几个值, 依上式计算，将结果列于表中

0.493
0.519
0.5385
0.555
0.569
根据上表中数据，可绘出雾沫夹带线④。
（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

作出液相负荷下限线⑤，也是一条与气体流量无关的垂直线。
（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

在负荷性能图上,作出操作点 , 连接 ,即作出操作线.由图可知
Vs,min=0.519 Vs,max=1.547

故操作弹性为：

第 4 章 主要计算结果列表
4.1塔板主要结构参数表和主要流动性能参数表
序号
项目
单位
精馏段
1
平均温度
℃
82.94
2
平均密度

741.16
3
平均表面张力

18.345
4
平均粘度

0.512
5
气相流量
m3/s
1.305
6
液相流量
m3/s
0.00220
7
实际塔板数
块
10
8
有效段高度
m
19.163
9
塔径
m
1.2
10
板间距
m
0.35
11
溢流形式

单溢流
12
降液管形式

弓形
13
堰长w
m
0.792
14
堰高w
m
0.0368
15
板上液层高度hL
m
0.05
16
堰上液层高度how
m
0.0132
17
降液管底隙高度ho
m
0.0359
18
安定区高度WS
m
0.070
19
边缘区高度WC
m
0.050
20
开孔区面积Aa
m 2
0.7704
21
筛孔直径do
m
0.0005
22
筛孔数目n

3965
23
孔中心距t
m
0.015
24
开孔率φ
%
10.08
25
空塔气速
m/s
1.195
26
筛孔气速uo
m/s
16.805
27
稳定系数K

2.49
28
每层塔板压降ΔP
Pa
678.873
29
负荷上限

液泛控制
30
负荷下限

漏液控制
31
液沫夹带eV
Kg液/kg气
0.0907
32
气相负荷上限
m3/s
0.01029
33
气相负荷下限
m3/s
0.0006756
34
操作弹性

2.981
4.2主要符号说明
符 号
说 明
单 位
符 号
说 明
单 位

组分Ａ

堰长

组分Ｂ

溢流堰高度

塔顶产
品流率

堰上层高度

进料板产品流率

弓形降液管高度

塔釜产品流率

截面积

液相负荷

塔截面积

气相负荷

液体在降液管中停留时间

摩尔质量

降液管底隙高度

最小回流比

边缘区高度

实际塔板数

开孔区面积

压强

孔中心距

温度

开孔率

密度

筛孔数目
个

表面张力

气体通过阀孔气速

粘度

干板阻力

塔板间距

气体通过降液层阻力

板上液层高度

气体通过表面张力阻力

空塔气速

气体通过每层塔板液柱高度

直径

气体通过每层塔板的压降

有效高度

液沫夹带量

辅助设备选型与计算
1.塔板主要流动性能参数表
（1）塔顶蒸气出口管的直径dv
操作压力为常压，蒸汽管中常用流速为u=12-20m/s，取
由
所以
查标准系列选取φ377×20规格的热轧无缝钢管。
(2)进料管的直径dF
进料管得结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下：
本设计采用泵输送料液，料液速度可取uF=1.5-2.5m/s，本设计取

查标准系列选取φ49×4规格的热轧无缝钢管。
(3)塔底出料管的直径dW
一般可采用塔底出料管的流速uW，本设计取

查标准系列选取φ60×4规格的热轧无缝钢管。
2.泵的选型
确定泵的流量和压头
以进料泵为例
已知
设料液面至加料孔为10m，设90°标准弯头两个，180°回弯头一个，球心阀（全开）一个，则有关管件的局部阻力系数分别是：进口突然收缩，90°标准弯头，，180°回弯头，球心阀，，则总局部阻力系数
根据由℃，可算得：

雷诺准数>4000,所以料液为湍流流动对于水利光滑管，当时，
℃

则
两截面间列柏氏方程，求泵的扬程

流量
故所选进料泵的型号为：IS50-32-125A

参考文献
[1] 陈敏恒.丛德滋.方图南.齐鸣斋.化工原理(下册）. 化学工业出版社. 2000.
[2] 吉林化工学院化工原理教研室.《化工原理课程设计》.化学工业出版社.2002.
[3] 卢焕章等.《石油化工基础数据手册》.化学工业出版社.1982.
[4] 天津大学化工原理教研室.化工原理（上、下）.天津科学技术出版社.2004.
[5] 化工原理（上、下）第二版 谭天恩、麦本熙、丁惠华著.化学工业出版社.1998.
[6] 化工制图.张淑荣、王守发著.延边大学出版社.1979.
[7] 华东化工学院.化工制图.人民教育出版社.1980.
[8] 王国胜.《化工原理课程设计》（第二版）.大连理工大学出版社.2006.
[9] 王志魁.《化工原理》第三版.化学工业出版社.2004..
[10]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.

结束语
通过这次课程设计，让我对化工原理这门课有了更深的认识。这次课程设计是对这门课程的一个总结，对化工原理知识的应用，在这次设计中，使我认识到不论做什么事都要认真去做，才能使自己更快的成长，没有实践就不会有更大的突破。
通过这次课程设计对我独自解决问题的能力也有所提高。在整个过程中，我查阅了相关书籍及文献，摘取其相关知识要点应用到课程设计中，而且其中有很多相关设备选取标准可以直接选取，这样设计出来的设备更加符合要求、更加规范，学会了叠加法，对精馏这章有了更深刻的了解。
在这次课设中，书写格式的要求非常严格，在张振坤老师的指导下我按照毕业设计的格式要求完成课设，这为我做毕业设计打下了基础。
因为学的知识有限，所做出的设计存在许多缺点和不足，请老师做出批评和指正，最后感谢老师对这次课程设计的评阅。

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