化工原理课程设计-苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

化工原理课程设计
苯－氯苯分离过程板式精馏塔设计设计题
目：
设计者：
学号：
专业：石油与化工学院班级：化工本141 班指导教师：设计时间：2016年12月20日
目录
一、概述 (4)
1、精馏与塔设备简介 (4)
2、筛板塔的特点 (5)
3、体系介绍 (6)
4、设计要求 (6)
二、设计说明书 (6)
(1)设计单元操作方案简介 (6)
(2)筛板塔设计须知 (7)
(3)筛板塔的设计程序 (7)
(4)塔板操作情况的校核计算一一作负荷性能图及确定确定操作点7三•设计计算书 (7)
1. 设计参数的确定 (7)
1.1进料热状态 (7)
1.2加热方式 (8)
1.3回流比(R)的选择 (8)
1.4塔顶冷凝水的选择 (8)
2. 流程简介及流程图 (8)
2.1流程简介 (8)
2.2流程简介图 (9)
3. 理论塔板数的计算与实际板数的确定 (10)
3.1理论板数的确定 (10)
3.1.1物料恒算 (10)
3.1.2 q线方程 ....................................................... 错误!未定义书签。

3.1.3平衡线方程 (10)
3.1.4 R min 和R 的确定 (12)
3.1.5精馏段操作线方程 (13)
3.1.6 提镏段操作线方程 (13)
3.1.7图解法求理论塔板数 (13)
3.2实际塔板数确定 (14)
4. 精馏塔工艺条件计算 (14)
4.2操作温度的计算 (14)
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 (15)
4.4热量衡算 (20)
4.5热量衡算 (21)
4.6塔径的确定 (22)
4.7塔有效高度....................................................... 错误!未定义书签。

4.8整体塔高 (25)
5. 塔板主要参数确定 (25)
5.1溢流装置 (25)
5.2塔板布置及筛孔数目与排列 (27)
6. 筛板的流体力学计算 (28)
6.1塔板压降 (28)
6.2 雾沫夹带量e V的计算 (30)
6.3漏液的验算 (31)
6.4液泛验算 (31)
7. 塔板负荷性能图 (32)
7.1液沫夹带线 (32)
7.2液泛线 (33)
7.3液相负荷上限线 (34)
7.4液相负荷下线 (35)
8. 辅助设备及零件设计 (38)
8.1 塔 (38)
8.2塔的接管 (39)
8.4塔的附属设计 (41)
9. 参考文献及设计手册 (42)
请参考课42 四、设计感想各级标题的层次不对
程设计课本165 页标题的设置方法，另外每章的表和图要按照顺序进行命名。

参考课本166 页进行修改，如第二章第 2 个按照顺序出现的表格命名为表2-2 xxxxxxxx 依此类推。

所有公式方程式按照课本166 页所示按章排序标注。

课程设计书的页面设置按照课本164 页进行排版。

正文字体汉字一般采用小四宋体，汉字以外的数字／字母／符号用times new man。

一、概述
1、精馏与塔设备简介
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同
（或沸点不同）来实现分离目的。

例如，设计所选取的乙醇-水体系，加热乙醇（沸点78C）和水（沸点100 C）的混合物时，由于乙醇的沸点较水为低，即乙醇挥发度较水高，故乙醇较水易从液相中汽化出来。

若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到乙醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将乙醇和水分离。

这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。

在工业中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，
空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。

蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。

按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。

按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。

此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。

工业中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即乙醇-水体系。

在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液
传质设备必不可少。

塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。

前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。

2、筛板塔的特点
筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。

根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3—8mm和大孔径筛板（孔径为10—25mm两类。

工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。

筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。

五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。

筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。

本设计讨论的就是筛板塔。

筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。

其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。

应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。

近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。

在确保精确设计和采用先进控制手
段的前提下，设计中可大胆选用。

3. 体系介绍
乙醇-水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。

因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日
化、医药等行业。

近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。

山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇- 水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。

但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。

本次设计就是针对乙醇与水体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。

本次设
计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器，泵的选型做了计算。

通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法。

培养独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。

由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指正。

4、设计要求
进料量F= 1322 kmol/h ；
进料状态：q = 1,泡点进料；
操作条件：常压操作，单板压降不大于0.7kPa 。

塔顶冷凝水采用钦州水源，温度T= 25 C；
塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用120 C水蒸气；
分离要求：X D= 95%（质量分数,下同）；X W=0.25% ；X F=22%回流比R/Rmin =1.7 。

、设计说明书
1）设计单元操作方案简介
蒸馏过程按操作方式的不同, 分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。

连续蒸馏具有生产能力大, 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,但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。

故分离乙醇- 水混合物体系
应采用连续精馏过程。

蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的,热量自塔釜输入, 由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。

塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器- 全凝器两种不同的设置。

工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。

( 2) 筛板塔设计须知
(1)筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。

对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。

例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。

这样计算便于查取气液相物性数据。

(2)若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0 可能有差异。

对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路” ，可在近塔壁处设置挡板。

只有当不同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。

(3) 筛板塔的设计程序
(1)选定塔板液流形式、板间距HT、溢流堰长与塔径之比Iw/D、降液管形式及泛点百分率。

( 2)塔径计算。

( 3)塔板版面布置设计及降液管设计。

(4)塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图及确定确定操
作点
三．设计计算书
1. 设计参数的确定
1.1 进料热状态
泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。

饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。

此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同，在设备制造上比较方便。

冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。

所以根据设计要求，泡点进料，q= 1。

1.2加热方式
精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的 热量供应；由于乙醇-水体系中，苯是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，甲苯为重组分由 塔底排出。

所以本设计应采用再沸器提供热量，采用
3kgf/cm 2 （温度120 C ）间接水蒸
汽加热。

1.3回流比（R ）的选择
实际操作的R 必须大于R mn,但并无上限限 制。

选定
操作 R 时应考虑，随R 选值的增大， 塔板数减少，设备投资减少，但因塔内
气、液 流量L , V, L ', V 增加，势必使蒸馏釜加热 量及冷凝器冷却量增大，耗
能增大，既操作费 用增大。

若R 值过大，即气液流量过大，则要 其设备投资操
作费用与回流比之间的关系如下
图所示。

总费用最低点对应的 R 值称为最佳回流比。

设计时应根据技术经济核算
确定最 佳R 值，常用的适宜 R 值范围为：R=（ 1.2〜2）
R m*本设计考虑以上原则，选用：
R
=1.7R min 。

1.4塔顶冷凝水的选择
钦州钦江，温度t = 25 C
2. 流程简介及流程图
2.1流程简介
含乙醇0.0994 （摩尔分数）的乙醇-水混合液经过预热器，预热到泡点进料。

进入精馏 塔后分离，塔顶蒸汽冷凝后有一部分作为产品（含乙醇 0.8814 ），一部分回流再进入塔中， 塔底残留液给再沸器加热后， 部分进入塔中，部分液体作为产品排出塔体 （含乙醇0.00998 ）。

求塔径增大，设备投资也随之有所增大。

斛强\
2.2流程简介图 7
、 2^901 J 2!
3. 理论塔板数的计算与实际板数的确定
3.1理论板数的确定
3.1.1物料恒算 原料乙醇的摩尔组成： 22/46
X F = =9.94% ；
X F 22/46 78/18
塔顶产品乙醇的摩尔组成: 95/ 46
“ 一 c/ D
88.14% ; X D 95/46 5/18
塔底残液乙醇的摩尔组成:
0 25/46 X W 46 0.098% (均化为摩尔分数)； W 0.25/46 99.75/18
进料量：
4 3 23 10 10 (0.22/46 0.78/18) F=23万吨 /年= 1322Kmol / h 300 24
总物料恒算：
1322=D+W 乙醇物料恒算：
0.0994 X 1322=0.8814D+0.00098W
联立解得： D=147.78Kmol/h W=1174.22Kmol/h
3.1.2 q 线方程
X F = 0.0994 q = 1 q 线方程为：X = 0.0994;
3.1.3平衡线方程
乙醇（A ）〜水（B ）二组分体系在戸日下的气〜液平衡数据
所以，平衡线如下图
3.1.4 R min和R的确定
X Axis Title Y2 AxisTrta
X D
读图得
R min 1
0.23 R min 2.84
3.1.5精馏段操作线方程
全塔理论板数 N T 27块（包括再沸器），加料板为第25块理论板
精馏塔理论板数
N T1 24块
y n 1
R
X D
4.828 x
5.828
0.8814 5.828
0.828x n 0.15
3.1.6提镏段操作线方程
已知 D=147.78Kmol/h=0.04105kmol/s
R=4.828
精馏段：L = RD= 4.828 X 147.78=713.48kmol/h=0.1982kmol/s
V =( R + 1) D =( 4.828+1 )X 147.78=861.26kmol/h=0.2392kmol/s
提馏段：L '= L + qF = 713.48+1322=2035.48 kmol/h
V '= V —( 1 — q ) F =( R + 1) D = V = 861.26kmol/h
y n
L'
nno c / o
d 4 "7 A QQ
右和 右 O'00098 2^634X n 1 O'001336
3.1.7图解法求理论塔板数
由图可知：
提馏塔理论板数N T2 3 1 2块
3.2实际塔板数确定
精馏段已知1 4.09, Ll0.479mPa • s
E T10.49( 1 L) 0.2450.49 (4.09 0.479) 0.2450.42
N T1 24
N p 精= 57.14 58
E T10.42
提馏段已知 2 11.07, L2 0.420 mPa- s
E T20.49( 2J 0.2450.49 (11.07 0.420) 0.2450.3363
N P提晋2 5.947 10
E T20.3363
全塔所需实际塔板数N p N p精N p提=58+10=68
N 27 1
全塔效率E T匚100% 100% 38.23
N P68
4. 精馏塔工艺条件计算
4.1操作压强的选择
塔顶压力P顶=101.3+4=105.3kPa
单板压降厶P w 0.7kPa
进料板压力PF=105.3+0.5*58=134.3kPa
塔底压力P底=125.3+0.5*68=139kPa<1.5atm, 满足要求
精馏段平均操作压力P m1= (105.3+134.3 ) /2=119.8 kPa
提馏段平均操作压力F m2= (134.3+136.65 ) /2=135.25 kPa
4.2操作温度的计算
t F、塔顶温度利用乙醇-水二元物系汽液平衡组成中的数据利用数值插值法确定进料温度t D和塔底温
度t w 。

进料温度：86.7 85.3 t F86.7
F t F86.56 C
9.66 12.38 9.94 9.66 F
塔顶温度：78.41 78.15
t o 78.41t D 78.17 C
74.72 89.43 88.14 74.72 D
4.3塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算4.3.1密度的计算
I、精馏段
塔顶温度:t =78.17 C
D
汽相组成y e
78.41 78.15 78.17 78.15
y D 88.56% :78.15 89.43 100 y D 89.43
进料温度:t =86.56 C
F
汽相组成:
86.7 85.3 86.7 86.56 y
F 44.08% yF : 43.75 47.04 43.75 100 y F
塔底温度：10
：：'5 0.；9810：t w 95.73 C
2 86.56 78.17
2
82.365 C
提馏段平均温度: t F t w
2
86.56 95.73
2
91.145 C
精馏段平均温度: t1
塔底温度：t
W =95.73 C 汽相组成:
y W :100 95.5 17.0 精馏段平均液相组成 X 1
精馏段平均汽相组成
:Y 1
精馏段液相平均分子量 M L1 精馏段汽相平均分子量 M V1
n 、提馏段
提馏段平均液相组成 X 2
:X 2 提馏段平均汽相组成 y 2 : y 2 提馏段液相平均分子量 M L2 提馏段汽相平均分子量
M V2 : 100 95.73 0
100 y
W
X
D 冷
2 y D 牡 2__
M L1 46 M V1 46
M L2 M V2 46 46 y W 16.13%
°.8814 °.0994 49.04%
2 88.56 44.08 66.32%
0.4904 18 (1 0.6632 18 (1
X 2 5.02% y 2 30.11% 0.0502 18 (1 0.3011 18 (1 利用表“不同温度下乙醇和水的密度”数据利用插值法计算: t
F 86.56c, ^!^ =匹86.56 724 730 724 O F O F
0.22 728.13
0.4904) 0.6632) 0.0502) 0.3011) 31.37Kg / Kmol 36.57Kg / Kmol
19.54 Kg / Kmol 26.43Kg/ Kmol 728.13kg / m 3
（进料中乙醇的密度） 90 85 90 86.56 965.3 968.6
965.3 W F
W F
967.57kg / m 3 （进料中水的密度）
1 0.2
2 967.57
F 902.29 kg/m
（料液的密
度）
78.17 C,
90 85 90 78.17 724 730
724
O
D
721.63kg/m 3 （馏出液中乙醇的密度）
°D
0.95 721.63
90 85
90 78.17 965.3 968.6
965.3 W D
W D
973.11kg/m 3 （馏出液中水的密度）
1 0.95 973.11
D 731.08kg / m
3
（馏出液的密度）
95.73C,
90 85
724 730 724 90 95 73 3
.
Ow 717.12kg/m (残液中乙醇的密度)
O
W
£ 0.0025 1 0.0025 W 717.12
963.56
902.29 731.08 2
902.29 962.70
2
816.685kg/m 3 932.495kg/m 3
90 85 90 95.73
965.3 968.6 965.3叫%
963
.5盹/亦（残液中水的密度）
M LD X
D
46 (1 x D ) 18 42.68kg / k mol M LF
X
F
46 (1 x F ) 18
20.78kg / kmol
M LW
X W 46 (1 X W ) 18 18.03kg/ k mol M L 1
M LD M LF
2 31.37kg / kmol
M L 2 M LW M LF 2
19.54kg / kmol 利用公式 T 0PM 22.4TF 0
V1
273.15 119.8 36.51
22.4 (273.15 82.365) 101.325
3 1.481kg / m V2 273.15 135.25 26.43
22.4 (273.15 91.145) 101.325
1.181kg /m 3
4.3.2液相表面张力的计算
不同温度下乙醇和水的表面张力
W 962.70kg /m 3
(残液的密度)
所以：L
L2
F
D
2
F W
力（单位10 3N m 1） 乙醇的表面张力
90 80 16.2 17.5 oF
16.65
90 86.56 16.2 oF
80 70 17.1
5
18
17.31
80 78.17 17.15 oD
oD
100 90 15.2 16.2
15.63
100 95.73 15.2 oW
oW
水的表面张力
90 80 60.7 62.6
61.35
90 86.56
60.7
wF
wF
80 70
62.6 64.3
62.91
80 78.17
62.6 wD
wD
100 90
58.8
「60.7
wW
59.61
塔顶液表面张力
100 95.73 58.8
wW
m 。

46 0W
717.12
m 。

46 0F
728.13 m w
18 wD
973.11 m
w
18 wW
963.56
m w
18
wF
967.57
m o
0D
64.15mL
63.18mL 18.50mL
18.68mL
V wF
18.60mL
63.74mL
721.63 V oD
利用上表的数据利用数值插值法确定进料温度、
塔顶温度、塔底温度下的乙醇和水的表面张
oD 2
(1 0.8814) 18.50
---------------------- - ----------- - --------------------------------- 0.00147 0.8814 63.74 (1 0.8814) 18.50 0.8814 63.74
同理:
4.3.3液体平均黏度计算
利用乙醇水溶液黏度表数据利用内插法计算精、提馏段液体黏度 精馏段平均液相粘度
L :
100 80 100 82.365 一 L 0.479
0.361 0.495
0.361 L 提馏段平均液相粘度 —L : 100 80 100 91.145 _L
2
0.420
0.361 0.495
0.361
相对挥发度
2 wD (1 X D
)V
wD
B log0.00147
2.8327
Q 0.441 (申
WD V WD
3
0.441
273.15 78.17
17.31 (63.74)
62.91 (18.50)2/3
0.2057
2.8327 0.2057
3.0384
联立方程组
带入
A sw lg(
) swD 0.0298
so
1
soD
0.9702
sw
so
1/4
1/4
1/4
mD swD wD
soD oD
mD
原料液表面张力
mF
24.08 塔底液表面张力
mW
44.43
精馏段的表面张力
mF mD
2
24.08 空 21.095
提馏段的表面张力
_ mF mW
2
= 2
2
沁毕34.26
X D V
oD
(1 X D
)V
wD
2
18.11
4.4热量衡算
4.4.1加热介质的选择
本设计选用101.325kPa （温度120 C ）的饱和水蒸气做加热介质。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。

饱和水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管 程数相应减小。

4.4.2冷却剂的选择
本设计所用冷却剂为钦州地区水源， 钦州最热月份平均气温为 25C 。

故选用25C 的冷凝水,
选温升10C ，即冷却水的出口温度为
35C 。

4.4.3比热容及气化潜热的计算
(1 )塔顶温度t D 下的比热容
对于乙醇查液体比热容共线图
t D =78.17 C 下，查得 C P o 137.31kJ/(kmolg<)
C
PW,90C C
PW,78.17C
_ 4.195 C PW,78.17 C _ 80
78.17
C PW,90C C PW,70C
4.195 4.187
80 70
C PW ,78.仃C =4.194kJ / (kgg<) 75.68kJ / (moL g<)
C P
D C Po x D C Pw (1 x D ) 137.31 0.8814 75.48 (1 0.8814) 129.98kJ/(mol_g<)
(2)进料温度t F 下的比热容
t F 86.56 c 下，查得 C po 147.76kJ/(kmolgK)
C
PW,90C C
PW,78.17 C
_ 4-195 C pW,86.56C _ 80 86.56
由 x F 0.0994,y F 0.4408得 F
0.4408 1 0.4408
x D 0.8814,y D 0.8856得 D
0.0994 1 0.0994 0.8856 1 0.8856
0.8814 1 0.8814
7.14
1.04
精馏段的平均相对挥发度： 1
D
F
1.04 7.14 ’ “ 4.09
2 2
提馏段的平均相对挥发度：
F
W
7.14 14.999 11 07
2
2
1 1 ・U /
x
w
0.00098,y W 0.0145
得
W
°.°145 1 °.°145 14.999 0.00098 1 0.00098
C pw,9o c C PW,7O C 4.195 4.187 80 70
C p W,78.17c =4.200kJ /(kg*) =75.59kJ/(moLgK)
C PF C Po x F C Pw(1 x F) 147.76 0.0994 75.59 (1 0.0994) 82.76kJ/(moL")
⑵塔底温度tW下的比热容
t w 95.73 C下，查得C Po 148.72kJ/(kmoigK)
C PW,100C C PW,95.73C _ 4.220 C PW,95.73C _ 100 95.73
C
4220 4208 100 90
PW,1OO C C PW,9O C
C PW,95.73C =4.215kJ /(kggK) =75.86 kJ A moLgK)
C PW C po X. C Pw(1 x w) 148.72 0.00098 75.86 (1 0.00098) 75.93kJ/(moL“)
(4 )塔顶温度下的气化潜热
°598.0kJ / kg, w1241.0kJ / kg
O X D w(1 X D) 598.0 0.8814 1241.0 (1 0.8814) 674.26kJ / kg
4.5热量衡算
/1) 0c时塔顶上升的热量Q V塔顶以0C为基准
Q VC PD t D V~ M VD 861.26 129.98 78.17 861.26 674.26 36.57 29987544.3d /h
/2)回流液的热量Q V据t-x-y 图查此时组成下泡点t R =78 C
此温度下，C PR 148.02kJ /(kmol gK)
Q R LC pR t R713.48 148.02 78 8237526.1kJ / h
/ 3)塔顶馏出液的热量Q D因馏出口与回流口组成相同，所以C PD 129.98kJ/(moLgK) Q D LC PD t D713.48 129.98 78.17 7249339.7kJ / h
/ 4)进料的热量Q F Q F FC PF t F1322 82.76 86.56 9470418.8kJ / h
(5)塔底残液的热量Q W Q W WC pw t w1174.22 75.93 95.75 8536928.7kJ / h
(6)冷凝器消耗的热量 Q C
Q C Q V Q R Q D
29987544.3 8237562 7249339 14500643.3kL / h
(7 )再沸器提供热量
Q B (全塔范围列衡算式)
塔釜热损失为10%则Q 损=0.1Q B
Q B
Q F
Q C
Q W
Q D
Q 损
再沸器实际热负荷
0.9Q B Q C Q W Q D Q F
14500643.3 8536928.7
7249339.7 9470418.8 20816492.9kJ /h
计算得： Q B =23129436.56kJ/h
4.6塔径的确定
4.6.1精馏段
液相质量流量
L 1 M L1L 31.37 0.1982 6.218kg/s 汽相质量流量
V 1
M V 1V
36.57 0.2392 8.748kg/s
液相体积流量
1
L 1
6.218
3
0.007614m /s
L
s1
L1
816.685 汽相体积流量
V s1
V 1
8.748 3
5.907m / s
V1
1.481
欲求塔径应先求出空塔气速
U =安全系数X U max
取塔板间距H T =0.45m ，板上液层高度 h 70mm 0.07m ,
那么分离空间：
H T - h 仁0.45-0.07=0.38m
( 0.007614)816.685
5.907 - 1.481
功能参数: 0.03027
液相质量流量
M L2L' 19.54 0.5654 11.048kg/s
从史密斯关联图查得：C 20 0.0825 ,
0.0825(21.095 )0.2
0.08338
20
U 1 =0.7 U max1 =0.7*1.956=1.3692 m/s U 瓷 g 2-m
塔径圆整得 D 1
2.5m
塔截面积：
A T1
4D 12
4.52m 2
空塔气速：
u 「
V s1 5.907 A T1
1.203 m/s
4.91
4.6.2提镏段
U max1
0.0833 8 816.685 1.481
8
1.481
1.956
由于 C 1
C 20(
20)0.2
汽相质量流量
M V 2V' 26.43 0.2392 6.322kg/s
0.。

1185 越495 0.0622
5.353 ，1.181
从史密斯关联图查得：
C 20' 0.081， 由于 C 2 C 20'( 2)0.2
0.081(34^6)0.2
0.0902
20 20
U 2 =0.7 U max2 =0.7*2.533=1.7731 m/s
4.7塔有效高度
(N P1 1) H T (58 1) 0.45 25.65m (N p2 1) H T (10 1) 0.45 4.05m
从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取
0.7米,所以
液相体积流量 L S 2
L2
11.048
0.01185m 3/s
932.495
汽相体积流量
V 2
V2
5.353m 3/s
1.181
取塔板间距 H T 0.45m ，板上液层高度h L 70mm 0.07m ，那么分离空间:
H T h L
0.45 0.07
0.38m 塔径圆整得
D 2 2.5m
塔截面积：
AT 2 7D
22
2
4.52m
空塔气速： U 2'
V s2
5^53
1.090 m/s
A T 2
4.52
D 2
功能参数:
U
max 2
C
2
P L 2 P V 2
0.0902 . 932.495 1.181
PV2
1.181
2.533 m/s
精馏段有效高度 z 精
提馏段有效高度Z 提
L
(
4V S U
2
4 5
・353
1.641m
2.533
H w 1 + 1.629=2.629m
⑶ 整体塔高 H=z+H w + H D =29.7+2.629+1.32=33.65m
5、塔板主要参数确定
5.1溢流装置
选用单溢流、弓形管降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

5.1.1 堰长 lw
取堰长 lw = 0.65D = 0.65
2.4 = 1.56m
5.1.2出口堰高hw
2
2.84 E L h 3 1000 l w
近似取 E = 1, l w = 1.56m (1)精馏段
应多加高(0.7-0.45) X 2=0.5m Z=Z 精 +Z 提 +o.5=29.7m 4.8整体塔高
(1) 塔顶空间H D 取 H b =1.6 H T =0.72m 加一人孔 0.6 米，共为 1.32m (2) 塔底空间 塔底储液高度依停留 4min 而定 H L
L S2
A T 2 0.01185 4 60 4.52 0.629 m
取塔底液面至最下层塔板之间的距离为 1m 中间
再开一直径为0.6米的人孔
0.2
芒
、M
w t e w
w M 02 乩0.0,0.6
0.01 ____ ___ • II _____ _______ I
0/ D.5 0市 0.7 0.8 0.9 t.D
S
弓形障液管的參致
h w = h L — h ow
其中h O w
停留时间 >5s 故降液管尺寸可用。

5.1.4降液管底隙高度h °
(1)精馏段 取降液管底隙的流速 u 01 0.13m/s h 01
-L S L 二 0.007614 =0.0375m
取 h 0 0.04m ,
l w u 01 1.56 0.130 (2)提馏段 取降液管底隙的流速 u 02
0.13m/s
3
L h1 3600 L s1 3600 0.007614 27.41m /s ,
owl 2.84（
27.41）2/3
1000（ 1.56）
0.0192 溢流堰咼 h w1 h L1 h ow1 0.07 0.0192 0.0508 (2)提馏段 L h2 3600 L s2 3600 0.01185 42.66m 3/s ,
h ow2 2.84 （42.66） 2/3 1000 （
1.56 0.0258 溢流堰咼 h w2 h L2 h ow2 0.07 0.0258 0.0442 5.1.3弓形降液管宽度 Wc 和面积Af lw 0.65 查图知可得 A 0.07 Wd 0.13 D A T D 2 A F 0.07 4.52 0.316m Wd 0.13
2.4 0.312m ， 验算液体在降液管内停留时间 （1）精馏段 0
1 0.316 0.45
18.68S 5S
降液管可用（2）提馏段
L S1
0.007614
°2 AH T
L
S2
0.316 0.45 0.01185
12S 5S
降液管可用
h 02
L S 2
= 0.01185 =0.0584m 取 h 0 0.06m
l w u 02 1.56 0.130
5.2塔板布置及筛孔数目与排列
5.2.1边缘区宽度确定
5.2.3筛孔计算及开孔率
取筛孔直径d 0 5mm 。

筛孔按正三角形排列，一般碳钢的板厚 =3mm 取t/d 。

故:
孔中心距t=3*5=15.0mm
气体通过阀孔的气速
取
W
S
W S '
0.1m ,
5.2.2开孔区面积
A
2[x ； R 2
2
x
x 等
(W
-
W S ) R
D …
2.4
W C
2 2
A
2[x R 2
2
x
2 [0.788
.1.14：
0.06 m
A 计算
R 2sin 2
1RX]
(0.312 0.1) 0.788
1.14 1 x sin —]
180 R
1.142 .
sin 180
2 0.7882
1
0.788] 1.14 ]
3.0 ,
筛孔数目n 为n
1.155A 1.155 3.28 0.0152
16764 个
开孔率为0 =0.907 ( -0
)2
t
叫器2 101%
每层塔板上开孔面积 A
2
A a 0.101 3.28 0.3313m
0.06 3.28m
R 2 2.4
2
精馏段u 01
V S 1 5.907 17.83m/s
A
0.101 3.28 提馏段u 02
V
S2
5.353 1
6.16m/s
A
0.101 3.28
6. 筛板的流体力学计算
6.1塔板压降
6.1.1干板阻力h c 计算
汽相通过筛板压降相当的液柱高度
h P h c h 1 h
1.干板压降相当的液柱高度
h c
依 d 0/
5/3 1.67，查图，C 0 =0.84
(1).精馏段
h c1 0.051(业)2
(4) 0.051
C o L1
(1).提馏段
h c2 0.051（：2）2（ V2）
C
o
L2
cc , ,16.16 2 / 1.181 、— °051 （ 0.84 ） （932.495）°.°239m
6.1.2气体通过液层的阻力h 计算
F °1 U a 叮 V1
1.849 ;查下表得 B 1=0.58
U a1
V& A T 2A F
5.907 4.52 2 0.316
1.519
，
（
1.481 ）
（816.685）
（黯）2
0.0417 m
,, V S 2 5.353 U a2
A 2A F
4.52 2 0.316
F 02 U a2“.J V2 1.383 查下表得B 2=0.62
精馏段 h 1(h w1 h ow1) 0.58 (0.0508 0.0192) 0.0406 m(液柱)
提馏段 h 2
2(h w2 h ow2) 0.62 (0.0442 0.0258) 0.0434
m(液柱)
F 1/2
m kg
1.273,
1 /2
F a u
a V 3
s m
6.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度 hu 计算
6
3
4 1
4 21 09
5 10 3 精馏段h ff 1 =上二
4
0.00211m 液柱
p L1gd 0
816.685 9.81 0.005 4 2
4 34 26 10 提馏段 h ff 2—42
4
0.002998m 液柱
p L2gd 0
932.495 9.81 0.005
6.2雾沫夹带量e 的计算
1.精馏段e 5.7 106
h F )3.2 (kg 液/kg 气）
精馏段：h F 2.5h L 2.5 0.07 0.175, e V1
5.7 10 21.095 10
(
1.203 (
0.45 0.175
)3.2
0.0304
本设计液沫夹带量在允许范围 0.1 kg 液/kg 气内,符合要求
6.3漏液的验算
筛板塔,漏液点气速 u 0, min =4.4C 0(0.0056 0.13h L h ff )p L /p V 精馏段：
u 01, min =4.4
0.772 (0.0056 0.13 0.07 0.00211 ) 816.685 /1.481 8.941 =m/s,
提馏段：
u 02, min = 4.4 0.772 (0.0056 0.13 0.07 0.002998 )932.495/1.181 10.325 m/s
实际孔速：精馏段 u 01 17.83m/s > u 0, min ,提馏段 u 02 16.16m/s > u'0, min 稳 定系数：精馏段 K=U 0/U omin =17.83/8.941=1.994,
提馏段 K ' =U ' o /U ' omim
=16.16/10.325=1.565
均大于1.5,所以设计无明显液漏符合要求
6.4液泛验算
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd w© ( H T h w )
对于设计中的乙醇-水体系$ =0.5, Hd < 0.5 (0.45 0.06) =0.51m 由于板上不设进口堰，h d 0.153(0.2)2 0.00612m 液柱
精馏段 H d1 h p1 h L h d 0.0493 0.07 0.00612 0.1254m <0.51m 提馏段 H d2
h p2 h L h d
0.0283 0.07 0.00612 0.10442m <0.51m
所以不会发生液泛现象
根据以上塔板的各项流体力学验算，可认为塔径及各工艺尺寸是合适的。

提馏段:
e
V2 5.7 10 3
34.26 10
心）
0.0136
7、塔板负荷性能图
7.1液沫夹带线
e
0.1kg 液/kg 气为限求V S - L S 关系:
U o
V S A T A F 4.52 0.316
0.238V S
h
ow
2.84 E
1000
2
L h 3
2.84 l
w
1000
1( 3600 L s )2/3
(1.56 )
0.4959L S 2/3，
h w1 0.0508m h w2 0.0442 h F
2.5h L 2.5 (h w
h ow )
精馏段 h F1 0.127 1.2398L S 2/3
5.7 106 ( u 0 )3.2
5.7 10 6 C |_1
H
T
h
F1
0.238V S
21.095 10 3 (
0.323 1.2398L S 2/3 )
0.1
整理得 V S 8.614 33.065L S 2/3 提馏段 h'F 0.1105 1.24L'S 2/3
eV ◎：（亠产 仏 H T h F
5.7 10 6 ____ U .238V S
___ )3.2 0 1 34.26 10 3 (0.3395 1.2398L'S 2/3 ) .
0.238V'S 解得 V'S 10.54 38.48L'S 2/3 在操作范围内任取两个 L s 值, 可算出V s 值
(2)
h c2 0.051 ( V
^ )2 0.772 0.331 1 181
(93^)0.00989V 's
h 2
h L
(h w2 h ow )
0.58 (0.0442 0.4959 L S '2/3
)
0.02563 0.2876 L S '2/3
依表中数据在 s - s 图中做出雾沫夹带线，如图
A 、
B (1所示
7.2液泛线
h
P
u 0 2
0.051(才)(
C 0
2
2/3 2/3
2
(0.45 0.0508) 0.03157 0.001416V s
0.2876 L s 0.0508 0.4959L S
39.3L s
2
2/3
V s 11.8665 55.3319L S
提馏段
0 ( H T h w )= h p
h w h d
h ：)w
h
ow
2.84 匚 1000
L h 2.84 1000
(3600 L s )2/3 (1.56 )
2/3
0.4959
L
h c
(1)
精馏段
0.051 (
V s 0.772 0.331)2
(1.481 )
(816.685)
2
0.01418/s
h i
h L
(h w1 h ow )
0.58 (0.0508 2/3
2/3
0.4959 L S )
0.02946 0.2876 L S
h
p1
2
2/3
0.001416V s 0.02946
0.2876 L s
0.03157 0.001416V s 2 0.2876 L?3
0.00211
h
d1
0.153(亘)2
0.153 (
・
)2 39.3L ；
l w h 01 1.56 0.04
H T
0.45m,
0.5
0.5 2
2775.424L s
h p2 0.000989V's 0.02563 0.2876L S
0.002998
依表中数据在 s - s 图中做出泛液线，如图 A 、B （2）所示
7.3液相负荷上限线
以B =2s 作为液体在降液管中停留的下限
7.3.1漏液线
2/3
0.0508 0.4959 L s ， uow
2 2/3
0.02863 0.000989V's 0.2876 L S '
h
d 2
L ' L '
0.153( —)2 0.153 ( s )2 l w h 02 1.56 0.06
17.46L s
H T
0.45m, 0.5
0.5 (0.45 0.0442) 0.02863 0.000989V 2 2/3
2/3
2
's
0.2876 L S '
0.0442 0.4959L S
17.46 L s '
V s '2 17.621 79.224L s '2/3
1781.633L 2
精馏段:
°.0316 °.45
0.00711m 3/s 提镏段：L S ，max
2
°.0316 °.45
0.00711 m 3 /
液相负荷上线（3） 在V s - L s 图坐标图上为气体流量
V s 无关的垂直线，如图 A 、B
由 h L
h w1 h ow v s min
右带入漏液点气速式:
（1）精馏段
uow-! 4.43C 0(O.O 。

56 0.13h c1 h 1) L1/ V1
V
s,min A
1
2/3
816.685
4.4 0.772 [0.0056 0.13(0.0508 0.4959L s ) 0.00211] ---------------------
V 1.481
A =0.331带入整理得 V s ,min
26.395 J0.007094 0.064467 L s 2/3
（2）提馏段
uow 2 4.43G (0.0056 0.13h c2 h 2) L2/ V2
V
s,min A
4.4 0.772 [0.0056 0.13(0.0442 0.4959L s 2/3) 0.002998] 932・495
\ 1.181
A =0.331带入整理得
V s ,min ' 95.44^/0.008348 0.064467 L s '2/3
此即汽相负荷下线关系式，
在操作范围内任取 n 个Ls 值，依式计算相应的 V sz 值，列于下表,
依表中数据做汽相负荷下线（4），如图A 、B 所示
7.4液相负荷下线
Qmn 0.001331m 3/s
此值在V s - L s 作线（5）即为液相负荷下限线，如图 A 、B 所示
取平堰，堰上液层高度
h ow =0.006作为液相负荷下线条件,
2
2.84 L h 3
E _ 1000 l w
2.84 1000
1（型匹业严
1.56 2/3
0.4959 L S
(2)
V
s,max 9.01
V 1.83
项目符号单位计算数据
精馏段提馏段
各段平均压强
P m KPa 119.8 135.25
各段平均温度t
m
C82.365 91.145
平均流量汽相
V s 3 / m / s
5.907 5.353
液相
L s m3 / s 0.007614 0.01185 实际塔板数N 块58 10
板间距H
T
m 0.45 0.45
塔底有效咼度Z m 25.65 4.05
塔径 D m 2.4 2.4
空塔气速u m/ s 1.203 1.090 塔板液流型式单流型
溢流管型式弓形
堰长h
w
m 0.0508 0.0442
堰咼
l
w m 1.56
将以上5条线标绘于图A( V s- L s)、
B ( V s' - L s'、中，即为塔负荷性能
图。

5条线包围区域为精、提馏段塔板操作区，P为操作点，0P为操作线。

0P 线与线(1、的交点相应汽相负荷为
V s,max，线与汽相负荷下限线
(4、的交点相应汽相负荷为V s,min。

可知本设计塔板上限由雾沫夹带控
制，下限由漏液控制。

临界点的操作弹性
V s(m3/s)
(5)
n.i
j
8
(1)
j
(3)
4
L s(m3/s)
U. DOG
V
s,max
8. 辅助设备及零件设计
8.1塔
8.1.1塔顶空间
设计中取塔顶间距H a 2H T 2 0.45 o.9m，考虑到需要安装除沫器，所以选塔顶空
间为1.2m。

8.1.2塔底空间
塔底空间高度H B是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，取釜残液停留时间为5min,取塔底液面至最下一层塔板之间距离为 1.5m。

则
塔釜贮液量-封头容积+1 5=tL s2 60 V 塔横截面积厲
H B
5 0.01185 60 1.5459
1.5 1.944m
4.52
8.1.3人孔
对D> 1000mm的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔中共有68块塔板，需设置8个人孔，每个人孔直径为450mm在设置人孔处板间距H=600mm
8.1.4进料板处板间距
考虑在进口处安装防冲措施，取进料板板间距H F =800mm>
8.1.5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：D bi (25°°2 16)(02 0.6) 103=2132mm
基础环外径：
D bo (2500 2 1 6) (0.2 : 0.6) 103=2932mm
圆整后：D bi2200
D bo3000
考虑到再沸器，取裙座高Hb=3.5m
塔体总高度
H (n n F n p 1)H T ^H F n p H p H D H B比H2
(68 1 8 1) 0.45 1 0.8 8 0.6 1.2 1.944 0.665 3.5 34.689m
8.2塔的接管
8.2.1进料管
取u F 1.6m/s，L 902.29kg/m2
进料体积流量V s
23 107
3600 300 24 902.29
0.00983m3/s
本设计采用直管进料。

管径计算如下：d F
8.2.2回流液管
采用直管回流，取u R 1.6m/ s
回流液体积流量
查标准系列选取 = 76 X 4规格的热轧无缝钢管。

8.3塔底出料管
采用直管回流，取u w 1.6m/ s
回流液体积流量
0.0697 m=70mm
查标准系列选取 = 76 X 4规格的热轧无缝钢管。

8.3.1塔顶蒸汽出料管
采用直管回流，取u V 20m/s
回流液体积流量
d F 4 0.00983 寸 1.6 0.088m 88mm 查标准系列选取 88 4规格的热轧无缝钢管。

d v 4 3.90 V 20 0.498 m=498mm 查标准系列选取
530 X 9规格的热轧无缝钢管 0.0608 m=60mm
d
R 3.38
731.08 1.6 d w 0.3261 18.03
—963.56 1.6
832塔底蒸汽出料管
采用直管回流，取u V ' 23m/ s
回流液体积流量
8.4塔的附属设计
8.4.1冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用总传热系数一般范围为500~1500kcal/
(1kcal=4.18J)
本设计取 K=700 kcal/ (m3.h. C) =2926kJ/ ((m3.h. C)
出料液温度78.17 C （饱和气78.17 （饱和液） 冷却水20 C ~35C
逆流操作 Vt , 58.17 C, Vt 2 43.17 C ，则
取安全系数1.04，则所需要传热面积 A 98.52 1.04 102.46m 2
选择BES600-1.6-108-6/19 4 H 浮头式换热器。

8.4.2再沸器的选择
选用120 C 饱和水蒸气，总传热系数取 料液温度 95.73 水蒸气温度 120 逆流操作 Vt'1 20 C, Vt'2 24.27 C ，则
d'v 4 4.03
V 23" 0.472 m=472mm
查标准系列选取 530 X 9规格的热轧无缝钢管
(m3 .h. C ) 传热面积 Vt m Vt 1 Vt 2
In Vt 2
50.3 C
A 生 ^006^ KVt m 2926 50.3 98.52m
2
K=2926 kJ/ (( m3.h. C)
C T 100C
C T 120C
取安全系数1.04，则所需要传热面积 A 358.23 1.04 372.56m 2
选择BES1000-1.6-311-6/19 6 H 浮头式换热器。

9. 参考文献及设计手册（参考文献的标号要在正文引用的地方 相应标出，参考文献作为一级标题， 前面不用加标题号，及设计 手册删掉）正文排版还有很多问题，自己检查修改）
1. 管国锋•赵汝溥•化工原理（第三版），北京：化学工业出版社，2008.
2.
汤金石等 化工过程及设备课程设计 北京：化学工业出版设，1998 3.
国家医药管理局上海医药设计院 .化工工艺设计手册（上、下） 1996.
4. 贾绍义，柴诚敬。

化工原理课程设计（化工传递与单元操作课程设计）
，天津：天津大学
版社，2002， 5. 王国胜。

化工原理课程设计，大连 ：大连理工大学出版社，2006
6. 姚玉英，陈常贵，柴诚敬.《化工原理》（上、下册），天津：天津大学出版社，2003
7. 谭天恩，窦梅，周明华 等编著.化工原理（第三版），北京：化学工业出版社，2006.
8. 陈英南，刘玉兰.常用化工单元设备的设计.上海：华东理工大学出版社，2005
9. 柴诚敬，王军.张缨.化工原理课程设计，天津科学技术出版社，天津
：2006. 10. 刘雪暖 汤景凝等 化工原理课程设计 山东：石油大学出版社， 2001
四、设计感想
进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，
对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇
丰的。

总结于下： 1. 1.在做课程设计的过程中，自学了许多软件，例如 word ，excel ，origin ，CAD 等等,
如果不使用这些辅助软件，我想课程设计将会是一个甬长且更加繁琐的过程。

忽然发现 一个好工程师应该知识渊博，因为很多学科对他都是很有帮助的。

我现在还处在一个学 习知识的阶段一个接受新事传热面积 Vt' Vt ； Vt'2 In Vt ； V7 22.066 C Q B Kvr m 23129436.56
2926 22.066 358.23m 2
，北京：化学工业出版社,。