笨-氯苯课程设计设计说明书

第一章概述及设计方案简介
根据设计任务书，这次的设计任务是设计一座精馏塔用来分离苯和氯苯两种物质，塔是一种高径比很大的反应设备，他在化工生产中非常常用，经常用于蒸馏分离，吸收操作，解吸操作和萃取等等。

精馏是用来液体混合物最常用的一种操作单元，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。

精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。

板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。

根据设计任务书，这次要设计的精馏塔为板式塔，其中的塔板为筛板式筛板塔是很早出现的一种板式塔．它的结构简单，塔盘造价较低，安装、维修都较容易．从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用．筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔直径为３－８mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为２.５－５．近年来有大孔径（１０－２５mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小．筛板塔的特点如下：
（１）结构简单、制造维修方便．
（２）生产能力大，比浮阀塔高．
（３）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏．
（４）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低．
（５）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔．
（６）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固
体粒子的料液．
因为本设计是用来分离苯和氯苯，属于较容易分离的物系，所以
最小回流比较小，取回流比为最小回流比的2倍。

相关的工艺参数计算如下：
第二章主要设备的工艺计算
2.1精馏塔全塔物料衡算
2．1．1设计已知条件及符号意义
F：原料液流量（kmol/s） x F ：原料组成（摩尔分数）
D：塔顶产品流量（kmol/s） x D ：塔顶组成（摩尔分数）
W：塔底残液流量（kmol/s） x W：塔底组成（摩尔分数）
苯的摩尔质量M A =78.11 kg/kmol
氯苯的摩尔质量M B =112.61 kg/kmol
已知：进料中含苯量48%，塔顶流出液含苯98%，釜残液中含苯量1% 生产能力为日产（24小时）100吨苯。

经计算x F = 0.571x D =0.986 x W =0.011
2．1．2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M F =0.571×78.11+（1-0.571）×112.61=92.91kg/kmol
M D =0.986×78.11+（1-0.986）×112.61=78.59kg/kmol
M W =0.011×78.11+（1-0.011）×112.61=112.23 kg/kmol 2.1.3物料衡算式为： F = D + W F x F =D x D +W x W
D=100000kg/(24×78.11)=45.76 kmol/h 再由已知条件联立两方程求解：
解得：W=33.91 kmol/h F=79.67 kmol/h
2.2精馏塔工艺条件及有关物性数据计算
2．2．1温度
利用表中数据由拉格朗日插值可求得t F 、t D 、t W t F ：
F 100100900.4440.6790.4440.59
t --=
--
t F =94.6 C ︒ t D :
D
-8090-80
0.679-1.00.993-1.0
t = t D =82.4C ︒ t W ：
W
131.8131.813000.02000.014
t --=
-- t W =127.6C ︒
精馏段平均温度：F D
1 2t t t +=
=（94.6+82.4）/2=88.50 C ︒ 提馏段平均温度： F W 22
t t
t +==（94.6+127.6）/2=111.10 C ︒
2.2.2 平均摩尔质量计算
塔顶：已知D x =1y =0.986 由气液平衡方程推出1x =0.969 则：VDm M =0.986×78.11+（1-0.986）×112.61=78.59 kg/kmol
LDm M =0.940×78.11+（1-0.940）×112.61=80.18 kg/kmol
进料板平均摩尔质量计算：
由逐板发计算得：F y =0.850，由气液平衡方程F x =0.588 则VFm M =0.850×78.11+（1-0.850）×112.61=83.28 kg/kmol LFm M =0.558×78.11+（1-0.558）×112.61=93.36 kg/kmol 塔釜平均摩尔质量计算：
VWm M =0.011×78.11+（1-0.011）×112.61=112.23 kg/kmol LWm M =0.0025×78.11+（1-0.0025）×112.61=112.52 kg/kmol
精馏段平均摩尔质量：
Vm M =（78.59+83.66）/2=80.94 kg/kmol Lm M =（80.18+93.36）/2=82.99 kg/kmol
提留段平均摩尔质量：
Vm M =（82.28+112.23）/2=97.755 kg/kmol Lm M =（93.36+112.52）/2=102.94 kg/kmol
2.2.3 平均密度计算
由理想气体状态方程知气相密度： 精馏段：Vm ρ= 108.881.13
8.314(90.8273.15)
m Vm m P M RT ⨯=⨯+=2.87 kg/3m
提留段：Vm ρ=
113.3597.755
8.314(111.1273.15)
m Vm m P M RT ⨯=⨯+=3.468kg/3m
[1]液相密度为： 因为D T =82.4C ︒
A ρ=
90809082.1
805817805A
ρ--=-- A ρ=812.7
B ρ=
90809082.4
102810391028B
ρ--=-- B ρ=1036
1
0.98/812.70.02/1036
LDm ρ=
+=816.22kg/3m
由F T =94.6C ︒知
A ρ=
1009010094.6
793805793A
ρ--=-- A ρ=799
B ρ=
1009010094.6
101810281018B
ρ--=-- B ρ=1023
进料板液相分率：0.55878.11
0.4670.55878.110.442112.61
A α⨯=
=⨯+⨯
1
888.90.467/7990.533/1023
LFm ρ=
=+ kg/3m
塔底液相密度： 由w T =127.6
A ρ=
130120130127.6
757770757A ρ--=-- A ρ=759.62
B ρ=
130120130127.6
985997985B
ρ--=-- B ρ=984.2
知1
769.230.02/756.30.98/984.4
LWm ρ=
=+
精馏段液相平均密度：Lm ρ=（816.22+888.9）/2=897.4kg/3m
提留段液相平均密度：Lm ρ=（759.62+888.9）/2 =824.26 kg/3m 2.2.4 液体表面张力
[2]
塔顶： 由D T =82.4C ︒ A σ=
85808582.4
20.621.220.6A
σ--=-- A σ=20.9
B σ=
85808582.4
25.726.125.7B
σ--=-- B σ=25.9
0.98620.90.01425.9LDm σ=⨯+⨯=20.64
进料板： 由F T =94.6C ︒
A σ=1108511094.6
17.320.617.3A
σ--=-- A σ=19.3
B σ=
1108511094.6
22.725.722.7B
σ--=-- B σ=24.6
LFm σ=0.558×19.3+0.442×24.6=21.64mN/m 塔底：
由W T =127.6C ︒
A σ=131120131127.6
15.316.315.3A
σ--=-- A σ=15.4
B σ=
131120131127.6
20.421.620.4B
σ--=-- B σ=20. 5
LWm σ=0.011×15.4+0.986×20.5=20.44mN/m
精馏段液相平均表面张力：
Lm σ=（21.25+19.57）/2=21.14mN/m
提留段液相平均表面张力：
Lm σ=（20.44+21.64）/2=21.04mN/m
2.2.5 混合液体粘度计算 塔顶
由D T =82.4C ︒ 知 A μ=0.250mpa.s B μ=0.306mpa.s
lg LDm μ=0.998lg （0.250）+0.002lg （0.306）
LDm μ=0.250mpa.s
进料板平均粘度计算： 由F T =94.6C ︒
查图知A μ=0.210 B μ=0.300
由lg 0.558lg 0.2100.442lg 0.3LFm μ=+知
LFm μ=0.246 mpa.s
塔底液相平均粘度计算
由W T =127.6 知A μ=0.14 B μ=0.20 由lg 0.011lg 0.140.989lg 0.2LWm μ=+
LWm μ=0.208mpa.s
精馏段混合液体粘度
Lm μ=（0.250+0.246）/2=0.248mpa.s
提留段混合液体粘度
Lm μ=（0.208+0.246）/2=0.227map.s
2.2.6相对挥发度
各温度下的苯和氯苯的饱和蒸汽压
由上表计算得90 C ︒时527.26α==
130C ︒时377.72
3.9595.63
α==
2.3精馏塔理论塔板及有关数据计算
[3]：
根据表中数据绘制常压下苯-氯苯的平衡曲线图，已知泡点进料 q=1 ，再确定操作线上（D x ，D x ）（F x ，F x ）（W x ，W x ）三个点大体位置 。

由于乙醇水平衡溶液不是正常平衡曲线，具有下凹部分，当操作线与q 线交点尚未落到平衡线上之前，操作线已与平衡线相切，故作图可得 q x =0.59 q y =0.864 最小回流比 R min =
D q q q
--x y y x =
0.9860.733
0.7330.59
--=1.56
操作回流比 R ＝2R min =3.12 苯和氯苯的气液平衡图如下：
2.3.1精馏段操作数据计算
L=R ⨯D=3.12⨯45.76=142.77 kmol/h V=(R+1)⨯D=4.12×45.76=188.53kmol/h
精馏段操作线方程 D L D
y x x V V
=+=0.484x+0.512 汽液相质量流量：1L193.2274.23
1.923600L M L ⨯=⨯== kg/s
1V183.22153.2
3.543600V M V ⨯=⨯== kg/s
体积流量：1
S1L1
1.92
0.0033897.4
L L ρ=
=
= 3m /s 1
S1V1
3.54
1.477
2.87
V V ρ=
=
= 3m /s 2.3.2提馏段操作数据计算
L '=L+F=74.23+134.22=208.45 kmol/h 'V =V=153.2 kmol/h
提留段操作线方程 w L W
y x x V V '''=-''
=1.361x '-0.005
汽液相质量流量：2L2208.45102.86
5.863600L M L ⨯'=⨯== kg/s
2V2153.297.68
4.163600V M V ⨯'=⨯== kg/s
体积流量：2
S2L2
5.86
0.0049824.6
L L ρ=
=
= 3m /s 2
S2V2
4.16
1.4763.468
V V ρ=
=
= 3m /s 2.3.3塔板效率的计算 由逐板法计算理论板层数： 由公式知，D x =1y =0.993 带入气液平衡方程 4.481 3.48x
y x
=
+ 算出1x =0.969
将1x 带入精馏段操作线y =0.484x+0.512计算得2y =0.981
同上过程分别计算得到如下数据：
1y =0.993 1x =0.969 2y =0.981 2x =0.920 3y =0.957 3x =0.832 4y =0.914 4x =0.703 5y =0.852 5x =0.562
在第五层塔板3x ＜F x =0.571，说以这一层为精馏塔进料板 下面计算提留段理论塔板层数：
由5x =0.562开始计算带入提留段操作线方程y '=1.361x '-0.005计算得到
6y =0.760在带入气液平衡方程 4.481 3.48x
y x
=+继续计算6x 得到如下数据
6y =0.760 6x =0.414 7y =0.558 7x =0.219 8y =0.293 8x =0.0846 9y =0.110 9x =0.0268 10y =0.032 10x =0.0073
在第十层塔板，10x ＜W x =0.011所以，精馏塔提留段到此结束，计算得到 精馏段T N =3 提留段T N =4
板效率可用奥康奈尔公式0.245T L 0.49()E αμ-=进行计算。

其中α=4.48
LA μ=0.23map.s LB μ=0.32map.s
带入公式知T 0.465E =
所以全塔效率为46.5%
由于上部计算出全塔理论塔板数为7块所以 全塔N =3/0.4654/0.465+ = 16块
2.4塔径的初步设计
2.4.1精馏段塔径计算
由u=(安全系数)⨯max u 取安全系数u=0.7 因为
max u =（式中C 可由史密斯关联图查得）横坐标 11
2
2
S L S V 0.00333600897.40.03951.4773600 2.87L V ρρ⎛
⎫⎛⎫⨯⎛⎫ ⎪
=⨯= ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭
初选板间距T 0.40H m =，取板上液层高度L 0.06h m =，故
T L -0.400.060.34H h m =-=；
查Smith 关联图得C 20=0.072；
0.2
0.2
L 2021.040.0720.07582020C C σ⎛⎫
⎛⎫
=== ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
max 1.338/u m s ==
1max 0.70.9366/u u m s ==
故1 1.310D m =
== 按标准,塔径圆整为1.6m 。

横截面积222T 111
3.14 1.6 2.01144
A D m π==⨯⨯=
实际空塔气速1 1.14770.734/2.011
u m s '==
2.4.2提馏段塔径计算：
初选板间距T 0.40H m =，取板上液层高度L 0.07h m =，故
T L -0.400.070.33H h m =-=；
1
1
22S L S V 0.00493600824.260.05121.4763600 3.468L V ρρ⎛⎫⎛⎫⨯⎛⎫ ⎪=⨯= ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭
查Smith 关联图得C 20=0.066；
0.2
0.2
2021.040.0740.07482020C C σ⎛⎫⎛⎫
'=== ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
max
1.1507/u m s '==
可取安全系数为0.7，则
max
0.70.805/u u m s '==
故2 1.23D m =
== 按标准,塔径圆整为1.6m
横截面积2
22T 211 3.14 1.6 2.01144
A D m π==⨯⨯=
实际空塔气速2 1.4760.734/2.011
u m s '== 2.5精馏塔有效高度及操作压力的计算
2.5.1精馏塔有效高度的计算
Z 精=（N 精-1）T H =(71)0.4 2.4-⨯=m
Z 提=（N 提-1）T H =(91)0.4 3.2-⨯=m
有效高度 Z=Z 精+Z 提=2.4+3.2=5.6m
2.5.2精馏塔操作压力的计算
塔顶压力为大气压与操作台压力之和P=101.325+4=105.325kPa 每层压降ΔP=0.7kPa
进料板压力F 105.3250.77110.2P =+⨯= kPa 塔底压力W 105.3250.79116.5P =+⨯= kPa
精馏段平均压力：D F
m 107.62P P P kPa +=
= 提留段平均压力：W F m
113.352P P
P kPa +'== 2.6塔板主要工艺尺寸的计算及布置
采用单溢流,弓形降液管，凹形受液盘
2.1.1溢流装置计算
1 溢流堰高度的计算
单溢流取堰长w l 为0.66D ，即 w l ﹦0.66×1.6﹦1.056 m
溢流堰高度 W L OW -h h h =
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由23
h OW W 2.841000L h E l ⎛⎫
=
⎪⎝⎭
，其中E 取1.025 所以23
OW 2.840.0033360010.0141000 1.056h m ⨯⎛⎫
=
⨯⨯= ⎪⎝⎭
故W 0.060.0140.046h m =-=
2.降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由w /0.66l D =查弓形降液管的宽度与面积图得
f T /0.075A A =，故 2f T 0.0750.1452A A m ==
由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
精馏段液体在降液管中停留的时间：
136000.14520.417.60.00333600
s θ⨯⨯==⨯（>5s ，符合要求）
提留段液体在降液管中停留的时间：
236000.14520.411.850.00493600
s θ⨯⨯==⨯（>5s ，符合要求）
3降液管底隙高度o h 取液体通过降液管底隙的流速
00.08/u m s =
精馏段：s 0w 0
0.0033
0.0391.0560.08L h m l u ==='⨯
00.08μ=m/s
提馏段：s 0w 0
0.0049
0.0581.0560.08L h m l u =
=='⨯ 2.6.2塔板分布
由于塔直径D = 800mm ，所以将塔板分为四块
1取边缘区宽度C 0.05W m =,安定区宽度S S 0.075W W m '==，
2鼓泡区面积
2
(arcsin )180r x
πａ
Ａ＝２＋ｒ
d S 1.4
-()-(0.19840.075)0.52722D x W W m =+=+= c 1.6--0.050.7522
D r W m =
==
23.14 1.0520.527arcsin )180 1.052
⨯ａ
Ａ＝2 =1.4382m
3筛孔数的计算及其排列
苯氯苯混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度为3mm 的碳钢板，取筛空的孔径0d 为5mm ，按正三角形排列，取0.3/0=d t ， 故孔中心距 t=35=15mm ⨯
塔板上的筛孔数a 22
1.155 1.155 1.438
73820.015n A t ⨯=⨯==个 塔板上开孔区的开孔率取22
00.0050.907()0.907()0.015d t ϕ==⨯=10.1%（在5—
15%范围）
气体通过阀孔的气速为：S
0a
V u A =
精馏段气速：S10a 1.477
10.170.101 1.438
V u A =
==⨯ m/s 提留段气速：S20a 1.476
10.160.101 1.438
V u A =
==⨯ m/s 2.6.3塔板的流体力学验算
1塔板压降
(1)、干板压降相当的液柱高度c h
开孔率15%ϕ≤ 0/5/3 1.67d σ==，查干筛孔的流量系数图[4]得，C 0=0.83
精馏段干板压降：2
2
0V c 0L 10.17 2.870.0510.0510.02830.772897.4u h m C ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫
=== ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭
⎝⎭
提留段干板压降：2
2
0V c 0L 10.16 3.4680.0510.0510.03720.772824.26u h m C ρρ⎛⎫⎛⎫⎛⎫⎛⎫
=== ⎪ ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭
⎝⎭
（2）、气体穿过板上液层压降相当的液柱高度l h
根据公式进行计算 l L W OW ()h h h h ββ==+
a F u = S
a T f
-V u A A =
精馏段：S a T f 1.4770.792/- 2.0110.1452
V u m s A A =
==-
a 0.853 1.34F u ===
由充气系数0β与a F 关联图[5]
查得板上液层充气系数β﹦0.61 l 0l 0.620.060.0372h h m β==⨯= 提留段：S a T f 1.476
0.791/- 2.0110.1452
V u m s A A =
==-
a 0.791 1.47F u ===
由充气系数0β与a F 关联图查得板上液层充气系数β﹦0.52 l 0l 0.520.090.0468h h m β'==⨯=
（3）、克服液体表面张力压降相当的液柱高度σh 利用公式 L
σL 0
4h gd σρ=， 精馏段
-3
L σL 04421.04100.0018897.49.810.005
h m gd σρ⨯⨯===⨯⨯液柱
提留段 -3
L σL 04421.04100.0021824.269.810.005h m gd σρ⨯⨯'===⨯⨯液柱 （4）、气体通过每层塔板总压降 p c l σh h h h =++ 精馏段： p 0.02830.03720.00180.0673h m =++=液柱 单板压降p p L 0.0673888.99.81592.40.7P h g Pa kPa ρ∆==⨯⨯=<
提留段： p
0.03720.04680.00210.0861h m '=++=液柱 单板压降p p
L 0.0861824.269.81696.20.7P h g Pa kPa ρ''∆==⨯⨯=< 符合设计要求
2 液面落差
筛板塔液面落差很小，本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响
3 液沫夹带
要求符合v e 〈0.1kg(液)/kg(气)的要求 公式-6
3.2a
V L
T f
5.710(
)u e H h σ⨯=-
f L 2.5 2.50.060.15h h m ==⨯=
提馏段：-6 3.2
V -35.7100.792()0.01121.49100.40.15e ⨯=
=⨯-〈 0.1 提留段：-6 3.2
V -3
5.7100.791()0.01721.05100.40.225
e ⨯==⨯-〈 0.1 液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。

4 漏液
精馏段 ：漏液点气速
o,min
4.4u C '= 实际气速10.17> 6.69
稳定性系数0
,min 1.57( 1.5)o
u K u =
=>' 提留段
：漏液点气速,min 4.4o u C = 实际气速10.8> 6.77
稳定性系数0,min
1.59( 1.5)o u K u =
=>
故在设计负荷下不会产生过量漏液。

5 液泛
为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从()d T w H H h ϕ≤+ 且
d p l d H h h h =++
精馏段：取0.5ϕ= ()T w H h ϕ+=0.5（0.4+0.046）=0.2235m
不设进口堰 22d 0
0.153()0.153(0.1)0.002h u m '==⨯=液柱 d 0.080.060.0010.1255 0.224H m =++=<
提馏段：取5.0=ϕ，则()T w H h ϕ+=0.5（0.4+0.072）=0.236m
22d 0
0.153()0.153(0.08)0.001h u m '==⨯=液柱 d 0.08610.090.0010.1771 0.236H m =++=< ()d T w H H h ϕ≤+成立，故在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸是适合的。

第三章 塔板负荷性能图
3.1漏液线
将L w ow h h h =+，min 0W
0S V u A =，2
h 3ow w
2.84() 1000L h E l =代入漏液点气速
式ow 4.4u C = 求取方程。

3.1.1精馏段漏液线方程
ow 4.4u C =
,min s v =
3.1.1提馏段漏液线方程
,min s v =
在操作范围内任取几个s L 值，依上式计算相应的S V 值，列于下表
3.2液沫夹带线
已知 -6
3.2a
V L
T f
5.710(
)u e H h σ⨯=
- 以0.1为界限求取
式中s
a s T f
0.536-v u v A A =
= f L W ow 2.5 2.5()h h h h ==+
3.2.1精馏段液沫夹带方程
故2/3f s 0.12 1.85()h L =+
取雾沫夹带极限值v e 为气液kg kg /1.0
-6 3.2
S V 2
3
S
0.7025.710()0.121.490.28-2.2()V e L ⨯== 整理可得：2
3s s 3.33-18.68v L =
在操作范围内任取几个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于下表中
3.2.2提馏段液沫夹带方程
故2/3f s 0.118 1.83()h L =+ 取雾沫夹带极限值v e 为气液kg kg /1.0
-6
3.2S V 2
3
S
0.7025.710()0.120.540.27-2.0()V e L ⨯== 整理可得：2
3s s 11.83-18.93v L =
在操作范围内任取几个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于下表中
3.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度0.006作为最小液体负荷标准根据公式进行整
理 23
h OW W 2.840.0061000L h E l ⎛⎫== ⎪⎝⎭
整理得3S,min 0.0009/L m s =
液相负荷上限线在V S —L S 图中为与气相流量s V 无关的垂线。

3.4液相负荷上限线
以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限 根据公式f T
S
A H L θ= 整理得3s,max 0.01452/L m s =
依此值在V S —L S 图中作线即为液相负荷上限线。

3.5液泛线
已知公式d p L d H h h h =++ p c l σh h h h =++ l w ow h h h =+
令d T w ()H H h ϕ=+ 将上面几个式子联立得
T w ow c d σ(--1)(1)H h h h h h ϕϕββ+=++++ 忽略最后一项，将其他关系式代
入
2
223S S S --a V b c L d L ''''=
3.5.1精馏段液泛线方程
V
2
00L
0.051()0.013()a A C ρρ'=
= T w (-1)0.148b H h ϕϕβ'=+-= 2
w o 0.153
90.89()c l h '=
=
2-33
w
36002.8410(1)(
) 1.045d E l β'=⨯+= 整理得2
223s s s 11.38699180.38v L L =--
在操作范围内任取几个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于下表中
3.2.2提馏段液沫夹带方程
V
200L
0.051()0.017()a A C ρρ'=
=
T w (-1)0.152b H h ϕϕβ'=+-= 2
w 0.153
41.10()o c l h '=
=
2-33
w
36002.8410(1)(
)0.98d E l β'=⨯+= 整理得2
223s s s 8.94241857.65v L L =--
在操作范围内任取几个S L 值，依上式算出相应的S V 值列于下表中
3.6作图校核
根据数据，分别将精馏段和提馏段的五条线绘制到坐标纸上，将精馏段和提馏段的工作点绘制到图纸上，结果证明设计符合实际生产，并由图可知：
精馏段3s,max V 2.875m /s = 3s,min V 0.495m /s = 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为液相负荷下限线。

操作弹性
,max ,min
2.875
5.8080.495
s s V V =
=
提馏段3s,max 2.582/V m s = 3s,min 0.788/V m s = 该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。

操作弹性 ,max ,min
2.582
3.2770.788
s s V V =
=
第四章 筛板塔的工艺设计计算结果总表
第五章主要附属设备的设计5.1馏出液冷却器的选择
平均温度下的物理数据[7]
采用列管式换热器，循环冷却水冷却，冷却水走管内，馏出液走壳层，冷却水由30--40C ︒，馏出液由80—40C ︒
5.3.1计算流体热负荷
已知：馏出液平均温度：m 1
(8040)602T C =+=︒
水的平均温度：m 1
(3040)352
t C =+=︒
流入冷却器的质量流量D=2866.4028 kg/h
传热量 6o po m m (-)6250 1.863(8040)0.4710/131Q mc T t kJ h kw ==⨯⨯-=⨯= 冷却水用量 0
Pi i
11520/Q D kg h C t '=
=∆ 5.3.2计算所需传热面积
计算逆流平均温差：12m 12
()-()(8040)(4030)
21.68040
ln ln
4030t t t C t t ∆∆---∆=
==︒∆--∆ 假定
冷却器为单壳层，2111-4030
0.28030
t t P T t -=
==--可查的温差修正系数Δt ϕ=0.97 因此可得 m 21.60.9721t C ∆=⨯=︒ 假定总传热系数K=219.52W/m C ⋅︒
则所需的传热面积3
2m 1311027.6219.521.6Q S m K t ⨯===∆⨯
由于m m -603550T t C =-<︒ 不必考虑热补偿。

5.3.3总传热系数的核算
1、管程对流传热系数的计算
管程流通面积 22i 0.010544
n S d m π
=
⨯=⨯ i 6250/(3600840)0.197/0.0105
u m s ⨯===
i i i 0.020.197840
Re 86000.000385
d u ρ
μ
⨯⨯=
=
=
36
P i
i 1.8631038510Pr 6.240.115
C u λ⨯⨯⨯===
所以 200.115
0.36556/0.02
a W m C =⨯
=⋅︒（液体被加热） 2、壳程对流传热系数计算
因为是卧式换热器，壳程为蒸汽在水平管束外的冷凝传热。

假设冷凝液
膜为滞流，选用下式计算α
0 1p 0.550.14
0e 030e w
0.36
()()()c d u d μλρμαμλμ= 取换热器列管之中心距 t=32mm ,则流体通过管间的最大截面积为
20(1)0.0132d
s hD m t
=-=
e 0-3
0.020.244994
Re =
61420.72510
d u ρ
μ
⨯⨯=
=⨯ 36P 4.081072510Pr ==4.730.626
C μ
λ--⨯⨯⨯= 所以 0.80.42000.626
0.023(6142)(4.73)1438/0.02
w m C α==⋅ 3 确定污垢热阻
2i 0.000344/Rs m C W =⋅︒
4 核算总传热系数 管壁热阻忽略 2000i 0i i i
1
300/1
o K W m C d d Rs Rs a d a d =
=⋅︒+++
00300291.5100% 2.9%291.5
K K K --⨯==
第六章 塔体结构及次要附属设备的设计
6.1接管的尺寸及选择
6.1.1 进料管
进料管的类型很多，有直进料管、弯进料管、本设计采用直进料管，管径计算如下：取1F u =m/s F
F
F u L d π4=
=57mm 查标准系列选取574ϕ⨯
6.1.2 塔顶蒸汽出口管
常压操作直管出气， 蒸气流速 12—20m/s. 取20V u = m/s V
V u Vs
d π4=
=431mm 查标准系列选取43110ϕ⨯
6.1.3回流管管径
采用直管自回流，R u 取 1 m/s 。

取1R u =m/s R R u Ls
d π4==57mm 查标准系列选取576ϕ⨯
6.1.4塔釜出料液管
为节省物料采用循环式再沸器 取1W u = m/s W
W
W u L d π4=
=90mm 查标准系列选取904ϕ⨯
6.1.5 再沸器返塔连接管管径
取20b u = m/s b
b u V d π'
=
4=475mm 查标准系列选取47510ϕ⨯
6.1.7 法兰的选择
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。

（1） 进料管接管法兰：657501058g g P D HG -
（2） 塔顶蒸汽出料管接管法兰：6431501058g g P D HG - （3） 回流管接管法：657501058g g P D HG - （4） 塔釜出料管接管法兰：690501058g g P D HG - （5） 塔釜进气管接管法兰：6475501058g g P D HG -
6.2 筒体与封头
6.2.1筒体
1、塔径为1400 mm ,璧厚选6mm ,所用材质为 Q235A.
2、塔顶空间高度，取 0.8D H m =。

3、塔底空间高度，为由塔底第一块塔板到塔底封头接线的距离。

取1.5米
4、进料空间高度，安排人孔位置，取0.6米。

5、筒体总高度1
B Ti F D 1,15n i i nf
H H H H H m -=≠=+
++=∑
6.2.2 封头[8]
封头分椭圆形封头、蝶形封头[9]等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1200mm 查得曲面高度h 1=375mm 、直边高度 h 2=25mm,内表面积封F =1.6652m ,容积封V =0.2253m ，厚度6mm 因此选用 封头型号为（D1200⨯6，JB/T4746-2002）
6.2.3 裙座的设计[10]
塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，支座形式选用圆筒形，由于裙座内径〉800mm 故裙座壁厚选16mm 。

裙座筒体上一般需开排气孔，塔径为1400mm 的应开2个圆形检查孔 。

基础环的内径为：bi D =1.2m 基础环的外径为：0b D =1.6m
基础环的厚度考虑到腐蚀裕量取18m m ，考虑到再沸器，裙座高度3m 地角螺栓直径取30M
6.2.4 除沫器设计
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴，因此设置除雾器。

本设计空塔气速<1.5m/s ，所以可以不设除沫器。

6.2.5 吊柱
总塔高小于15米，不设吊柱
6.2.6人孔
对于直径大于800mm的塔，采用人孔，在处理清洁物料时每隔10-15块板设置一个人孔，选用圆形人孔，规格为D600 mm，凡是开人孔的地方，塔板间距应大于或等于600mm.在塔顶、进料板、塔底处隔开一个人孔，裙座上开两个人孔。

第七章设计心得
通过此次课程设计，独立完成乙醇水在精馏塔中分离的全过程，加深了对精馏原理的理解，培养我们正确的设计思想，让我们学会了理论联系实际的，严肃认真、实事求是的科学态度和勇于探索的创新精神。

同时通过课程设计实践，训练并提高了我们在理论计算、结构设计、工程绘图、查阅设计资料、运用标准与规范和应用计算机等方面的能力。

在此次设计中我们面临着很多未曾遇见过的问题，它们一直在警示我们，要勤于思考、刻苦钻研，更要敢于创新，勇于实践，培养自己的创新意识和工程意识。

第八章参考文献
[1] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001 ，106
[2] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001，107
[3] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001，105
[4] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001，84
[5] 王国胜. 化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，2001，84
[6] 夏青陈常贵主编. 化工原理.上册.天津：天津大学出版社，366
[7]谢端湲.常用物料物性数据.北京：化学工业出版社
[8] 蔡纪宁.张秋翔主编.化工设备机械基础-课程设计指导书.北京：化工工业出版社，2006
[9] 刘雪暖.汤景宁.化工原理课程设计.北京：中国石油大学出版社，2001，94
[10]路秀林王者相 .塔设备.北京：化学工业出版社。