丙酮-水板式精馏塔设计说明书--渊清

丙酮-水板式精馏塔设计说明书--渊
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课程设计报告书丙酮水连续精馏塔的设计
浮阀塔
学院
专业
学生姓名
学生学号
指导教师
课程编号
课程学分
起始日期
目录
引言 .................................................... 错误!未定义书签。

第1章设计条件与任务 . (5)
设计条件 (5)
设计任务 (5)
第2章设计方案的确定 (8)
第3章精馏塔的工艺设计 (9)
全塔物料衡算 (9)
原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 (10)
原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (11)
物料衡算进料处理量 (11)
物料衡算 (12)
实际回流比 (13)
最小回流比及实际回流比确定 (13)
操作线方程 (14)
汽、液相热负荷计算 (14)
理论塔板数确定 (15)
实际塔板数确定 (16)
精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 (16)
操作压力计算 (17)
操作温度计算 (18)
平均摩尔质量计算 ................................ 1错误!未定义书签。

平均密度计算 .................................... 1错误!未定义书签。

液体平均表面张力计算 ............................ 错误!未定义书签。

9 精馏塔的塔体工艺尺寸计算. (20)
塔径计算 (21)
精馏塔有效高度计算 (22)
第4章塔板工艺尺寸的计算 (23)
精馏段塔板工艺尺寸的计算 (24)
溢流装置计算 (25)
塔板设计 (26)
提馏段塔板工艺尺寸设计 (27)
溢流装置计算 (27)
塔板设计 (28)
塔板的流体力学性能的验算 (29)
精馏段 (30)
提馏段 (30)
板塔的负荷性能图 (31)
精馏塔 (31)
提馏段 (32)
第5章板式塔的结构 (32)
塔体结构 (32)
塔顶空间 (32)
塔底空间 (32)
人孔 (32)
塔高 (32)
塔板结构 (32)
第6章附属设备 (33)
冷凝器 (33)
原料预热器 (33)
第7章接管尺寸的确定 .................................... 错误!未定义书签。

蒸汽接管............................................. 错误!未定义书签。

塔顶蒸汽出料管 ................................... 错误!未定义书签。

塔釜进气管 (34)
液流管 (34)
进料管 (35)
回流管 (36)
塔釜出料管 (38)
第8章附属高度确定 (38)
筒体 (38)
封头 (38)
塔顶空间 (38)
塔底空间 (39)
人孔 (39)
支座 (39)
塔总体高度 (39)
第9章设计结果汇总 (40)
设计小结与体会 (41)
参考文献 (42)
引言
在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单元设备。

塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热的单元操作中。

所以塔设备的研究与设计一直是国内外学者普遍关注的重要课题。

塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。

板式塔为逐板接触式汽液传质设备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。

同时也有投资费用较高，填料易堵塞等缺点。

本设计目的是分离丙酮-水混合液，采用筛板式精馏塔。

塔型的选择因素很多。

主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。

1、与物性有关的因素
（1）本设计任务为分离丙酮-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。

（2）易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选填料塔。

本设计为丙酮和水，可选用板式塔。

（3）对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。

2、与操作条件有关的因素
（1）对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；
（2）对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离效率明显下降，故宜选用板式塔。

在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。

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，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。

本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，工艺计算，结构设计和校核。

第1章设计条件与任务
设计条件
在常压操作的连续板式精馏塔内分离丙酮-水混合物。

塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：
任务要求(工艺参数)：
1.塔顶产品(丙酮)： t/hr, (质量分率)
2.塔顶丙酮回收率：α=α.αα(质量分率)
3.原料中丙酮含量：质量分率αα%
4.原料处理量：根据1、2、3返算进料F、xF、W、 xW
5.精馏方式：直接蒸汽加热
操作条件
①常压精馏
②进料热状态α=α
③回流比α=(α−α)αααα
④加热蒸汽直接加热蒸汽的绝对压强
冷却水进口温度25℃、出口温度45℃
热损失以5%计
⑤单板压降≯
设计任务
1. 全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。

2. 计算冷凝器和再沸器热负荷。

3. 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。

4. 估算塔径。

5. 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。

6. 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。

7. 绘制塔板的负荷性能图。

塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。

8. 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。

塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。

塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。

9. 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、塔底(蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）。

10. 精馏塔各接管尺寸的确定。

11. 绘制精馏塔系统工艺流程图。

12. 绘制精馏塔装配图。

13. 编写设计说明书。

14. 计算机要求：编写程序、CAD绘图等。

15. 英语要求：撰写英文摘要。

16. 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。

第2章 设计方案的确定
本设计任务为分离丙酮-水混合物。

对于该非理想二元混合物的分离，应该使用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。

该物系属于易分离物系（标况下，丙酮的沸点°C ），塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

图 板式精馏塔的工艺流程简图
,D D x
,F F x S
,W W x L
L R D
第3章 精馏塔的工艺设计
全塔物料衡算
原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数
丙酮（36C H O ）的摩尔质量：58.08/A M kg kmol = 水（2H O ）的摩尔质量：18.02/A M kg kmol =
则各部分的摩尔分数为：
11 (3.1)
(3.2)
D
A
D D A B
F
A
F F A B
W
A
w M D w w M M w M F w w M M w M W x x x --=+=+=1 (3.3)
W W A B
w w M M -+ 原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量
(1-) (3.4)(1-) (3.5)(1-) D D A D B F F A F B W W A W B M x M x M M x M x M M x M x M =+=+=+ (3.6) 塔顶产品物质的量
α=αα/αα=h 物料衡算
总物料衡算（直接蒸汽加热）：
(3.8)F S W D +=+ 轻组分（丙酮）衡算：
(3.9)F W D Fx Wx Dx =+ 由恒摩尔流假设得：
(3.10)
S L D =+
求解得到：F=h D=h
W=h S=h
实际回流比
由数据手册查的丙酮-水的物系汽液平衡数据如下：
1、丙酮水摩尔浓度-泡点
丙酮-水气
序号液相浓度泡点/ ℃序号液相浓度泡点/ ℃
1051
252
353
454
555
656
757
858
959
1060
1161
1262
1363
1464
1565
1666
1767
1868
1969
2070
2171
2272
2373
2474
2575
2676
2777
2878
2979
3080
3181
3282
3383
3484
3585
3686
3787
3888
3989
4090
4191
4292
4393
4494
4595
4696
4797
4898
4999
501001 2、泡点-露点
图 丙酮-水的t-x-y 汽液平衡相图
最小回流比及实际回流比确定
根据下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y 和x-y 图，泡点进料，所以q=1，即q 为一条直线，本平衡具有下凹部分，即操作线尚未落到平衡线前已与平衡线相切，由程序得到（程序见附录）：
Rmin=
初步取实际操作回流比为理论回流比的3倍：
R=Rmin ×3=
操作线
（1）精馏段操作线方程： αα+α=α
α+αα+α
α+ααα=+
（2）提馏段操作线方程： αα+α=α
ααα−α
ααα=汽、液相热负荷计算
T 691T-x 1.0133 bar T-xy for WATER/ACETONE
Liquid/Vapor Molefrac ACETONE
e m p e r a t u r e C
00.050.10.150.20.250.30.350.40.450.50.550.60.650.70.750.80.850.90.951
60570758085905
00105
T-y 1.0133 bar
液体
（1）精馏段：
αα=αα=αα.αααααα/α
αα=(α+α)α=ααα.ααααααα/α
（2）提馏段：
αα=α=ααα.αααααα/α αα=α=ααα.ααααααα/α
理论塔板数确定
在平衡曲线即x-y 曲线图上做操作线，在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q 线焦点，直到阶梯与平衡线交点小于为止，由此，得到理论板8块，加料板为第5块理论板。

（程序附录，由程序可以得到每一块理论板上丙酮汽液组成与温度）
图 丙酮-水的y-x 图及图解理论板
实际塔板数确定
板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。

板效率可用奥康奈尔公式计算：
x
y
αα=α.αα(αα)−α.ααα
注：α——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度
L μ——塔顶与塔底平均温度下的液相粘度ααα∗α （1）精馏段：
精馏段平均温度： ααα=
αα+αα
α
=αα.αα℃
在图中查的，该温度下丙酮在液相组成为X1=，汽相组成为αα=α.ααα； 数据手册中查的该温度下丙酮的黏度ααα=α.ααααα∗α，水的粘度ααα=α.ααααα∗α；
丙酮和水的相对挥发度：αα=αααα
⁄(α−αα)(α−αα⁄)=α.ααα
液相粘度：ααα=αα×ααα+(α−αα)×ααα=α.ααααααα∗α
塔板效率：
ααα=α.αα(αα)−α.ααα=α.αααα
实际塔板数：
ααα
=αααααα
=αα 故精馏段实际塔板数为ααα=αα块。

（1）提馏段：
提馏段平均温度： ααα=
αα+αα
α
=αα.αα℃
在图中查的，该温度下丙酮在液相组成为αα=α.ααααα，汽相组成为αα=α.αααα；
数据手册中查的该温度下丙酮的黏度ααα=α.αααααα∗α，水的粘度ααα=α.αααααα∗α
丙酮和水的相对挥发度：αα=αααα
⁄(α−αα)(α−αα)⁄=αα.ααα
液相粘度：ααα=αα×ααα+(α−αα)×ααα=α.ααααααα∗α
塔板效率：
ααα=α.αα(αα)−α.ααα=α.αααα
实际塔板数：
ααα=
ααα
ααα
=αα
故提馏段实际塔板数为ααα=αα块。

全塔所需要的实际塔板数：αα=ααα+ααα=αα块，加料板位于第11块。

全塔效率： αα=α
ααα
=α.αα
精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 操作压力计算
塔底操作压力；αα=*= 每层塔板压降：0.7kPa P ∆=；
进料板的压力： αα=αα−α.α×αα=ααα.ααααα 塔顶操作压力：αα=αα−α.α×αα=ααα.ααααα （1）精馏段平均压力：ααα=
αα+αα
α
=ααα.ααααα （2）提馏段平均压力： ααα=
αα+αα
α
=ααα.αααα
MTWE524-312613-YQ78Nv
操作温度计算
塔顶温度：αα=αα.αα℃；进料板的温度：αα=αα.αα℃；
塔釜的温度：αα=αα.αα℃
（1）精馏段平均温度：ααα=αα+αα
α
=αα.αα℃
（2）提馏段平均温度：ααα=αα+αα
α
=αα.αα℃
平均摩尔质量计算
塔顶平均摩尔质量：αααα=αα.αααα/αααα
αααα=αα.ααααα/αααα
进料板平均摩尔质量：αααα=αα.ααααα/αααα
αααα=αα.ααααα/αααα
塔底平均摩尔质量：
αααα=αα.ααααα/αααα
αααα=αα.ααααα/αααα
（1）精馏段平均摩尔质量：αααα=αααα+αααα
α
=αα.ααααα/αααα
αααα=αααα+αααα
α
=αα.ααααα/αααα
（2）提馏段平均摩尔质量：αααα=αααα+αααα
α
=αα.ααααα/αααα
αααα=αααα+αααα
α
=αα.ααααα/αααα
平均密度计算
气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即
αααα=αα×αααα
α×ααα=α.ααααα/α³
αααα
=αα×ααααα×ααα
=α.ααααα/α³
液相平均密度计算：
1
(3.32)i i Lm
αρρ=∑
注：i α——为该物质的质量分数
塔顶平均密度计算：由αα=αα.αα℃，查手册得3745kg/m A ρ=，
3985.5kg/m B ρ=
αα=α.αα
αααα=
α
ααα⁄+(α−α)αα
⁄=m³
进料板平均密度计算：由αα=αα.αα℃，查手册得3742.5kg/m A ρ=，
3980.5kg/m B ρ=
质量分数：
αα=α.αα
αααα=
α
ααα⁄+
(α−α)αα
⁄=ααα.ααααα/α³
塔底平均密度计算：由αα=αα.αα℃，查手册得3705kg/m A ρ=，
3958.4kg/m B ρ=
0.000158.08
0.000250.000158.08(10.0001)18.02
W α⨯=
=⨯+-⨯
31
958.32kg/m (1)LWm W
A W B
ραραρ=
=+-
（1）精馏段平均密度：
αααα=
αααα+αααα
α
=ααα.ααααα/α³
αααα=
αα×αααα
α×αα=α.ααααα/α³
(2)提馏段平均密度：
αααα=αααα+αααα
α=ααα.ααααα/α³
αααα=
αα×αααα
α×ααα
=α.ααααα/α³
液体平均表面张力计算
对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算：ααα=∑αααα
（1）塔顶表面张力：由αα=αα.αα℃，查表得：ααα=αα.αααα/α；得：ααα= αα.αααα/α αααα=αα.αααα/α
（2）进料板表面张力：由αα=αα.αα℃，查表得： ααα=αα.αααα/α
ααα=αα.αααα/α αααα=αα.αααα/α
（3）塔釜表面张力：由αα=αα.αα℃ 查表得 ：ααα=αα.ααα/α
ααα=αα.ααα/α αααα=αα.αααα/α
（4)精馏段平均表面张力：αααα=αα.αααα/α （5）提馏段平均表面张力：αααα=αα.αααα/α 液体平均黏度计算
液体平均黏度计算公式：
lg lg (3.38)Lm i i x μμ=∑
塔顶平均黏度计算：由αα=αα.αα℃，查手册得，得到：ααα=α.αααααα∗α
ααα=α.ααααα∗α αααα=α.ααααααα∗α
进料板平均黏度计算：由αα=αα.αα℃，查手册
ααα=α.ααααα∗α ααα=α.αααααα∗α
得到：
αααα=α.ααααααα∗α
塔底平均黏度计算：由αα=αα.αα℃，查手册得0.17mPa s A μ=，
0.27mPa s B μ=得到：
0.2698mPa s LW μ=
（1）精馏段液体平均黏度：
αααα=
αααα+αααα
α=α.ααααααα∗α
（2）提馏段液体平均黏度：
αααα=
αααα+αααα
α
=α.ααααααα∗α
精馏塔的塔体工艺尺寸计算 塔径计算
（1）精馏段
精馏段的气、液相体积流率为：
αα=αααα
ααααααα=α.αααααα/α
αα
=αααα
ααααααα
=α.αααααααα/α
查史密斯关联图，横坐标为：αααααα
×√(α
ααααααα
)=α.αααααα
取板间距0.4m T H =，板上液层高度0.05m L h =则：0.35m T L H h -= 查图得：200.075C =
α=ααα×(ααααα
)
α.α
=α.ααα
αααα=α√(
αα−αα
αα
)=α.αααα/α
取安全系数为，则空塔气速为：α=α.α×αααα=α.ααααα/α α=√(αα
αα)=
按标准塔径圆整后为：α=α.αα
截塔面积为：αα=(α.α÷α)×α=α.ααα 实际空塔气速：α=αααα
=
α.ααααα.ααα
=α.αααα/α
（2）提馏段
提馏段的气、液相体积流率为：
ααα=ααααα
αααααααα=α.ααααα/α
αα=
ααααα
αααααααα
=α.αααααααα/α
查史密斯关联图，横坐标为：
αααααα
×√(
αααααααα
)=α.ααα
取板间距0.4m T H =，板上液层高度0.05m L h =则：0.35m T L H h -= 查图得：ααα=α.ααα
α=ααα×(αααααα
)α.α
=α.ααα
αααα
=α√(αα−αα
αα
)=α.αααα/α
取安全系数为，则空塔气速为：α=α.α×αααα=α.αααα/α
α=√(αα
αα)=
按标准塔径圆整后为： α=α.αα
截塔面积为： αα=(α.α÷α)×α=α.ααααα 实际空塔气速： ：α=αααα
=
α.ααααα.ααα
=α.αααα/α
精馏塔有效高度计算
（1）精馏段有效高度
αα=(ααα−α)αα=α.αα
(2)提馏段有效高度
αα=(ααα−α)αα=α.αα
在进料板上方开一个人孔，其高度为，故精馏塔有效高度:
α=αα+αα+α.α=ααα
第4章 塔板工艺尺寸的计算
精馏段塔板工艺尺寸的计算 溢流装置计算
因塔径D=，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。

各项计算如下： 堰长w l
取αα=α.α×α.αα=α.αααα 溢流堰高度ow h
由w L ow h h h =-，选用平直堰，堰上液层高度：
ααα=
α.ααααααα(ααααα
)αα
⁄=α.ααα
取板上清液层高度αα=αααα，故αα=αα−ααα=αα.ααα 弓形降液管宽度d W 和截面积f A
由
ααα
=α.αα查弓形降液管参数图得：α
ααα
=α.αααα；
ααα
=α.ααα
故 αα=αα×α.αααα=α.αααααα
αα=α.αααα=α.ααααα
验算液体在降液管中停留时间,即：
α=αααα/ααα=αα.αα>αα
故降液管设计合理。

降液管底隙高度0h
1
0'
(4.2)S w L h l u =
取αα=α.ααα/α，则αα=αα.αmm αα−αα=αααα>ααα。

故降液管底隙高度设计合理
塔板分块
采用整块式 边缘区宽度确定
取'0.06m s s W W ==，0.03m c W =
浮阀数目与排列
气体通过阀孔动能因数为αα=αα√αα,设计用F1型浮阀（重阀），取αα=αα，
αα
=α√αα
=αα
α.αα=α.ααα/α
α=αα
ααααα
αα
=αα个 选等边三角形叉排，整块式塔板，α=αα√αα×α.ααα
αα
开孔区面积
a
A 计算：
2
2(arcsin ) (4.3)180a r x
A r π=
α=αα
−(αα+αα)=α.αααα
α=αα
−αα=α.ααα
边缘区宽度确定 取'0.06m
s s W W ==，
0.03m
c W =
所以, αα=α.ααααα αα=α
ααα
=α.ααααααα
所以α=αα.ααα
设计结果合理，
塔板开孔率=ααα
=
α.ααααα,.αα
=αα.α%
提馏段塔板工艺尺寸设计 溢流装置计算
堰长w l
取αα=α.α×α.αα=α.αααα 溢流堰高度ow h
由w L ow h h h =-，选用平直堰，堰上液层高度：
ααα=
α.ααααααα(ααααα
)αα
⁄=αα.ααα
取板上清液层高度αα=αααα，αα=αα−ααα=αα.ααα
弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由ααα
=α.αα查弓形降液管参数图得：α
ααα
=α.αααα；
ααα
=α.ααα
故 αα=αα×α.αααα=α.αααααα
αα=α.αααα=α.ααααα
验算液体在降液管中停留时间,即：
α=αααα/ααα=α.αα>αα
故降液管设计合理。

设计结果合理。

降液管底隙高度0h
1
0'
(4.2)S w L h l u =
取αα=α.ααα/α，则αα=αα.αmm αα−αα=αα.ααα>ααα。

故降液管底隙高度设计合理， 塔板分块 采用整块式 浮阀数目与排列
气体通过阀孔动能因数为αα=αα√αα,设计用F1型浮阀（重阀），取αα=αα， αα=
α√ααα
=αα
α.αααα=α.ααα/α α=ααα
αα
α
ααα
α
=αα个
选等边三角形叉排，整块式塔板，α=αα√αα×α.ααα
αα
开孔区面积
a
A 计算：
2
2(arcsin ) (4.3)180a r x
A r π=
α=
αα
−(αα+αα)=α.αααα α=αα
−αα=α.ααα
边缘区宽度确定
'0.06m
s s W W ==，
0.03m
c W =
所以, αα=α.ααααα αα=α
ααα
=α.αααα 所以α=αα.ααα 塔板开孔率=ααα
=
α.αααα.αα
=αα.α%
塔板的流体力学性能的验算 精馏段 塔板压降
（1）干板阻力c h 计算 ααα=
√
αα.ααα
α.ααα
=α.ααα/α
因为αα<ααα，所以αα=αα.α×ααα.ααα
αα
=α.αααααα液柱
（2）板上充气液层阻力计算
因为液相为水，所以充气系数ξ=， αα=ααα=α.ααα液柱。

（3）液体表面张力阻力计算
浮阀塔αα一般很小，可忽略不计
气体通过每层塔板的液柱高度：αα=αα+αα=α.ααααα
气体通过每层的压力降为：∆α=ααααα=ααα.αααα<ααααα（设计允许） 雾沫夹带 泛点率=
αα√
αα
αα−αα
+α.αααααα
ααααα
=
α.αααα√
α.ααα
ααα.ααα−α.ααα
+α.αα×α.ααα×α.αααααα
α.α×α×α.ααα
=αα.αα%
泛点率=αα√
αααα−αα
α.ααααααα
=%,均小于80%，所以可知雾沫夹带量会满足。

液泛
为防止发生液泛，降液管内液层高度应满足：
() (4.14)d T w H H h ϕ≤+
取0.5ϕ=得到：
αα=αα+αα+αα=α.αααα+α.αα+α.αααααα=α.αααα
液柱
α(αα+αα)=α.α(α.α+α.αααα)=α.αααα液柱 故本设计中不发生液泛。

提馏段
提馏段计算方法与精馏段相同，验算结果如下： 塔板压降
αα=α.αααααα液柱 αα=α.αααα液柱 αα=
ααααααααα
=α.ααααα液柱
气体通过每层塔板的液柱高度：αα=αα+αα+αα=α.ααααα 气体通过每层的压力降为：∆α=ααααα=ααα.αααα<ααααα（设计允许）
液面落差（忽略液面落差的影响） 液沫夹带
6
3.22
5.710(
) (4.15)a
V m T f
u e H h σ-⨯=
-
2.5 (4.16)f L h h =
得到0.0093kg /kg 0.1kg /kg V e =<液气液气，故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。

漏液
0,min 4.4u C =
稳定系数：00,max
1.8 1.5u K u =
=>
本设计中无明显漏液。

液泛
为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足：
() (4.18)d T w H H h ϕ≤+
取0.5ϕ=得到：0.1122m d H =液柱 ()0.2186T w H h m ϕ+=液柱 故本设计中不发生液泛。

塔板负荷性能图
精馏段塔板负荷性能计算过程
1雾沫夹带线
泛点率=αα√αα
αα−αα
+α.αααααα
ααααα
=α.α
即αα√α.ααα
ααα.ααα−α.ααα
+α.αα×α.αααα×αα
α.α×α×α.αααα
=α.α
即=αα+αα
可知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个点
2液相负荷上限线
以α=αα作为液体在降液管提留时间的下限α=αααα
αα
解得αα
ααα
=α.ααααααα/α
3液相负荷下限线
取堰上液层高度ααα=α.αααα作为液相负荷下限条件
α.ααααααα(
（αα）
ααα
×αααα
αα
)αα⁄=α.ααα
取E=1
则（αα）
ααα
=αα/α
4漏液线
对于F1型重阀，依αα=αα√αα=α计算，以αα=α作为规定气体最小负荷的
标准，则(αα)ααα=α
αααα
√αα
=α.ααααα/α
此即为与液体流量无关的水平漏液线5液泛线
α(αα+αα)=αα+αα+αα=ααααα
αααα+α.ααα(αα
αααα
)α+(α+
αα)(αα+α.αα
ααααα(αα
αα
))
αα=
αα
α
α
αααα
由上式确定液泛线
=ααα+ααα+（αα）αα⁄在操作范围内任取若干个αα值，依次算出αα值列于表中
以表中数据做出液泛线
由图表得，气相负荷上限由雾沫夹带线控制，下限由液相最低负荷线控制，
αααα=α.αααα/α
αααα=α.αααα/α
操作弹性=αααα
αααα
=α
2提馏段塔板负荷性能计算过程1雾沫夹带线
泛点率=αα√αα
αα−αα
+α.αααααα
ααααα
=α.α
即αα√α.αααα
ααα.αααα−α.αααα
+α.αα×α.αααα×αα
α.α×α×α.αααα
=α.α
即=αα+αα
可知雾沫夹带线是直线，在操作范围内任取两个点
2液相负荷上限线
以α=αα作为液体在降液管提留时间的下限α=αααα
αα
解得αα
ααα
=α.ααααααα/α
3液相负荷下限线
取堰上液层高度ααα=α.αααα作为液相负荷下限条件
α.ααααααα(（αα）ααα×αααα
αα
)αα⁄=α.ααα取E=1
则（αα）
ααα
=αα/α
4漏液线
对于F1型重阀，依αα=αα√αα=α计算，以αα=α作为规定气体最小负荷的标准，则
(αα)ααα=α
α
αα
α
√αα
=α.ααααααα/α
此即为与液体流量无关的水平漏液线5液泛线
α(αα+αα)=αα+αα+αα=ααααα
αααα+α.ααα(αα
αααα
)α+(α+
αα)(αα+α.αα
ααααα(αα
αα
))
αα=
αα
α
α
αααα
由上式确定液泛线 =ααα+ααα+（αα）αα⁄在操作范围内任取若干个αα值，依次算出αα值列于表中
由图表得，气相负荷上限由雾沫夹带线控制，下限由液相最低负荷线控制，
αααα=α.αααα/α
αααα=α.ααα/α
=α.α
操作弹性=αααα
αααα
第5章 板式塔的结构
塔体结构 塔顶空间
塔顶空间为最上层塔板与塔顶间的距离，为了利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取αα，取。

塔底空间
塔底空间为塔内最下层塔板到塔底间距，取。

人孔
取人孔直径500mm ，因为塔板数25块，所以全塔取人孔3个。

塔高
板式塔的塔高按下式计算：
12(1) (5.1)F P T F F P P D B H n n n H n H n H H H H H =---++++++
式中：H ——塔高；n ——实际塔板数；F n ——进料板数；F H ——进料板处板间距；P n ——人孔数；P H ——设人孔处板间距；B H ——塔底空间高度；D H ——塔顶空间高度；1H ——封头高度；2H ——裙座高度； 塔板结构 塔板采取整块式
第6章 附属设备
冷凝器
取水进口温度为25℃，水的出口温度为45℃。

塔顶出口气体的温度为℃，
塔顶气体：
(1)55.96kg/kmol D A A A B M x M x M =+-=
αα=αα×αα.ααα=αααα Kg/h
(1)0.985230.022368.5=559.51kJ/kg
A A A
B r x r x r =+-=⨯+⨯
α=ααα=ααα.α∗αααα=ααααααααα/h
()()[]℃19.9725-61.5645-61.56ln /256.6154561.56=⎪⎪⎭⎫
⎝⎛---=∆m t
由于是低黏度有机物和水的混合液，取总传热系数2500w/m K =°C ，则传热面积：
α=
α(α−α.αα)
α∆αα
=αα.αααα
原料预热器
原料预热温度：20°C ——°C （泡点温度） 采用130°C 过热饱和蒸汽加热 平均温度：α=
αα+αα.αα
α
=αα.ααα℃
平均温度下查表得 3.58kJ/kg K;C 4.174kJ/kg K PA PB C == 则：(1) 4.013kJ/kg K P F PA F PB C x C x C =+-= 取总传热系数：2
1000w /m K =℃
F P m q C t KA t ∆=∆（1-0.05）
解得换热面积2
17.83m A =
进料泵
流量 α=α.αααααα⁄=α.αααααα/α
s /m 0413.038
20025.0-025.04
000493.0A q =
u 2v 2=⨯⨯⨯⨯=）（π
在原料液罐液面与进料口之间列伯努利方程得：
2-f,12
2222
111H 2g
u g Z =H 2g u g Z ++++++ρρP P
其中假设Z 2-Z 1＝，P 1＝1atm,P 2＝1atm ， u 1=0 ，u 2=s ， 大约估算H f ，1-2= ,则泵的压头为H ＝
选用 IS50-32-160型水泵。

冷却水泵
全凝器耗水量s m s kg s /00638.0/6.38V 3
==
s /m 0635.032
20025.0-025.04
000638.0A q =
u 2v 2=⨯⨯⨯⨯=）（π 在地面为基准面与塔顶的面之间列伯努利方程得：
2-f,12
2222111H 2g
u g Z =H 2g u g Z ++++++ρρP P
其中假设Z 2-Z 1＝，P 1＝1atm,P 2＝1atm ， u 1=0 ，u 2=s ， 大约估算H f ，1-2=5m ,则泵的压头为H ＝ 选用 IS65-50-160型水泵。

第7章 接管尺寸的确定
蒸汽接管 塔顶蒸汽出料管
采用直管，取出口气速20m/s u =，则1
40.231m 231mm V D u
π=
==，查表取245mm 7mm φ⨯，管内实际气体流速1
2
420.0m/s V u D π==。

塔釜进气管
采用直管进气，取气速23m/s u =，则0.205m 205mm D =
==，查表取219mm 7mm φ⨯，管内实际气体流速2
2
422.99m/s V u D
π==。

液流管 进料管
采用直管进料管，取2m/s F u =，则0.031m 31mm D =
==，查标准系列取38mm 3.5mm φ⨯。

管内液体实际流速2
4 1.94m/s S
u D π==。

回流管
采用直管回流管，取2m/s F u =，则0.036m 36mm D =
==，查标准系列取45mm 3.5mm φ⨯。

管内液体实际流速1
2
4 1.80m/s L u D π==。

塔釜出料管
采用直管出料管，取2m/s F u =，则0.029m 29mm D =
==，查标准系列取38mm 3.5mm φ⨯。

管内液体实际流速1
2
4 1.79m/s L u D
π==
第8章 附属高度确定
筒体
壁厚选6mm ，所用材质为3
A 。

封头
本设计采用椭圆形封头，由公称直径αα=ααααα，查得曲面高度αα=ααααα，直边高度
225mm h =，内表面积α=α.ααα，容积α=
α.ααα，选用封头ααααα×α 塔顶空间
2800mm (8.1)
D T H H ==
塔底空间
取釜液停留时间为5min
2(60)0.6 1.74m
B T H L t A =⨯+=
人孔
本设计塔中设置3个人孔，每个直径为600mm ，设置人孔处板间距为600mm ，裙座上设置1个人孔，直径600mm 。

支座
塔底采用裙座支撑，塔径为，查裙座尺寸得，裙座圈厚度为6mm ，基础环厚度为。

基础环内径：αα=(ααα+α×αα.α)−ααα=ααα.ααα 基础环外径： αα=(ααα+α×αα.α)+ααα=αααα.ααα 圆整后取基础环内径为700mm ，基础环外径为1300mm 。

裙座高取3m ，地脚螺栓公称直径M42。

塔总体高度
α=(αα−α−α−α)×α.α+α.α+α×α.α+α.α+α+α.αα
+α.ααα=αα.ααα
第9章设计结果汇总
表筛板精馏塔工艺设计计算
表接管尺寸确定
小结与体会
本次课程设计真的做了很长时间，自己由于之前学习的Excel ，CAD，等软件也不太熟练，所以在图书馆看网上教学视频恶补了一些，在计算和画图中有了很好的应用，现在回想也特别有收获，在整个计算过程中不停翻书，对于以前的化工原理知识也有了更好的认识，可以说这次课程设计是大学这三次课程设计自己最花心思也最有成就感的一次，因为自己有收获的感觉真的很好。

在这个过程中计算过程一直比较顺利，有些许问题的地方是雾沫夹带率有点大，达到了百分之七十，问了老师，我意识到是塔板间距取的有一些小，我也改动了之前的一些计算中的数据，之后的计算一直很顺利，但是画图是我的弱项，我一直比照老师给的资料和师兄的图形，希望给自己一些灵感，效果还不错。

[1] 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994
[2] 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津大学出版社,2002
[3] 王国胜. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005
[4] 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，1986
[5] 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海
科学技术出版社，1988
[6] 化学工程手册编辑委会. 化学工程手册，第1篇化工基础数据；第13篇气
液传质设备. 北京：化学工业出版社，1986
[7] 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 化学工业出版社，1986
[8] 李功祥，陈兰英，崔英德. 常用化工单元设备设计. 广州：华南理工大学
出版社,2003
[9] 马沛生. 化工数据. 北京：中国石化出版社，2003
[10] 靳士兰, 邢凤兰. 化工制图. 北京：国防工业出版社，2006。