筛板式精馏塔的设计
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备需要考虑以下几个方面：1. 塔的结构设计：塔的结构设计需要考虑筛板的密度和布置方式，以及塔内的液相分布和气相分布情况。
同时还需要考虑塔的材质选择，以确保其能够承受高温高压下的操作条件。
2. 进料预处理设备：在筛板式连续精馏塔的进料管路上通常安装有进料预处理设备，如加热炉、换热器等，用于提高进料的温度和压力，以便于进料进入塔内后更好地与塔内的汽液进行接触和混合。
3. 冷凝器：筛板式连续精馏塔的顶部通常会安装有冷凝器，用于将塔顶的蒸汽冷凝成液体，以便于分离和收集。
冷凝器可以采用不同的结构形式，如管式冷凝器、板式冷凝器等。
4. 分离塔的废气处理设备：在筛板式连续精馏塔的顶部会产生一些有机物的废气，为确保环境安全和节能减排，一般会设置废气处理设备，如冷凝器、吸收塔等，对废气进行处理和回收利用。
5. 再沸器和回流器：为了提高分馏效率，一般会在筛板式连续精馏塔的底部设置再沸器和回流器，用于将部分塔底的液体回流到塔顶，以提高分馏塔的塔板数和提高分离效率。
总的来说，筛板式连续精馏塔及其主要附属设备的设计需要考虑塔的结构设计、进料预处理设备、冷凝器、废气处理设备、再沸器和回流器等多个方面，以确保塔的正常运行和高效分离。
筛板式连续精馏塔是一种重要的化工分离设备，广泛应用于石油化工、化学工程、精细化工等多个领域。
它能够对混合物进行高效分离，是实现分馏、提纯和回收的重要工具。
在设计筛板式连续精馏塔及其主要附属设备时，需要考虑塔的结构设计、进料预处理设备、冷凝器、废气处理设备、再沸器和回流器等多个方面。
首先，塔的结构设计需要综合考虑筛板密度、布置方式、塔内的液相和气相分布情况。
筛板在塔内起到了重要的阻挡和分隔作用，通过筛板的结构和布置使得气体和液体可以进行充分的接触和混合，从而实现组分的分离。
另外，塔的材质选择也非常重要，需要选择耐腐蚀、耐高温、耐压等特性的材料，以确保塔的安全稳定运行。
筛板精馏塔设计方案
筛板精馏塔设计方案1绪论1.1课题研究意义、研究现状及拟采用的技术路线1.1.1课题研究意义、研究现状在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量，质量，生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。
据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。
因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视[6]。
塔设备是化工、石油等工业中广泛使用的重要生产设备。
它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。
常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等[2]。
此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。
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分离为较纯净或几乎纯态的物质。
塔设备的基本功能就是提供气、液两相以充分接触的机会，使传热、传质两种传递过程能够迅速有效的进行；还能使接触之后的气、液两相及时分开，互不夹带。
筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后，通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。
近年来与浮阀塔一起成为化工生产中主要的传质设备。
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。
筛板精馏塔属于板式塔，筛板精馏塔具有结构简单，造价低，板上液面落差小，气体压降小，生产能力大，气体分散均匀，传质效率高的优点，是化工生产中常见的单元操作设备之一。
筛板塔始于1830年，是结构最简单的一种板型。
由于其操作弹性小，当气量过小或过大时，易发生严重漏液或过量液沫夹带现象；而且易堵塞，不宜处理粘度大、易结焦的物料，一度时间曾影响到它的应用推广。
20世纪50年代后，随着林德塔板、导向塔板的应用推广，筛板塔又重新启用并日趋广泛。
筛板式精馏塔的设计
进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料五种。 泡点进料对塔操作方便，不受季节温度影响。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进 料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。 2.3回流比选择 由乙醇-水的气液平衡数据，绘出 X-Y 图 常压下乙醇-水的气液平衡与温度关系（mol/%） 温 度 t/℃ 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 81.5
1. 概述 本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。 1.1本设计在生产上的实用意义 乙醇的结构简式为 C2H5OH，俗称酒精，它在常温、常压下是一种易燃、易挥发的无色 透明液体，它的水溶液具有特殊的、令人愉快的香味，并略带刺激性。乙醇是一种很好的溶 剂，既能溶解许多无机物，又能溶解许多有机物，所以常用乙醇来溶解植物色素或其中的药 用成分，也常用乙醇作为反应的溶剂，使参加反应的有机物和无机物均能溶解，增大接触面 积，提高反应速率。乙醇的用途很广，可用乙醇来制造醋酸、饮料、香精、染料、染料等， 是农药、医药、橡胶、塑料、人造纤维、洗涤剂等的制造原料。医疗上也常用体积分数为 70%——75%的乙醇作消毒剂等。 工业上一般用淀粉发酵法或乙烯直接水化法制取乙醇。 1.发酵法制乙醇是在酿酒的基础上发展起来的，在相当长的历史时期内，曾是生产乙醇的 唯一工业方法。发酵法的原料可以是含淀粉的农产品，如谷类、薯类或野生植物果实等；也 可用制糖厂的废糖蜜；或者用含纤维素的木屑、植物茎秆等。这些物质经一定的预处理后， 经水解（用废蜜糖作原料不经这一步） 、发酵，即可制得乙醇。 2.乙烯直接水化法，就是在加热、加压和有催化剂存在的条件下，是乙烯与水直接反应， 生产乙醇：CH2═CH2 + H─OH→C2H5OH（该反应分两步进行，第一步是与醋酸汞等汞 盐在水-四氢呋喃溶液中生成有机汞化合物，而后用硼氢化钠还原） 。 若想要获得不同浓度的乙醇，可以采取精馏这种方法。譬如，75%的乙醇可以用蒸馏的方 法蒸馏到95.5%，此后形成恒沸物，不能提高纯度。 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。 互溶液体混合物 的分离有多种方法， 精馏是其中最常用的一种。 精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯 度分离的蒸馏方法， 精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同， 实现各 组分分离的单元操作，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻 工、食品、冶金等部门。 1.2 流程、设备及操作条件的确定 流程可由以下5个方面来确定。 （一）加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流 量， 但要求搭建塔台， 增加基础建设费用； 泵加料属于强制进料方式， 本次加料可选泵加料， 泵和自动调节装置配合控制进料。 （二）加料状态 进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料五种。 泡点进料对塔操作方便，不受季节温度影响。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进 料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。 （三）冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且 本次分离是为了分离乙醇和水，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。 （四）回流方式 宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流如塔。优点：回流冷凝器无需支撑 结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、点耗费用大，故不用强制 回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝回流入塔内。 （五）加热方式
筛板式精馏塔机械设计说明书
一、塔设备课程设计任务书 ㈠设计课题筛板式精馏塔机械设计 ㈡工艺条件物料名称：甲醇-水 设计压力：0.1a MP 设计温度：C 100物料平均密度：3957m kg产品特性：易燃、有毒设计基本风压值：2300m N地震烈度：7度 ㈢工艺尺寸塔内径 精馏段板数提留段板数板间距 堰长 1400 33 17 500980堰高 筛孔直径孔间距 塔顶蒸汽出口管径50 624200D g管口符号 公称尺寸 用途 a Dg273 进料管口 b Dg38 出料管口 c Dg325 塔顶蒸汽出口 d Dg38 回流液口 e Dg20 液面计接口 fDg38釜液出口设计要求1、筛板精馏塔机械设计及整体结构设计。
2、绘制筛板式精馏塔装配图（一张一号图纸） 二、设计方法及步骤 1、材料选择设计压力MPa p 1.0 ，属于低压分离设备，一类容器，未提技术要求；产品特性为易燃、易挥发；设计温度为C 100,介质为甲醇和水，年腐蚀欲度很小，考虑到设备材料经济性，筒体，封头和补强圈材料选用R Q 245，裙座选用A Q 235。
2、塔设备主要结构尺寸的确定㈠塔高1）塔主体高度()mm H Z 2450050011733=⨯-+= 2）塔的顶部空间高度mm H a 1500= 3）塔的底部空间高度mm H b 2000= 4）裙座高度mm H S 3000= 5）封头高度mm H c 390= 6）塔高mm H H H H H H c S b a Z 3139039030002000150024500=++++=++++= 取m mm H 3232000==m mm H H H H H S b a Z 3131000300020001500245001==+++=+++= ㈡塔径1）筒体厚度计算[]mm ppD t i56.01.085.0147214001.02=-⨯⨯⨯=-=φσδ式中：[]t σ——材料的许用应力。
R Q 245在C 100厚度为3~16mm 时，[]MP a t 147=σ。
化工原理课程设计--苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计
0.0045
0.458
0.472
0.489
0.503
由上表数据可作出漏液线1
3.6.2 液沫夹带线
以 为限,求出 关系如下:
由
精馏段:
,
整理得:
在操作范围内,任取几个 值,依上式计算出 值
表2-4
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
2.457
2.362
2.24
2.138
提馏段:
提馏段:
板上不设进口堰，
故在本设计中不会发生液泛现象
3.6.1
由
,
得
精馏段:
=
在操作线范围内,任取几个 值,依上式计算出
表2-2
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
0.564
0.579
0.598
0.613
提馏段:
=4.870
操作线范围内,任取几个 值,依上式计算出
表2-3
0.0006
0.0015
对于进料： =93.52℃
得：
又
精馏段平均相对挥发度：
提馏段平均相对挥发度：
由液体平均粘度公式： 可求得不同温度下苯和甲苯的粘度
对于苯(A)，其中 ， 即：
当 ℃时，
当 ℃时，
对于甲苯(B)，其中 ， 即：
当 ℃时，
当 ℃时
又精馏段的液相组成：
提馏段的液相组成：
精馏段平均液相粘度：
提馏段的平均液相粘度:
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气液传质设备。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。
化工原理课程设计——筛板精馏塔设计
溢流装置（10×20cm）
② 降液管形式和底隙 降液管：弓形、圆形。 降液管截面积：由Af /AT 确定； 底隙高度 h0：通常在 40 ~ 60 mm。
③ 溢流堰（出口堰） 作用：维持塔板上一定液层，使液体均匀横向流过。 型式：平直堰、溢流辅堰、三角形齿堰及栅栏堰。
0
本设计采用:
采用弓形降液管，平堰及平型受液盘，l w =0.7D=0.56 m
L xfi Li
回流比
表2 塔板计算结果
理论板数
板效率
实际板数
理论加料位置
实际加料位置
4. 塔板结构设计
包括板间距的初估，塔径的计算，塔板溢流 形式的确定，板上清液高度、堰长、堰高的初 估与计算，降液管的选型及系列参数的计算， 塔板布置和筛孔/阀孔的布置等，最后是水力 学校核和负荷性能图。
进料流量F, kmol/h
塔顶产品流量D, kmol/h
塔釜残液流量W, kmol/h
进料组成，xF(摩尔分数） 塔顶产品组成，xD(摩尔分数） 塔釜残液组成，xW(摩尔分数）
3.4 实际板数及进料位置的确定
1. 确定最小回流比Rmin
Rmi n xyD q xyqq00..69 880.706.38070.76
径、实际板数及加料板位置。 2. 精馏塔塔板工艺设计内容：塔板结构设计、流体力学计算、
负荷性能图、工艺尺寸装配图。 3. 换热器设计：确定冷热流体流动方式，根据换热面积初选换
热器；核算总传热系数；计算实际传热面积；选定换热器型号， 计算管程、壳程压降。
说明： 1. 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源。 2. 每项设计结束后，列出计算结果明细表。 3. 设计说明书要求字迹工整，按规范装订成册。
筛板精馏塔设计
布局规划
将精馏塔布置在洁净区域 内，避免外界污染；塔体 周围设置洁净通道和操作 间，方便操作人员日常操 作和清洁维护；塔顶设置 冷凝器和回流罐，实现闭 路循环操作。
06
控制系统设计与实现
控制策略选择及原理介绍
控制策略选择
针对筛板精馏塔的特点，选择适当的 控制策略，如PID控制、模糊控制或 神经网络控制等。
筛板类型及参数确定
筛板类型
根据介质性质、操作条件和分离要求，选择合适的筛板类型，如泡罩筛板、浮阀筛板等。
筛板参数
确定筛板的孔径、孔距、开孔率等参数，以满足流体力学和传质要求。
筛板布置
根据塔内流体流动和传质情况，合理布置筛板，如设置进料板、侧线采出板等。
辅助设备配置
加热/冷却装置
根据操作条件和分离要求，配置合适 的加热/冷却装置，如再沸器、冷凝 器等。
以及塔内各部分的热损失等因素。
控制塔顶和塔底产品的采出量等。
03
筛板精馏塔结构设计
塔体结构选型
1 2
3
塔体形状
根据处理量、场地限制和操作要求，选择合适的塔体形状， 如圆柱形、方形等。
塔体材质
根据介质性质、温度和压力等条件，选用合适的材料，如碳 钢、不锈钢等。
塔体高度与直径
根据处理量、分离要求和场地限制，确定塔体的高度和直径 。
背景
精馏技术作为化工领域重要的分离手段，广泛应用于石油、 化工、制药、环保等行业。筛板精馏塔作为一种常见的精馏 设备，具有结构简单、操作方便、分离效率高等优点，因此 在实际生产中得到了广泛应用。
设计范围和要求
设计范围
本次设计涉及筛板精馏塔的整体设计，包括塔体结构、塔内件（如筛板、降液管等 ）设计、进料和出料方式选择、操作条件优化等。
工程原理-筛板精馏塔的设计
筛板精馏塔的设计一、概述1、精馏塔的设计要求1）生产能力大，即气、液处理量大2）操作弹性大，分离效率高3）流体流动阻力小，操作费用低4）结构简单，造价低，制造、安装、维修方便2、筛板塔的特点1）结构简单，易于加工，造价低2）生产能力大3）板效率较高4）操作压力低5）操作弹性相对较小，安装水平度要求较高，筛孔易堵。
3、设计步骤和内容1）确定设计方案和操作流程2）进行工艺计算3）塔板设计：主要包括计算塔板主要工艺尺寸、进行流体力学校核。
4）板式塔的结构设计5）管路和辅助设备的计算和选型6）绘制图纸7）编制设计说明书二、设计方案的确定设计方案指精馏装置的流程、设备的结构类型和操作参数等。
确定的设计方案应该满足工艺和操作的要求、满足经济性要求和满足安全生产的要求。
设计方案主要包括以下主要内容：1、操作压力塔内的操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选择有关。
其选择原则是：对热敏性的物料可采用减压操作；对于常态下呈气态的物料，可在加压下进行精馏；对于一般物料可采用常压精馏。
2、进料热状态进料有五种状态，分别为过冷进料（q＞1）；泡点进料（q=1）；气、液混合物进料（0＜q＜1＝；饱和蒸汽进料（q=0）；过热蒸汽进料（q＜0）；泡点进料时操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。
此外，泡点进料时精馏段和提馏段塔经相等，设计和制造比较方便。
3、加热方式通常，蒸馏釜的加热方式多采用间接蒸汽加热，但在塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可以采用直接蒸汽加热。
直接蒸汽加热可利用压力较低的蒸汽加热，不必设置庞大的传热面，塔釜只需安装鼓泡管，故可节省设备费和操作费用。
4、冷却方式塔顶冷凝器的冷却剂常采用水，若所需冷却温度较低，可采用冷却盐水。
5、回流比的选择回流比的大小不仅影响到所需的理论板数，而且影响到加热蒸汽和冷却剂的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择。
因此，适宜的回流比的选择是一个很重要的问题。
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计1. 筛板式连续精馏塔简介筛板式连续精馏塔是一种常见的化工设备，广泛应用于石油、化工、食品、医药等行业中液体分离和精馏过程中。
它通过将混合物引入塔体内，通过塔内多层筛板进行分离，实现不同组分之间的分馏。
筛板式连续精馏塔的基本结构包括塔体、筛板、进料管、出料管、冷凝器等部分。
塔体为立式圆柱形结构，内部安装有多层筛板。
进料管将混合物引入塔体的底部，经过多个筛板的分离后，不同组分沿着塔体的上升方向进行分馏。
冷凝器将上升的蒸汽冷凝成液体，并通过出料管排出。
2. 筛板式连续精馏塔的设计要点在进行筛板式连续精馏塔的设计时，需要考虑以下几个要点：2.1 塔盖的设计塔盖是筛板式连续精馏塔的重要组成部分，它通常由盖板、进料管和出料管组成。
在设计塔盖时，需要注意保证进料管和出料管的位置合理，以便实现有效的分馏效果。
2.2 筛板的设计筛板是筛板式连续精馏塔中的关键部件，它起到分离混合物的作用。
筛板的设计应考虑以下几个因素：•筛孔尺寸和数量：筛板上的筛孔尺寸和数量会影响塔的分馏效果，应根据具体需求确定。
•筛板间距：筛板之间的间距会影响流体在塔体中的流动情况，应根据实际情况进行设计。
2.3 冷凝器的设计冷凝器是筛板式连续精馏塔中的另一个重要组成部分，它用于将上升的蒸汽冷凝成液体。
在设计冷凝器时，需要考虑以下几个因素：•冷凝器的型式：冷凝器可以采用水冷式、气冷式等不同的型式，应根据实际情况进行选择。
•冷却面积：冷凝器的冷却面积需要根据塔体内产生的蒸汽量进行合理设计。
2.4 出料管的设计出料管用于将冷凝后的液体排出塔体。
在设计出料管时，需要考虑以下几个因素：•出料管的位置：出料管应放置在塔体的合适位置，以便顺利排出液体。
•出料管的直径：出料管的直径需要根据液体流量和塔体内的流体压力进行合理设计。
3. 筛板式连续精馏塔的主要附属设备设计除了塔体、筛板、进料管、出料管和冷凝器外，筛板式连续精馏塔还需要配备一些主要附属设备，以确保其正常运行。
筛板精馏塔课程设计
化工原理课程设计说明书筛板式精馏塔设计系别：化学工程系班级：水净化1001学号：0903100108 姓名：张泽于指导老师；黄秋颖目录第一部分概述 (4)一、设计目标 (4)二、设计任务 (4)三、设计条件 (4)四、设计内容 (4)五、工艺流程图 (5)第二部分工艺设计计算 (6)一、设计方案的确定 (6)二、精馏塔的物料衡算 (6)1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (6)2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数 (6)3.物料衡算原料处理量 (6)三、塔板数的确定 (7)1.理论板层数T N的求取 (7)2.全塔效率T E (8)3.实际板层数的求取 (8)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (8)1.操作压强计算 (9)2.操作温度计算 (9)3.平均摩尔质量计算 (9)5.液相平均表面张力计算 (10)6.液相平均粘度计算 (11)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (11)1.塔径的计算 (11)2.精馏塔的有效高度的计算 (12)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (13)1.溢流装置计算 (13)2.塔板布置 (14)3.筛孔数n与开孔率 (15)七、筛板的流体力学验算 (15)1.气体通过筛板压降相当的液柱高度P h (15)2.雾沫夹带量V e的验算 (16)3.漏液的验算 (17)4.液泛验算 (17)八、塔板负荷性能图 (17)1.漏液线 (17)2.雾沫夹带线 (18)3.液相负荷下限线 (19)4.液相负荷上限线 (19)5.液泛线 (20)6. 操作线 (21)十、操作方案的说明： (23)附表 (24)总结 (26)参考文献 (26)第一部分概述一、设计目标分离苯—甲苯混合液的筛板式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。
已知原料液的处理量为9000kg/h，组成为0.49（苯的摩尔分数），要求塔顶馏出液的组成为0.93，塔底釜液的组成为0.02。
筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计
一、设计概述1.1设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计1.2工艺条件:生产能力：h5574（料液）4.kg年工作日：300天原料组成：25%丙酮，75%水（摩尔分率）产品组成：馏出液 99%丙酮，釜液1%丙酮（质量分率）操作压力：塔顶压强为常压进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：直接蒸汽加热回流比： R/Rmin=1.51.3工艺流程图丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。
塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。
塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。
精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。
热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。
丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。
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。
流程示意图如下图图1：精馏装置工艺流程图二、塔的工艺计算1.1查阅文献，整理有关物性数据1.1.1水和丙酮的性质温度50 60 70 80 90 100 水粘度0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248mpa0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160丙酮粘度mpa温度50 60 70 80 90 100 水表面67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4张力19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3丙酮表面张力温度50 60 70 80 90 100 相对密0.760 0.750 0.735 0.721 0.710 0.699由以上数据可作出t-y（1.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数酮的摩尔质量 A M =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 B M =18.02 Kg/kmol平均摩尔质量M F =0.25⨯58.08+（1-0.25）⨯18.02=28.035 kg/kmol M D = 0.968⨯58.08+ (1-0.968) ⨯18.02=56.798 kg/kmol M W =0.00312⨯58.08+（1-0.00312）⨯18.02=18.14kg/kmol84.198035.284.5574==F Kmol/h25.0=F x 968.002.18/01.008.58/99.008.58/99.0=+=D x 00312.002.18/99.008.58/01.008.58/01.0=+=W x2.1全塔物料衡算与操作方程2.1.1全塔物料衡算W D F +=F D W Fx Dx Wx =+代入数据的： W D +=84.198W D 00312.0968.025.084.198+=⨯ 解得：D=50.88Kmol/h W=147.96Kmol/h 根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：c td 055.56= (塔顶第一块板) 0.968D x = 10.968y = 10.95x =设丙酮为A 物质，水为B 物质所以第一块板上： 0.968A y = 0.95A x = 0.032B y = 0.05B x = 可得： ()/ 1.59/A AAB D B By x a y x ==c t f 064.12= (加料板) 25.0=F x 82.0=F y假设物质同上：82.0=F y 25.0=F x 18.0=B y 75.0=B x 可得： 7.13)(==BB AA F AB x y x y ac t w 099.94=(塔底) 00312.0=W y假设物质同上： 00312.0=A x 99688.0=B y 99688.0=B x 可得： 1)(==BB AA W AB x y x y a所以全塔平均挥发度： 8.217.1359.13=⨯⨯=a 泡点进料，所以：()⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=F D F D x x a x x a R 1111min代入数据得：()07.225.01968.018.225.0968.018.21min =⎥⎦⎤⎢⎣⎡----=R令min 5.1R R = 所以1.307.25.1=⨯=R2.1.2操作线方程精馏段 111D n n x Ry x R R +=+++= 0.756Xn+0.236 W nWnF n nWn nW nF nL nF nL n x q qq q q x q qq q qq q y -+--++=+L 1提馏段：因为泡点进料，所以q=1,且nD nL q R q ⋅=代入数据00221.0709.11-=+n n x y通过已获得的精馏段和提馏段的操作线方程，进行逐板计算，确定给定条件下完成规定分离要求所需要的理论板数T N ，数据如下表所示：y1= 0.968 x1= 0.915279879 y2= 0.928138445 x2= 0.821833611 y3= 0.85748395 x3= 0.682422789 y4= 0.752075767 x4= 0.52001292 y5= 0.629278061 x5=0.377423531 y6= 0.521466572 x6= 0.280153503 y7= 0.447920942 x7= 0.224663408 y11= #VALUE! X7= 0.224663408 y12= 0.381798143 0.180710321 y13= 0.306670323 0.136419582 y14= 0.230965363 0.096870784 y15= 0.163365674 0.065191328 y16= 0.109216839 0.041951461 y17= 0.069493563 0.025979761 y18= 0.042193569 0.01548927 y19= 0.024262457 0.008802458 y20= 0.012832871 0.004621293 y21=0.0056861190.002038207通过该表的数据表明，总理论板层数块21=T N ，进料板位置7=F N2.1.3操作温度、全塔效率的估算塔顶温度：56.55D t C =︒； 进料板的温度：64.12F t C =︒； 塔底的温度：99.94W t C =︒（1）精馏段平均温度：160.335C 2D Fm t t t +==︒ （2）提馏段平均温度：282.03C 2F W m t tt +==︒查60.3350C 时，丙酮-水的组成0.175y =水 0.757x =水 0.825y =丙酮 0.243x =丙酮查前面物性常数（粘度表）：60.335 0C 时， s mPa u .44.0=水 s mPa u .24.0=丙酮 所以 289.024.0757.044.0243.0=⨯+⨯==∑i i u x u 精所以 51.0289.08.249.0245.0-)(=⨯=）（精T E查82.030C 时，丙酮-水的组成52.0=水y 97.0=水x 48.0=丙酮y 03.0=丙酮x 所以 326.003.019.097.033.0=⨯+⨯==∑i i u x u 提所以 50.0326.08.249.0245.0-)(=⨯=）（精T E 3.1实际塔板数实际塔板数T TP E N N =（1）精馏段：7.1151.06==R N ，取整12块，考虑安全系数加一块为13块。
筛板式精馏塔设计_化工原理课程设计
中州大学化工原理课程设计设计题目：筛板式精馏塔设计学院：化工食物学院班级： 11级精化普招1班姓名：赵地学号： 0134小组成员：杨霞 0133王海静 0131穆文华 0132肖振然 0135指导教师：孙浩然2021年6月15日目录概述（前言）一、工艺计算二、塔高及塔径计算三、溢流装置设计四、塔板布置五、塔板校核六、塔板负荷性能图七、塔结构图八、计算结果列表参考文献跋文（小结）设计任务书体系：苯-甲苯学号：31-35年处置量：12万吨动工天数：300天塔顶组成质量比：塔底组成质量比：进料组成质量比：进料状况：泡点进料操作压力：常压概述一、筛板精馏塔的结构特点：筛板塔是扎板塔的一种，内装假设干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。
塔内气体在压差作用下由下而上，液体在自身重力作用下由上而下整体呈逆流流动。
筛板精馏塔的结构特点有：1.结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右。
2.在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%。
3.塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但低于浮阀塔。
4.气体压力较小，每板压力比泡罩塔约低30%左右。
二、操作要点：操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部份经筛孔）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，因此两相能够充分接触.三、应用中的优缺点：优势:气液接触部件是引导气流进入液层，并保证气液充分，均匀而良好的接触，形成大量的又是不断更新的气液传质界面，而且要使气液间最后能够较易分离。
通过筛孔的局部阻力和板上液层的重力使气体由下而上维持必然的压差以克服板间流动阻力。
缺点:1.小孔筛板以堵塞，不适宜处置脏的、黏性大的和带固体粒子的料液。
2.操作弹性较小（约2~3）。
四、精馏装置流程图1-原料液贮槽；2-加料泵；3-原料预热器；4-精馏塔；5-冷凝器；6-冷凝液贮槽；7-冷却器；8-观测罩；9-馏出液贮槽；10-残液贮槽；11-再沸器操作流程如下：如下图，用泵2将原料液从贮槽1送至原料预热器3中，加热至必然温度后进入精馏塔4的中部。
板式塔(筛板塔)的设计
L D yn 1 xn x D V V
提馏段：
L W yn1 xn xW V V
3.2 回流比的选定
选择原则：使塔的设备费用和操作费用的总和最低，
同时应考虑到操作时的调节弹性。
选择方法：
（1） 参考生产现场所提供的回流比数据； （2） 回流比取最小回流比Rmin的1.2～2倍； （3） 先求最少理论板数 Nmin , 以理论板数为Nmin 的两倍求取回流比R； （4） 作出回流比R和理论板数N的曲线图，在曲线 图上确定合适的回流比R。
∴QB=1.1(Qv+Qw-QL-QF)
塔顶冷凝器带走的热量 塔顶产品带走的热量 冷凝器热量衡算 塔顶冷凝器冷却负荷
QC QD = DID QV = QC+QD+QL QC = QV-QD-QL
若为恒摩尔流，塔顶全凝，泡点回流且热损失很 小，则可化简计算： QB V r QC = Vrc
b
式中rc — Байду номын сангаас成为 x D 的混合液的平均气化热 rb — 组成为 x W 的混合液的平均气化热。
钢塔板取3~4mm;合
金钢板取2~2.5 mm do —— 孔径
开孔截面积 塔截面积 降液区面积
图 5 干板孔流系数
(2) 液层阻力
hl hw how
2/3
式中堰上液高 how 2.84 103 E Lh l w
β为液层充气系数，可由 图 7 求取
Ls L eV 1 Vs V
若算出的ev > 0.1kg液体/kg干气，可增大塔径或 板间距使ev下降。
三、溢流液泛条件的校核 为避免发生溢流液泛，必须满足
H fd
筛板式乙醇精馏塔的设计（可编辑）
筛板式乙醇精馏塔的设计筛板式乙醇精馏塔的设计1设计方案的确设计方案指精馏装置的流程设备的结构类型和操作参数等确定的设计方案应该满足工艺和操作的要求满足经济性要求和满足安全生产要求设计方案主要包括以下主要内容21操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉分离问题而且与塔顶和塔底温度选择有关其选择原则是对热敏性的物料可采用减压操作对于常态下呈气态的物料可在加压下进行精馏对于一般物料可采用常压蒸馏根据物料应当选择常压蒸馏22进料热状态进料有5种状态分为过冷进料q 1泡点进料q 1气液混合进料0 q 1饱和蒸汽进进料q 0过热蒸汽进料q 0泡点进料时操作较易控制吗且不受季节气温的影响此外泡点进料时精馏段和提馏段塔径相等设计和制造比较方便根据要求采用泡点进料23加热方式通常蒸馏釜的加热方式多采用间接蒸汽加热但在塔底产物基本是水且在低浓度下的相对挥发度较大的体系也可采用直接蒸汽加热直接蒸汽加热可利用压力较低的蒸汽加热不必设置庞大的传热面塔斧只需安装鼓泡管故可节省设备费用和操作费用[]根据设计要求采用间接加热方式24冷却方式塔底冷凝器的冷却剂常采用水若所需冷却温度较低可采用冷却盐水根据冷源情况和工艺要求采用冷水冷却25回流比的选择回流比大小不仅影响到所需用的理论塔板数而且影响到加热和冷却剂的消耗量以及塔板塔径蒸馏釜和冷凝器的结构设计的选择因此适宜回流比的选择是一个重要问题作为目前的设计可先求出最小回流比Rmin再根据经验公式R 112～2 Rmin确定操作回流比也可以在一定范围内选择5种以上的回流比并计算相应的理论板数并做出回流比与理论塔板数的曲线当R Rmin时塔板数为∞当R Rmin时塔板数有无限多降至有限数R继续增加塔板数虽然可以减少但减少的速率很慢因此可以在曲线倾斜部分区域选择一个合适的回流比3精馏工艺的计算31设计条件的重述与分析设计条件如下进料含乙醇382其余为水均为质量分数下同产品乙醇含量不低于931釜残液中乙醇不高于001要求生产能力为5000TY年开工7200小时操作条件为间接蒸汽加热泡点进料单板压降低于100mm水柱塔板压强为103atm绝对压强分析过程如下组成分析xF 0195xD 0841xW 3913×10-52产量换算要求生产能力为5000TY年开工7200小时则馏出液流率D 464×10-3Kmols 公式3-1假设恒摩尔流物料为二元物系且根据乙醇和水的物性可知其组分分离的沸点相差较小汽化潜热接近在1atm下乙醇沸点783℃水沸点100℃在60℃温度时乙醇的摩尔汽化潜热为39300kJmol水的摩尔汽化潜热为40700kJmol故符合恒摩尔流假设条件结论为在精馏塔内没有加料与出料的任一塔段中各板上升的蒸汽量相等各板下降的液体量也相等塔内摩尔流率设精馏塔塔顶冷凝器将蒸汽完全冷凝凝液在泡点温度下部分回流入塔泡点回流根据恒摩尔流假设此时回流液的流量L 即为精馏段逐板下降的液体量由此可得塔内各段气液两相的摩尔流量为精馏段公式3-2提馏段公式3-3图1-2 塔内摩尔流示意图1-2 The tower Moore flow schematic diagram32理论板数的计算精馏段中某一块上升蒸汽组成yn1与下降液体xn的关系为yn1 xn xnxD 公式3-4提馏段中同样的关系表述为yn1 xn 公式3-5以上两方程在y--x图上交于一点设此点的坐标为yq xq则有yq xq从两式中消去xD得yq xq为交点轨迹方程q线方程∵q 1∴q线为一条过xF xF且与x轴垂直的直线设此直线与平衡曲线交于exe ye则最小回流比为0486∴Rmin 0946图1-3 Rmin 0946理论塔板数1-3 Rmin 0946 Theoretical plates∵R 11～2R且当精馏塔操作方程在y轴上截距为039时操作线大致与平衡曲线重合计算理论塔板数较为困难且此时板数较多此时 039R≈1156∴R应该大于1156即R 1222Rmin取R 2RminR 17RminR 14Rmin分别计算不同情况下的回流比与理论塔板数图解法结果如下表2-1 回流比与理论塔板数Table 2-1Reflux ratio and Theoretical platesR 理论板数加料板的位置精馏段的板数R 2Rmin1892 12 第 9 块板8 R 17Rmin 1609 16 第13块板12 R 14Rmin 1324 19 第16块板15R 2Rmin时≈0291理论塔板数 12第9块板为加料板精馏段需8块板图1-4 R 2Rmin理论塔板数Fig1-4 R 2Rmin Theoretical platesR 17Rmin时≈0322理论塔板数 16第13块板为加料板精馏段需12块板图1-5 R 17Rmin理论塔板数1-5 R 17Rmin Theoretical platesR 14Rmin时≈0362理论塔板数 19第16块板为加料板精馏段需15块板图1-6 R 14Rmin理论塔板数1-6 R 14Rmin Theoretical plates33物料恒算对于整个精馏塔存在物料守恒式公式3-6∵xF 0195xD 0841xW 391310-5D 46410-3Kmols∴W 15410-2KmolsF 20010-2Kmols对于塔内各段而言存在物料守恒式精馏段提馏段LV分别为精馏段和提馏段的下降液体与上升液体蒸汽量提馏段上标--表示图1-7塔内摩尔流示意图1-7 The tower Moore flows chematic diagram对于选用不同的回流比的方案计算结果如下流量单位均为Kmols 表2-2不同的回流比的方案Table2-2 Different reflux ratioR L V R 2Rmin 1892 887×10-3 134×10-2 288×10-2 134×10-2 R 17Rmin 1608 746×10-3 121×10-2 275×10-2 121×10-2 R 14Rmin 1324614×10-3 109×10-2 261×10-2 109×10-2 34塔板数总效率的估算采用Oconnell法将精馏塔劝他效率关联呈α·μL的函数[4]ET 049α·μL-0245 公式3-7式中ET为全塔效率α为塔顶及塔底平均温度下的相对挥发度μL为塔底及塔底平均温度下进料相对平均粘度mPa·s有乙醇---水体系t-x-y平衡相图塔底易挥发成分摩尔比率约为0对应塔底温度为100℃塔底易挥发成分摩尔比率约为84对应塔底温度为78℃故塔顶塔底平均温度为89℃公式3-8对于两组份体系总压不太高时相对挥发度α·公式3-9∵≈而lgp A-mmHg式中t为温度℃ABC为常数表2-3常数取值Table2-3Constant valueA B C 水60150℃796681 166821 252800乙醇25～110℃811576 15957622652 ∵在89℃下水的饱和蒸汽压为6747776Pa[5] 因为公式计算不合理查化工手册得水的饱和蒸汽压为5062mmHg公式计算所得乙醇的饱和蒸汽压为11434mmHg公式计算所得∴α≈0547纯液体的粘度采用下式估算lg θ-1式中μL为液体的粘度单位为CP 1CP 10-3Pa·s ρL为液体的密度gcm3Tr为对比温度θ为结构加和因数对于89℃下的乙醇液体计算结果为2C6H10 2× -0462 602490054 0624Tr ≈070TC查表可得0789gcm-3 298K条件下∴乙醇在89℃下黏度为01919CP 公式应用温度应在沸点以下故有误差查表得水在89℃下黏度为316510-4Pa·s 03165cp ∴μL 0195×019190805×03165 02922cp 公式3-10ET 049αμL-0245 049·02922×0547-0245≈7679 公式3-11故塔板总效率的估算值约为768采用Oconnell方法是未考虑啊板上液层高度及液汽比对塔板效率的影响35实际塔板数的计算精馏塔的实际板数可按下式计算N NT-1ET 公式3-12式中N为塔内实际塔板数NT为理论塔板数∴对于R 2RminN1 12-1 0768≈15R 17RminN2 16-1 0768≈20R 2RminN3 19-1 0768≈2436热量横算图1-8乙醇水体系 t-x-y相图1-8 Ethanol - water system x-y phase diagram图1-9再沸器1-9 reboilers1由于采用泡点进料进料前应将原料预热有t-x-y图得进料状态的泡点温度为86℃常温下乙醇的比热容为cp1 24kJkgK水的比热容cp2 42kJkgK采用R 17Rmin为计算条件则F 20×10-2Kmols∵ 0195×460805×18 235gmol∴F 047kgsQ1 n1·r1·△tn2·r2·△t 公式3-130195×047×240805×047×047×42 ·86-25 11035kw 采用再沸器使液体转化为气体乙醇的汽化潜热r 463kJkg水的汽化潜热r水 2270kJkg均在100℃条件下则 121×10-2kmols 055kgs∴ Q2 n1r1n2r2 055×0195×2270055×0805×463 26396kw 3采用冷水循环使蒸出的产物冷凝冷凝量为LD 746×10-3464×10-3 121×10-2kmols 055kgs则Q3 26396kw4．塔板和塔的主要工艺尺寸设计41塔板间距的初选塔板间距的大小液沫夹带和液泛气速有重要影响板距大塔身高度达但允许气速大对一定的生产任务而言所需塔径较小故在经济上存在一个合理的板间距板间距还要考虑到制造安装维修的方便[6]选择板间距时可按下表所示经验关系选取表2-4经验关系Table2-4 empirical relationship塔径m 0305 0508 0816 1624 2440 板间距mm 200300 250350 300450 350600 400600 塔径在08～16范围内选取板间距为400mm为初选值42塔径的计算由于蒸汽速度太快会产生液沫故蒸汽有一定的限速成为容许蒸汽速度已知容许蒸汽速度后可计算它的内径计算公式为μ Kw 公式3-14式中μ为塔内的容许蒸汽速度msρl为溢流液的密度kgm3ρv为上升蒸汽的密度kgm3Kv为常数可通过下图获得Kv板间距cm图1-10求K标准曲线1-10 solve Kv standard curve1为筛板无溢流筛板阶梯式塔板标准值 2为泡罩塔标准值 3为苏德斯-布朗值 4为吸收塔 5为处理发泡性及高粘度液体的减压塔计算μ的过程如下溢流液密度ρL 水89℃·x水乙醇89℃·x乙醇公式3-159653×0159072×9999×084175900kgm3上升蒸汽密度ρv 公式3-160159×180842×46 416gmol根据PV nRT在1atm89℃条件下理想气体的体积为V 224× 297Lmol∴ρv 14kgm3在Kv--板间距关系图中查的板间距为400mm时Kv 006∴μ Kv 006 14ms确定μ后塔内径计算公式为D 2 公式3-17式中D为塔内径m V为塔内蒸汽上升量m3sμ为容许蒸汽速度V值在先前塔内的物料守恒中已经算出可根据V2对V进行单位换算结果如下表2-5不同R求VTable2-5 Different R solving VR 2Rmin R 17Rmin R 14Rmin V1 134×10-2 121×10-2 109 ×10-2 V2 040 036 032 ∴对于选取板间距400mm情况下R取不同值时塔内径不同R 2Rmin时D 060m R 17Rmin时D 057mR 14Rmin时D 054m再分别选取板间距为300350400450500mm分别对不同条件下的R 计算塔内径计算结果如下表2-6不同条件下的R计算塔内径Table 2-6 different conditions of R calculation tower diameter板间距mm Kv μ ms R D m3000042098 R 2Rmin 072 R 17Rmin 068R 14Rmin 0653500050116 R 2Rmin 066 R 17Rmin 063R 14Rmin 0594000060140 R 2Rmin 060 R 17Rmin 057R 14Rmin 0544500070163 R 2Rmin 055 R 17Rmin 053R 14Rmin 0505000080181 R 2Rmin 053 R 17Rmin 050R 14Rmin 048 通过此法计算出的塔径为初步塔径此后需进行流体力学校核合格后能定出实际的塔径43塔板详细设计431塔板上的流型选择塔板上的流型有三种形式回流型单流型双流型对于R 2Rmin有最大的精馏段提馏段液体流量分别为173m3h568m3h根据流型选择参考表选择回流型表2-7流型选择参考表Table2-7 flow type selection reference list塔径mm 液体流量m3h 回流型单流型双流型1000以下7以下45以下-------- 1400 9以下70以下--------- 2000 11以下90以下90160432溢流装置板式塔的溢流装置包括降液管溢流堰受液盘入口堰a降液管降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所降液管有圆形弓形两类生产中多采用弓形降液管[]设计时应参考一下原则降液管中的液体线速度小于01ms液体在降液管中的停留时间一般应等于或大于35s以保证溢流中的气泡以足够的时间在降液管中分离τ≥35s 公式式中Af为降液管横截面积弓形降液管宽度wd与截面积Af可根据堰长与塔径的比值查图获得降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离以h0表示为保证良好的液封又不使液流阻力过大一般h0可按下式计算h0 hw- 00060012 mh0不宜小于0020025m弓形降液管宽度wd可有图查得b溢流堰为了维持塔板上一定高度的均匀流动液层一般采用平直溢流堰[9]主要计算堰长lw依据溢流形式及液体负荷决定堰长单单溢流型塔板l一般取0608D双溢流型板两侧堰长为0507D其中D为塔径堰长也可由溢流强度计算公式为Lhlw≤100～130m3mh 公式3-19式中lw为溢流堰长mLh为液体流量m3h堰高hw堰高与板上液层高度及堰上液层高度关系如下50-how≤hw≤100-how式中hwhow的单位为mm堰上液层高度how堰上液层高度应适宜大小则堰上液体均布差太大则塔板压降增加雾沫夹带增加平直堰要求设计时how一般大于计算公式为how 公式3-20式中E为液流收缩系数一般可取值为1一般筛板板上液层高度在00501m内取先求how再求hw工业塔中堰高一般为004005m一般不宜超过01m一般应该使堰高在降液管底端0006m以上以实现降液管底端的液封c受液盘及入口堰塔板上接受上一层流下的液体的地方为受液盘目前生产的受液盘有2种平受液盘用于塔径小于800mm及含固体悬浮液的液体凹形受液盘用于塔径大于800mm的场合其深度一般为50mm当大直径塔采用平行受液盘是为保证降液管的液封并均进入塔板的液流也可设进口堰对于溢流装置的具体计算过程如下取堰长lw 07D当板间距HT 03mR 2Rmin时 D 072m∴lw 07×072 050m当R 2Rmin时 288×10-2kmols 158×10-3m3sL 878×10-3kmols 482×10-4m3s∴提馏段how精馏段hw m∴提馏段有50-14≤how≤100-14即36≤how≤86精馏段有50-7≤hw≤100-7即43≤hw≤93取ho hw-0009则提馏段 27≤how≤77精馏段 44≤hw≤84 根据弓形降液管宽度与面积关系图当∵AT 009∴Af 0037m2∵ 014∴wd 014D 010m此时τ 35s分别取lw 06D08D在不同的板间距及回流比下进行计算结果如下列出计算表2-8 lw 06D时的计算结果Table2-8 lw 06 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT m R Rmin D m lw m how提流段 m how精馏段m 提流段hw下限m 提流段hw上限m 精流段hw下限m 精流段hw 上限m ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0432 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0407 00200072 39 127 03 17 068 0408 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0363 0018 0068 36 133 03 14 065 0390 0016 0006 0034 0084 0044 0094 03320017 0065 35 148 035 2 066 0396 00170008 0033 0083 0042 0092 0342 0017 0066 38124 035 17 063 0378 0017 0007 0033 00830043 0093 0312 0016 0063 36 133 035 14059 0354 0017 0006 0033 0083 0044 0094 02730014 0059 33 142 04 2 06 0360 0018 00080032 0082 0042 0092 0283 0014 0060 36 11704 17 057 0342 0018 0008 0032 0082 0042 00920255 0013 0057 34 125 04 14 054 0324 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0229 0011 0054 32136 045 2 055 0330 0019 0009 0031 00810041 0091 0237 0012 0055 34 111 045 17053 0318 0019 0008 0031 0081 0042 0092 0221 0011 0053 33 121 045 14 05 0300 0019 0007 0031 0081 0043 0093 0196 0010 0050 31 13105 2 053 0318 0019 0009 0031 0081 0041 0091 0221 0011 0053 35 115 05 17 05 0300 0020 0008 0030 0080 0042 0092 0196 0010 0050 33120 05 14 048 0288 0019 0007 0031 0081 0043 0093 0181 0009 0048 32 134表2-9 lw 07D时的计算结果Table2-9 lw 07 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT m R Rmin D m lw m how提流段 m how精馏段m 提流段hw下限m 提流段hw上限m 精流段hw下限m 精流段hw 上限m ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0504 0014 0006 0036 0086 0044 0094 0407 00370101 70 228 03 17 068 0476 0014 0006 00360086 0044 0094 0363 0033 0095 65 240 03 14065 0455 0014 0005 0036 0086 0045 0095 03320030 0091 63 266 035 2 066 0462 0015 0007 0035 0085 0043 0093 0342 0031 0092 68 224035 17 063 0441 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0312 0028 0088 65 240 035 14 059 0413 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0273 0025 0083 60 25604 2 06 0420 0016 0007 0034 0084 0043 00930283 0025 0084 64 211 04 17 057 0399 00160007 0034 0084 0043 0093 0255 0023 0080 61 22504 14 054 0378 0016 0006 0034 0084 0044 00940229 0021 0076 58 245 045 2 055 0385 0017 0008 0033 0083 0042 0092 0237 0021 0077 61 200 045 17 053 0371 0017 0007 0033 0083 00430093 0221 0020 0074 59 218 045 14 05 0350 0017 0006 0033 0083 0044 0094 0196 0018 0070 56 236 05 2 053 0371 0018 0008 0032 0082 0042 0092 0221 0020 0074 63 206 05 17 05 0350 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0196 0018 0070 59 21605 14 048 0336 0018 0007 0032 0082 0043 0093 0181 0016 0067 57 242表2-10 lw 08D时的计算结果Table2-10 lw 07 Dcomputational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020HT m R Rmin D m lw m how提流段 m how精馏段m 提流段hw下限m 提流段hw上限m 精流段hw下限m 精流段hw 上限m ATm2 Afm2 Wd 提流段τs 精流段τs 03 2 072 0576 0013 0006 0037 0087 0044 0094 0407 00650144 124 406 03 17 068 0544 0013 0006 0037 0087 0044 0094 0363 0058 0136 116 426 03 14 065 052 0013 0005 0037 0087 0045 0095 03320053 0130 111 473 035 2 066 0528 00140006 0036 0086 0044 0094 0342 0055 0132 121398 035 17 063 0504 0014 0006 0036 00860044 0094 0312 0050 0126 116 427 035 14059 0472 0014 0005 0036 0086 0045 0095 02730044 0118 107 455 04 2 06 048 0015 00070035 0085 0043 0093 0283 0045 0120 115 37604 17 057 0456 0015 0006 0035 0085 0044 00940255 0041 0114 108 399 04 14 054 0432 0015 0006 0035 0085 0044 0094 0229 0037 0108 102435 045 2 055 044 0016 0007 0034 00840043 0093 0237 0038 0110 108 355 045 17053 0424 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0221 0035 0106 105 388 045 14 05 04 0016 0006 0034 0084 0044 0094 0196 0031 0100 99 42005 2 053 0424 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0221 0035 0106 112 367 05 17 05 04 0016 0007 0034 0084 0043 0093 0196 0031 0100 104 38405 14 048 0384 0016 0006 0034 0084 0044 0094 0181 0029 0096 101 430图1-11弓形降液管的宽度与面积Fig1-11 bow down the width of the tube with area433鼓泡区筛孔安排a孔径do筛孔的孔径do的选取与塔的操作性能要求物料性质探班厚度材质及加工费用等有关一般认为表面张力为正系统的物系易起泡沫可采用do常为46mm的小孔筛板属于鼓泡型操作表面张力为负系统的物系及易堵的物系可采用do为1025mm的大孔径筛板数喷射型操作[10] b筛孔排列筛孔在筛板上一般按正三角排列起孔心距a 255do常取a 34dado 过小易形成气流相互扰动过大则鼓泡不均匀影响塔板传质效率c开孔率ψ筛板上筛孔总面积与开孔面积之比成为开孔率ψ筛孔按正三角排列时可按下式计算ψ公式3-21式中Ao为筛板上为筛孔的总面积m2Aa为筛板上开孔的总面积m2一般开孔率越大塔板压降低雾沫夹带量少但操作弹性小漏液量大塔板效率低通常开孔率为515d筛孔数n筛板上的筛孔数按下式计算n 公式3-22式中a为孔心距mm孔数确定之后在塔板开孔区内布筛孔若孔数较多可在适当位置堵空应予注意若塔内上下段负荷拜变化较大时应根据流体力学验算情况分段改变筛孔数以提高全塔操作的稳定性Aa的计算公式为单流型计算公式Aa 公式3-23式中 x D2 - wd-wswd为弓形降液管的宽度mws为外堰侧安定区宽度mws 70100㎜r D2 -wcmwc为边缘区宽度小塔可取30～50mm434塔板布置塔板是企业两相传质的场所塔板上通常化肥为以下区域开孔区溢流区安定区边缘区a开孔区为布置筛孔浮阀等部件的有效传质区亦称鼓泡区其面积按在布置在板面上的开孔后求得b溢流区溢流区面积分别为降液管和受液盘所占面积c安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区破沫区其作用为使降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管其宽度指堰与它最近一排孔中心线之间的距离可参考一下经验值选定溢流堰前的安定区 ws 70100mm进口堰后的安定区 w 50100mm 直径小于1m的塔ws可适当减小d无效区在靠近塔壁的塔板部分需留出一圈边缘支撑塔板边梁之用称无效区[11]其其宽度视需要选定小塔为3050mm大塔为50～70mm为防止液体经过边缘区流过而产生短路现象可在塔板上沿设置旁流挡板在进行鼓泡区筛孔安排计算式当Lw 06DLw 07D时会出现 1的情况而当Lw 08D时可正常计算其计算结果如下表2-11Lw 08D计算结果Table 2-11 Lw 08D computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 HT m R Rmin D m Wdm Wc m r m Ws m xm Aam2 030 2 0720 0144 003 0330 007 0286 0098 030 170680 0136 003 0310 007 0274 0083 030 140650 0130 003 0295 007 0265 0072 035 20660 0132 003 0300 007 0268 0076 035 170630 0126 003 0285 007 0259 0065 035 140590 0118 003 0265 007 0247 0050 040 20600 0120 003 0270 007 0250 0054 040 170570 0114 003 0255 007 0241 0043 040 140540 0108 003 0240 007 0232 0031 045 20550 0110 003 0245 007 0235 0035 045 17 0530 0106 003 0235 007 0229 0027 045 14 0500 0100 003 0220 007 0220 0003 050 2 0530 0106 003 0235 007 0229 0027 050 17 0500 0100 003 0220 007 0220 0003 050 14 0480 0096 003 0210 007 0214 -5塔板的流体力学验算及设计评述51塔板流体力学验算塔板流体力学验算目的在于检验以上各项工艺尺寸的计算是否合理塔板能否正常操作以便决定是否需要对有关工艺尺寸进行必要的调整[12]塔板压降气体通过塔板的压降包括干板压降hc板上液层阻力hf及鼓泡是克服液体表面张力的阻力h由下式计算ｈp＝ｈc＋ｈf＋h 公式3-24干板阻力ｈ一般可按以下简化式计算ｈ 0051 公式3-25式中为筛孔气速ｍ／ｓ为流量系数对于干板影响较大可通过图求得气体通过液层的阻力hfhf＝0ｈL＝0ｈw＋ｈow式中0为充气系数近似取05～06液体表面张力hh＝式中σ为液体表面张力Ｎ／ｍ．因在不同塔层中液体状态不同h用公式求解偏大故省略h采用lw 08Dado 3ado 4do 4mm5mm6mm时的设计参数计算结果如下表2-12 hp的计算结果Table2-12 hp computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 4mm ad0 3 a 12mm d0 5mm ad0 3 a 15mm d0 6mm ad0 3 a 18mm HT m R Rmin D m Aa m2 N A0 m2 υ n A0 m2 υ n A0 m2 υ030 2 0720 0098 7893 0010 0101 5052 0010 0101 3508 0010 0101 030 17 0680 00836682 0008 0101 4277 0008 0101 2970 0008 0101 030 14 0650 0072 5797 0007 0101 3710 0007 0101 2576 0007 0101 035 2 0660 0076 6090 00080101 3898 0008 0101 2707 0008 0101 035 170630 0065 5214 0007 0101 3337 0007 0101 23170007 0101 035 14 0590 0050 4050 0005 01012592 0005 0101 1800 0005 0101 040 2 06000054 4343 0005 0101 2779 0005 0101 1930 00050101 040 17 0570 0043 3456 0004 0101 22120004 0101 1536 0004 0101 040 14 0540 00312505 0003 0101 1603 0003 0101 1113 0003 0101 045 2 0550 0035 2835 0004 0101 1814 0004 0101 1260 0004 0101 045 17 0530 0027 2152 00030101 1377 0003 0101 956 0003 0101 045 140500 0003 213 0000 0101 137 **** **** 950000 0101 050 2 0530 0027 2152 0003 01011377 0003 0101 956 0003 0101 050 17 05000003 213 0000 0101 137 **** **** 95 00000101 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-13 hp的计算结果Table2-13 hp computational resultslw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 7mm ad0 4 a 28mm d0 5mm ad0 4 a 20mm d0 6mm ad0 4 a 24mm HT m R Rmin D m Aa m2 N A0m2 υ n A0 m2 υ n A0 m2 υ030 2 0720 0098 4440 0006 0057 2842 0006 0057 1973 00060057 030 17 0680 0083 3759 0005 0057 24060005 0057 1671 0005 0057 030 14 0650 00723261 0004 0057 2087 0004 0057 1449 0004 0057 035 2 0660 0076 3426 0004 0057 2192 0004 0057 1523 0004 0057 035 17 0630 0065 2933 00040057 1877 0004 0057 1303 0004 0057 035 140590 0050 2278 0003 0057 1458 0003 0057 10130003 0057 040 2 0600 0054 2443 0003 00571563 0003 0057 1086 0003 0057 040 17 05700043 1944 0002 0057 1244 0002 0057 864 00020057 040 14 0540 0031 1409 0002 0057 9020002 0057 626 0002 0057 045 2 0550 00351595 0002 0057 1021 0002 0057 709 0002 0057045 17 0530 0027 1210 0002 0057 775 0002 0057 538 0002 0057 045 14 0500 0003 120 00000057 77 0000 0057 53 0000 0057 050 20530 0027 1210 0002 0057 775 0002 0057 5380002 0057 050 17 0500 0003 120 0000 0057 77 0000 0057 53 0000 0057 050 14 0480 - - -- - - - - - - 但由于计算而得的hp远大于题目要求的单板压降小于100㎜水柱的准其原因可能是筛板孔径过小气体流速过快使hc过大改进措施为将筛板孔径均乘以2重新计算的结果如下表2-14改进措施后hp的计算结果Table 2-14 measures to improve the calculation results after hplw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 8mm ad0 3 a 24mm d0 10mm ad0 3 a 30mm d0 12mm ad0 3 a 36mm HT m R Rmin D m Aam2 N A0m2 υ n A0m2 υ n A0m2 υ030 2 0720 0098 7893 0040 0404 5052 0040 0404 3508 0040 0404 030 17 0680 0083 6682 00340404 4277 0034 0404 2970 0034 0404 030 140650 0072 5797 0029 0404 3710 0029 0404 2576 0029 0404 035 2 0660 0076 6090 0031 0404 3898 0031 0404 2707 0031 0404 035 17 0630 0065 5214 0026 0404 3337 0026 0404 2317 0026 0404 035 14 0590 0050 4050 0020 0404 2592 0020 0404 1800 0020 0404 040 2 0600 0054 4343 0022 0404 2779 0022 0404 1930 0022 0404 040 17 0570 0043 3456 0017 0404 2212 0017 0404 1536 0017 0404 040 14 0540 0031 2505 0013 0404 1603 0013 0404 1113 0013 0404 045 2 0550 0035 2835 0014 0404 1814 0014 0404 1260 0014 0404 045 17 0530 0027 2152 0011 0404 1377 0011 0404 956 0011 0404 045 14 0500 0003 213 0001 0404 137 **** **** 95 0001 0404 050 2 0530 0027 2152 0011 0404 1377 0011 0404 956 0011 0404 050 17 0500 0003 213 0001 0404 137 **** **** 95 0001 0404 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-15改进措施后hp的计算结果Table2-15 measures to improve the calculation results after hplw 08D AfAT 016 WdD 020 d0 8mm ad0 4 a 32mm d0 10mm ad0 4 a 40mm d0 12mm ad0 4 a 48mm HT m R Rmin D m Aam2 N A0m2 υ n A0m2 υ n A0m2 υ030 2 0720 0098 4440 0022 0227 2842 0022 0227 1973 0022 0227 030 17 0680 00833759 0019 0227 2406 0019 0227 1671 0019 0227030 14 0650 0072 3261 0016 0227 2087 0016 0227 1449 0016 0227 035 2 0660 0076 3426 00170227 2192 0017 0227 1523 0017 0227 035 170630 0065 2933 0015 0227 1877 0015 0227 13030015 0227 035 14 0590 0050 2278 0011 02271458 0011 0227 1013 0011 0227 040 2 06000054 2443 0012 0227 1563 0012 0227 1086 00120227 040 17 0570 0043 1944 0010 0227 12440010 0227 864 0010 0227 040 14 0540 00311409 0007 0227 902 0007 0227 626 0007 0227045 2 0550 0035 1595 0008 0227 1021 0008 0227 709 0008 0227 045 17 0530 0027 1210 0006 0227 775 0006 0227 538 0006 0227 045 14 0500 0003 120 0001 0227 77 0001 0227 530001 0227 050 2 0530 0027 1210 0006 0227 775 0006 0227 538 0006 0227 050 17 0500 0003 120 0001 0227 77 0001 0227 53 0001 0227 050 14 0480 - - - - - - - - - -表2-16 hf的计算结果为Table2-16 hf calculation resultsHT m R Rmin how提流段 m how精馏段m 提流段hwm 精流段hwm hf提馏段m hf精馏段m 03 2 0013 0006 0062 0069 00375 00375 03 17 0013 0006 0062 0069 00375 00375 03 14 0013 0005 0062 0070 00375 00375 035 2 0014 0006 0061 0069 00375 00375 035 17 0014 0006 0061 0069 00375 00375 035 14 0014 0005 0061 0070 00375 00375 04 2 0015 0007 0060 0068 00375 00375 04 17 0015 0006 0060 0069 00375 00375 04 14 0015 0006 0060 0069 00375 00375045 2 0016 0007 0059 0068 00375 00375 045 17 0016 0007 0059 0068 00375 00375 045 14 0016 0006 0059 0069 00375 00375 05 2 0016 0007 00590068 00375 00375 05 17 0016 0007 0059 0068 00375 00375 05 14 0016 0006 0059 0069 00375 00375表2-17hc的计算结果Table2-17 hc calculation resultsHT m R Rmin ad0 3A0m2 u0 ms d0 0008C0 hcm d0 0010C0 hcm d0 0012C0 hcm 030 2 0040 1009 075 00170 073 00180 07 00195 030 17 0034 1192 075 00237 073 00251 07 00273 030 14 0029 1373 075 00315 073 00333 07 00362 035 2 0031 1307 075 00286 073 00302 07 00328 035 17 0026 1527 075 00390 073 00412 07 00448035 14 0020 1966 075 00646 073 00682 07 00742 040 2 0022 1833 075 00562 073 00593 07 00645 040 17 0017 2304 075 00888 073 00937 07 01019 040 14 0013 3179 075 01690 073 01783 07 01940 045 2 0014 2809 075 01319 073 01392 07 01514 045 17 0011 3700 075 02290 073 02417 07 02629045 14 0001 37326 075 233001 073 24594307 267476 050 2 0011 3700 075 02290 073 02417 07 02629 050 17 0001 37326 075 233001 073 245943 07 267476 050 14 - - -- - - - - 表2-18 hc的计算结果Table2-18 hc calculation resultsHT m R Rmin ad0 4A0m2。
筛板式乙醇精馏塔的设计课程设计
筛板式乙醇精馏塔的设计-课程设计目录摘要 (1)Abstract (2)1概述 (3)1.1设计的背景 (3)1.2设计的意义和要求 (3)1.3筛板塔的特点 (4)1.4筛板塔的发展及使用情况 (5)1.5设计步骤及内容 (5)2设计方案的确定 (7)2.1操作压力 (7)2.2进料热状态 (7)2.3加热方式 (7)2.4冷却方式 (7)2.5回流比的选择 (8)3精馏工艺的计算 (9)3.1设计条件的重述与分析 (9)3.2理论板数的计算 (10)3.3物料衡算 (14)3.4塔板总效率的估算 (15)3.5实际板数的计算 (16)3.6热量恒算 (16)4塔板和塔的主要尺寸设计 (20)4.1板间距的初选 (20)4.2塔径的计算 (20)4.3塔板详细设计 (23)4.3.1塔板上的流型选择 (23)4.3.2溢流装置 (23)4.3.3鼓泡区筛孔安排 (28)4.3.4塔板布置 (29)5塔板的流体力学验算及设计评述 (32)5.1塔板的流体力学验算 (32)5.2设计评述 (40)6设计成果 (42)7.主要符号一览表 (45)参考文献 (46)致谢 (47)筛板式乙醇精馏塔的设计摘要：化工生产中，常需要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。
精馏因为有很多的优点，所以经常被优先考虑。
长期以来精馏被误以为操作范围狭窄，筛孔容易堵塞而遭受冷遇。
本次设计对其进行了重新的研究，结果表明：造成筛板操作范围狭窄的原因是设计不良，筛孔易堵塞的问题，可采用大孔径筛板予以解决。
本次对筛板式乙醇精馏塔的设计首先确定设计方案，再对精馏塔工艺各个环节进行计算，从而设计出塔板和塔的主要工艺尺寸，最后对塔板的流体力学验。
关键词：乙醇；精馏塔；尺寸设计；塔板Design of Sieve the distillation of ethanolStudent majoring in biological Engineering Cui HaichaoTutor Zhang YanAbstract: In the chemical production. The Liquid mixture were separated frequently. In order to purify or retrieve useful components. Distillation was choosed first of all, because distillation has a lot of advantages. Distillation was considered that scope of operation was narrow and sieve hole was jammed easily. Therefore, It was disesteemed. This design researched it again. Results indicate that the narrow scope of operation, because of the bad design, and using big sieve hole solved the problem of sieve was jammed easily. In the design. First of all, design plans were confirmed ,and all kinds of distillation processes were calculated. Then, the mian sizes of column plate and tower were designed. In the end, the Fluid mechanics of vcolumn plate was checked. Keywords: ethanol, distillation, dimension design, tray1.概述1.1设计的背景精馏塔是石化工业中最为常见和能耗较大的设备之一。
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1.概述本设计为分离乙醇-水混合物，采用筛板式精馏塔。
1.1本设计在生产上的实用意义乙醇的结构简式为C2H5OH，俗称酒精，它在常温、常压下是一种易燃、易挥发的无色透明液体，它的水溶液具有特殊的、令人愉快的香味，并略带刺激性。
乙醇是一种很好的溶剂，既能溶解许多无机物，又能溶解许多有机物，所以常用乙醇来溶解植物色素或其中的药用成分，也常用乙醇作为反应的溶剂，使参加反应的有机物和无机物均能溶解，增大接触面积，提高反应速率。
乙醇的用途很广，可用乙醇来制造醋酸、饮料、香精、染料、染料等，是农药、医药、橡胶、塑料、人造纤维、洗涤剂等的制造原料。
医疗上也常用体积分数为70%——75%的乙醇作消毒剂等。
工业上一般用淀粉发酵法或乙烯直接水化法制取乙醇。
1.发酵法制乙醇是在酿酒的基础上发展起来的，在相当长的历史时期内，曾是生产乙醇的唯一工业方法。
发酵法的原料可以是含淀粉的农产品，如谷类、薯类或野生植物果实等；也可用制糖厂的废糖蜜；或者用含纤维素的木屑、植物茎秆等。
这些物质经一定的预处理后，经水解（用废蜜糖作原料不经这一步）、发酵，即可制得乙醇。
2.乙烯直接水化法，就是在加热、加压和有催化剂存在的条件下，是乙烯与水直接反应，生产乙醇：CH2═CH2 + H─OH→C2H5OH（该反应分两步进行，第一步是与醋酸汞等汞盐在水-四氢呋喃溶液中生成有机汞化合物，而后用硼氢化钠还原）。
若想要获得不同浓度的乙醇，可以采取精馏这种方法。
譬如，75%的乙醇可以用蒸馏的方法蒸馏到95.5%，此后形成恒沸物，不能提高纯度。
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。
互溶液体混合物的分离有多种方法，精馏是其中最常用的一种。
精馏是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同，实现各组分分离的单元操作，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。
1.2 流程、设备及操作条件的确定流程可由以下5个方面来确定。
（一）加料方式加料分两种方式：泵加料和高位槽加料。
高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，本次加料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。
（二）加料状态进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进料五种。
泡点进料对塔操作方便，不受季节温度影响。
由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对加大，所以采用泡点进料。
（三）冷凝方式选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。
冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离是为了分离乙醇和水，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。
（四）回流方式宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流如塔。
优点：回流冷凝器无需支撑结构；缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用、点耗费用大，故不用强制回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝回流入塔内。
（五）加热方式根据实际精馏的费用，最适回流比应是最小回流比的1.5倍。
操作回流比：R=1.5Rmin=1.578 2.4理论塔板数的计算 精馏段操作线方程为：y n+1=1+R R x n +1+R xD =0.612x n +0.322 提馏段操作线方程为：y n+1=DR F RD x n )1()(++-D R D F x w )1()(+-(因q=1)故y n+1=12.384xn-1.138根据常压下得乙醇-水的X-Y 图，又因为泡点进料，所以q=1，即q 为一直线。
在平衡线与操作线之间画阶梯，可得理论塔板数N 1=19；在平衡线与提馏段之间画阶梯，可得理论塔板数N 2=1，故总理论塔板数N T =21（包括再沸器）。
2.5塔的各项参数（1）温度：利用常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度的关系可求得t F ，t D ，t W t F ：)(100)(100112121x x T t x x T T F F --=--→t F =84.13℃tD ：)(100)(100334343x x T t x x T T D D --=--→t D =78.26℃tW:)(100)(100556565x x T tw x x T T w --=--→t w =76.32℃得：全塔平均温度()57.79332.7626.7813.84=÷++=m t ℃精馏段平均温度:=+=21DF t t t 81.20℃ 提馏段平均温度：=+=22WF t t t 80.23℃ （2）密度： 已知：混合液密度：BBA A L p a p a p +=1（a 为质量分数，M 为平均相对分子质量） 混合气密度：oL Tp MTop p 4.22=塔顶温度：t D =78.26℃气相组成y D ：)(100)(100333434y y T t y y T T D D --=--→y D =84.66%进料温度：t F =84.13℃ 气相组成yF ：)(100)(100112121F Fy y t T y y T T --=--→y F =49.16%塔底温度:t w =76.32℃ 气相组成yW ：)(100)(100556565w wy y t T y y T T --=--→y W =89.46%精馏段：液相组成x 1：x 1=2FD x x +=0.477 气相组成y 1：y 1=2FD y y +=0.6691所以ML1=46x 1+18(1-x 1)=31.36kg/kmolM V1=46y 1+18(1-y 1)=36.73kg/kmol 提馏段：液相组成x 2：x 2=2FW x x +=0.112 气相组成y 2: y 2=2Fw y y +=0.6931所以ML2=46x 2+18(1-x 2)=21.14kg/kmol MV2=46y 2+18(1-y 2)=37.41kg/kmol由不同温度下乙醇和水的密度（单位kg/m 3）121t =81.20℃735-8020.8173573080851乙ρ-=--→ρ乙1=733.8kg/m 38.971-8020.818.9716.96880851水ρ-=--→ρ水1=971.03kg/m 32t =80.23℃735-8023.8073573080852乙ρ-=--→ρ乙2=734.77kg/m 38.971-8023.808.9716.96880852水ρ-=--→ρ水2=971.65kg/m 3在精馏段，1t =81.20℃ 液相密度：[]03.97169977.018.733)477.01(1846477.0/46477.011-+-⨯+⨯⨯=L ρ→ρL1=791.88kg/m 3 气相密度:)20.8115.273(4.2215.27373.361+⨯⨯=V ρ=1.264kg/m 3在提馏段，2t =80.23℃ 液相密度：[]65.97124375.0177.734)112.01(1846112.0/46112.012-+-⨯+⨯⨯=L ρ→ρL2=900.85kg/m 3 气相密度：)23.8015.273(4.2215.27341.372+⨯⨯=V ρ=1.291kg/m 3（3）混合液体表面张力：二元有机物水溶液表面张力可用下列各式计算：1t 温度/℃ 70 80 90 100 乙醇表面张力/10-3N/m 2 18 17.15 16.2 15.2 水表面张力10-3N/m 264.362.660.758.8===03.97118w w p m Vm 18.537cm 3/mol ===8.73346o o p m Vo 62.687cm 3/mol 乙醇表面张力：乙醇σ--=--2.1615.172.1620.81908090→σ乙醇=17.036（10-3N/m 2）水的表面张力：水σ--=--7.6020.81906.627.608090→σ水=62.372（10-3N/m 2）()[])(21)()(2o o w w o o w o o o w w o o w w o w V x V x V x V x V x V x V x V x +∧-=+=∧ϕϕ==0.07938 x o =0.477 xw=1-0.477=0.523 B=lg （ow ϕϕ2∧）=lg0.07938=-1.1003 Q=⎥⎦⎤⎢⎣⎡∧-∧⎪⎭⎫⎝⎛⨯3/23/2441.0w w o o V q V T q σσ =)3/2537.18372.6223/2687.62036.17(15.27320.812441.0∧⨯-∧⨯+⨯=-0.7528A=B+Q=-1.1003+（-0.7528）=-1.8531 A=lg )2(sosw ϕϕ∧ φsw+φso=1 则φsw=0.1116 φso=0.8884σm ¼=φsw σ¼w +φso σo ¼=0.1116×62.372¼+0.8884×17.036¼=2.1185 则σm=20.1425（2）提馏段2t =80.23℃==''='65.97118w w p m m V 18.525cm 3/mol ==''='77.73446o o p m o V 62.6cm 3/mol 乙醇的表面张力：乙醇σ'--=--2.1615.172.1623.80908090→σ´乙醇=17.128（10-3N/m 2）水的表面张力：水σ'--=--7.6023.80906.627.608090→σ´水=62.556（10-3N/m 2）()[])(21)()(2o o w w o o w o o o w w o o w w o w V x V x V x V x V x V x V x V x ''+''''∧''-=''+''''''='∧'ϕϕ=1.645 B=lg （ow ϕϕ'∧'2）==0.2162 Q=⎥⎦⎤⎢⎣⎡∧''-∧''⎪⎭⎫⎝⎛⨯3/23/2441.0w w o o V q V T q σσ=-0.7561 A ´=B ´+Q ´=0.2162-0.7561=-0.5399 A=lg )2(sosw ϕϕ'∧' φ´sw+φ´so=1φ´sw=0.412 φ´so=0.588σ´m ¼=φsw σ´¼w +φso σ´o ¼=0.412×62.556¼+0.588×17.128¼=2.3549 则σ´m=30.7532（4）混合物的粘度 tm=79.57℃查化工原理课本上册书附录十得：水的黏度μ=0.3584mpa.s ，乙醇的黏度μ=0.395mpa.s所以()=⨯-+⨯=3584.0129.01395.0129.0f μ0.3631 全塔液体平均粘度()=÷++=33631.0395.03584.0m μ0.3722 （5）相对挥发度精馏段挥发度：x A =0.477 y A =0.6691 x B =0.523 y B =0.3309=⨯⨯==477.03309.0523.06691.0A B B A x y x y α 2.2171 提馏段挥发度：x ´A=0.112 y ´A=0.6931 x ´B=0.888 y ´B=0.3069=⨯⨯=''''='112.03069.0888.06931.0A B B A x y x y α=17.9058 （6）气液相体积流量计算根据x-y 图得：Rmin=1.052 R=1.5Rmin=1.578 精馏段：L=RD=1.578×15.2=23.986kmol/hV=(R+1)D=(1.578+1)×15.2=39.186kmol/h已知：=1L M 31.36kg/kmol,=1V M 36.73kg/kmol,ρL1=791.88kg/m 3,ρV1=1.264kg/m 3 质量流量：L 1=1L M L=31.36×23.986=752.2kg/h V 1=1V M V=36.73×39.186=1439.3kg/h 体积流量：L s1=11L L ρ=88.7912.752=0.9499m 3/h V s1===264.13.143911V V ρ1138.687m 3/h提馏段：q=1=⨯+=+='3.4611986.23qF L L 485.286kmol/h()=-+='F q V V 139.186kmol/h已知：2L M =21.14kg/kmol,2V M =37.41kg/kmol,ρL2=900.85kg/m 3,ρV2=1.291kg/m 3 质量流量：L 2=2L M L ´=21.14×485.286=10258.946kg/h V 2=2V M V ´=37.41×39.186=1465.948kg/h 体积流量：L s2===85.900946.1025822L L ρ11.388m 3/hVs 2===291.1948.146522V V ρ1135.514m 3/h2.6塔径、板间距的确定 塔径初步设计：（1）精馏段：u=安全系数×max u ，安全系数=0.6-0.8)20(,20max LV V L C C p p p Cu σ=-=0.2横坐标数值：⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=∧⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯264.188.791687.11389499.02/11111V L s s p p V L 1/2=0.02088 取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m （板间距可自选，板上液层高度常压下一般选0.05-0.06m ），则H T -h L =0.45-0.06=0.39m 查史密期关联图，得C 20=0.073，则)20(20LC C σ=0.2=)201425.20(073.0⨯0.2=0.0731 umax=264.1264.188.7910731.0-=-V V L p p p C=1.8282m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为=⨯==8282.17.0max 7.01u u 1.2797m/s D 1==⨯⨯=2797.114.33600/687.11384411u V s π0.5611mA T =425611.014.342∧⨯=∧D π=0.2471m 2空塔气速：u ´=2471.03600/687.1138=T A Vs =1.2801m/s (2)提馏段：⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯=∧⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯291.185.900514.1135388.112/12222V L s s p p V L 1/2=0.2649H ´T =0.45m,h ´L =0.06m,H ´T -h ´L =0.39m 查史密期关联图得C 20=0.075)20(20LC C σ''='0.2=0.075×（207532.30）0.2=0.0817 291.1291.185.9000817.0max -⨯='u =2.1566max 27.0u u '==1.5096m/sD 2==⨯⨯=5096.114.33600/514.11354422u V s π0.5159mA ´T =425159.014.342∧⨯=∧D π0.2089m 2空塔气速:u ´2=1.5099m/s 可取塔径D=0.5m 2.7塔板参数计算 1.溢流装置计算因塔径D<2.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。