化工原理课程设计计算示例
化工原理课程设计示例
化工原理课程设计示例化工原理是化学工程专业的重要课程之一，涉及到化工工艺的基础理论和原理，以及实际应用中所需的技术和方法。
针对这一学科，课程设计是一种很好的教学方法，通过设计和实践，能够让学生更好地理解和掌握化工原理的知识，并培养他们的综合应用能力。
下面，我们将介绍一个化工原理课程设计示例，以供参考。
一、课程设计题目甲酸的制备二、课程设计目标1.了解甲酸生产工艺的基本原理和流程；2.掌握甲酸合成反应的机理和影响因素；3.学习酸碱滴定法测定甲酸浓度的方法和步骤；4.锻炼实验操作技能和数据处理能力；5.培养团队协作精神，加强交流合作。
三、课程设计内容1.确定实验方案测定甲酸浓度使用酸碱滴定法，合成甲酸的反应方程式为：CO + 2H2 → HCOOH总反应数过程为：CO + H2O → CO2 + H2CO2 + H2 → CO + H2OCO + 2H2 → HCOOH反应器采用连续式反应器，进料量和流量必须控制好，分别采用质量流量计和进口压力表控制。
反应器床采用三层石墨板材，反应温度150℃，压力30bar，配有内置冷却器，防止反应器温度过高。
2.实验步骤(1)将二氧化碳气体按设定的流量通入反应器；(2)将氢气按设定的流量通入反应器；(3)通过回流冷却的反应器将甲酸收集到集液瓶内；(4)使用酸碱滴定法测定甲酸的浓度；(5)记录实验数据和进行统计分析。
3.实验器材和试剂器材：反应器、石墨板、流量计、进口压力表、集液瓶、烘箱、滴定管、洗瓶等。
试剂：氢气、二氧化碳气体、甲酸、浓硫酸、氨水等。
4.团队合作和交流实验需要分工合作，每个小组成员负责一个工作岗位，需要相互协作和配合。
进行实验和数据处理时，要及时交流和沟通，以确保实验的顺利进行。
五、实验报告课程设计结束后，学生需要准备一份实验报告，内容包括：实验方案的设计、实验的步骤和结果、数据处理方法和结果、数据分析和讨论等。
同时还需在报告中反映出团队合作和个人贡献等。
化工原理课程设计---精馏塔设计
umax C
L V V
umax —最 大 空 塔 气 速 ， m/s
L、V — 分 别 为 液 相 与 气 相 密 度 ， k g m 3
负荷系数
C
C
20
20
0 .2
(C20 值 可 由 S m i t h 关 联 图 求 取 )
先求出分凝器内与 Xd 成相平衡的 X0,再由 操作线方程以 X0 计算得出 Y1，然后由相平衡方 程由 Y1 计算出 X1，如此交替地使用操作线方程 和相平衡关系逐板往下计算，直到规定的塔底组成为止，得到理论板 数和加料位置。
2019/12/7
（3）加料板位置的确定
求出精馏段操作线和提馏段操作线的交点 xq 、yq ，并以xq 为分
5 2
hOW 超过齿顶时 LS
0.735
lW hn
hOW
5 2
hOW
hn
5 2
LS —塔内液体流量,m3 S hn —齿深, m;可取为 0.015m
(3).堰高 hW
堰高与板上液层高度及堰上液层高度的关系：
hW hL hOW
2019/12/7
5、降液管的设计
塔径
流体 流 量 m3/h
Mm
U 形流型 单流型 双流型 阶梯流型
600
5 以下
5～ 25
900
7 以下
7～ 50
1000 1200 1400 1500 2000 3000 4000 5000 6000 应用 场合
7 以下
45 以下
9 以下
化工原理 课程设计 精馏塔
化工原理课程设计精馏塔
化工原理课程设计：精馏塔
一、设计题目
设计一个年产10万吨的乙醇-水溶液精馏塔。
该精馏塔将采用连续多级蒸馏的方式，将乙醇与水进行分离。
乙醇的浓度要求为95%（质量分数），水含量要求低于5%。
二、设计要求
1. 设计参数：
操作压力：常压
进料流量：10万吨/年
进料组成：乙醇40%，水60%（质量分数）
产品要求：乙醇95%，水5%
2. 设计内容：
完成精馏塔的整体设计，包括塔高、塔径、填料类型、进料位置、塔板数、回流比等参数的计算和选择。
同时，还需完成塔内件（如进料口、液体分布器、再沸器等）的设计。
3. 绘图要求：
需要绘制精馏塔的工艺流程图和结构示意图，并标注主要设备参数。
4. 报告要求：
完成设计报告，包括设计计算过程、结果分析、经济性分析等内容。
三、设计步骤
1. 确定设计方案：根据题目要求，选择合适的精馏塔类型（如筛板塔、浮阀塔等），并确定进料位置、塔板数和回流比等参数。
2. 计算塔高和塔径：根据精馏原理和物料性质，计算所需塔高和塔径，以满足分离要求。
3. 选择填料类型：根据物料的特性和分离要求，选择合适的填料类型，以提高传质效率。
4. 设计塔内件：根据塔板数和填料类型，设计合适的进料口、液体分布器、再沸器等塔内件。
5. 进行工艺计算：根据进料组成、产品要求和操作条件，计算每块塔板的温度和组成，以及回流比等参数。
6. 进行经济性分析：根据设计方案和工艺计算结果，分析项目的投资成本和运行成本，评估项目的经济可行性。
化工原理课程设计
化工原理课程设计（一）——碳八分离工段原料预热器设计学生姓名：왕량学校：대련대학专业班级：화공101学号：10412041指导老师：왕위징时间：2012.07.08目录一、设计任务书 (3)二、概述及设计方案简介 (4)1.碳八芳烃分离工艺简介 (4)2.换热器简介 (4)三、设计条件及主要物性参数 (7)1.设计条件 (7)2.主要物性参数 (7)四、工艺设计计算 (9)1.估算传热面积 (9)2.选择管径和管内流速 (11)3.选取管长、确定管程数和总管数 (12)4.平均传热温差校正及壳程数 (13)5.传热管排列 (14)6.管心距 (15)7.管束的分程方法 (15)8.壳体内径 (16)9.折流板和支承板 (16)10.其它主要附件 (17)11.接管 (17)五、换热器核算 (17)1.热流量核算 (17)2. 传热管和壳体壁温核算 (24)3. 换热器内流体阻力计算 (26)六、设计自我评述 (31)七、参考文献 (32)八、主要符号表 (32)八、附录 (33)附录1 工艺尺寸图 (33)附录2工艺流程图 (34)一、设计任务书化工原理课程设计任务书姓名：王亮班级：化工101碳八分离工段原料预热器设计冷流体：液体（流量15Koml/h）组成摩尔分率乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18% 18% 40% 24%加热水蒸气压力为122Kg cm/由20℃加热到162℃要求管程和壳程压差均小于50KPa,设计标准式列管换热器二、概述及设计方案简介1.碳八芳烃分离工艺简介碳八芳烃分离即C8芳烃分离，根据工业需要将碳八芳烃分离成单一组分或馏分的过程。
C8芳烃分离的主要目的是活的经济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。
因此，C8芳烃分离有常常与碳八芳烃异构化结合在一起，以获得更多的对、邻二甲苯。
在个别情况下，也要分离出高纯度的乙苯、苯乙烯。
各种C8芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分离，各种C8芳烃沸点如表所示。
化工原理课程设计
课程设计说明书【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
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，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量 k m o l kg M A /1.178=甲苯的摩尔质量k m o lkgM B /3.192= 450.013.92/59.011.78/41.011.78/41.0=+=F x 957.013.92/05.011.78/95.011.78/95.0=+=D x 024.013.92/98.011.78/2.001.178/2.00=+=W x2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.450⨯78.11+(1-0.450)⨯92.13=85.82 kg/kmol M D =0.957⨯78.11+(1-0.957)⨯92.13=78.71 kg/kmol M W =0.024⨯78.11+(1-0.024)⨯92.13=91.79 kg/kmol 3、物料衡算原料处理量 F=4600/85.82=53.60 kmol/h 总物料衡算 53.60=D+W苯物料衡算 53.60⨯0.450=0.957D+0.024W 联立解得 D=29.13 kmol/h W=24.47 kmol/h （三）塔板数的确定 1、理论板层数N T 的求取苯-甲苯属理想物系，可采用逐板计算法求理想板层数。
（1）由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据。
（2）求最小回流比及操作回流比。
x q =y q /(2.47-1.47y q )y q =0.667 x q =x F =0.450 故最小回流比为R min =(x D -y q )/(y q -x q )=(0.957-0.667)/(0.667-0.45)=1.34 取操作回流比为R=2R min =2×1.34=2.68(3)求精馏塔的气、液相负荷L=R*D=2.68*29.13=78.07 kmol/hV=(R+1)D=(2.68+1)*29.13=107.20 kmol/hL’=L+F=78.07+53.60=131.67kmol/hV’=V=107.20kmol/h(4)求操作线方程精馏段操作线方程为+(D/V)*x D=(78.07/107.20)*x n+(29.13/107.20)*0.957y n+1=(L/V)*xn=0.728x n+0.260提馏段操作线方程为y n+1’=(L’/V’)*x n’-(W/V’)*x W=(131.67/107.20)*x n’-(24.47/107.20)*0. 024= 1.228x n’-0.005（5）逐板计算法求理论板层数求解结果为总理论板层数 N T=12(包括再沸器)进料板位置 N F=62、实际板层数的求取=5/0.5=10精馏段实际板层数 N精=7/0.5=14提馏段实际板层数 N提(四)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算。
化工原理课程设计 案例范本
化工原理课程设计案例范本一、课程设计题目以甲醇为原料，设计甲醇制乙醇的工艺流程。
二、设计要求1.设计产乙醇的工艺流程，包括反应器、分离器、加热器、冷却器等装置的选型和设计。
2.考虑工艺流程的能耗、安全性、环保性等因素。
3.设计出产乙醇的最佳工艺流程，并给出工艺流程图和各设备的工作参数。
三、设计思路1.甲醇制乙醇的反应方程式为：CH3OH + CH3OH → C2H5OH + H2O2.设计工艺流程时，首先需要选择反应器。
甲醇制乙醇反应一般采用连续式反应器或循环式反应器，常见的有管式反应器、搅拌式反应器等。
3.反应器后需要设置分离器，将反应产物中的乙醇和水分离出来。
常见的分离器有蒸馏塔、回流蒸馏塔等。
4.在工艺流程中还需要设置加热器和冷却器，以控制反应温度和分离出的产物温度。
5.最后，需要考虑工艺流程的能耗、安全性和环保性等因素，选择合适的设备和工艺条件。
四、设计步骤1.确定反应器：选择管式反应器，其反应温度为240℃，反应压力为30MPa。
2.设计分离器：选择蒸馏塔作为分离器，分离塔采用三段式结构，塔顶温度为95℃，塔底温度为80℃。
3.设计加热器和冷却器：反应器前后分别设置加热器和冷却器，加热器采用热交换器，冷却器采用空气冷却器。
4.确定工艺流程：甲醇制乙醇的工艺流程如下图所示。
甲醇加热→反应器→分离塔→乙醇冷却五、设计结果1.工艺流程图2.设备参数表设备名称设计参数反应器反应温度240℃，反应压力30MPa分离塔三段式结构，塔顶温度95℃，塔底温度80℃加热器热交换器冷却器空气冷却器六、结论本设计以甲醇为原料，设计了甲醇制乙醇的工艺流程。
通过选择合适的反应器、分离器、加热器和冷却器等设备，设计出了产乙醇的最佳工艺流程，并给出了各设备的工作参数。
该工艺流程具有能耗低、安全性高、环保性好等优点，可为实际生产提供参考。
化工原理课程设计示例
化工原理课程设计示例1. 引言化工原理课程设计是化工专业重要的实践环节，通过对化工原理知识的综合应用，提高学生的实践能力和创新思维。
本文档将介绍一个化工原理课程设计的示例，帮助读者理解并运用化工原理知识。
2. 设计目标本次化工原理课程设计的目标是设计一个工业冷却器，以实现对某一化工过程的热量控制。
具体设计要求如下：•设计一个能满足一定冷却要求的工业冷却器；•确定冷却器的工作参数，如冷却液体流量、冷却剂的温度等；•选择适当的材料和结构设计，以达到良好的传热效果；•对设计进行计算和模拟，验证设计方案的可行性。
3. 设计步骤本次化工原理课程设计将按照以下步骤进行：3.1 确定冷却要求在设计工业冷却器之前，首先需要确定所要冷却的物质和冷却要求。
例如，如果要冷却一个化工反应器，需要明确反应器的体积和所需降温的温度。
这些信息对于后续的设计计算非常重要。
3.2 选择合适冷却剂根据冷却要求，选择适合的冷却剂。
在选择冷却剂时，需要考虑其传热性能、成本和环境因素等因素。
3.3 确定冷却剂流量根据冷却要求和冷却剂特性，计算冷却剂的流量。
流量的选择应该能够满足热量平衡方程，确保冷却剂能够充分吸热，降低被冷却物质的温度。
3.4 设计冷却器结构根据冷却剂流量和传热需求，设计合适的冷却器结构。
选择适当的冷却器类型，如管壳式冷却器、板式换热器等，并确定其材料和尺寸。
3.5 进行传热计算和模拟使用传热学理论和数值模拟方法，对设计方案进行计算和模拟。
验证设计方案的可行性，并对热传导、传热系数等参数进行分析。
3.6 制造和测试根据设计方案，制造冷却器并进行实验测试。
测试的结果将用于判断设计方案的优劣，并对设计进行优化。
4. 结果和讨论根据上述设计步骤，完成一个满足冷却要求的中型化工冷却器设计。
通过计算和模拟，验证了设计方案的可行性。
在实际制造和测试中，冷却器能够实现预定的冷却效果。
5. 总结本文档介绍了一个化工原理课程设计的示例，通过对工业冷却器的设计，演示了化工原理知识在实践中的应用。
化工原理课程设计_11
《化工原理》课程设计报告设计题目: 苯-氯苯分离过程板式精馏塔2014-09-14（一）设计任务书: 苯—氯苯精馏塔设计（二）设计题目（三）要求: 试设计一座苯-氯苯连续精馏塔, 要求产量纯度为99.8%的氯苯3.0吨/小时, 塔顶流出液中含氯苯不得高于2%, 原料液中含氯苯38%（均为质量分数）, 其他条件见下面（二）至（五）。
（四）另外, 在确定一些自选操作参数或结构参数时（如进料状况、回流比、冷却水出口温度、板间距等）, 应选取两个不同数值（产生两种局部或整体方案）, 进行适当比较分析, 确定优选方案, 以便建立经济、节能、环保等设计意识。
主要内容见下页（六）。
（五）操作条件（1）塔顶压力4kPa（表压）（2）进料热状况自选（3）回流比R=1.6Rmin（4）塔底加热蒸汽压强 0.5MPa（表压）（5）单板压降≤0.7kPa（六）塔板类型塔设备型式为板式塔（错流筛板塔）（七）设备工作日（八）每年300天, 每天24小时连续运行（九）厂址选在天津地区（十）设计内容1 设计方案简介2 精馏塔的物料衡算3 精馏塔塔板数确定4 精馏塔工艺条件及有关物性数据计算5 精馏塔主要工艺尺寸（塔高、塔径及塔板结构尺寸）计算6 精馏塔的流体力学验算7 精馏塔塔板的负荷性能图8 精馏塔辅助设备选型与计算9 设计结果一览表10 带控制点的生产工艺流程及精馏塔的主体设备条件图11设计总结和评述一、 设计方案简介本次设计的内容是分离苯-氯苯的板式精馏塔, 基本流程是原料由管道运送到原料罐之后, 由泵打入精馏塔, 其间要经过一个原料预热器, 从塔顶出来的组分由管道通过冷凝器之后, 一部分作为产品输送到产品罐, 一部分回流作为塔内的下降液体；塔底的部分液体在经过再沸器气化之后成为塔内上升蒸汽, 部分液体存在塔底, 一部分液体由管道流出作为氯苯的产品, 并由泵输送至氯苯储罐。
其中冷凝器的冷却水可以采用自来水, 原料可以使用塔底液体进行预热, 再沸器的加热蒸汽来自锅炉房。
(参考资料)化工原理课程设计案例
t 0.96
平均传热温差 tm t tm塑 0.96 48.3 46.4 ℃
由于平均传热温差校正系数大于 0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程 合适。 4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板 两侧采用正方形排列。见图 3-13。
取管心距 t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32 ㎜
25) 32
0.1378
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
227301/(3600 90)
uo
0.1378
5.1m / s
Re o
0.02 5.1 90 1.5 105
612000
Pr 3.297 103 1.5 105 1.773 0.0279
粘度校正
( )0.14 1 w
o
0.36
折流板数目
NB=
传热管长 折流板间距
1
7000 450
1
14.5
14
折流板圆缺面水平装配，见图 3-15。 7．其他附件
拉杆数量与直径按表 3-9 选取，本换热器壳体内径为 1400mm，故其拉 杆直径为Ф12 拉杆数量不得少于 10。 壳程入口处，应设置防冲挡板，如图 3-17 所示。 8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为 u1=10m/s，则接管内径为
10
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
参数 流率 进/出口温度/℃ 压力/MPa 物 定性温度/℃ 性 密度/（kg/m3）
定压比热容/[kj/（kg•k）]
管程 898560 29/39 0.4 34 994.3 4.174
粘度/（Pa•s）
0.742×103
天津大学化工原理课程设计实例
天津大学化工原理课程设计实例《化工原理课程设计》报告48000吨/年乙醇~水精馏装置设计年级专业设计者姓名设计单位完成日期年月日1目录一、概述 (4)1.1 设计依据 (4)1.2 技术来源 (4)1.3 设计任务及要求 (5)二：计算过程 (5)1. 塔型选择 (6)2. 操作条件的确定 (6)2.1 操作压力 (6)2.2 进料状态 (6)2.3 加热方式 (6)2.4 热能利用 (7)3. 有关的工艺计算 (7)3.1 最小回流比及操作回流比的确定 (8)3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 (8) 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量 (9)3.4 热能利用 (9)3.5 理论塔板层数的确定 (10)3.6 全塔效率的估算 (11)N (12)3.7 实际塔板数P4. 精馏塔主题尺寸的计算 (12)4.1 精馏段与提馏段的体积流量 (12)4.1.1 精馏段 (12)4.1.2 提馏段 (14)4.2 塔径的计算 (15)4.3 塔高的计算 (17)5. 塔板结构尺寸的确定 (17)5.1 塔板尺寸 (17)5.2 弓形降液管 (18)5.2.1 堰高 (18)5.2.2 降液管底隙高度h0 (18)5.2.3 进口堰高和受液盘 (19)5.3 浮阀数目及排列 (19)25.3.1 浮阀数目 (19)5.3.2 排列 (19)5.3.3 校核 (20)6. 流体力学验算 (20)h (20)6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) ph (21)6.1.1 干板阻力ch (21)6.1.2 板上充气液层阻力16.1.3 由表面张力引起的阻力h (21)6.2 漏液验算 (21)6.3 液泛验算 (22)6.4 雾沫夹带验算 (22)7. 操作性能负荷图 (23)7.1 雾沫夹带上限线 (23)7.2 液泛线 (23)7.3 液体负荷上限线 (24)7.4 漏液线 (24)7.5 液相负荷下限线 (24)7.6 操作性能负荷图 (24)8. 各接管尺寸的确定 (26)8.1 进料管 (26)8.2 釜残液出料管 (26)8.3 回流液管 (27)8.4 塔顶上升蒸汽管 (27)8.5 水蒸汽进口管 (28)3一、概述乙醇~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。
化工原理课程设计-苯-甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计
专业课程设计题目：苯—甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计姓名：学号：班级：指导教师：完成日期：一、化工原理课程设计任务书 (3)、设计名称 (3)、设计要求 (3)、设计任务 (3)、设计说明书的内容 (4)、设计进度 (4)、设计图要求 (4)二、文献综述 (4)三、实验方案的确定 (6)、操作条件的确定 (6)操作压力 (7)进料状态 (7)加热方式 (7)确定设计方案的原则 (7)满足工艺和操作的要求 (8)满足经济上的要求 (8)四、塔体计算 (9)设计方案的确定 (9)4.2 精馏塔的物料衡算 (9)原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率 (9)4.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (9)物料衡算 (9)五、塔板计算 (10)5.1 塔板数的确定 (10)N的求取 (10)理论板数T实际板数的求取 (11)5.2 精馏段的计算 (12)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (12)精馏段气液负荷计算 (14)5.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算 (15).筛板的流体力学验算 (18)5.2.5.精馏段塔板负荷性能图 (20)5.2.6.精馏段筛板塔设计计算结果汇总 (23)六、塔附件设计 (25)6.1 附件的计算 (25)接管 (25)6.1.2.筒体与封头 (28)6.2 附属设备计算 (28)6.2.1 泵的计算及选型 (28)冷凝器 (29)6.2.3 再沸器 (30)七、设计小结 (31)八、参考文献 (32)一、化工原理课程设计任务书、设计名称苯－甲苯二元混合物分离操作的精馏塔设计1.2、设计要求在一常压操作的连续精馏塔内分离苯－甲苯混合物。
已知原料液的处理量为（4.0 ）万吨／年（生产时间300天／年，每天24小时运行），原料中含苯（40% ）（质量分数，下同），要求塔顶馏出液中苯含量为（96% ），塔底釜液中苯含量为（1% ）。
已知参数：原料液温度为20℃，泡点进料，塔顶压强为4kPa（表压），单板压降不大于0.7kPa，全塔效率为52％，塔板型式采用浮阀塔，苏州地区建厂。
化工原理课程设计计算示例
化工原理壳程设计计算示例一浮阀塔工艺设计计算示例拟设计一生产酒精的板式精馏塔。
来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。
设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。
一、塔形选择及操作条件的确定1．塔形：选用浮阀塔2．操作条件：操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa]进料状态：饱和液体进料加热方式：用直接水蒸气加热热能利用：拟采用釜残液加热原料液二、工艺流程三、有关工艺计算首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由23971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。
同理求得0.779D x = 0.0002W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=⨯+-⨯=乙醇水同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol =1. 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此，min(1)0.7790.5160.7690.5160.174D q q qx y R y x --===--又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得'0.55q x =，'0.678q y =，因此，'min(1)''0.7790.6780.7890.6780.55q q qD x y R y x --===--可见min min(2)0.789R R ==，操作回流比R=1（min / 1.27R R =在1.1~2.0的范围内）2． 塔顶产品量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 取每年工作日300天，每天24小时计，进料量为：3480010299/3002422.3F kmol h ⨯==⨯⨯由全塔物料衡算方程写出：0V F D W +=+ 00(y =蒸汽） D=65.85kmol/h 00f D W V y Fx Dx Wx +=+ W=364.85kmol/h'W L L qF RD qF ==+=+ q=1(泡点) V 0 =131.7kmol/h3. 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)()c VD LD Q R D I I =+-由资料（一）可查出：1266/VD I kJ kg =，253.9/LD I kJ kg =故6(11)65.8539.81(1266253.9) 5.30610/c Q kJ h =+⨯⨯-=⨯取冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃，那么在平均温度下水的比热为4.17/pc C kJ kg =℃，因此，冷却水的用量：621 5.30610127120/() 4.174(3525)c c cp Q W kg h C t t ⨯===--4． 热能利用拟利用釜残液预热原料液，将原料液预热至泡点所需的热量为21()f f pf f f Q W C t t =-83.834564.42fm t +==℃ 进出预热器原料的平均温度64.4fm t =℃下，可查出其比热 4.275/.pf C kJ kg =℃，所以364800010 4.275(83.8345) 1.10710/30024f Q kJ h ⨯=⨯-=⨯⨯釜残液放出的热量：12()W W PW W W Q W C t t =-若将釜残液温度降至55℃，那么平均温度为99.835577.22fm t +==℃下其比热为 4.191/.pf C kJ kg =℃，因此 6364.8518.1 4.191(99.3855) 1.22810/W Q kJ h =⨯⨯-=⨯可见W f Q Q >，理论上可以将原料液加热到泡点。
化工原理课程设计参考计算过程
化工原理课程设计第一部分 目录第二部分 题目及数据第三部分 流程图第四部分 流程与方案选择说明与论证 第五部分 干燥器主要部件和尺寸的计算一．基本物料恒算1.气化水分量2.空气出干燥器温度的确定①H 0②t W③t 2，θ2的说明3. 绝干空气消耗量L 计算及干燥管管径D 的确定二．相关参数计算1.沉降速度t u8.0211=--t t t t tt t t q t W t H Ht V gt ρ gt μ0.40.60.470.61.64 1.60.9571(213.1510)13.87513.87520.1396(1.510)1400gt gt Jt p m A d ρμρ--⨯⨯=⨯=⨯=⨯⨯ m p gtgt Jt d A ρμρ6.16.04.0875.13= 4181.9⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=Jt t A u （0.59<t u <0.6,保留4位小数） 2.确定加速区Nu 与Rer 间的关系nr n A Nu Re =设Re r ＜400 则0.65000.76Re Nu r =（加速区始点）0.520.54R et t Nu r =+（加速区终点）0Re r =111g g g p u d μρ t g gtt p rt u d μρ=Re )Re /ln(Re )/ln(00rt r t Nu Nu n = n r n Nu A 00Re =3.固体颗粒的初速0m u2)4(6D d G A p m ca πρ=06.00pa m d A u =4. 加速区平均J A 及q A 的表达式20Jt J J A A A += q A 的计算m q t A A A ∆=λ14.013089.0-=n pc nd G A A 6.04.0+-=n g n gg A μρλλ（后面每段分别计算）g λ膜平均温度4t θθ+i-1i i-1i 膜t +t +=下的值 g μ算术平均温度t m 下的值gm g ρρ=（在此只求1A ）三．加速区管长的计算（1）加速第一段（预热段）1、热衡算)(121θθ-=∆m c i C G q11H i i LC q t t ∆-= t m H m 0H V 1H V Hm V 1m gm HmH V ρ+== 00H Hm g gm V V u u = 001m gm r ri u u u u -==-2.传热计算 ①211211ln )()(θθθθ-----=∆i i ml t t t t t ②. q A 的计算40.82.8210273g t λ-=⨯+膜（）712.07)273(10214.3m g t +⨯⨯=-μ ③ri u 的试差计算 设3.11=-ri ri u u 则=ri u B u =0.40.411()2n n ri ri u u ---+= 81.94.111-=--ri J i u A J4.1181.9exp 11⎥⎥⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+∆=-u q i i J ri B A q J A u④校核：（P269） 分段合理3、流体力学计算 求τ∆及L ∆81.94.111-=--ri J i u A J81.94.1-=ri J i u A JJ m = 2.4 2.4119.812.4J ri ri ri ri A u u u u --⎡⎤--⎢⎥-⎣⎦m =11i i ri riJ J u u ---- ⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-21i u u m Jm b r ri bmu b mu m i r ri ++=∆-1ln 1τ ()ri ri gm u u m u m b L --∆⎪⎭⎫ ⎝⎛+=∆-11τ 4、附加计算①本段末粒子速度u mi =u gm -u ri ②11---=ri ri ri i u u u r（2）加速第二段1、预分段()C r q q i i i .r 1-i 1预=∆∆- （C 为安全系数 2.11=C ） 设 ()()预预预i R 118.1)(-==i i r R i q ∆ 2、热衡算)(11i i i i t t LCH q -=∆-- t i i W ，i H ，m t ，Hm V ，H m ，gm ρ，gm u ；校核：11---=i m gm ri u u u （回到曲线上）3. 传热计算①Wi Wi W i W i ml t t t t t t t t t -----=∆--11ln )()(②. q A 的计算③ri u 的试差计算()11---=ri ir ri i u u u r 预 则=ri uB u =0.40.411()2n n ri ri u u ---+=81.94.111-=--ri J i u A J4.1181.9exp 11⎥⎥⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛+∆=-u q i i Jri B A q J A u④校核：（P269） 分段合理4、流体力学计算 求τ∆及L ∆81.94.111-=--ri J i u A J81.94.1-=ri J i u A JJ m = 2.4 2.4119.812.4J ri ri ri ri A u u u u --⎡⎤--⎢⎥-⎣⎦m =11i i ri riJ J u u ---- ⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-21i u u m Jm b r ri bmu b mu m i r ri ++=∆-1ln 1τ ()ri ri gm u u m u m b L --∆⎪⎭⎫ ⎝⎛+=∆-11τ 5、附加计算①本段末粒子速度u mi =u gm -u ri ②11---=ri ri ri i u u u r ③i C 由i i i i i C r r q q .11--=∆∆求 （3）加速第三段1、预分段设 ()()预预预i R 118.1)(-==i i r R ()11-i 1.r --=∆∆i i i i C r q q 预 i q ∆2、热衡算)(11i i i i t t LCH q -=∆-- t i ，i W ，i H ，m t ，Hm V ，H m ，gm ρ， gm u ；校核：11---=i m gm ri u u u （回到曲线上）3. 传热计算 ①Wi W i W i W i ml t t t t t t t t t -----=∆--11ln )()( ②. q A 的计算③ri u 的试差计算()11---=ri i r ri i u u u r 预 则=ri u B u =0.40.411()2n n ri ri u u ---+= 81.94.111-=--ri J i u A J4.1181.9exp 11⎥⎥⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+∆=-u q i i J ri B A q J A u ④校核：（P269） 分段合理4、流体力学计算 求τ∆及L ∆81.94.111-=--ri J i u A J81.94.1-=ri J i u A JJ m = 2.4 2.4119.812.4J ri ri ri ri A u u u u --⎡⎤--⎢⎥-⎣⎦m =11i i ri riJ J u u ---- ⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=-21i u u m Jm b r ri bmu b mu m i r ri ++=∆-1ln 1τ ()ri ri gm u u m u m b L --∆⎪⎭⎫ ⎝⎛+=∆-11τ 5、附加计算①本段末粒子速度u mi =u gm -u ri ②11---=ri ri ri i u u u r ③i C 由i i i i i C r r q q .11--=∆∆求 …………5、附加计算（加速段结束）①本段末粒子速度u mi =u gm -u ri ②00H Hi g gi gi V V u u u = m i gi ri u u u -=真)(()ｋｕｔ真=ri u ( k >1 k ≈ 1)加速段结束四、终速段的计算由加速段结束时知：1-i t 1-i H 1-i x1. 由本大段的平均状态下的物性求该段的gm u 1-i t ，2t m t Hm V1-i H ，2H m H0H Hm g gm V V u u = 2. 求i q ∆)(11i i i i t t L C H q -=∆--3. ml t ∆4.t gm m u u u -=5. 求α和a⎪⎭⎫ ⎝⎛=m m p Cu D d G a 246πρ 5.0Re 54.02+=Nu6.计算L ∆及τ∆lm it D a q L ∆⎪⎭⎫⎝⎛∆=∆24πα m u L ∆=∆τ。
化工原理典型计算方法
化工原理基本计算方法1、某厂用离心泵将乙醇水溶液从敞口储槽经Φa×bmm 不锈钢管送至高位槽(如右下图所示)。
管路总长(包括局部阻力当量长度)为L m ；泵出(入)口处安装有压力表，压力表安装处至高(低)位槽管长(包括局部阻力当量长度)为L e m ，离高(低)位槽液面的垂直距离为Z 1(2)m ，而两槽液面垂直距离为Z 3m 。
已知操作条件下，乙醇水溶液密度为ρ kg/m³，管路摩擦阻力系数可近似为λ，离心泵的效率为η，试求当压力表的读数为p 2 Pa ，离心泵输送流量为多少kg/s ？离心泵的轴功率为多少kw ？解：由题意，设低位槽液面为基准面；压力表所在截面为2-2截面；高位槽液面为3-3截面1-1截面：Z 1=0m ，P 1=P a ，u 1=0；2-2截面：Z 2=，P 2= P a + p 2；3-3截面：Z 3=，P 3= P a , u 3=0;d =a －2×b ；λ= ；1）在2-2与3-3或1-1与2'-2'截面作机械能衡算：222232332222u d l P g Z u P g Z e -++=++λρρ ； （222221222111u d l P g Z u P g Z e -++=++λρρ） ()()222232322232u P P g Z Z u d l e +-∆+-=-ρλ ； （()()222212122221u P P g Z Z u d l e +-∆+-=-ρλ） u 22 = ；u = u 2 = m/s Q = πd 2u /4 = m 3/s ；2）在1-1与3-3（2-2）或2'-2'与3-3截面作机械能衡算：()()gu d l g P P Z Z H e 222311313-+-∆+-=λρ = mH 2O ； N e = HQ ρg = w ；N = N e /η = w ；2、有一热导率A W/(m·K)的碳钢制造的套管换热器，其内管直径为Фa×bmm ，流量为q m1 kg/h 的热媒在内管中从T 1 ℃冷却到T 2 ℃。
化工原理课程设计00(1)
《化工原理》课程设计乙醇—水筛板塔分离设计学院专业班级姓名学号指导教师目录(一) 设计方案的确定 (3)(二) 精馏塔的物料衡算 (4)2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (4)2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (4)2.3 物料衡算 (4)(三) 塔板数的确定 (4)3.1理论塔板数N T的求取 (4)3.1.1乙醇与水的平均相对挥发度的计算 (4)3.1.2最小回流比及操作回流比计算 (5)3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 (5)3.1.4逐板法求塔板数 (5)3. .2实际板层数的求取 (6)（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (6)4.1操作压力的计算 (6)4.2操作温度计算 (6)4.3 平均摩尔质量计算 (7)4.4 平均密度计算 (7)4.5 液体片平均表面张力计算 (8)4.6液体平均黏度的计算 (9)（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (9)5.1塔径的计算 (9)5.2 精馏塔有效高度的计算 (10)(六)塔板主要工艺尺寸的计算 (11)6.1溢流装置计算 (11)6.1.1堰长l w (11)6.1.2溢流堰高度h w (11)6.1.3弓形降液管宽度W d和截面积A f (11)6.1.4 降液管底隙高度 h0 (11)6.2 塔板布置 (12)6.2.1塔板的分块 (12)6.2.2边缘区宽度确定 (12)6.2.3 开孔区面积的计算 (12)6.2.4 筛孔计算及其排列 (12)(七) 塔板的流体力学验算 (12)7.1 塔板压降 (13)7.1.1 干板阻力hc 计算 (13)7.1.2气体通过液层的阻力h1 计算 (13)7.1.3液体表面张力阻力hσ计算 (13)7.2液面落差 (13)7.3液沫夹带 (13)7.4漏液 (14)7.5 液泛 (14)（八）塔板负荷性能图 (14)8.1漏液线 (14)8.2液沫夹带线 (15)8.3 液相负荷下限线 (15)8.4 液相负荷上限线 (16)8.5 液泛线 (16)（九）精馏塔接管尺寸计算 (17)9.1 塔顶蒸汽出口管径计算 (17)9.2回流液管径计算 (17)9.3加料管径计算 (18)9.4 塔底釜液出口 (18)(十)所设计筛板塔的主要结果汇总如下表 (18)（十一）设计过程的评述和讨论 (19)(一)设计方案的确定本设计任务为分离乙醇—水的混合物。
化工原理课程设计示例
（3）计算逆流平均温度差
逆流温差
tm,逆
110 39 60 29
ln110 39/60 29
48.27C
（4）初选总传热系数K
查传热手册，参照总传热系数的大致范围，理考虑到壳程 气体压力较高，故可选较大的传热系数，现假设K=370W/（m2. ℃)
（5）估算传热面积
S' Q 10431103 584m2 Ktm,逆 370 48.27
p1
i
L di
ui2
2
6 994.31.12
0.025
0.02
2
4331.2Pa
p2
3
ui2
2
3 994.31.102 2
1804.7Pa
对 25mm 2.5mm的管子有 Ft 1.4，N p 2，N s 1
pi p1 p2 Ft NpNs
4331.2 1804.71.4 21 17180.5Pa
②管程流体（循环水）进出口接管，
取接管内循环水的流速为2.5m/s，则接管内内径
d 4V 4 899655/3600 994.3 0.358m
u
3.14 2.5
取标准管径为φ377mm×9mm 其它接管略 五、换热器的核算
（1）传热能力核算 ①壳程对流传热系数
对于圆缺形折流板，可采用克恩（Ken)公式
Rsi
do di
bdo
dm
Rso
1
o
0.025 0.0006 0.025 0.0025 0.025 0.0004 1
5126.6 0.020
0.020 45 0.0225
830.35
0.00266m2.C /W
Ko 376W / m2. C
化工原理课程设计精馏塔工艺设计计算
第一章 精馏塔工艺设计计算本设计任务为分离乙醇-丙醇混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
设计中采用气液混合进料，将原料通过预热器加热至指定温度后送入精馏塔内。
塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分作为产品冷却后送至储罐。
随着全球能源紧缺，国家节能降耗方案的提出。
故操作回流比取最小回流比的 1.5倍。
以减少塔釜的加热负荷。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率0.2980.9180.018F D W x x x === 1.2 物料衡算总物料衡算：W D F += 即100D W += ……………………………………………（1-1） 易挥发组分物料衡算：Fw D Fx Wx Dx =+即 0.9180.0180.298D W F ⨯+⨯=⨯ …………………………………（1-2）1112 =31.111 kmol/h =68.889kmol/h D W --解（）（）得，46.07kg kmol 60.10kg kmol A B M M ==乙醇的摩尔质量丙醇的摩尔质量x =0.298Fx =0.918Dx 0.018F =1.3 相对挥发度的计算0.298y 0.464F F ==由X ， 0.46410.464==2.0400.29810.298F α--得0.918y 0.955W D ==由X ， 0.95510.955==1.8960.91810.918D α--得0.018y 0.034W W ==由X ， 0.03410.034==1.9200.01810.018W α--得精馏段的平均相对挥发度：1= 1.9682F Dααα+=提馏段的平均相对挥发度：2= 1.9802F Wααα+=1.4 最小回流比的确定气液相平衡方程为 1.9681(1)1(1.9681)n nn n nx x y x x αα==+-+-得 1.9680.968nn ny x y =-0.298F X ==q 由泡点进料：q=1,X 代入上式解得： 0.455q y =min 0.9180.4552.9500.4550.298D q q qx y R y x --===--取操作回流比为 min 1.52 2.950 4.425R R ==⨯=1.5 操作线方程的确定 精馏段操作线方程：111+++=+R x x R Ry Dn n得：10.8160.169n n y x +=+提馏段操作线方程：1111n n W R F D F D y x x R R ++-=-++0.9180.0183.2140.2980.018D W F W x x F D x x --===-- 1 1.4080.007n n y x +=-111121α0.976,0.9180.863,1(α-1)D x y x y x y x =====+由由相平衡方程得由精馏段操作线方程得同理求以下。
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化工原理壳程设计计算示例一浮阀塔工艺设计计算示例拟设计一生产酒精的板式精馏塔。
来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。
设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。
一、塔形选择及操作条件的确定1．塔形：选用浮阀塔2．操作条件：操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa]进料状态：饱和液体进料加热方式：用直接水蒸气加热热能利用：拟采用釜残液加热原料液二、工艺流程三、有关工艺计算首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由23971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。
同理求得0.779D x = 0.0002W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=⨯+-⨯=乙醇水同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol =1. 最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此，min(1)0.7790.5160.7690.5160.174D q q qx y R y x --===--又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得'0.55q x =，'0.678q y =，因此，'min(1)''0.7790.6780.7890.6780.55q q qD x y R y x --===--可见min min(2)0.789R R ==，操作回流比R=1（min / 1.27R R =在1.1~2.0的范围内）2． 塔顶产品量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 取每年工作日300天，每天24小时计，进料量为：3480010299/3002422.3F kmol h ⨯==⨯⨯由全塔物料衡算方程写出：0V F D W +=+ 00(y =蒸汽） D=65.85kmol/h 00f D W V y Fx Dx Wx +=+ W=364.85kmol/h'W L L qF RD qF ==+=+ q=1(泡点) V 0 =131.7kmol/h3. 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)()c VD LD Q R D I I =+-由资料（一）可查出：1266/VD I kJ kg =，253.9/LD I kJ kg =故6(11)65.8539.81(1266253.9) 5.30610/c Q kJ h =+⨯⨯-=⨯取冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为25℃和35℃，那么在平均温度下水的比热为4.17/pc C kJ kg =℃，因此，冷却水的用量：621 5.30610127120/() 4.174(3525)c c cp Q W kg h C t t ⨯===--4． 热能利用拟利用釜残液预热原料液，将原料液预热至泡点所需的热量为21()f f pf f f Q W C t t =-83.834564.42fm t +==℃ 进出预热器原料的平均温度64.4fm t =℃下，可查出其比热 4.275/.pf C kJ kg =℃，所以364800010 4.275(83.8345) 1.10710/30024f Q kJ h ⨯=⨯-=⨯⨯釜残液放出的热量：12()W W PW W W Q W C t t =-若将釜残液温度降至55℃，那么平均温度为99.835577.22fm t +==℃下其比热为 4.191/.pf C kJ kg =℃，因此 6364.8518.1 4.191(99.3855) 1.22810/W Q kJ h =⨯⨯-=⨯可见W f Q Q >，理论上可以将原料液加热到泡点。
5． 理论塔板层数N T 的计算 精馏段操作线方程：10.50.3911D n n n x Ry x x R R +=+=+++ 提镏段操作线方程：1002.270.0054W m m m Wx Wy x x V V +=-=- q 线方程：X=0.174在y-x 相图中分别画出上述直线，利用图解法可求得： N T =18块，（包括塔釜）其中精馏段13块，提镏段5块6． 全塔效率估算（用奥康赖尔法） 由相平衡方程式1(1)x y x αα=+- 可得(1)(1)y x x y α-=-根据乙醇-水溶液的平衡数据（资料一）可查得10.779D y x ==1x =0.741(塔顶第一块板) f y =0.516（加料板）f x =0.174 W x =0.002 W y =0.026(塔釜)，因此可以求得：1α=1.232 f α=5.06 w α=13.2全塔的平均相对挥发度：4.36m α===全塔平均温度：78.6283.8399.3887.333D f wmt t t t ++++==℃在t m 温度下查得：0.327.,0.38.mPa s mPa s μμ=乙醇水 因为，Li i i x μμ=∑所以，0.1740.38(10.174)0.3270.336.Lf mPa s μ=⨯-⨯=0.368.LD mPa s μ= 0.327.Lw mPas μ=全塔液体的平均粘度：0.344.3Lf LD LWL mPa s μμμμ++==全塔效率：0.2450.24510.49()0.4945%(4.360.344)T L E αμ-==≈⨯7． 实际塔板数N P18400.45T P T N N E ===块（包括塔釜） 其中精馏段为：13/0.45=29块四、塔主体尺寸的计算1． 精馏段与提镏段的体积流量1） 精馏段：将已知数据整理列于下表2液相平均分子量：122.338.730/22f M M M kg kmol ++===液相平均温度：83.8378.6281.222f Dm t t t ++===℃在平均温度下可查得：233971.1/,735/H O kg m kg m ρρ==乙醇 液相平均密度：2''1)1Lm Dm LmH Ox x ρρρ-=+乙醇（ 平均质量分率：'0.350.8850.6032Dm x +==所以 3814/Lm kg m ρ=精馏段液相负荷：65.85/L RD kmol h ==365.8530243/814n DmLML m h ρ⨯===同理可以算出精馏段的气相负荷，结果列于表32) 提镏段：将已知数据整理列于表4表42. 塔径的计算由于精馏段与提镏段上升蒸汽量变化不大，为了便于加工制造，取两段塔径相同。
由上述计算结果可知：塔内平均蒸汽流量：31.056 1.151.103/22SJ ST S V V V m s ++=== 塔内平均液相流量：30.0006750.002250.00146/22SJ ST S L L L m s ++===塔内气相平均密度：31.250.8161.0335/22VJ VT V kg m ρρρ++===塔内液相平均密度：3814911863/22LJ LT L kg m ρρρ++===塔径的计算式可写成：D =由于塔内适宜的空塔气速max (0.6~0.8)u u =，因此，需要先计算最大允许速度max u 。
最大允许空塔气速的计算式为：max u =取塔板间距H T = 0.4m ，塔板上液层高度h l = 60mm = 0.6m ，那么分离空间：0.40.060.34T L H h m -=-=功能参数：()0.0382S S L V == 由史密斯关联图（资料二）查得：C 20 = 0.073，由于，0.220()20C C σ=在全塔平均温度下76.283.8399.3886.533D F W T T T ++++==℃,液相所含乙醇的平均摩尔分率为0.7430.1740.0020.3073++=所以液体的临界温度：0.307(273243)(10.307)(273374.2)609mc i ic T x T K =∑=++-⨯+=由资料（一）查得25℃下乙醇水溶液的表面张力，126/dyn cm σ= 平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可由下式计算：1.22211()mc mc T T T t σσ-=- 1.22609(27386.5)[]2619.95/609(27325)dyn cm σ-+=⨯=-+所以0.219.950.073()0.07320C ==max u =0.7 2.11 1.47/u m s =⨯=0.951/D m s ==根据塔径系列尺寸圆整为：D = 1000mm这样一来，精馏段的上升蒸汽的速度为：2244 1.0561.345/3.141SJ J V u m s D π⨯===⨯ 提镏段的上升蒸汽的速度为：24 1.464/ST T Vu m s D π==3. 塔高的计算塔高可以根据下式计算：(2)D T T f W Z H N S H SH H H =+--+++已知实际塔板数N=40，板间距H T =0.4m 由于料液比较清洁，无需经常清洁，取每隔 8块板设置一个人孔，那么人孔数目为：40148S =-=若取人孔两板间的间距：'0.6T H m =塔顶空间：H D =1.2m 塔底空间：H W =2.5m 进料板空间高度：H F =0.5m总高度：Z=1.2+(40-2-4)×0.4+4×0.6+0.5+2.5=20.2m五、塔板结构尺寸的设计 1. 塔板尺寸由于D>800mm ，采用单溢流型分块式塔板，取无效边缘区宽度，W C = 40mm ，破沫区宽度 W S =70mm ，由参考资料（一）可查出l W =705mm ，弓形溢流管宽度W d = 146mm ，弓形降液管面积：A f =0.0706m 20.0706/0.090.78540.50.040.4620.50.1460.070.2892f T C d S A A DR W m Dx W W m===-=-==--=--= 验算：液体在精馏段降液管内的停留时间0.07060.441.850.000675f T J SJ A H s s L τ⨯===>液体在提镏段降液管内的停留时间0.07060.412.650.000225f T T STA H s s L τ⨯===>2. 弓形降液管1） 堰高：采用平直堰 w l w h h h =-取60,10l ow h mm h mm ==故601050w h mm =-= 2） 降液管底隙高度h 0若精馏段取h 0 =15mm,提镏段取h 0=25mm ，那么液体通过降液管底隙时的流速：精馏段：'000.0006750.0643/0.70.015SJ w L u m s l h ===⨯ 提镏段： 一般经验数值为'00.07~0.25/u m s ='000.002250.129/0.70.025SJ w L u m s l h ===⨯ 3） 进口堰高度'w h 及进口堰与降液管间的水平距离l h ：本设计不设置进口堰。