化工原理课程设计(筛板精馏塔设计)

年 级 姓 名 日 期 - 1 -

目录

一、 前言…….................................................... ............4

1、塔设备在化工生产中的作用与地位…………………………………………4 2、塔设备的分类…………………………………………………………………4 3、板式塔…………………………………………………………………………4

3.1、筛板塔 …………………………………………………………………4 4 、乙醇和水体系 ……………………………………………………………4

二、 计算说明书……......................................................5

1 设计单元操作方案简介 ………………………………………………………5 2 筛板塔设计须知 ………………………………………………………………5 3 筛板塔的设计程序 ……………………………………………………………6

三、 设计计算书 ........................................... ...... ......6

1、已知参数………… ………………………………………………………………6

1.1设计条件……………………………………………………………………6 1.2设计要求……………………………………………………………………6 2、精馏流程的确定………………………………………………………………6 3、塔的物料衡算…………………………………………………………………7 4、塔板数的确定…………………………………………………………………7

4.1、理论塔板数NT的求取……………………………………………………7 4.2全塔效率ET估算…………………………………………………………10 4.3实际塔板数 ………………………………………………………………10 5、工艺计算和物性………………………………………………………………10

5.1全塔的平均温度…………………………………………………………12 5.2操作压强Pm ………………………………………………………………12

5.3、平均摩尔质量Mm………………………………………………………12 5.4、平均密度

m……………………………………………………………13

m… ……………………………………………………14

5.5、液体表面张力

5.6、负荷计算…………………………………………………………………14 6、塔和塔板主要工艺尺寸计算…………………………………………………15

6.1、塔径D……………………………………………………………………15 6.2、溢流装置…………………………………………………………………16 6.2.1、溢流堰长6.2.2、出口堰高

lW……………………………………………………………17 ……………………………………………………………17

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hw

6.2.3、管滴宽度

Wd与降液管滴面积

hoAf……………………………………17

6.2.4.降液管底隙高度……………………………………………………18

6.3、塔板布置…………………………………………………………………18 6.4、筛孔数n与开孔率……………………………………………………20 6.5、塔有效高度Z …………………………………………………………21 6.6、塔高计算…………………………………………………………………21 7、筛板的流体力学验算…………………………………………………………22

7.1气体通过筛板压强降的液柱高度7.2、雾沫夹带量

eVhp ……………………………………22

的验算……………………………………………………23

7.3、漏液的验算………………………………………………………………24 7.4、液泛的验算………………………………………………………………24 8、塔板负荷性能图………………………………………………………………24

8.1、过量液沫夹带线…………………………………………………………24 8.2、液泛线……………………………………………………………………26 8.3、液相负荷上限线…………………………………………………………27 8.4、漏液线……………………………………………………………………27 8.5、液相负荷下限线…………………………………………………………27 8.6、操作弹性…………………………………………………………………28 9、筛板塔设计计算结果汇总……………………………………………………29 10、附属设备和接管尺寸………………………………………………………30

10.1、塔顶全凝器计算与选型的…………………………………………30

10.1.1、冷凝器的形式。……………………………………………30 10.1.2、面积的计算及选型…………………………………………30 10.1.3、折流挡板和支承板的设计…………………………………33 10.1.4、核算管程、壳程的流速及Re………………………………33 10.1.5、计算传热系数………………………………………………35 10.2、塔釜再沸器…………… ………………………………………………36 10.3、各种管尺寸的确定……… ……………………………………………37 10.3.1、进料管………………………………………………………37

10.3.2、釜残液出料管………………………………………………37 10.3.3、回流液管……………………………………………………37 10. 3.4、再沸器蒸汽进口管 …………………………………………38 10.3.5、塔顶蒸汽进冷凝器出………………………………………38 10.3.6、冷凝水管……………………………………………………38

四、课程设计体会............................................................39 五、参考文献.....................................................................40

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一、前言

1、塔设备在化工生产中的作用与地位

塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。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。

在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。 2、塔设备的分类

塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。 3、板式塔

板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。

3.1、筛板塔

筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：

（1）.生产能力大（提高20％－40％） （2）.塔板效率高（提高10％－15％）

（3）.压力降低（降低30％－50％），而且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装维修都比较容易。 4 乙醇和水体系

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、

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无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。

长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇-水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇-水体系的精馏设备是非常重要的。

二、设计说明书

1 设计单元操作方案简介

本方案采用连续蒸馏，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离乙醇-水混合物体系应采用连续精馏过程。

蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。 2 筛板塔设计须知

（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。

（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不

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同塔段的塔径相差较大时才考虑采用不同塔径，即异径塔。 3 筛板塔的设计程序

（1）体系物性的计算 （2）塔径计算。

（3）塔板版面布置设计及降液管设计。

（4）塔板操作情况的校核计算——作负荷性能图确定操作点。

三、 设计计算书

1、已知参数

1.1设计条件:

进料量：F=260kmol/h 进料组成(mol)：xf=0.40 进料热状态：饱和蒸汽进料

常压，塔釜间接蒸汽加热, 3kgf/cm2水蒸汽。 塔顶压强p顶=4Kpa(表压)，单板压降不大于0.7kPa 塔顶冷凝水温度t＝12℃ 全塔效率ET =50% 1.2设计要求：

XD=88% Xw=1% R/Rmin =1.6

2、精馏流程的确定

乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

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3、塔的物料衡算

3.1料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数

xf=0.40 xd=0.88 xw=0.01 3.2总物料衡算

DWF （1） 易挥发组分物料衡算 F=260kmol/h

联立（1）（2）两式带入数据的D=116.55kmol/h W=143.45kmol/h

xDDxwWxFF （2）

4、塔板数的确定

4.1、理论塔板数NT的求取

乙醇、水属理想物系，可采用M.T.图解法求NT

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根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x图

表3.1 乙醇—水气液平衡数据(101.325kPa)

液相摩尔浓度x 0 1.9 7.21 9.66 12.38 16.61 23.37 26.08 32.73 39.65 50.79 51.98 57.32 67.63 74.72 .43 气相摩尔浓度y 0 17 38.91 43.75 47.04 50. .45 55.8 58.26 61.22 65. 65.99 68.41 73.85 78.15 .43

由CAD软件作图知平衡线下凹，当用精馏线，q线，提馏线三线一点的方法求Rmin时，精馏线会提前与平衡线相交，所以应采用自（Xd，Xd）作

xD平衡线的切线并延长与y轴相交，截距 = Rmin1 的方法求最小回流比，

由CAD图可知过（

xD,,xD,）作平衡线，切点为（0.8079,0.8250）

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可算出截距为0.2087，所以Rmin=3.21 R=1.6Rmin=5.1462 y=0.8373x+0.1432

共有31块塔板，包括塔釜，进料板为第29块，精馏段塔板28块，提馏段

塔

板

3

块

。

乙醇—水的y-x

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图及图解理论板

乙醇—水的y-x图及图解理论板局部放大图

4.2、全塔效率ET估算

用奥康奈尔法(O'conenell)对全塔效率进行估算： 根据乙醇~水体系的相平衡数据可以查得：

y1xD0.88 x10.8769 td78.180c (塔顶第一块板) y2=Xf=0.4 x20.07665 tf88.830c (加料板) y30.0975 x3xw0.01 tw97.630c (塔底) 由相平衡方程式yy(x1)x可得

x(y1)1(1)x因此可以求得：11.03;28.03;310.70 全塔的相对平均挥发度：

（1） 精馏段：121.038.032.8753 （2） 提馏段：/238.0310.709.2678 全塔的平均温度：

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（1） 精馏段：tm/tdtf2twtf283.5050c

（2） 提馏段：tm93.230c

在http://www.ap1700.com物性参数查询网站中查得

83.5050c下乙醇0.408mPas水0.3394mPas 对应x=0.195（内插

法）；

93.230c下乙醇0.355mPas水0.3031mPas 对应x=0.0457（内插

法）

因为

LxiLi

所以，平均黏度：

精馏段：L0.1950.40(10.297)0.3480.363mPas

/0.04570.355(10.0457)0.30310.3055mPas L提馏段：

0.245E0.49()1.1 O'conenellTL用奥康奈尔法()计算全塔效率：

0.245E0.49(2.87530.363)1.153.34% T精馏段：

0.245E0.49(8.26780.3055)1.142.95% T提馏段：

/4.3实际塔板数

NP实际塔板数

NTET

精馏段：NP28/53.34%52.49，取整53块 提馏段：NP3/42.95%6.98，取整7块 故进料板为第块，实际总板数为60块。

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5、工艺计算和物性

5.1全塔的平均温度：

精馏段：

tmtdtf2twtf283.5050c

提馏段：

tm/93.230c

5.2操作压强Pm

塔顶压力PD4101.3105.3kPa 取每层塔板压强降△P0.7kPa

则进料板压强PF105.3530.7142.4kPa

精馏段平均操作压强

Pm105.3142.4123.85kPa2

则塔底压强PF105.3600.7147.3kPa

提馏段平均操作压强5.3、平均摩尔质量Mm

Pm147.3142.4144.85kPa2

溶质 C2H5OH 分子量 ： Ma=46.07 kg/kmol 溶剂 H2O 分子量：Mb=18.016 kg/kmol 塔顶 xDy10.88

查气液平衡曲线，可得x1=0.8769

MV10.8846.07(10.88)18.01642.704kg/kmol

ML10.876946.07(10.8769)1801642.616kg/kmol

进料板 即查气液平衡曲线，可得y2=Xf=0.4 x20.07665

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MV20.446.07(10.4)18.01629.238kg/kmol

ML20.0766546.07(10.07665)18.01620.166kg/kmol 则精馏段平均摩尔质量：

MVm(精）42.70429.23835.971kg/kmol2 42.61620.16631.391kg/kmol2

x3xw0.01MLm(精）塔底

y30.0975

MV3=0.0975*46.07+（1-0.0975）*18.016=20.751 ML3=0.01*46.07+（1-0.01）*18.016=18.296

MVm(提）20.75129.23824.994kg/kmol2 18.29620.16619.231kg/kmol2

MLm(提）5.4、平均密度

m

在http://www.ap1700.com物性参数查询网站中查得 精馏段 83.505c下法）；

0提馏段 93.23c下乙醇 =720.6513 水=963.1025对应x=0.0457（内插

0乙醇 =731.0161 水=969.5539对应x=0.195（内插

法）

已知：1/LmA/LAB/LB（为质量分数）

精0.19546.070.38250.19546.07(10.195)18.016

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提0.045746.070.10910.045746.07(10.0457)18.016

10.382510.3825731.0161969.55391/Lm精A/LAB/LB

Lm精

Lm精=861.968

11/Lm提A/LAB/LB

Lm提0.109110.1091720.6513963.1025

Lm提=929.004

气相密度

Vm(精）PmMVm123.8535.9711.502kg/m3RT8.314(83.505273.15)PmMVm144.8529.2381.390kg/m3RT8.314(93.23273.15)

Vm(提）5.5、液体表面张力

m

083.505c下（x=0.195）精馏段平均温度，

查表面张力共线图得

乙16.8mN/m 内插法知水61.92mN/m

精馏段平均液相表面张力

精0.195*16.8+(1-0.195)*61.92=53.12mN/m

0同样，提馏段平均温度93.23c下（x=0.0457）

乙16mN/m 水60.29mN/m

提馏段液相表面张力提0.0457*16+(1-0.0457)*60.29=58.26mN/m 5.6、负荷计算

D=116.55kmol/h W=143.45kmol/h

精馏段：V(R1)D(5.14621)116.55761.34kmol/h

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VSVMVm(精）3600Vm(精）761.3435.9715.065m3/s36001.502

LRD5.1462116.55599.79kmol/h LSLMLm(精）3600Lm(精）599.7931.3910.006068m3/s3600861.968

LhLS36000.006068360021.843m3/h

提馏段：V’=V-F=761.34-260=501.34kmol/h

V'SV'MVm(提）3600Vm(提）501.3424.9942.5041m3/s

36001.390 L’=L=599.79kmol/h

L'SL'MLm(提）3600Lm(提）599.7919.2310.003449m3/s3600929.004

6、塔和塔板主要工艺尺寸计算

6.1、塔径D

精馏段

参考表4-1，初选板间距HT0.45m,取板上液层高度hL0.07m

表4-1 板间距与塔径的关系

塔径D/m 板间距HT/mm 0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 HThT0.450.070.38m

(LSL0.006068861.968)()0.0287 VSV5.0651.5021212- 15 -

图4-5 Sminth关联图

查图4-5可知，

C200.081，依照下式校正C

0.2CC20(20)0.253.120.081200.09848

umaxCLV861.9681.5020.098482.357m/sV1.502

取安全系数为0.70，则

u0.70umax0.72.3571.65m/s

D故

4VS45.0651.98mu3.141.65，圆整为2m u4VS45.0651.14m/s22D3.142

则空塔气速6.2、溢流装置

选用单溢流、弓形降液管、及平行溢流堰，不设进口堰。单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液

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管是弓形降液管，不设进口堰,采用凹形受液盘。 6.2.1、溢流堰长lW

根据塔径=2m 溢流堰长

lw0.66D0.6621.32mhw

6.2.2、出口堰高

hwhLhow

2.5Lh/lW由

lw/D1.32/20.66 ，

21.84310.912.51.32

图4-9 液流收缩系数计算图

查图4-9，知E =1.03 则

hOW2.84Lh2.8421.843E1.030.019m1000l10001.32whW0.070.0190.051mWd2323

故

Af6.2.3、管滴宽度与降液管滴面积

为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管

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内停留的时间不应小于3—5s。

由

lw/D0.66

，

Af/AT0.0722查图4-11，得故

Wd/D0.124

Wd0.12420.248m

Af0.07224D20.2267m2

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

AfHfLs0.22670.4516.81250.006068 (符合要求)

ho6.2.4.降液管底隙高度

u0——液体通过降液管底隙的流速，m/s；一般可取u0′=0.07～

0.25m/s。降液管底隙高度h0应低于出口堰高度hw，才能保证降液管底端有良好的液封，一般应低6mm，即：h0= hw-0.006

降液管底隙高度一般不宜小于20～25mm，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。在设计中，塔径较小时可取h0为25～30mm，塔径较大时可取h0为40mm左右，最大可达150mm。

取液体通过降液管底隙得流速度

houo0.12m/s ，依下式计算降液管底隙高

hoLs0.0060680.0383m0.025mlWu01.320.12 （符合要求）

hWh00.0510.03830.0128m0.006m 所以满足要求，采凹形受液

盘（对于Φ800mm以上的大塔，一般多采用凹形受液盘） 6.3、塔板布置

安定区与边缘区的确定

1) 入口安定区 塔板上液流的上游部位有狭长的不开孔区，叫入口安定

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区，其宽度为ws。此区域不开孔是为了防止因这部位液层较厚而造成倾向性液封，同时也防止气泡窜入降液管。一般取ws=（50~100）mm,精馏段取Ws=85mm。

2） 出口安定区 在塔板上液流的下游靠近溢流堰部位也有狭长的不开孔区，叫出口安定区，其宽度与入口安定区相同，亦为Ws。这部分不开孔是为了减小因流进降液管的液体中含气泡太多而增加液相在降液管内排气的困难。精馏段取Ws=85mm。

3） 边缘固定区 在塔板边缘有宽度为WC的区域不开孔，这部分用于塔板固定。一般WC=（25~50）mm。精馏段取WC=50mm。

依下式计算开孔区面积

Aa

R21x22Aa2xRxsin180R计算鼓泡区面积，其中：

RxD2Wc0.050.95m22，

D2(WdWs)(0.2480.085)0.667m22 A2(xR2x2180R2sin1x)R

0.667)3.472m20.95

2(0.6670.9520.66721800.952sin1- 19 -

图4-8 塔板结构参数

其中:hW——出口堰高 how——堰上液层高度 hO——降液管底隙高度

——进口堰高 Hd——降液管中 h1——进口堰与降液管的水平距离 hW清液层高度 HT——板间距 lW——堰长 Wd——弓形降液管高度

Wc——无效周边高度 Ws——安定区宽度 D——塔径

R——鼓泡区半径 x——鼓泡区宽度的1/2 t——同一横排的阀孔中心距 (单位均为m)

6.4、筛孔数n与开孔率

取筛孔的孔径

t/d03d06mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚3mm，取

，

故孔中心距t3618mm

- 20 -

依下式计算塔板上的筛孔数n，即

1.1551.155n2Aa3.47212377孔2t0.018

依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即

A00.9070.907%%Aat/d020.0180.006210.1% （在5%～15%范围内）

每层塔板上的开孔面积

A0为

A0Aa0.1014.4720.3507m2气体通过筛孔的气速 u06.5、塔有效高度Z

Vs5.06514.44m/s A00.1013.472Z精(N精1)HT(531)0.4523.4m Z提(N提)HT(71)0.452.7m

从塔顶开始每隔8块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米,所以应多加高(0.7-0.45)×6=1.5m

Z=Z精+Z提+1.5=23.4+2.7+1.5=27.6m 6.6、塔高计算

(1)塔顶空间HD

- 21 -

取HD=1.6HT=0.72m加一人孔，直径0.6米,共为1.32m (2)塔底空间

塔底储液高度依停留4min而定

HL=LSt/AT=0.006068*4*60/3.14=0.4638m

取塔底液面至最下层塔板之间的距离为1m，中间再开一直径为0.6米的人孔

Hw=1+0.4638=1.4638m

(3)整体塔高H=Z+HD + Hw=27.6+1.32+1.4638=30.3838m

7、筛板的流体力学验算

7.1气体通过筛板压强降的液柱高度

依式

hphchlhhp

hc干板压强降相当的液柱高度依

d0/6/32

图4-13 干筛孔的流量系数

查图4-13，

CO0.76

2u14.441.502hc0.051(o)2(V)0.0510.032mC0.76821.968OL

- 22 -

气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度

uahl

Vs5.0651.738m/sATAf3.14120.2267

FauaV1.7381.5022.13

图4-14 充气系数关系图

由图4-14查取板上液层充气系数β为0.56。 依右式

hlhLhWhOW0.560.070.0392mh

克服液体表面张力压强降相当的液柱高度

4453.12103h0.004392mgd821.9689.810.006Lo依式（4-41） 故

hphehlh0.0320.03920.0043920.07559

单板压强降PPhPLg0.07559821.9689.810.6095<0.7kPa(设计允许值)

7.2、雾沫夹带量

eV的验算

依式（4-41）

eV5.7106ua5.71061.7383.2()()3.23HThf53.12100.450.1750.039kg夜/kg气0.1kg 液/kg气

- 23 -

式中，

hfhf——塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即

=（hL∕0.4）=2.5hL=2.5×0.07=0.175

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

7.3、漏液的验算

uOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/V4.40.760.00560.130.070.004392821.9681.502uO14.441.821.5 uOW7.947.94m/s

筛板的稳定性系数 K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。

7.4、液泛的验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度

hd0.153(Ls2)0.153(0.12)20.0022mlWhO

Hd(HThW)。

HdhPhLhd0.075590.070.00220.148m

取0.5，则故

(HThW)0.5(0.450.051)0.2505mHd(HThW)，在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

8、塔板负荷性能图

8.1、过量液沫夹带线

eV5.7106

(ua)3.2HThf- 24 -

uaVsVs0.343VSATAf3.140.2267 （a）

23600L3s3hf2.5(hWhOW)2.5hW2.8410E()lW

近似取 E1.0 ，

hW0.051m，

lW1.32m

23600Ls33hf2.50.0512.84101.0()1.32 故

23

0.12751.386Ls （b）

取雾沫夹带极限值

eV3为0.1kg液/kg气，已知53.1210N/m，

HT0.45m，

eV5.7106(ua)3.2HThf并将式（a）、（b）代入

,得下式：

0.343Vs5.71063.20.1()53.121030.32251.386L23s

整理得

Vs8.0334.23Ls23 （1）

Ls 在操作范围内，任取几个表中。

Ls 3m/sVs 3m/s值，依（1）式算出相应的

Vs值列于下

1103 8.7103

0.015 0.021

7.69 6.58 5.95 5.42

依表中数据在

VsLs图中做出雾沫夹带线，如下图所示。

- 25 -

8.2、液泛线

Hd(HThW)hPhWhOWhdlW1.32m2 （*）

近似取 E1.0，

hOW

①

23600Ls333600Ls32.8410E()2.84103()lW1.32

23 故 ②

hOW0.Ls （c）

hPhchlh

hc0.051(uo2VV)()0.051(s)2VCOLCOAoL

0.051(Vs1.5022)20.00131Vs0.760.3507821.968

22hlOhWhOW0.60.0510.5LS30.03060.3324LS3

h0.004392 (已算出)

hP0.00131Vs0.03060.3324Ls30.0043920.0349920.00131Vs0.3324Ls22322 故

hd0.153( （d）

③

Ls2Ls2)0.153()259.86LslWhO1.320.0383 （e）

hW将HT为0.45m，得：

为0.051m，0.5及式（c）（d）（e）代入（*）式

0.5(0.450.051)0.0349920.00131Vs0.3324Ls0.0510.Ls59.86Ls223232整理得：

Vs125.58676.95Ls45695Ls2232 （2）

- 26 -

在操作范围内取若干

Ls 3m/sVs m3/sLs值，依式（2）计算

Vs值，列于下表中。

0.021

1103 8.7103

0.015

10.90 9.67 8.61 7.34

依表中数据做出液泛线，如下图所示。 8.3、液相负荷上限线

取液体在降液管中停留时间为5s，

Ls,maxAfHT0.22670.450.020403m3/s

5 液泛负荷上限线在VsLs坐标图上为与气体流量Vs无关得垂直线。 8.4、漏液线（气相负荷下限线） 由

hLhWhOW0.0510.Ls23、uOWVs,minAO代人式漏液点气速式：

uOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/V

Vs,minAO2821.968 4.40.760.00560.13(0.0510.Ls3)0.0043921.502AO前已算出为0.3507m2，代入上式并整理，得

Vs,min23.430.0078380.07207Ls

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个Ls值，依（4）式计算相应得Vs值。

Ls m3/sVs 3m/s231103 8.7103

0.015 0.021

2. 2.86 3.03 3.17

8.5、液相负荷下限线

- 27 -

取平堰、堰上液层高度，取式计算，取E1.0，则

整理上式得

hOW0.006m23作为液相负荷下限条件，依下

0.0060.Ls

Ls,min1.12103m3/s依此值在

VsLs

图上作线即为液相负荷下限线。

8.6、操作弹性

将以上5条线标绘于（

VsLs图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包

围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与液沫夹带线的交点相应气相负荷为

其中P(

LsVs,max，OP线与漏液线的交点相应气相负荷为

3Vs,min。

，

Vs)即（6.068×10，5.065）

可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。

 精馏段的操作弹性

Vs,maxVs,min72.922.4

由上图可见提馏段（Ls，Vs）=（0.003449，2.5041）也在精馏塔的操作范围内，且提馏段塔板较少，所以可以将精馏段，提馏段使用相同

- 28 -

设计的塔减少成本。

9、筛板塔的工艺设计计算结果总表

序号 项目

1 平均温度tm，℃

2 平均压力Pm，kPa

3 气相流量Vs，（m³/s） 4 液相流量Ls，（m³/s） 5 实际塔板数

6 有效段高度Z，m 7 塔径，m 8 板间距，m 9 溢流形式 10 降液管形式 11 堰长，m 12 堰高，m

13 板上液层高度，m 14 堰上液层高度，m 15 降液管底隙高度，m 16 安定区宽度，m 17 边缘区宽度，m 18 开孔区面积，m² 19 筛孔直径，m 20 孔中心距，m 21 筛孔数目 22 开孔率， % 23 空塔气速，m/s 24 筛孔气速，m/s 25 稳定系数

26 每层塔板压降，Pa 27 负荷上限 28 负荷下限

29 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 30 气相负荷上限，m³/s 31 气相负荷下限，m³/s 32 操作弹性

- 29 -

数值 83.505 147.3 5.065 0.006068

53 23.4 2 0.45 单溢流 弓形 1.32 0.051 0.07 0.019 0.0383 0.085 0.05 4.472 0.006 0.018 12377 10.1 1.14 14.44 1.82 609.5 液沫夹带控制漏液控制 0.039 7 2.4 2.92

10、设备设计

10.1、塔顶全凝器计算与选型的 10.1.1、冷凝器的形式。

（1）整体式

如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。

该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。

（2）自流式

如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。

（3）强制循环式

如图d，e所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。

需指出的是，在一般情况下，冷凝器采用卧式，因为卧式的冷凝液膜较薄，故对流传热系数较大，且卧式便于安装和维修。 10.1.2、面积的计算及选型

- 30 -

(1)全凝器的选择：（列管式全凝器）

全凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在全凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。

(2)全凝器的传热面积和冷却水的消耗量 凝水走管程，采用逆流形式 乙醇-水冷凝蒸汽的数据

tD78.18℃

G1VMV761.3435.9717.607kg/s36003600

冷凝蒸汽量：

查得水的气化潜热水r=2310.4KJ/Kg 乙醇r=840KJ/Kg r=840*0.88+2310.4*0.12=1016.44KJ/kg

②．

物性数据如下：（乙醇，水，乙醇-水都取（78.18+20）/2=49.09℃，冷凝水取16℃）

乙醇 水

T 49.09℃ 49.09℃

ρ/(kg/m3) 763.76 988.55 790.7348 997.33

Cp/(J/kg·k) 2270 4162 2497.04 4218

μ/(Pa·s) 7.0*10-4 5.7*10-4 6.84*10-4 11.2*10-4

λ/(w/m·k) 0.162 0.636 0.21888 0.593

乙醇-水 49.09℃ 冷凝水

16℃

a对Q进行估算

以乙醇-水的冷凝潜热为主计算QG1r7.607*1016.447732.08kw

G2Q7732.08232.22kg/sCPt4.162(2012)b．水的流量：

- 31 -

（78.1812）（78.1820）Δtm62.09℃78.1812ln78.1820c．平均温度差： 列管换热器典型总传热系数（冷凝器） 介质 热流体 水蒸气 有机蒸汽 不凝有机物

总传热系数冷流体 K/(W*m2*K) 水 1000~1500 水 700~1000 水 500~700 参照上表取K=700W/(m2.℃)

Q7732.08103A177.9m2Ktm70062.09 传热面积的估计值为： 安全系数取1.2 换热面积A=1.2×177.9=213.48m2 管子尺寸取252mm 水流速取ui=1.0m/s

n管数：

V4di2ui232.22/998.86723.14/40.02121.0个

l管长：取管心距

A213.484.047mdon3.140.025672

t1.25do31.25mm

壳体内径D的确定 采用D=t(nc -1)+2b’ 其中对于正三角形排列：

nc1.1n1.167228.52；

取b’=25mm;b’取（1-1.5）d0

求得壳体直径为D=31.25*(28.51-1)+2*25=909.69mm，则取D=1000mm。

- 32 -

由上面计算数据，选型如下：

公称直径D/mm 公称压力 PN/（MPa） 管程数NP 壳程数NS 管子排列 1000 1.6 1 1 正三角排列 管子尺寸/mm 管子长l/m 管数n/根 管心距t/mm 252 5 672 31.25 10.1.3、折流挡板和支承板的设计

折流板：采用弓形折流板 取折流板间距B=600mm

NBl18B

则板数

支承板厚度取10mm

10.1.4、核算管程、壳程的流速及Re

（一）管程

流通截面积：

πdin3.140.0212672Ai0.2326m24np41uiG2232.220.999m/sρ998.80.2326水Ai2

管内水的流速

Reidiui0.020.995998.81.7821045μ11210﹥40000，属于湍流。

（二）壳程 流通截面积：

nc1.1n1.167228.52 取nc=29

取折流板间距 B=600mm，

AOB(Dncdo)0.6(0.8290.025)0.045m2

- 33 -

uo壳内乙醇-水流速

G17.6070.21m/sAo790.73480.045

24（3/2t2π/4do）de0.018mπd0当量直径

Reodeuo0.0180.21790.73484.4310^34000,属于湍流。 5μ68.410（3）、计算流体阻力 管程流体阻力

Δpi(Δp1Δp2)FtNpNS

设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.0048,查得摩擦系数λ=0.035

Rei1.782104

lui2p14.14KPa2di

3ui2p21493Pa2 有所选管类型值 Fs取1.4

Δpi(Δp1Δp2)FsNSNp72.4Pa10kPa符合一般要求

壳程流体阻力

Δpo(Δp1'Δp2')FsNS2

2Ff0nc(NB1)cu0NB(3.52B/D)cu0p'1p'2122

0.228f05.0Re00.737Re=4430>500，故

0

管子排列为正三角形排列，取F=0.5

挡板数

NBl18B块

- 34 -

代入得p11676.94Pa p2655.58Pa 取污垢校正系数FS=1.0

p0（5186.02847.3）1.01

Δpo=（1676.94+655.58）*1.0=2332.52Pa<10kPa

故管壳程压力损失均符合要求 10．1.5、计算传热系数

管程对流给热系数i

Rei

diui0.020.995998.841.78210μ112105﹥4000湍流。

Pr=Cpμ/λ=4218*0.00112/0.593=7.97

2W/(m℃) αi =0.023*(λ/de)*Re^0.8*Pr^0.4=3748.63

壳程对流给热系数Re=4.43×103

0

cpccPr0=c=7.8

Re00.550=0.36cdePr01/3(0.14

)w2W/(m℃) =835.31

计算传热系数

取污垢热阻 RSi0.17m℃/kW RS0=0.086 m℃/kW

22- 35 -

以管外面积为基准 则K计=

1

d0dbd01Rsi0Rs0idididm0

K(0.025250.0020.025110.000170.000086)3748.630.02121450.023835=

2W/(m℃) 0

Q7732.08103230m2计算传热面积 A需=Ktm490.2662.09 所选换热器实际面积为

And0l6720.0255263.76m2

AA需裕度Δ=

A需263.762300.128263.76

所选换热器合适 10.2、塔釜再沸器

计算热负荷：

G501.34*19.231V'ML2.68kg/s36003600

塔釜温度为97.63℃，r2265.45kJ/kg 考虑到5%的热损失后 Q1.05Gr6370.53kW 选用0.3MPa饱和水蒸气加热，因两侧均为恒温相变

ts热133.5℃

℃

tmts热ts冷133.597.6335.87取传热系数K=1000W/（m2.K）

- 36 -

A估算传热面积

Q6370.531000177.60m2Ktm100035.87

取安全系数0.8，实际传热面积A=177.60/0.8=222.0 m2 10.3、各种管尺寸的确定 10.3.1、进料管

10.6303163030.446.07f0.6303Lm精2.420.410.446.07(10.4)18.016

精

=0.86kg/m3

Vsf进料体积流量

FMff26029.2385.41m3/h2.455m3/s0.86

取适宜的输送速度u=20m/s，故

dif4Vsfu0.395m

经圆整选取无缝钢管，规格：Φ426×10

实际管内流速：

uf42.45518.97m/s0.4062

10.3.2、釜残液出料管

釜残液的体积流量：

VswwMw143.4518.32.73m3/h0.00076m3/s960

uW1.5m/sw取适宜的输送速度

d计，则

40.000760.021.5m

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ32×2.5mm

- 37 -

实际管内流速：10.3.3、回流液管

uw40.000761.33m/s20.027

回流液体积流量

VsLLML599.7942.61634.7m3/h0.0096m3/s736.5

L利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL0.5m/s，那么

d计40.000610.156m0.5m

经圆整选取热轧无缝钢管，规格Φ168×6m

实际管内流速：

uw40.000610.5m/s20.156

10. 3.4、再沸器蒸汽进口管

V'SV'MVm(提）3600Vm(提）501.3420.7512m3/s36001.390420.357m20

设蒸汽流速为20

d计经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ426×10

实际管内流速：

uW4215.46m/s20.406

10.3.5、塔顶蒸汽进冷凝器出口管

V=761.34*42.616/1.39/3600=6.48m3/s

d计46.480.2m3/s20

设蒸汽流速为20m/s,

经圆整选取热轧无缝钢管，规格Φ630×10

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实际管内流速：10.3.6、冷凝水管

uW46.4822.18m/s20.61

深井水温度为12，水的物性数据：ρ=999.4kg/m3,

G2Q7732.08232.22kg/sCPt4.162(2012)

深井水的质量流率取流速为2m/s

d计管径

4232.220.385m999.42

选取Φ426×10热轧无缝钢管

实际流速为

u232.2241.80m/s2999.40.406

四、 课程设计体会

1、通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。

2、由于第一次接触课程设计，从开始的一无所知，到进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。

3、虽然有课程设计书作为参考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程实际通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性

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的认识，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要流速

五、 参考文献

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