成 绩
华北科技学院环境工程系
《化工原理》课程设计报告
设计题目 分离乙醇-正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 学生姓名 张 帆 学 号 200801034215 指导老师 孙春峰 专业班级 化工B082班
教师评语
设计起止日期：2011年6月14日 至2011年6月26日
化工原理课程设计
化工原理课程设计任务书
1.设计题目：
分离乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔的设计 2.原始数据及条件：
进料：乙醇含量45%（质量分数，下同），其余为正丙醇 分离要求：塔顶乙醇含量99%；塔底乙醇含量0.01%
生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液25000吨，年开工7200小时 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强1.03atm(绝压)； 泡点进料； R=5 3.设计任务：
（1） 完成该精馏塔的各工艺设计，包括设备设计及辅助设备选型。 （2） 画出带控制点的工艺流程图、塔板版面布置图、精馏塔设计条件图。
（3） 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。
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目录
第一章 绪论 4 第二章 塔板的工艺设计 5
2.1精馏塔全塔物料衡算 5 2.2有关物性数据的计算 5 2.3理论塔板数的计算 12 2.4塔径的初步计算 14 2.5溢流装置 15 2.6塔板分布、浮阀数目与排列 16 第三章 塔板的流体力学计算 18
3.1、气相通过浮阀塔板的压降 18 3.2、淹塔 19 3.3、雾沫夹带 20 3.4、塔板负荷性能图 20 3.4.1物沫夹带线 20 3.4.2液泛线 21 3.4.3相负荷上限 21 3.4.4漏液线 22 3.4.5 相负荷下限 22 3.5 浮阀塔工艺设计计算结果 23 第四章 塔附件的设计 25
4.1接管 .............................................................................................................. 25 4.2筒体与封头 .................................................................................................. 27 4.3除沫器 .......................................................................................................... 27 4.4裙座 .............................................................................................................. 27 4.5人孔 .............................................................................................................. 27 第五章 塔总体高度的设计 ....................................................................................... 28
5.1塔的顶部空间高度 ...................................................................................... 28 5.2塔的顶部空间高度 ...................................................................................... 28 5.3塔总体高度 .................................................................................................. 29 第六章 附属设备的计算 ......................................................................................... 29
6.1冷凝器的选择 .............................................................................................. 28 6.2再沸器的选择 .............................................................................................. 31 主要符号说明 ............................................................................................................. 33 参考文献 ..................................................................................... 错误！未定义书签。 总结 ............................................................................................................................. 35
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第一章 绪论
精馏的基本原理是根据各液体在混合液中的挥发度不同，采用多次部分汽化和多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。在现代的工业生产中已经广泛地应用于物系的分离、提纯、制备等领域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板类型主要有泡罩塔板、浮阀塔板、筛板塔板、舌形塔板、网孔塔板、垂直塔板等等,本次课程设计是浮阀塔。
精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。精馏广泛应用于石油,化工,轻工等工业生产中,是液体混合物分离中首选分离方法。
本次课程设计是分离乙醇—正丙醇二元物系。在此我选用连续精馏浮阀塔。具有以下特点：
(1) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。 (2) 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。
(3) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。
(4) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。
(5) 液面梯度小。
(6) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
(7) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。
本次设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，是较完整的精馏设计过程。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算、辅助设备的选型、工艺流程图的制作、主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件、物性参数及接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 本次设计结果为：理论板数为25块，塔效率为48.0%，精馏段实际板数为17块，提馏段实际板数为33块，实际板数50块。进料位置为第19块板，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，设置了四个人孔，塔高28.58米，通过浮阀板的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。
关键词：浮阀精馏塔、物料衡算、流体力学检验
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第二章 塔板的工艺设计
2.1精馏塔全塔物料衡算
F:进料量(Kmol/s) XF:原料组成 D:塔顶产品流量(Kmol/s) XD:塔顶组成 W:塔底残液流量(Kmol/s) XW:塔底组成
45原料乙醇组成: XF=46 =51.63%
4555?466090塔顶组成: XD=46=99.23%
9010?46600.0146塔底组成: XW==0.013% 0.0199.99?466025?1000?1000?(进料量: F=25千吨/年=
0.990.01?)46607200?3600=0.0183 Kmol/s
物料衡算式:F=D+W
F XF=D XD+W XW
联立代入求解:D=0.0095Kmol/s W=0.0088 Kmol/s
2.2精馏段和提馏段的工艺条件及有关物性数据的计算
2.2.1 温度及平均相对挥发度α的计算
因为乙醇-正丙醇可视为理想物系，故塔的平均相对挥发度的确定可运用安托因方程和拉乌尔定律，采用试差法，通过Excel计算出:
B （2.1） lgp??A?t?Cx?p?pB???
pA?pB （2.2）
双组分理想溶液相对挥发的计算[5]:
??pApB?? （2.3）
式中：p—纯组分液体的饱和蒸汽压，kPa；
5
°
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t—温度，℃； A、B、C—Antoine常数。由表[5]查得；
x—液相中易挥发组分的摩尔分数； p—总压，kPa；
pA、pB—溶液温度t时纯组分A、B的饱和蒸汽压，kPa；
α—相对挥发度。
因为本设计中为常压操作，所以总压：p=104.36 kPa
乙醇和正丙醇的Antoine常数：A、B、C查液体蒸汽压的安托因常数表[5]
得：
乙醇： A=7.33827 B=1652.05 C=231.48 正丙醇：A=6.74414 B=1375.14 C=193.0
采用试差法，先在Excel中设计好相应表格，表格设计思路为：要计算某一组成下混合液的泡点温度以及相对挥发度，则在Excel中假定一t值，代入公式2.1中计算出pA°、pB°，再将计算得到pA°、pB°值代入公式2.2中，计算出相应的x值，若计算得到的x值与所求的混合液组成x值相同，则假定的t值正确，同时可得到相应的α值。
计算结果见表2.1。
表2.1 塔顶产品、塔底产品、进料液的泡点温度以及相对挥发度 塔顶产品 塔底产品 进料液 xD = 0.9923 xW = 0.00013 xF = 0.5163 tD=79.17℃ tW=97.99℃ tF=86.59℃ αD=2.131 αW=2.08224 αF=2.0211
tf?td79.17?86.59==82.88℃ 22tf?tw86.59?97.99(2)提留段平均温度:t2===92.29℃
22°
°
(1)精馏段平均温度:t1=
2.2.2密度
已知:混合液密度:混合气密度:?V?1?l?aA?A?aB?B
（?为质量分数）
T0PM22.4TP0塔顶温度: tD=79.17℃
6
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气相组成yD: yD??DxD yD?99.64%
1?(?D?1)xD进料温度: tF=86.59℃ 气相组成yF：yF??FxF yF?68.97%1?(?F?1)xF
塔底组成: tW =97.99℃ 气相组成yW: yW?(1)精馏段
xD?xF99.23?Q.63% x1??75.43 "y?yF99.64?h.97%气相组成y1: y1?D y1??84.31 "?WxW yW?0.026%
1?(?W?1)xW液相组成x1: x1?所以ML1?46?0.7543?60?(1?0.7543)?49.4398 kg/kmol MV1?46?0.8431?60?(1?0.8431)?48.1966 kg/kmol (2)提馏段
xW?xF0.013?Q.63% x2??25.82 "y?yF0.026?h.97%气相组成y2: y2?W y2??34.50 "液相组成x2：x2?所以 ML2?46?0.2582?60?(1?0.2582)?56.385 kg/kmo lMV2?46?0.3450?60?(1?0.3450)?55.17 kg/kmo l表2.2 醇类密度表 温度T,℃ 70 754.2 759.6 80 742.3 748.7 90 730.1 737.5 100 717.4 726.1 110 704.3 714.2 ?a,kg/m3 ?b,kg/m3 由不同温度下乙醇和丙醇的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和丙醇的密度
tF?86.59oC
90?8090?86.59? ?cF?734.2 6730.1?742.3730.1??cF7
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90?8090?86.59 ?wF?741.3 2?737.5?748.7737.5??wF1?0.45?10.45 ?F?738.1 3?734.26741.32
?FtD?79.17oC
80?7080?97.17 ?cD?743.2 9?742.3?754.2742.3??cD80?708?079.17 ?wD?749.60 ?748.?7759.6?7?4wD8.71?0.991?0.99? ?D?743.3 5743.29749.60
?DtW?97.99oC
100?901?0097.99 ?cW?719.9 5?717.?4730.1?7?1cW7.4100?901?0097.99? ?wW?728.3 9726.?1737.5?7?2wW6.11?0.00011?0.0001 ?W?728.3 9?719.95728.39
?W所以?L1?
?F??D2?738.13?743.35?740.74
2?L2??W??F2?728.39?738.13?733.26
2?LD?xD?46?(1?xD)?60?LD?0.9923?46?(1?0.9923)?60?46.11kg/kmol ?LF?xF?46?(1?xF)?60
?LF?0.5163?46?(1?0.5163)?60?52.77kg/kmol
?LW?xW?46?(1?xW)?60
?LW?0.00013?46?(1?0.00013)?60?60.00kg/kmol
8
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?L1??LD??LF46.11?52.77??49.44kg/kmol 22?LW??LF60.00?52.77??56.39kg/kmol 22?L2??VD?yD?46?(1?yD)?60
?VD?0.9964?46?(1?0.9964)?60?46.05kg/kmol
?VF?yF?46?(1?yF)?60
?VF?0.6897?46?(1?0.6897)?60?50.34kg/kmol ?VW?yW?46?(1?yW)?60
?VW?0.00026?46?(1?0.00026)?60?60.00kg/kmol
?V1??VD??VF46.05?50.34??48.20kg/kmol 22?VW??VF60.00?50.34??55.17kg/kmol 22?V2??VF?50.34?273.15?104.36?1.757
22.4?101.325?(273.15?86.59)46.05?273.15?104.36?1.642
22.4?101.325?(273.15?79.17)60.00?273.15?104.36?2.030
22.4?101.325?(273.15?97.99)?VD??VW??V1??V21.757?1.642?1.70
21.757?2.030??1.894
22.2.3 混合液体平均表面张力
根据内差法求的表面张力
9
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表2.3 醇类液体表面张力 mN/m 温度，℃ 名称 60 80 100 20.25 18.28 16.29 乙醇 21.27 19.40 17.50 正丙醇 塔顶液相平均表面张力的计算:
tD?79.17oC
180?60?8079.17 ?DA?18.3 6mN/m ?18.2?820.25?1?8DA.28
80?608?079.17 ?DB?19.4 8mN/m ?19.4?021.27?1?9DB.40?D??A?DA??B?DB?0.99?18.36?(1?0.99)?19.48?18.37mN/m
进料板液相平均表面张力的计算:
tW?97.99oC
100?801?0097.99? ?WA?16.4 9 mN/m
16.2?918.28?1?6WA.29100?801?0097.99 ?WB?17.6 9 mN/m ?17.5?019.40?1?7WB.50
?W??A?WA??B?WB?0.0001?16.49?(1?0.0001)?17.69?17.69mN/m
塔底液相平均表面张力的计算:
tF?86.59oC
100?801?0086.59? ?FA?17.6 2mN/m
16.2?918.28?1?6FA.29
100?801?0086.59? ?FB?18.7 7mN/m
17.5?019.40?1?7FB.50?F??A?FA??B?FB?0.45?17.62?(1?0.45)?18.77?18.25
(1)精馏段的平均表面张力：?1??D??F18.37?18.25??18.31 22?F??W17.69?18.25??17.97 22(2)提馏段的平均表面张力：?2?
2.2.4 混合物的粘度
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表2.4 醇类液体粘度 mPa.s 温度，℃ 名称 60 80 100 0.601 0.495 0.361 乙醇 0.899 0.619 0.444 正丙醇 根据内差法求不同温度下的粘度 B t1?82.88oC 查表，得?乙醇?0.476mpa·s, ?丙醇?0.594mpa·s t1?92.29oC 查表，得?乙醇?0.413mpa·s, ?丙醇?0.511mpa·s (1)精馏段粘度：
?1??乙醇x1??丙醇(1?x1)
?0.476?0.7543?0.594?(1?0.7543)?0.5046 mpa·s
(1)提留段粘度:
?2??'乙醇x2??'丙醇(1?x2)
?0.413?0.2582?0.511?(1?0.2582)?0.4857mpa·s
2.2.5 相对挥发度
(1)精馏段的平均相对挥发度: ?1??D??F2.131?2.0824??2.107 22???F2.0211?2.0824(2)提留段的平均相对挥发度: ?2?W??2.052
222.2.6 气液相体积流量计算
R?5 D?0.009 kmol/s 5（1） 精馏段
L?RD?5?0.0095?0.0475 kmol/s
)0.00?95 kmol/s 0 V?(R?1)D?(5?1? 已知：ML1?49.44 kg/kmol MV1?48.20 kg/kmol
kg/m3 ?V1?1.7 0kg/m3 ?L1?740.7 4 质量流量：L1?ML1L?49.44?0.0475?2.348 kg/s V1?MV1V?48.20?0.057?2.747 kg/s
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体积流量：Ls1?L1?L1V1?2.348?3.17?10?3 m3/s
740.742.747?1.616 m3/s 1.70 Vs1??V1?（2） 提馏段 饱和液体进料q=1
L'?L?qF?0.0475?1?0.0183?0.0658 kmol/s
V'?V?(q?1)F?0.057 kmol/s
已知：ML2?56.39 kg/kmol MV2?55.17 kg/kmol
kg/m3 ?V1?1.89 4kg/m3 ?L2?733.2 6质量流量：L2?ML2L'?56.39?0.0658?3.710 kg/s V2?MV2V'?55.17?0.057?3.145 kg/s
体积流量：Ls2?L2?L2V2?3.170?4.323?10?3 m3/s
733.263.145?1.66 m3/s 1.894 Vs2??V2?2.3理论塔板数的计算
取操作回流比R=5 精馏段操作线方程为y=精馏段气液平衡方程x? 提馏段操作线方程为y?提馏段气液平衡方程x?RxD50.9923x??x??0.8333x?0.1654 R?1R?166y??(??1)y?y
2.107?1.107yL?Wx?xw?1.1544x?0.00002 V?V?y??(??1)y?y
2.052?1.052y采用逐板计算法，运用Excel快捷、准确地计算出理论塔板数。其Excel表格设计原理如下：
精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）：
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相平衡 操作线 相平衡 操作线
xD=y1 x1 y2 x2 y3 … xn-1
计算到xn-1< xF则第n-1块板即为进料板。
提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）：
相平衡 操作线 相平衡 操作线
xn-1 yn-1 xn yn xn+1 … xN
计算到xN< xW则理论塔板数为N块。 由Excel计算结果见表2.5：
x编号 x1 x2 x3 x4 x5 x6 x7 x8 x9 x10 x11 x12 x13 x14 x15 x16 x17 x18 x19 x20 x21 x22 x23 x24 X25
表2.5逐板法计算理论塔板数结果 x的值 y编号
0.983913 y1 0.969513 y2 0.945348 y3 0.90617 y4 0.846063 y5 0.761233 y6 0.654613 y7 0.538534 y8
y9 0.430348<0.5163
0.324817 y10 0.226206 y11 0.146914 y12 0.090509 y13 0.053789 y14 0.031245 y15 0.017898 y16 0.010167 y17 0.005744 y18 0.003233 y19 0.001812 y20 0.001011 y21 0.000559 y22 0.000305 y23 0.000162 y24
y25 8.13E-05<0.00013
y的值
0.9923 0.985295 0.973295 0.953158 0.920512 0.870425 0.799736 0.710889 0.61416 0.496774 0.374949 0.261113 0.169578 0.104464 0.062074 0.036049 0.020642 0.011717 0.006611 0.003712 0.002072 0.001147 0.000626 0.000332 0.000167
采用逐板计算法求得理论板层数NT=25（包括再沸器）,加料板为第9块理论板，
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其中精馏段有8块，提留段有17块。
（1）精馏段 已知??2.107?L1?0.5046mPa?s
所以ET?0.490.245a?L?0.49?0.2452.107?0.5046?0.48
NP精?NT8??16.62块?17块 ET0.48（2）提馏段 已知??2.052 ?L2?0.4857mPa?s
所以ET?0.490.245a?L?0.49?0.2452.052?0.4857?0.490
NT17?1??32.65块?33块 ET0.49全塔所需实际塔板数：NP?NP精?NP提?17?33?50块
NT25?1全塔效率：ET?*100%??100%?48.0%
NP50加料板位置在第19块。
NP提?2.4 塔径的初步计算
（1）精馏段
由u=(安全系数)*Umax,安全系数=0.6-0.8，Umax=c?L??V ?VLs1?L11/23.17?10?3740.741/2?()??()?0.041 横坐标数值：
Vs1?V11.6161.7取板间距：Ht=0.45m , hL=0.07m .则Ht- hL=0.38m
?0.218.310.2)?0.081 查图可知C20=0.082 , C?C20(1)?0.082?(2020 umax?0.081?740.74?1.70?1.689 m/s
1.70 u1?0.7umax?0.7?1.689?1.18 m/s D1?4Vs14?1.616??1.32 m ?u13.14?1.18圆整：D1?1.4 m，横截面积：AT?0.785?1.42?1.539 m2 空塔气速：u1?'1.616?0.51 m/s 3.14 14
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（2）提馏段
Ls2?L21/24.323?10?3733.261/2?()??()?0.0510 横坐标数值：
Vs2?V21.661.894取板间距：Ht=0.45m , hL=0.07m .则Ht- hL=0.38m
?20.217.970.2C?C()?0.082?()?0.080 查图可知C20=0.082 , 202020umax?0.080?733.26?1.894?1.572 m/s
1.894u2?0.7umax?0.7?1.572?1.10 m/s D2?4Vs24?1.66??1.387 m ?u23.14?1.10圆整：D1?1.4 m，横截面积：AT?0.785?1.42?1.539 m2 空塔气速：u1?'1.66?0.529 m/s 3.142.5 溢流装置
2.5.1堰长lW
取lW?0.65D?0.65?1.4?0.91m 溢流堰高度hW
hW?hL?hOW 选择平直堰
2.84?E(Lh/lW)2/31000
2.840.000317?36002/3（1）精馏段 hOW??1?()?0.015m10000.91
堰上层高度hOW?hW?hL?how?0.07?0.015?0.055m
（2）提馏段 hOW??2.840.000?43232/3600?1?()3?0.0m1910000.91
0.0?190m. 0
?L?h?owhW??h?0.0?72.5.2弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由
WAlW?0.65 查得F?0.0663， d?0.118
ATDD15
化工原理课程设计
则AF?0.0663AT?0.0663?1.539?0.102m2，Wd验算降液管内停留时间
AFHT0.102?0.45 精馏段：????14.48s
LS10.00317AFH?T0.102?0.45 提留段：?????10.62s
LS20.004323停留时间?>5s，故降液管可使用
?0.165m
2.5.3 降液管底隙高度h0
（1）精馏段
取降液管底隙的流速u0=0.13m/s 则ho?Ls10.00317??0.027m，取ho?0.03m lwu00.91?0.13（2）提馏段
?=取u0′=0.13m/s 则h0Ls20.004323'?0.04m ??0.0365m，取holwu0?0.91?0.13故降液管设计合理
2.6 塔板分布、浮阀数目与排列 2.6.1塔板分布
本设计塔径D=1.4m 采用分块式塔板，共4块
2.6.2 浮阀数目与排列
(1)精馏段
取阀孔动能因子F0=12. 则孔速u01?每层塔板上浮阀数目为N?F012?9.20m/s 1.7?V1?VS11.616??147个 22?/4d0u010.785?0.039?9.20取边缘区宽度Wc?0.08m 破沫区宽度WS?0.08m
?2?1x??Rsin()? 计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa?2?xR2?x2?180R??其中R?D1.4?WC??0.08?0.62m 22 16
化工原理课程设计
t??90mmx?D1.4?(Wd?WS)??(0.1?65220.?08)m 0.455?0.455??所以Aa?2??0.455?0.622?0.4552?0.622sin?1()??1.02m2
1800.62??浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm
As1.02则排间距：t????92.5mm
AT150?0.075
按t=75mm ,t??65mm 以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154个
按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子
1.616 u01???8.73m/s
0.785?0.039?154
F01??8.73*1.7?11.38
阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内
u0.51塔板开孔率=??5.84%
u01?8.73(2)提馏段
取阀孔动能因子F0=12. 则孔速u02?每层塔板上浮阀数目为N??
As1.02??85.5mm AT159?0.075取t=75mm , t??65mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数154 按N=154 重新核算孔速及阀孔动能因子
1.66 u02???8.97m/s 20.785?0.039?154F0?V2?12?8.72m/s 1.894VS21.66??159个
?/4d02u020.785?0.0392?8.72按t=75mm , 估算排间距t?? F02??8.97?1.894?12.34
阀孔动能因子变化不大，仍在9—13范围内
u0.53塔板开孔率=??5.90%
?u028.97
第三章 塔板的流体力学计算
3.1通过浮阀塔板的压降
17
化工原理课程设计
气体通过塔板时，需克服塔板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了塔板的压降。气体通过塔板的压降△Pp可由 hp?hc?hl?h?和?pp?hp?g计算
式中 hc——与气体通过塔板的干板压降相当的液柱高度，m液柱； hl——与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱； hσ——与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。
1. 精馏段
(1)干板阻力 u0c1?1.82573.1?V1?1.825273.1?7.85m/s 1.70?V1u011.7?9.202?5.34??0.053m 因u01>u0c1 故hc1?5.34?2?L1g2?740.74?9.8(2) 板上充气液层阻力
取?????? hL?0.0m7 则hL1??0hL?0.5?0.07?0.035m
(3)液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为hP1?0.053?0.035?0.088m
?pp1?hP1?L1g?0.088?740.74?9.8?638.81Pa
2.提馏段
73.173.1?7.40m/s （1）干板阻力 u0c2?1.825?1.825?V21.894?V2u021.894?8.722?5.34??0.054m 因u02>u0c2 故hc2?5.34?2?L2g2?733.26?9.82（2）板上充气液层阻力
取?????? hL?0.0m7 则hL2??0hL?0.5?0.07?0.035m （3）液体表面张力所造成的阻力
此阻力很小，可忽略不计。因此与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为
hP2?0.054?0.035?0.089m ?pp2?hP2?L2g?0.089?733.?26?9.86P 3a9.543.2淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液高度
3.2.1精馏段
18
化工原理课程设计
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp1?0.088m (2)液体通过液体降液管的压头损失
LS123.17?10?32 hd1?0.153()?0.153?()?0.0025m
LWh00.91?0.027(3)板上液层高度
hL?0.07m 则Hd1?0.088?0.0025?0.07?0.1605m
取
m5 ，已选定H?T?0.45m hW?0.05
则?(hW?HT)1?0.5?(0.45?0.055)?0.253m可见
所以符合防止淹塔的要求。
3.2.2提馏段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度 hp2?0.089m (2)液体通过液体降液管的压头损失
LS224.323?10?32)?0.153?()?0.0026m hd2?0.153(LWh?00.91?0.0365⑶板上液层高度
hL?0.07m 则Hd1?0.089?0.0026?0.07?0.1616m
取，已选定H?T?0.45m h'W?0.05m1
则?(hW?HT)1?0.5?(0.45?0.051)?0.251m可见
所以符合防止淹塔的要求。
3.3雾沫夹带 3.3.1精馏段
板上液体流经长度：ZL?D?2WD?1.4?2?0.165?1.07m 板上液流面积：Ab?AT?2AF?1.539?2?0.102?1.335m2
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化工原理课程设计
取物性系数
1.616，泛点负荷系数图CF?0.103
1.70?1.36?3.17?10?3?1.07740.74?1.70泛点率=?59.72%
1.0?0.103?1.335对于小塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，
雾沫夹带能够满足的要求。
3.3.2提馏段
取物性系数
1.66，泛点负荷系数图CF?0.101
1.894?1.36?4.323?10?3?1.07733.26?1.894泛点率=?67.32%
1.0?0.101?1.335由计算可知，符合要求。
3.4塔板负荷性能图 3.4.1物沫夹带线
据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算： ⑴精馏段
1.70?1.36?1.07LS740.74?1.70 0.8?1.0?0.103?1.335 整理得： 0.11?0.0480VS?1.455LS 即VS?2.292?30.31LS
VS 由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个⑵提馏段
V?S1.894?1.36?1.07L?S733.26?1.894
1.0?0.101?1.335值算出
0.7=0.8?整理得： 0.108?0.0509V'S?1.455L'S
即V?S?2.12?28.585L?S
在操作范围内任取两个L?S值算出V?S
20
化工原理课程设计
逆流操作： ?tm?22.01℃ 加热器热负荷及全塔热量衡算
'QS8.99?1610??4146.k9g h/ Wh??HV水蒸气2168.1 表6.2醇类在不同温度下的比热容 塔顶 塔釜 进料 精馏段 温度℃ 79.17 97.99 86.59 88.28 乙醇 正丙醇 精馏段 乙醇CP1(tLD?tF)?143.88?(79.17?86.59)??1.067KJ/(mol?℃) 正丙醇CP2(tLD?tF)?175.46?(79.17?86.59)??1.302KJ/(mol?℃) 提馏段
乙醇CP1(tw?tF)?146.81?(97.99?86.59)?1.674KJ/(mol?℃) 正丙醇CP2(tw?tF)?176.36?(97.99?86.59)?2.010KJ/(mol?℃) 塔顶流出液的比热容
138.03 173.30 150.19 177.40 142.78 175.12 143.88 175.96 提馏段 92.79 146.81 176.36 CP1?CP1xD?(1?xD)CP2?143.88?0.9923?175.46?0.0077?144.12J/(mol?℃)塔
釜流出液的比热容
CP2?CP1xW?(1?xW)CP2?146.81?0.00013?176.36?0.99987?176.36J/(mol?℃)为简化计算，现以进料焓，即86.59℃时的焓值为基准
QD?DCP1?t?9.5?144.12?(79.17?86.59)??10.159KJ/s Qw?WCP2?t?8.8?176.36?(97.99?86.59)?17.692KJ/s
对全塔进行热量衡算; QS?QF?QC?QW?QD QF?0
QS??10.159?17.692?2240.278?2247.81KJ/s?8.092?106KJ/h
塔釜热损失为10%, 则??0.9
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化工原理课程设计
8.092?106QS?QS/???8.991?106KJ/h
0.9'加热器实际热负荷
Q'?QS'?8.991?106KJ/h
换热面积：
Q8.991?106A???139.38m2
K?tm2930.76?22.01加热蒸汽消耗量：
133.3℃,300kPa) 查的?HV水蒸气=2168.1kJ/kg（'QS8.991?106Wh???4146.9kg/h
?HV水蒸气2168.1设备型号：G?CH800?6?70
符号 F D W x V L μ ET 符号说明
SI单位 kmol/s； kmol/s； kmol/s； 无因次 kmol/s； kmol/s； mPa·s 无因次 Pa ℃； 无因次 无因次 无因次 kg/kmol； m/s kg/m3； mN/m； 意义 进料流量 塔顶产品流量 塔釜产品流量 进料组成 上升蒸汽流量 下降液体流量 粘度 板效率 压强 温度 回流比 塔板数 进料状况参数 分子量 操作物系的负荷因子 密度 表面张力 32
P t R N q M C ρ σ
化工原理课程设计
u HT hL h0 空塔气速 板间距 板上液层高 降液管低隙高度 停留时间 塔径 塔截面积 弓形降液管面积 重力加速度 降液管宽度 阀孔气速 塔高 鼓泡区面积 开孔率 压降 孔速 开孔数 物性系数 动能因子 阻力因子 阀孔直径 液体通过降液管的高度 堰长 溢流高度 堰上液层高度 泛点率 边缘区宽度 料液的质量流率 料液的体积流率 进料管的直径 基础环内径 基础环外径 加料板数 人孔数 人孔高度 33
m/s； m； m； m S m； m2； m2； N/kg m； m/s； m； m2； 无因次 Pa m/s； 无因次 无因次 无因次 无因次 m； m； m； m； m； 无因次 m； kg/s m3/s m m m 个 个 m ? D AT Af g Wd uo Z Aa ? ?P uoc N K F0 ?0 t Hd lW hW hOW ? Wc G V D D1 D2 nF np HD
化工原理课程设计
HB HF HD 塔底空间高度 有人孔的加料版高度 塔顶空间高度 m m m 参考文献
[1]刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(有机卷).北京:化
学工业出版社,2002
[2]刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册(无机卷).北京:化学工业出版社,2002
[3]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002 [4]张受谦.化工手册(上卷).济南:山东科学技术出版社,1986 [5]AutoCAD 2002培训教程.北京:电子工业出版社,2003
[6]方利国,董新法.化工制图Auto CAD实战教程与开发.北京:化学工业出版社,2004
[7]陈英兰, 刘玉兰. 常用化工单元设备的设计[M]. 上海：华东理工大学出版社, 2005
总结
工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。而先进的设计思想、科学
的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持的设计方向和追求的目标。
经过两周的学习和研究，作为一个本科生，由于我个人经验的相对匮乏，难免有许多设计不周的地方，如果没有导师的督促指导，以及同组同学们的共同努力，想要完成这个设计是很困难的。 在这里首先我要感谢我的指导老师们。他们陪我们一起做设计，有什么疑问帮我们解答。认真负责，给我们的设计带来很多帮助。其次我要感谢和我同组做设计的同学，在设计过程中我们团结进取，勤奋工作，认真思考，克服了许多困难最终完成了设计。
计算之前我在图书馆借了一些书，但是资料还是不够，所以我就到超星图书馆下载有关精馏设计方面的书，和设计手册。并在中国知网里面查阅了很多相关文献。然后我将化工原理书以及化工原理课程设计书，以及借到的两本书认认真真地研究了一遍。这对于我后来的计算过程有着非常重要的作
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化工原理课程设计
用，扫清了前进道路上的很多障碍，让接下来的计算得以比较顺利地进行。尤其是认真研读了化工原理这本书，让我获益匪浅。比如说根据化工原理书上介绍的用试差法求解组成一定，总压一定时的双组分理想溶液的泡点温度时，由于若用笔算必然很麻烦，但是用Excel,这大大方便了计算，且提高了准确度，此后又观察到逐板计算法基本上是重复计算，很适合用Excel，因此又用Excel利用逐板计算法计算出理论塔板数。而且在将数据反映到图表上更加简单，准确。通过计算和插入图表，让我对Excel有了更深刻的了解，掌握了很多以前没有认识的功能，让我很有一种成就感。
以前有的时候会觉得时间很少，但是从没有像做课程设计时更让人觉得时间在飞奔前进了。每天比上课时间还早的到达教室，开始一天的任务，对着电脑，一眨眼时间就过去了。在和同学一起讨论，一起计算过程中，让我加深了学习的知识，而且和大家一起合作有种充实感。虽然在计算过程中我也碰到了一些挫折，比如说没有确定实际筛孔数目就将后面的流体力学验算都算完了，结果要重新算，所幸的是只是中间的一些部分要变动。但是教会我们做事情要脚踏实地地走。在设计计算过程中，数据很多，一个数据的错误可能会导致设计过程中附件的选择或者其他设备的选择有很大改变，在计算换热面积时，由于单位的换算错误，是结果相差十倍，所以，在计算中要认真核实，在最后的审核中我们还发现很多失误，幸好影响不大。在以后的设计中还是做什么事情中，我们都应该抱着认真的态度，弄清楚每个原理，踏踏实实走下去，这样我们才真正弄懂了学问。
课程设计，有酸有甜，虽然过程是辛苦的，但是成就感和充实感也是极大的，在这过程中我收获了很多。不仅让我学会更熟练地运用word，Excel，CAD，更加熟练地写论文，更重要的是让我学会了能够更系统的思考问题，以全局为出发点考虑细节，并不是处处都考虑得非常精确就是好的，因为从全局来看可能有些考虑是可以忽略的，这样既可以满足设计要求，同时大大简化了设计过程。这对于自然科学的其他问题的研究上也是适用的。
附录 乙醇—正丙醇二元物系浮阀式精馏塔设计图
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