分离乙醇-水混合液的筛板精馏塔设计-化工课程设计任务书-大学论文.doc

化学与环境工程学院 0409402班

分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计

课题名称：化工课程设计任务书
系 别：化环学院
专 业：化工2班

附
化工原理—化工设备机械基础 课程设计任务书-1
专业 化工 班级 0409402 设计人
一. 设计题目
分离乙醇—水混合液的筛板精馏塔设计
二. 原始数据及条件
生产能力：年处理量8万吨（开工率300天/年），每天工作24小时；
原料：乙醇含量为20%（质量百分比，下同）的常温液体；
分离要求：塔顶，乙醇含量不低于90%，
塔底，乙醇含量不高于 8%；
塔顶压强
进料热状况
回流比
塔釜加热蒸汽压力
单板压降
建厂地址
4 KPa（表压）
饱和液体
1.5 Rmin
0.5MPa（表压）
≤0.7KPa
重庆
操作条件：
三. 设计要求：
（一）编制一份设计说明书，主要内容包括：
1. 前言
2. 设计方案的确定和流程的说明
3. 塔的工艺计算
4. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计
a. 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定
b. 塔板的流体力学验算
c. 塔板的负荷性能图
5. 附属设备的选型和计算
6. 设计结果一览表
7. 注明参考和使用的设计资料
8. 对本设计的评述或有关问题的分析讨论。
（二）绘制一个带控制点的工艺流程图（2#图）
（三）绘制精馏塔的工艺条件图（1#图纸）
四. 设计日期：2011年 12月01日 至 2011 年12 月16日
五. 指导教师：谭志斗、石新雨
推荐教材及主要参考书：
1.王国胜, 裴世红，孙怀宇. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，2005
2. 贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，2002.
3、马江权，冷一欣. 化工原理课程设计. 北京：中国石化出版社，2009.
4、《化工工艺设计手册》，上、下册;
5、《化学工程设计手册》；上、下册;
6、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-塔设备；化学工业出版社：北京. 2004，01
7、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-换热器；化学工业出版社：北京. 2004，01
8、化工设备设计全书编辑委员会.化工设备设计全书-管道；化学工业出版社：北京. 2004，01
9.   陈敏恒. 化工原理(第三版). 北京：化学工业出版社，2006

目录
第一章 设计方案简介 6
第二章工艺流程图及说明 7
第三章 塔板的工艺计算 8
3.1 精馏塔全塔物料衡算 8
3.2 乙醇和水的物性参数计算 8
3.2.1温度 8
3.2.2密度 9
3.2.3混合液体表面张力 11
3.2.4相对挥发度 12
3.2.5混合物的粘度 13
3.3理论塔板和实际塔板数的计算 13
第四章 塔体的主要工艺尺寸计算 15
4.1塔体主要尺寸确定 15
4.1.1塔径的初步计算 15
4.1.2溢流装置计算 17
4.2 筛板的流体力学验算 20
4.2.1气相通过浮阀塔板的压降 20
4.2.2淹塔 21
精馏段 21
提留段 22
4.2.3物沫夹带 22
精馏段 22
提留段 23
4.2.4漏液点气速 23
4.3塔板负荷性能曲线 24
4.3.1物沫夹带线 24
4.3.2液泛线 24
4.3.3液相负荷上限 25
4.3.4漏液线 25
4.3.5液相负荷下限 26
第五章 板式塔的结构 28
5.1塔总高的计算 28
5.1.1塔的顶部空间高度 28
5.1.2塔的底部空间高度 28
5.1.3人孔 28
5.1.4 裙座 28
5.1.5筒体与封头 29
5.2.1进料管 29
5.2.2回流管 30
5.2.3塔底出料管 30
5.2.4塔顶蒸汽出料管 30
5.2.5塔底进气管 31
5.3法兰 31
第六章 附属设备的计算 33
6.1 热量衡算 33
6.2附属设备的选型 34
6.2.1再沸器 34
6.2.2塔顶回流冷凝器 35
6.2.3塔顶产品冷凝器 35
6.2.4塔底产品冷凝器 36
6.2.5原料预热器 36
6.2.6蒸汽喷出器 36
第七章 设计评述 37
精馏塔工艺设计计算结果总表 38
主要符号说明 40
参考文献 42

第一章 设计方案简介
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,本次课程设计是筛板塔。
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——水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点：
(1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用
(2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。
(3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。
(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。
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。
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。

第二章工艺流程图及说明
首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇与水的分离。

冷凝器→塔顶产品冷却器→乙醇储罐→乙醇
   ↑回流↓
原料→原料罐→原料预热器→精馏塔
    ↑回流↓
    再沸器← → 塔底产品冷却器→水的储罐→水

第三章 塔板的工艺计算
3.1 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
XF==0.089109
XD==0.778846
Xw==0.032907
总物料衡算 F=D+W
易挥发组分物料衡算 F XF=D XD+W XW
日生产能力（处理）
联立以上三式得
F=0.1506kmol/s
D=0.0110kmol/s
W=0.1390kmol/s
3.2 乙醇和水的物性参数计算
3.2.1温度
常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系
温度T℃
液相中乙醇的摩尔分率%
气相中乙醇的摩尔分率%
100
0.00
0.00
95.5
0.0190
0.1700
89.0
0.0721
0.3891
86.7
0.0966
0.4375
85.3
0.1238
0.4704
84.1
0.1661
0.5089
82.7
0.2337
0.5445
82.3
0.2608
0.5580
81.6
0.3273
0.5826
80.7
0.3965
0.6122
79.8
0.5079
0.06564
79.7
0.5198
0.6599
79.3
0.5732
0.6841
78.74
0.6763
0.7385
78.41
0.7472
0.7815
78.15
0.8943
0.8943

利用表中数据由内差可求得tF tD tW
① tF :×（9.66-8.90）+ 89.0 tF =88.29℃
② tD:×（89.43-77.43）+ 78.41 tD =78.21℃
③ tW:×（72.1-3.29） + 95.5 tW =90.70℃
④ 精馏段平均温度:===83.25℃
⑤ 提留段平均温度:===88.495℃
3.2.2密度
已知:混合液密度:
混合气密度:
塔顶温度: tD=78.21℃
气相组成yD: yD=80.750%
进料温度: tF=88.29℃
气相组成yF: yF=42.256%
塔底组成: tW=90.70℃
气相组成yw: yw=0.2273 %
(1)精馏段
液相组成x1:
气相组成y1:
所以

(2)提留段
液相组成x2:
气相组成y2:
所以

由不同温度下乙醇和水的密度,内差法求tF tD tW下的乙醇和水的密度
温度T,℃
70
80
90
100
110
,KG/M3
754.2
742.3
730.1
717.4
704.3
,KG/M3
977.8
971.8
965.3
958.4
951.6
tF=88.29℃

tD=78.21℃

tW=97.70℃

所以

3.2.3混合液体表面张力

由内差法求得在tF tD tW下的乙醇和水的表面张力

乙醇表面张力：
温度，℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
σ，m N/m
22.3
21.2
20.4
19.8
18.8
18
17.15
16.2
15.2
14.4
水表面张力
温度，℃
0
20
40
60
80
100
σ，m N/m
75.64
72.75
69.60
66.24
62.67
58.91

乙醇表面张力 σCF=16.36mN/m σCD=17.30mN/m σCW=16.13mN/m
水表面张力 σwF=59.55mN/m σwD=62.99mN/m σwW=58.65mN/m
塔顶表面张力 σD=23.90mN/m
原料表面张力 σF=53.91mN/m
塔底表面张力 σw=56.55mN/m
(1)精馏段的平均表面张力 σ1=(23.90+53.91)/2=38.905mN/m
(2)提馏段的平均表面张力：σ2=（56.55+53.91）/2=55.23mN/m
3.2.4相对挥发度
由 xF=8.9% yF=58.41% 得
由 xD=77.88% yD=80.75% 得
由 xW=3.29% yw=22.73% 得
(1)精馏段的平均相对挥发度
提馏段的平均相对挥发度
3.2.5混合物的粘度
=83.25℃ 查表，得μ水=0.34155mpa·s, μ醇=0.3969mpa·s
=88.495℃ 查表，得μ水=0.32205mpa·s, μ醇=0.42837mpa·s
(1)精馏段粘度：
μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.39690.2631+0.34(1-0.2631)=0.35611 mpa·s
(1) 提留段粘度:
μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.39690.05411+0.309(1-0.05411)=0.32780 mpa·s
3.3理论塔板和实际塔板数的计算
回流比的确定：
绘出乙醇—水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图，

由上图知，点a与纵轴的截距为0.41，即为值
XD=0.7788,
最小回流比Rmin=0.8995
操作回流比R=1.5×Rmin=1.349
理论塔板数的确定：
图解法求解：
YC ==0.331,易做得提留段、精馏段和q线的操作线，作图如下：

由图知，理论塔板数:
精馏段需NT1 = 10块，提馏段需NT2 = 3-1=2块。
实际塔板数确定：

由奥康奈尔公式
全塔所需实际塔板数：块
精馏段实际板数：
提馏段实际板数：
进料板位置第22块板。
第四章 塔体的主要工艺尺寸计算
4.1塔体主要尺寸确定
4.1.1塔径的初步计算
4.1.1.1气液相体积流量计算
（1）精馏段 质量流量：

体积流量：

（2）提馏段 质量流量：

体积流量：

4.1.1.2精馏段塔径计算
由u=(安全系数)Umax,安全系数=0.6—0.8，Umax=
横坐标数值：
取板间距：Ht=0.45m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.54m
查下图可知C20=0.089 ,

取安全系数为0.7 ，则空塔气速

按标准塔径圆整后为=0.9m
塔截面积为
实际空塔气速为
4.1.1.3提留段塔径计算
横坐标数值：
取板间距：Ht=0.45m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.39m
查图可知C20=0.08 ,

取安全系数为0.7 ，则空塔气速

按标准塔径圆整后为=0.9m
塔截面积为
实际空塔气速为
综上：塔径D=0.9m，选择单流型塔板，截面积
精馏段有效高度
提馏段有效高度
全塔的有效高度Z =9.0+1.35 =10.35m
4.1.2溢流装置计算
4.1.2.1堰长 对单流型，一般 取=0.72D=0.648m

4.1.2.2溢流堰高度（出口堰高） 选择平直堰
堰上层高度
又 查下图得E=1.03

塔板上清液层高度 在此取

（1） 精馏段

（2） 提留段
4.1.2.3弓形降液管宽度和截面积
由查得
，
溢流中间降液管宽度
则
验算降液管内停留时间
精馏段：
提留段：
停留时间>5s，故降液管可使用
4.1.2.4溢流堰宽度

4.1.3塔板设计
4.1.3.1塔板分布

本设计塔径D=0.9m 采用分块式塔板

4.1.3.2 浮阀的选型：F1Q-4B型阀片厚度1.5mm，阀重24.6g，塔板厚4mm.

4.1.3.3浮阀数目与排列

(1)精馏段
取阀孔动能因子F0=12. 则孔速
每层塔板上浮阀数目为

浮阀排列方式采用顺排方式，t/d0应尽可能在3～4的范围内，在此取同一个横排的孔心距t=0.120m（）
塔板开孔率
(2)提留段
取阀孔动能因子F0=12. 则孔速
每层塔板上浮阀数目为
塔板开孔率
4.2 筛板的流体力学验算
4.2.1气相通过浮阀塔板的压降
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
和计算
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。

精馏段
(1)干板阻力
因u01>u0c1 故
(2)板上充气液层阻力
取 则
(3)液体表面张力所造成的阻力

=0.047+0.025+0.00049=0.0725m
单板的压力降：

精馏段平均压强：
提留段
（1）干板阻力
因u02>u0c2 故
（2）板上充气液层阻力
取 则
（3）液体表面张力所造成的阻力

=0.042+0.025+0.00062=0.0676m
单板的压力降
提留段平均压强：

4.2.2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
精馏段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
(2)液体通过液体降液管的压头损失

(3) 则
取，已选定
则

可见所以符合防止淹塔的要求。
提留段
(1)单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度
(2)液体通过液体降液管的压头损失

⑶板上液层高度
则
取，已选定
则
可见所以符合防止淹塔的要求。可见所以符合防止淹塔的要求。
4.2.3物沫夹带
精馏段

板上液体流经长度：
板上液流面积：
取物性系数，泛点负荷系数图
泛点率
为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。
提留段
取物性系数，泛点负荷系数图
泛点率
为了避免过量物沫夹带，一般的大塔应控制泛点率在，由以上计算可知，物沫夹带能够满足的要求。
4.2.4漏液点气速
当气相负荷减小或踏板上开孔率增大，通过筛孔或阀孔的气速不足以克服液层阻力时，部分液体会从筛孔或阀孔中直接落下，该现象称为漏液。漏液导致办效率下降，严重时将使塔板上不能积液而无法操作。漏液气速指的是漏夜现象明显影响办效率时的气速。
当阀孔的动能因子F0低于5时会发生严重漏液，故漏液点的空速可取F0=5的相应孔流气速：
精馏段：

，故不会发生严重漏液。
提馏段：

，故不会发生严重漏液。
4.3塔板负荷性能曲线
4.3.1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
0.8=
整理得：
即
由上式知物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值算出
⑵提留段
0.8=
整理得：
即
在操作范围内任取两个值算出

精馏段
Ls (m3/s)
0.0005
0.0006
Vs (m3/s)
1.302
1.299
提馏段
L′s (m3/s)
0.001
0.002
V′s (m3/s)
1.563
1.531
4.3.2液泛线
⑴精馏段
整理得：
⑵提留段

整理得：
在操作范围内任取若干个值，算出相应得值：

精馏段
Ls1 (m3/s)
0.0001
0.0002
0.0004
0.0006
Vs1 (m3/s)
1.941
1.932
1.918
1.906
提馏段
Ls2 (m3/s)
0.0001
0.001
0.002
0.003
Vs2 (m3/s)
2.585

2.650

2.692
2.721

4.3.3液相负荷上限
液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于3~5s
液体降液管内停留时间
以作为液体在降液管内停留时间的下限，则
4.3.4漏液线
对于F1型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则
(1) 精馏段

(2)提留段

4.3.5液相负荷下限
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。

取E=1.0 3 则
由以上1~5作出塔板负荷性能图

由上图可知：
精馏段：气相最大负荷

气相最小负荷

提馏段：气相最大负荷

气相最小负荷

第五章 板式塔的结构
5.1塔总高的计算
5.1.1塔的顶部空间高度
塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1200mm。
5.1.2塔的底部空间高度
塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取20min。釜液上方的气液分离空间高度取1.5m。

5.1.3人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔6~8块塔板才设一个人孔，，需经常清洗时每隔3~4块塔板才设一个人孔.本塔中共25块板，需设置3个人孔，每个孔直径为400mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此，取人孔所在板增至800mm
5.1.4 裙座
裙座高度应考虑的问题包括：
1.　底部接管的高度和出入孔的位置
2.　塔底抽出泵的灌泵液位
3.　塔底再沸器热虹吸循环或强制循环的要求
4.　检修方便
5.　减压塔底液封要求
6. 　支撑应力要求
设计时一般取裙座高度为1.5-2m，本塔为常压操作，取裙座2m.
进料所在板的板间距由450mm增至550mm或600mm，
5.1.5筒体与封头
5.1.5.1筒体
由D=0.9m 选钢板材料为：GB 3274 则，100%探伤，

取壁厚为3mm
5.1.5.2封头
封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用标准椭圆形封头，由公称直径D=2600mm
，取壁厚为3mm
得曲面高度，直边高度。

塔总高：
5.2接管
5.2.1进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径计算如下

查标准系列选取
经计算，实际流速u=0.401m2/s
5.2.2回流管
采用直流回流管 取

查标准系列选取
5.2.3塔底出料管
取 直管出料

查标准系列选取
5.2.4塔顶蒸汽出料管
直管出气 取出口气速

查标准系列选取
5.2.5塔底进气管
采用直管 取气速

查标准系列选取
5.3法兰

公称直径
/mm
法兰外径
/mm
螺栓孔中心圆直径/mm
螺栓孔直径/mm
螺栓孔数/mm
螺纹/mm
法兰厚度/mm
法兰内径/mm
法兰重量
/kg
进料管
100
210
170
18
4
M16
18
110
3.41
塔顶蒸汽管
10
75
50
11
4
M10
12
15
0.36
塔底出料管
10
75
50
11
4
M10
12
15
0.36
塔底进气管
80
190
150
18
4
M16
18
91
2.94
回流管
50
57
140
14
4
M12
16
59
1.51

由于常压操作，所以法兰均采用标准管法兰、平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。
进料管接管法兰、回流管接管法兰、塔底出料管法兰、塔釜蒸汽进气法兰都采用HG/20592-97钢制管法兰用聚四氟乙烯包覆垫片

第六章 附属设备的计算
6.1 热量衡算
0℃的塔顶气体上升的焓Hv
tD温度下，即 78.21 ℃

=30℃温度下

tw温度下，即 90.70 ℃

tD温度下，即 78.21 ℃

0℃的塔顶气体上升的焓Qv
塔顶以0℃为基准温度由78.21℃到30℃的热量变化
温度由99.70℃到30℃的热量变化

回流液的焓HR

塔顶馏出液的焓HD
因馏出口与回流液口组成一样，所以

冷凝器消耗的热量QC

进料口的热量QF
t温度下，即 88.29℃

=25℃温度下

塔釜残液的焓QW

6.2附属设备的选型
6.2.1再沸器
塔釜热损失为10%, 则
设再沸器损失能量Q损=0.1QB

加热器实际热负荷

再沸器的选型：选用饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m2.h.oC)
料液温度： 水蒸气：
加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol
水蒸气的用量m水= QB/ r=
查表得水蒸气温度为t=120℃取k=650（w/m2×k）则再沸器的传热面为:由 其中Cp=4.187Kj/(kg.h)得A=147 m2
选取型号为：G.CH800-6-70

6.2.2塔顶回流冷凝器
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500—1500℃)
本设计取K=700℃)=2926℃)
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=58.21 ℃ △t2=43.21℃

选用设备型号：G500I-16-40
6.2.3塔顶产品冷凝器
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=43.21 ℃ △t2=10℃

选用列管式换热器。
6.2.4塔底产品冷凝器
出料液温度：
冷却水温度：
逆流操作：△t1=64.91 ℃ △t2=10℃

选用列管式换热器。
6.2.5原料预热器
原料液由25℃加热到88.29℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，逆流冷凝，取传热系数取K=700℃)=2926℃)
加热蒸汽温度：
原料液温度：
逆流操作：△t1=35 ℃ △t2=45.03℃

选用U型管换热器。
6.2.6蒸汽喷出器
蒸汽喷出器可用蒸汽喷射式泵。

第七章 设计评述
化工原理课程设计是一个综合性和实践性很强的学习环节，是理论联系实际的桥梁，同时也是我们在学习化工设计基础只是过程的初次尝试。本次课程设计要求我们综合运用基础知识，独立思考。要做好课程设计，不仅要了解工程设计的基本内容，掌握设计的程序和方法，还要求有缝隙和解决工程实际问题的能力。
此次设计学到的真的很多。对于我们设计的乙醇-水溶液连续精馏，让自己对于浮阀塔的连续精馏有了一定的认识，至少对于浮阀塔精馏设备有了基础的了解，对于溶液连续精馏的工艺流程有了一定认识。在此次设计过程中，知道了查取数据及取合适数据的重要性，在选取设备时都是需要不断地核算，核算是否符合生产要求及其安全要求，才能选出适合的设备。在计算过程中需及其的认真，某个地方错了可能就得全部重来算一遍。当然在进行设计时分析、思考是很关键的，如何计算，选用何种计算公式都得通过认真思考。
本次设计心得有以下几点：
1、 数据的查取：尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性；
2、 数据的单位：各公式计算时单位的要求及加和时单位的一致性；
3、 耐心和细心：需计算数据多、计算的繁琐都需要有一定的耐心和细心；
4、 清晰的思路：计算的公式特别多，各符号代表的意义及对应的数据一定得很清楚。
精馏塔工艺设计计算结果总表

项 目

符 号

单 位
计 算 数 据
精馏段
提馏段
各段平均压强

109.483
（绝压）
113.948
（绝压）
各段平均温度

℃
83.25
88.495
平均流量
气相

0.000689
0.00316
液相

0.950
1.18
实际塔板数

块
21
4
板间距

m
0.45
0.45
塔的有效高度
Z
m
9.0
1.35
塔径
D
m
0.9
0.9
空塔气速
u
m/s
1.89
1.86
塔板溢流型式
单溢流弓形降液管 分块式塔板
溢
流
装
置
溢流管型式
弓型
堰高

mm
42.8
19.8
堰长

m
0.648
0.648
溢流堰宽度

m
0.138
0.138
板上清液层高度

mm
50
50
孔径

mm
39
39
孔间距
t
mm
120
120
孔数或阀数
N
个
69
68
开孔面积

0.082
0.081
开孔率

%
12.8
12.6
浮阀型式
F1Q-4B
浮阀重量

g
24.6
塔板压降

594.16
613.07
降液管面积

0.05088
0.05088
液体在降液管停留时间

s
33.23
7.25
降液管内清液层高度

mm
122.7
120.0
雾沫夹带(泛点率)

%
59.8
64.2
气相最大负荷

1.306
1.479
气相最小负荷

0.403
0.495
操作弹性

3.24

3.02

主要符号说明
符号
意义
SI单位
F
进料流量
kmol/s
D
塔顶产品流量
kmol/s
W
塔釜产品流量
kmol/s
x
进料组成
无因次
V
上升蒸汽流量
kmol/s
L
下降液体流量
kmol/s
μ
粘度
mPa·s

板效率
无因次
P
压强
Pa
t
温度
℃；
R
回流比
无因次
N
塔板数
无因次
q
进料状况参数
无因次
M
分子量
kg/kmol；
C
操作物系的负荷因子
m/s

密度
kg/m3；

表面张力
mN/m；
u
空塔气速
m/s；
HT
板间距
m；
hL
板上液层高
m；

降液管低隙高度
M

停留时间
S
D
塔径
m；
AT
塔截面积
m2；
Af
弓形降液管面积
m2；
g
重力加速度
N/kg
Wd
弓型降液管宽度
m；
uo
阀孔气速
m/s；
Z
塔高
m；
Aa
鼓泡区面积
m2；

开孔率
无因次

压降
Pa

孔速
m/s；
N
开孔数
无因次
K
物性系数
无因次
F0
动能因子
无因次

阻力因子
无因次
t
空心距
m；

排间距
M
lW
堰长
m；
hW
溢流高度
m；

堰上液层高度
m；

泛点率
无因次
Wc
边缘区宽度
m；
L V
料液的质量流率
kg/s
L V
料液的体积流率
m3/s
D
进料管的直径
M

塔底空间高度
M

裙座高度
M

加料板及人孔所在板增加高度
M

塔顶空间高度
M
下标的说明
下标
意义
min
最小值
L
液相
V
气相
D
塔顶
W
塔底
F
进料板
M
平均值

参考文献
[1] 谭天恩，窦梅，周明华. 《化工原理》(上、下册).化学工业出版社，2009
[2]钟秦，陈迁乔，王娟，曲虹霞，马卫华.《化工原理》国防工业出版社，2009
[3]匡国柱，史启才.《化工单元过程及设备课程设计》.化学工业出版社，2002
[4]刁玉玮，王立业，喻健良.《化工设备机械基础》.大连理工大学出版社，2006
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