乙醇－水连续浮阀式精馏塔的设计课程设计任务书

1、. . 化工原理课程设计任务书 一一 设计题目设计题目： 乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计 二二 任务要求任务要求 设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水 具体工艺参数如下： 原料加料量 f100kmol/h 进料组成 xf273 馏出液组成 xd0.831 釜液组成 xw0.012 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kpa 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三三 主要设计内容主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及 提 馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图

2、 （4）总塔高 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 . . 目 录 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 .i 摘摘 要要 . 第一章第一章 前言前言 .1 1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用.1 1.2 精馏塔对塔设备的要求.1 1.3 常用板式塔类型及本设计的选型.1 1.4 本设计所选塔的特性.1 第二章 流程的确定和说明.3 2.1 设计思路.3 2.2 设计流程 .3 第三章精馏塔的工艺计算.4 3.1 物料衡算 .4 3.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 .4 3.1.2 物料衡算 .4 3.2 回流比的确定 .5 3.2.1 平均相对挥发度的计

3、算 .5 3.2.2 最小回流比的确定 .6 3.3 板数的确定 .6 3.3.1 精馏塔的气液相负荷 .6 3.3.2 精馏段与提馏段操作线方程 .6 3.3.3 逐板法确定理论板数及进料位置 .6 3.3.4 全塔效率 .8 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .8 3.4.1 操作温度的计算 .8 3.4.2 操作压强 .9 3.4.3 塔内各段气液两相的平均分子量 .10 . . 3.4.4 精馏塔各组分的密度 .12 3.4.5 液体表面张力的计算 .15 3.4.6 液体平均粘度的计算 .15 3.4.7 气液负荷计算 .16 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 .16 3

4、.5.1 塔径的计算 .16 3.5.2 精馏塔有效高度的计算 .18 3.5.3 溢流装置计算 .19 3.5.4 塔板布置 .20 3.6 筛板的流体力学验算 .21 3.6.1 塔板压降 .21 3.6.2 液沫夹带 .22 3.6.3 漏液 .23 3.6.4 液泛 .23 3.7 塔板负荷性能图 .23 3.7.1 过量液沫夹带线关系式 .24 3.7.2 液相下限线关系式 .23 3.7.3 严重漏夜线关系式 .24 3.7.4 液相上限线关系式 .24 3.7.5 降液管液泛线关系式 .24 3.8 主要接管尺寸的选取 .25 3.8.1 进料管 .25 3.8.2 釜液出口管

5、.25 3.8.3 塔顶蒸汽管 .26 3.8.4 回流管 .26 3.8.5 塔底蒸汽管 .26 第四章主要计算计算结果列表.27 4.1 浮阀塔计算结果汇总 .27 结束语结束语 .29 参考文献 .30 主要符号说明主要符号说明 .31 附附 录录 .34 一、物性表.35 . . 二、负荷性能图.36 三、带控制点的工艺流程图 .37 四、塔的设备结构图.38 . . 摘 要 本设计是以乙醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔 是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行 分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。 通过逐板计

6、算得出理论板数为 16 块，回流比为 3.531,算出塔效率为 0.518，实际板 数为 32 块，进料位置为第 11 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1 米，有效塔高 13.6 米，浮阀数（提馏段每块 76） 。通过浮阀塔的流体力学验算，证明 各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。 关键词：乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段 . . 第 1 章 前言 1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。 对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的 b 物质，而残液 是沸

7、点高的 a 物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔 顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 1.2 精馏塔对塔设备的要求 精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精 馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要 求大致如下： 一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流 动。 二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时， 易于达到所要求的真

8、空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且 不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 1.4 常用板式塔类型及本设计的选型 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有 很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前 新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀 . . 塔多用不锈钢板或合金 。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效 率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄

9、，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意 的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以 在此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率 大，生产能力大等。 乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对 于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计 1.4本设计所选塔的特性 浮阀塔的优点是： 1生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力 比泡罩塔板大 20%40%，与筛板塔接近。 2操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许 的负

10、荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹 带量小，塔板效率高。 4气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差 比泡罩塔小。 5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%80%，但是比筛板 塔高 20%30。 但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上） ，所以一般采用不锈钢作成， 致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料， 高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积

11、累的设计数 . . 据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适 第二章流程的确定和说明 2.1 设计思路 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

12、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，完成乙醇和 水的分离。 2.1 设计流程 乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1 送入精馏塔，塔顶上 升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐, . . 塔釜采用直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附流程图)。 第三章 精馏塔的工艺计算 3.1 物料衡算 3.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 46.07/ a mkg kmol 水的摩尔质量 1

13、8.02/ b mkg kmol 原料加料量 f100kmol/h 进料组成 xf0.275 馏出液组成 xd0.843 釜液组成 xw0.013 塔顶压力 p100kpa 单板压降 0.7 kpa 1 0.273 46.0710.27318.0225.70/ fff mxmxm kg kmol 乙醇 水 （） 0.831 46.071 0.83118.0241.60/ d mkg kmol 0.012 46.071 0.01218.0218.36/ w mkg kmol 3.1.2 物料衡算 精馏塔二元系物料 0.2730.012 0.319 0.831 0.012 fw dw xxd fx

14、x fdw fdw fxdxwx 100 100 0.2730.8310.0121 dw dw 解得：d=31.6 w=68.4/kmol h/kmol h 精馏段：l=rd=2.3631.6=74.51 kmol/h v=（r+1）d=（2.36+1）31.6=106.08kmol/h . . 提馏段： =l+qf=74.51+100=174.51 kmol/hl =v+(q1)f=v=106.08 kmol/hv 3.2 回流比的确定 3.2.1 平均相对挥发度的计算 查1由相平衡方程 得 1 (1) x y x (1) (1) y x x y 由常压下乙醇-水溶液的平衡数据 x0.180

15、.20.250.30.350.4 y0.510.5250.5510.5750.5950.61 x0.450.550.50.60.650.7 y0.6350.6780.6780.6970.7250.755 由道尔顿分压定律 及 iy pp aaa i bbb px px 得 1 1 ab ab i abab yyyy xxxx 将上表数据代入 得： 序号 12345 3.68153.15692.72542.35012.1263 序号 678910 1.91551.72281.54081.41961.3207 i i . . 则 10 12310 3.04 则 平衡线方程： 3.043.04 11

16、13.04 112.04 xxx y xxx 3.2.2 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 xf0.275 xd0.843xw0.012 =3.04 因为 q=1 所以 xe= xf0.275 由相平衡方程= 0.536 1 (1) x y x 最小回流比 min 1.18 de ee xy r yx 操作回流比取最小回流比的 1.6 倍 =1.6=2.36r min r 3.3 板数的确定 3.3.1 精馏塔的气液相负荷 精馏段：l=rd=2.3631.6=74.51 kmol/h v=（r+1）d=（2.36+1）31.6=106.08 kmol/h 提馏段： =l+qf=74.51+1

17、00=174.51 kmol/hl =v+(q1)f=v=106.08 kmol/hv 3.3.2 精馏段与提馏段操作线方程 精馏段操作线方程： 10.7020.251nndn ld yxxx vv 提馏段操作线方程： 1 1.6450.008 df nndn dxfxl yxxx vv 3.3.3 逐板法确定理论板数及进料位置 对于甲醇水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度可知 相平衡方程为 1 (1) n n n x y x (1)2.08 1.08 nn n nn yy x yy 因为泡点进料，q=1， 0.275 qf xx . . 第一块板上升的蒸汽组成 1 0

18、.843 d y x 第一块板下降的液体组成由式（c ）求取 1 0.6385 x 由第二块板上升的气相组成用（a）式求取: 2 0.6992 y 由第二块板下降的液体组成 如此反复计算： , 3 0.5552 y 3 0.2911 x , 4 0.4553 y 4 0.2157 x fx 因第 5 块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b）: 计算 1 1.6450.008 df nndn dxfxl yxxx vv 如此反复计算： , 5 0.3468 y 5 0.1487 x , 6 0.2366 y 6 0.0925 x , 7 0.1442 y 7 0.0525 x , 8 0.078

19、4 y 8 0.0272 x , =0.013 9 0.0368 y 9 0.0124 x wx 根据以上求解结果得： 总理论板数为 9 （包括再沸器） 进料板位置为 4 精馏段理论板数 3 提馏段理论板数 6 3.3.4 全塔效率 由进料组成 0.275 f x 经查表 得 泡点温度 78.24 dt 99.32 wt 在此温度下 查文献 得 ： 0.55583. aa mp s0.28767. ba mp s . . 则进料液再该温度下的平均粘度为： 0.555830.28767 /20.42175 则板效率 e 由计算 0.245 0.49ea =0.401e 则 实际塔板数： 9 n2

20、2 0.401 精 馏 段: 1 3 n7.487 0.401 提 馏 段: 2 6 14.9615 0.401 n 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1 操作温度的计算 1.)塔顶温度计算 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为 0.70 和 0.80 时,其沸点分别为 78.778.4塔顶 温度为,则由内插法: d t , 0.7078.7 0.800.7078.478.7 dd xt 78.24 d t 2.)进料板温度 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为 0.20 和 0.30 时,其沸点分别为 83.2和 81.7 设塔顶温度为,则由内插法: f t , 0.2083

21、.2 0.300.2083.281.7 ff xt 82.13 f t 3.)塔釜的温度 0.843 d x 0.275 f x . . 查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为 0.00 和 0.05 时,其沸点分别为 100和 90.6设 塔顶温度为,则由内插法: w t , 0.00100 0.050.0090.6 100 ww xt 96.92 w t 则 精馏段的平均温度: 2 78.2482.13 80.19 2 m t 提馏段的平均温度: 1 96.9282.13 89.53 2 m t 3.4.2 操作压强 塔顶压强：pd=100 kpa 取每层塔板压降:p=0.7 kpa 则 进料

22、板压力: 1000.7 7104.9 f pkpa 塔釜 压力: 100 0.7 7 104.9 w pkpa 则 精馏段的平均操作压强: 1 100 104.9 102.5 2 m pkpa 提馏段的平均操作压强: 2 110.5 104.9 107.7 2 m p 3.4.3 塔内各段气液两相的平均分子量 乙醇的摩尔质量 46.07/ a mkg kmol 水的摩尔质量 18.02/ b mkg kmol 0.013 w x 1 i ii i mx m . . 由公式 得 1.)对于塔顶 , 1 0.843x 1 0.843y 对于气相平均分子量: 11 1 0.843 46.071 0.

23、84318.02 41.74/ vdab my mym kg kmol 对于液相平均分子量: 11 1 ldab mx mxm 0.6385 46.071 0.638518.02 35.88/kg kmol 2.)对于进料板 , 6 0.2157x 6 0.4553y 对于气相平均分子量; 55 1 vfab my mym 0.2157 46.071 0.215718.02 24.04/kg kmol 对于液相平均分子量: 55 1 lfab mx mxm 0.4553 46.071 0.455318.02 30.75/kg kmol . . 3.)对于塔釜 16 0.0124x 16 0.0

24、368y 对于气相平均分子量: 1616 1 vwab my mym 0.0368 46.071 0.036818.02 19.03/kg kmol 对于液相平均分子量: 1616 1 lwab mx mxm 0.0124 46.071 0.012418.02 18.35/kg kmol 则 精馏段的平均分子量; 气 相: 1 2 vfvd vm mm m 41.7430.75 2 36.25/kg kmol 液 相 : 1 2 lfld lm mm m 35.8824.04 2 29.96/kg kmol 提馏段的平均分子量; 气 相: 2 2 vdvw vm mm m 19.0330.75

25、 2 24.89/kg kmol . . 液 相 : 2 2 ldlw lm mm m 18.3524.04 2 21.20/kg kmol 3.4.4 精馏塔各组分的密度 1.）气相平均密度 由 计算： pm rt 精馏段的气相平均密度： 11 1 1 mvm vm m p m rt 3 102.5 36.25 1.27/ 8.31480.19273.15 kg m 提馏段的气相平均密度： 22 2 2 mvm vm m pm rt 3 107.7 24.89 0.89/ 8.31489.53273.15 kg m 2.）液相的平均密度 由 计算 1 1 i ii n （1.）对于塔顶 0

26、78.24 d tc 查文献 ， 3 741.83/ a kg m 3 972.9/ b kg m 质量分率 0.843 46.07 0.9321 0.843 46.071 0.84318.02 a 10.0679 ba . . 则 1 ab dab ab alb d 1 l d 3 1 775.2/ 0.93210.0679 763.6972.9 mkg （2.）对于进料板 82.13 f tc 查文献 ， 3 739.6/ a kg m 3 970.50/ b kg m 质量分率 0.2157 46.07 0.4127 0.2157 46.071 0.215718.02 a 10.5102

27、 ba 则 1 ab fab ab alb 1 f l f 3 1 862.1/ 0.41270.5873 739.6970.5 mkg （3.）对于塔釜 0 96.92 w tc 16 0.009195x 查文献 ， 3 721.2/ a kg m 3 955.1/ b kg m 质量分率 0.0124 46.07 0.0311 0.0124 46.071 0.012418.02 a 10.9689 ba 则 1 ab wab ab alb 1 w l . . w 3 1 945.6/ 0.03110.9689 721.2955.1 mkg 则 精馏段的液相平均密度： 3 1 769.286

28、2.1 815.6/ 22 df lm kg m 提馏段的液相平均密度： 3 2 945.6862.1 903.8/ 22 fw lm kg m 3.4.5 液体表面张力的计算 由 计算 1 i ii n x （1.）对于塔顶 0 78.24 d tc 1 0.702x 查文献 ， 18.45/ a mn m62.98/ b mn m 则 0.843 18.751 0.843663.42 25.44/ ld mn m （2.）对于进料板 52.75/ lf mn m （3.）对于塔釜 0 96.92 w tc 查文献 ， 16.60/ a mn m59.49/ b mn m 则 0.0124

29、16.601 0.012459.4958.96/ lw mn m 则精馏段的液体平均表面张力： 1 25.4452.75 39.10/ 22 df lm mn m . . 提馏段的液体平均表面张力： 2 58.9652.75 55.85/ 22 fw lm mn m 3.4.6 液体平均粘度的计算 由 计算 1 i ii n x （1.）对于塔顶 0 78.24 d tc 1 0.702x 查文献 ， 0.504. aa mp s0.3644. ba mp s 则 0.479. lda mp s （2.）对于进料板 0 82.13 f tc 查文献 ， 0.481. aa mp s0.349.

30、 ba mp s 则 0.374. lfa mp s （3.）对于塔釜 0 96.92 w tc 查文献 ， 0.382. aa mp s0.295. ba mp s 则 0.296. lwa mp s 则精馏段的液体平均粘度： 1 0.4790.374 0.427. 22 lfld lma mp s 提馏段的液体平均粘度： 2 0.2960.374 0.335. 22 lflw lma mp s 3.4.7 气液负荷计算 精馏段气液负荷计算： . . 3 1 1 106.08 36.25 0.841/ 36003600 1.27 vm s vm vm vms 3 1 1 74.51 31.0

31、5 0.0008/ 36003600 815.6 lm s lm vm lms 提馏段气液负荷计算： 3 2 2 106.8 24.89 0.824/ 36003600 0.89 vm s vm vm vms 3 2966.4/ h vms 3 2 2 174.51 21.20 0.0011/ 36003600 903.8 lm s lm vm lms 3 3.96/ h lmh 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.5.1 塔径的计算 精馏段液气流动参数 1 1 2 2 2 2 0.0008 3600 815.6 0.0241 0.841 36001.27 slm lv svm l f v

32、取板间距，板上清液高度，0.40 t hm0.06 c hm 0.400.060.34 tc hhm 则 查史密斯关联图 得 20 0.073 f c 又 液体的表面张力 20/mn m 0.2 20 20 f f c c 0.20.2 20 39.1 0.0730.083 2020 ff cc . . max 815.6 1.27 0.0832.084/ 1.27 vl l ucm s 取安全系数为 0.6，则空塔气速： max 0.80.7 2.0841.459/uum s 则 44 0.841 0.857 3.14 1.459 s v dm u 按标准塔径园整后为：1.0dm 塔截面积：

33、 t a 22 0.785 4 t adm 实际空塔气速 u： 0.841 1.071/ 0.785 s t v um s a 提馏段液气流动参数 1 1 2 2 2 2 0.0011 903.8 0.0425 0.8240.89 slm lv svm l f v 取板间距，板上清液高度，0.40 t hm0.06 c hm 0.400.060.34 tc hhm 则 查史密斯关联图 得 20 0.073 f c 又 液体的表面张力 20/mn m 0.2 20 20 f f c c 0.20.2 20 55.85 0.0730.0884 2020 ff cc . . max 903.80.8

34、9 0.08842.816/ 0.89 vl l ucm s 取安全系数为 0.8，则空塔气速： max 0.80.7 2.8161.971/uum s 则 44 0.824 0.73 3.14 1.971 s v dm u 按标准塔径园整后为：1.0dm 塔截面积： t a 22 0.785 4 t adm 实际空塔气速 u： 0.824 1.05/ 0.785 s t v um s a 3.5.2 精馏塔有效高度的计算 板式塔的塔高按下式计算 初选板间距 ht=0.4m 则 7 10.415 10.40.8 8.8m 3.5.3 溢流装置计算 因为 d=1 米，可选用单溢流弓形降液管，采用

35、凹形受液盘。 1.）堰长 w l 取 0.660.66 1.00.66 w ldm 2.）溢流堰高度 w h 由 wlow hhh 选用平直堰，堰上液层高度 how由下式计算 . . 2 3 2.84 1000 h ow w l he l 近似取 e=1，则 2 3 2.840.0011 3600 10.009 10000.7 ow hm 取板上清液高度0.06 c hm 故 0.060.0090.051 w hm 3.）弓形降液管宽度和截面积 d w f a 由0.66 w l d 查 弓形降液管的参数 得, 0.0722 f t a a 0.124 d w d 故 2 0.07220.07

36、22 0.7850.0567 ff aam 0.1240.124 1.00.124 d wdm 依式 3600 3600 0.0567 0.40 20.62 5 0.0011 3600 ft h a h s l 故 降液管设计合理 4.）降液管底隙高度 0 h 0 3600 h o w l h l u 取 0 0.08/um s 则 0 0.0011 3600 0.0208 3600 0.66 0.08 h 0.0540.02080.03320.006 wo m hh 故 降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 0.05 w hm . . 3.5.4 塔板布置 1.）边缘宽度的确定 取

37、， 0.065 ss wwm0.035 c wm 2.）开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算 a a 2 221 2sin 180 a rx ax rx r 其中： 1.0 0.1240.0650.311 22 ds d xwwm 1.0 0.0350.465 22 c d rwm 故 2 221 0.4650.311 20.402 0.4650.311sin 1800.465 a a 2 0.596m 3.）浮阀个数及其排布 乙醇-水对设备无腐蚀性，可选用的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮3mm 阀，并取塔板上液体进出口安定区宽度和均为 60mm 边缘区宽度为为 50mm， 取 浮bs

38、 bs bc 阀直径 0 0.039dmm 选取 f1 型浮阀，重型，其阀孔直径 d0=0.039m 初取孔动能因子故阀孔气 0 010 v fu 速 u0=10.62m/s 故阀孔个数： 2 2 00 0.824 63 0.785 0.03911 4 vs n du 设计条件下阀孔气速： . . m/s 0 2 2 0 0.824 11 0.785 0.03963 4 vs u dn 动能因子： 00 11 0.8910 v fu 塔板上浮阀开孔率： 2 2 0 63 0.785 0.039 4 0.09 0.785 t nd a 气体通过筛孔的气速： 0 u 0 0 0.824 13.31

39、/ 0.09 0.693 s v um s a 3.6 筛板的流体力学验算 3.6.1 塔板压降 1.）干板阻力的计算 c h 由；干板阻力可计算如下：临界孔速 0fl hhhh 0 h 故按浮阀未全开计算： 0 h 液柱； 0.175 0.175 0 0 11 19.919.90.0337 897.53 l u hm 塔板上液层阻力：液柱；0.5()0.5(0.051 0.009)0.03 lwow hhhm 表面张力产生阻力：液柱； 3 0 44 58.96 10 0.00076 0.039 815.6 9.81 l hm dg 故=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m

40、 液柱。 0fl hhhh 2.）气体通过液层的阻力计算 l h 气体通过液层的阻力由 计算 l h ll hh 0.824 1.131/ 0.7850.0567 s a tf v um s aa 1.511.510.8240.739 os fv 查充气系数关联图 得0.5 . . 则 液柱0.50.051 0.0090.03 llwow hhhh 液体表面张力的阻力计算h 液体表面张力所产生的阻力， 由 计算h 4 l lo h gd 即 m 液柱 3 44 55.85 10 0.0050 903.8 9.81 0.005 l lo h gd 则气体通过每层板的压降：p （设计允许值） pl

41、 phg0.06446 857.97 9.81542.540.7 aa pkp 3.6.2 液沫夹带 液沫夹带由 计算 3.2 6 5.7 10 a v ltf u e hh 2.52.5 0.060.15 fl hhm 3.2 6 5.7 10 a v ltf u e hh 3.2 6 5.7 101.131 39.100.400.06 kg 液/kg 气 kg 液/kg 气0.0170.1 故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内. v e 3.6.3 漏液 对筛板塔，漏液点气速 ,mino u 由 计算 ,min0 4.40.00560.13 ollv uchh 即 ,min0 4.40.0

42、0560.13 ollv uchh 4.4 0.80.00560.13 0.060.0050 815.6 1.27 8.18/m s 实际孔速 . . 稳定系数 0 ,min 13.31 1.63 1.5 8.18 o u k u 故 在设计中无明显的漏液 3.6.4 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： dtw hhh 取 ， 则0.5 m 液柱0.50.400.0540.227 tw hh 而 dpld hhhh 板上不设进口堰，由 计算 d h 2 0.153 do hu 2 0.153 do hu 液柱 2 0.1530.0850.00113m pld d hhh h

43、 液柱 0.04930.060.001130.1317 d hm dtw hhh 故 在本设计中不会发生液泛现象 3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 过量液沫夹带线关系式 在式中，令，并将塔板有关数据代入得： 1 1.36 v ssl lv fb vl z f kc a 1 0.8f 1.6531 hh vl lh0.20.3 vh1.030.72 . . 3.7.2 液相下限线关系式 由，令 e=1，取，并将代入，可得： 2 3 3 0 2.84 10(/) whw he ll 0.006 ow hm w l 3 0.0006/ h lms 3.7.3 严重漏夜线关系式 令则： 0 5f 2

44、23 0 55 (/ 4)0.785 0.039760.4878/ 0.8869 s v vd nms 或 3 0.48/ h vms 3.7.4 液相上限线关系式 在中，令，并将和代入得 dt s a h l 5s d a t h 3 0.0044/ h lms 3.7.5 降液管液泛线关系式 由降液管液泛校核条件式将（令其中 e=1） ，hf（略去其中） ，和 hd 计 dtw hhh ow hh 算代入，可得： ()0.6 (0.40.045) dtw hhh ； dpld hhhh pcl hhhh ll hh lwow hhh 得：(1)(1) twwcd hhhhhh 将有关数据代

45、入得： 2 22 3 9.386521128 sss vll ls0.0010.003 vs2.952.8 以 lh 为横坐标，vh 为纵坐标，可得塔板负荷性能图为： . . 在负荷性能图上，作出操作点 a，与原点连接，即为操作线 oa。由图可知，筛板的操作 上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 ， 3 ,max 1.57m /s s v 3 ,min 0.4878m /s s v 故弹性操作为 ,max ,min 1.57 3.22 0.4878 s s v v 3.8 主要接管尺寸的选取 3.8.1 进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、t 型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进

46、料管， 管径计算如下： 取 uf=1.6m/s，而 4 s f v d u 3 857.97/kg m 7 3 1.853 10 0.00083/ 3600 300 24 857.97 s vms 4 0.00083 0.026 3.14 1.6 dm 3.8.2 釜液出口管 . . 已知釜液流率为 釜液密度： 68.43/wkmol h 3 945.6/kg m 则： 3 68.43 21.2/945.61.53/vwmh 取管内流速为：1.6/ w um s 44 1.53 0.02 36003600 1.6 w w w v dm u 3.8.3 塔顶蒸汽管 体积流速： 塔顶蒸密度 106

47、.08/ d vkmol h 3 1.27/kg m 则： 3 106.08 36.25/1.273027.9/ d vmh 取20/ d um s 44 3027.9 0.2315 3600 3.14 20 d d d v dm u 3.8.4 回流管 采用直管回流管，取 ur=1.6m/s。 0.841 4 775.2 0.03 3.14 1.6 r dm 3.8.5 塔底蒸汽管 体积流速： 塔顶蒸密度 106.08/ d vkmol h 3 0.89/kg m 则： 3 106.08 19.03/0.892268.2/ d vmh 取20/ d um s 44 2268.2 0.2 36

48、00 3.14 20 d d d v dm u 第四章主要计算计算结果列表第四章主要计算计算结果列表 4.1 浮阀塔计算结果汇总 项 目符 号单 位计算数据 . . 精馏段提馏段 气相 v m kg/kmol36.2524.89 平均分子量 液相 l m kg/kmol29.9621.20 各段平均压强 m p kpa 102.5 107.7 各段平均温度 m t 80.19 89.53 气相 vm -3 kg m 1.270.89 平均密度 液相 lm -3 kg m 815.6903.8 各段平均表面张力 lm -1 mn m39.1055.85 各段平均粘度 lm mpa 0.4270.

49、335 气相 s v m3/s0.8410.824 平均流量 液相 s l m3/s0.00080.0011 实际塔板数 n块 715 板间距 t h m0.40.4 塔有效高度 zm3.68.4 塔径 dm10.1 空塔气速 u m/s 1.071 1.05 塔板液流形式 单流型单流型 计算数据 项 目符 号单 位 提馏段 溢流装置 溢流管形式 弓形 . . 堰长 w l m0. 66 堰高 w h m0.054 溢流堰宽度 d w m0.124 管底与受液盘距离 0 h m0.0337 板上清夜层高度 1 h m0.03 浮阀数 n个 63 开孔面积 a a m20.596 阀孔流速 0

50、u m/s11 塔板压降 p h kpa446 液体在降液管中停留的时间 s20.62 降液管内清液层高度 d h m0.1317 雾沫夹带 v ekg 液/kg 气 0.017 负荷上限 液沫夹带控制 负荷下限 漏液控制 液相最大负荷 ,max ls m3/s0.044 液相最小负荷 ,min ls m3/s0.0006 弹性操作 ,max,minss vv 3.22 . . 结束语结束语 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精 馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻 炼了我的逻辑思维能力。 设计过程中培养了我的

51、自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加 以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知 识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这 对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用. 这次化工原理的课程设计，从最开始的草稿，到后来的电子稿，我经过了一遍又一遍的 修改，每次修改都伴随着我很大的努力，当然也伴随着我很大的进步，更使我明白理论离实 践的距离真的很远。最开始是由于自己的粗心大意导致了理论板的却定出现了错误，从而是 的后面出现了一系列的错误，好在及时发现，从新进行了计算。虽然浪费了时间但是也让我 知道了

52、粗心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在这次化工原理课程设计中我也收获到了 很多，学会了一些 word 中自己以前不会的的东西，学了以前从未接触的 auto cad 绘图软件， 同时也让我深深地感受到了同学们之间的友谊，感谢同学们对我的帮助和鼓励，使我能够顺 利的完成我的课程设计，同时也感谢几位同学在 cad 绘图过程中对我的指导。在此，衷心的 谢谢你们对我的帮助。设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师批评指正，并感谢学校 给予我这次机会！ . . 参考文献： （1）贾绍义，柴诚敬，化工单元过程及设备设计课程设计，天津，天津大学出版社，2002 年， 3871，101133。 （2）陈敏恒，

53、从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（上册） ，第二版，北京，化学工业出版 社，1999 年，310313。 （3）陈敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（下册） ，第二版，北京，化学工业出版 社，1999 年，49103。 （4）陈常贵，柴诚敬，姚玉英，化工原理（下册） ，天津，天津大学出版社，2002 年，3 8，90111。 （5）唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005 年，35 66。 （6）图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业出版社，2003 年。 (7) 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 年，127。 （8）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 年，299324。 （9）罗传义，时景荣，