化工原理连续精馏塔课程设计

学 号： ************

化工原理课程设计

（

题 目：3.5万吨/年乙醇连续精馏塔

设计

****：** 学 院：化工学院 系 别：应用化学系 专 业：应用化学 班 级：应化12-1 ****：***

二 〇 一 五 年 七 月

内蒙古工业大学化工学院课程设计

化工原理—化工设备机械基础 课程设计任务书

专业 应用化学 班级 应化12-1 设计人 秦云

一. 设计题目

3.5万吨/年乙醇连续精馏塔设计

二. 原始数据及条件

生产能力：年产3.5万吨乙醇（开工率300天/年），每天工作24小

时；

原料：乙醇含量为45%（质量分率，下同），水含量为55%的常温混

合液。

分离要求：塔顶，乙醇含量不低于91% 塔底，乙醇含量不高于 2% 操作条件：

塔釜加热蒸汽塔顶压强 0.5 KPa （表压） 进料热状况 压力 饱和液体（q=1） 0.5MPa（表压） ≤0.5KPa 单板压降

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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 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）

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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-管道；化学工业出版社：北京. 2004，01

8.陈敏恒. 化工原理(第三版). 北京：化学工业出版社，2006

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目录

第一章 设计方案简介........................................1 第二章 工艺流程图及说明....................................2 第三章 塔板的工艺计算......................................3

3.1 精馏塔全塔物料衡算..................................3 3.2基本物性参数计算....................................3

3.2.1温度...........................................3 3.2.2精馏段和提馏段平均组成.........................4 3.2.3摩尔质量.......................................4 3.2.4操作压力.......................................4

3.2.5密度..........................................4

3.2.6混合物表面张力...................................5

3.2.7混合物的粘度................................6 3.2.8相对挥发度.....................................6 3.3理论塔板和实际塔板数的计算...........................7 3.3.1最小回流比的确定...................................7

3.3.2理论塔板数的确定..................................7

3.3.3确定进料位置....................................10 第四章 塔体的主要工艺尺寸计算...............................11 4.1塔体主要尺寸确定..................................11

4.1.1塔径的初步计算....................................11

4.1.2塔体主要工艺尺寸计算.............................12

4.1.3塔板布置....................................13

4.2 筛板的流体力学验算....................................14

4.2.1塔板压降.........................................14 4.2.2页面落差.........................................14 4.2.3液泛.............................................15 4.2.4漏液...........................................15

4.2.5液沫夹带.......................................15

4.3塔板负荷性能曲线......................................15

4.3.1漏液线..........................................15

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4.3.2液沫夹带线......................................15 4.3.3液相负荷下限线..................................16 4.3.4液相负荷上限线..................................17 4.3.5液泛线..........................................17

第五章 板式塔的结构..........................................19

5.1塔其他部分高度的计算..................................19

5.1.1塔的顶部空间高度................................19 5.1.2塔的底部空间高度................................19 5.1.3人孔............................................19 5.2接管..............................................19

5.2.1进料管..........................................19 5.2.2回流管..........................................20 5.2.3塔底出料管......................................20 5.2.4塔顶蒸汽出料管..................................20 5.2.5塔底进气管......................................21

第六章 附属设备的计算.......................................22

6.1 热量衡算............................................22 6.2附属设备的选型........................................23

6.2.1再沸器..........................................23 6.2.2塔顶回流冷凝器..................................24 6.2.3塔顶产品冷凝器..................................24 6.2.4塔底产品冷凝器..................................24 6.2.5原料预热器......................................25

第七章 设计评述.............................................26 主要符号说明.................................................27 塔设计计算结果参数............................................. 29

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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、喷射塔板等等,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。具有以下优点：

(1) 结构简单，造价低

(2) 板上页面落差小，其他压降低 (3) 气体分散均匀，传质效率高 具有以下缺点：

筛板易堵塞，不易处理结焦、粘度大的物料

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机会认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。

1

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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。原料液全部作为提馏段的回流液。提馏段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冷却，其中一部分停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的一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再沸器中，在再沸器中被加热到重新回到精馏塔；一部分经冷却流出。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

2

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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/h) XF:原料组成 D:塔顶产品流量(kmol/h) W:塔底残液流量(kmol/h) XD:塔顶组成 XW:塔底组成

45XF=

450.24 465511XD=

46910.80469 182Xw=

46204698.008 18总物料衡算 : F=D+W

易挥发组分物料衡算 : F X联立以上式子得: F=412.32 kmol/h D=120.77 kmol/h

W=291.55 kmol/s

3.2 基本物性参数

3.2.1 温度

T顶=78.4℃ T进=82.4℃ T底=99.9℃

F=D XD+W XW 3

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Tm精=( T顶+T进)/2=(78.4+82.4)/2=80.4℃ Tm提=(T进+ T底)/2=(82.4=99.9)/2=91.2℃

3.2.2平均组成

由平均温度查表可得 精馏段平均组成： x =0.43 y =0.66

提馏段平均组成： x=0.0507 y=0.3306

3.2.3摩尔质量

精馏段

气相：MV精=MA*yA+MB*yB=46*0.66+18*0.34=36.48 液相：ML精=MA*Xa+MB*Xb=46*0.43+18*0.57=30.04 提馏段

气相：MV提=MA*yA+MB*yB=46*0.3306+18*0.6694=27.26 液相：ML提=MA*Xa+MB*Xb=46*0.0507+18*0.9493=19.42

3.2.4操作压力 PD=101.3+0.5=101.8 kpa PF=101.8+0.5*16=109.8 kpa PW=101.8+0.5*19+5=116.3 kpa

PM精=( PD+ PF)/2=(109.8+101.8)/2=105.55 kpa PM提= (PF+ PW/2=(109.9+116.3)/2=113.1 kpa

3.2.5密度

混合液密度:

1aAaBlAB

4

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混合气密度:V精馏段

PMRT（T为热力学温度，K）

aA =0.43*46/((0.43*46)+(0.57*180)=0.62 气相：

ρ

精，V

= p

精

MV精/ RTm精=107.55*36.48/8.314*(80.425+273.15)=1.33 kg/m3

液相：

ρ

精，L

=1/((0.62/7)+(0.38/971.8))=849.72 kg/m3

提馏段

aB =0.0507*46/((=0.0507*460+(18*0.9493))=0.12 气相：

ρ

提，V

= p

提

MV提/ RTm提=113.1*27.26/8.314*(273.15+91.2)=1.01

kg/m3 液相：

ρ

提，L

=1/((0.12/7)+(0.88/971.8))=945.5 kg/m3

3.2.6混合液体表面张力

乙醇表面张力： 温度，℃ 20 σ，m N/m 22.3 水表面张力： 温度，℃ σ，m 75.6 N/m

精馏段的平均温度约为80℃，由表可查得 σ精，水=62.67 mN/m

72.8 69.6 66.2 62.7 60.7 58.9 0 20 40 60 80 90 100 30 21.2 40 20.4 50 19.8 60 18.8 70 18.0 80 17.15 90 16.2 100 110 15.2 14.4 5

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σ精，乙醇=17.15 mN/m

σm精=σ精，水*xA+σ精，乙醇*xB=17.15*0.43+62.67*0.57=43.1mN/m 提馏段的平均温度约为90℃，由表可查得 σ提，水=60.7 mN/m σ题，乙醇=16.2 mN/m

σm提=σ提，水*xa+σ提，乙醇*xb=60.7*0.0507+16.2*0.9493=18.4 mN/m

3.2.7相对挥发度

α=10F

x=5 F1=1.105-0.027x=0.97 α1=10F=9.33 x=15

F2=1.045-0.019x=0.751 α2=5.

x=25 F3=0.957-0.0153x=0.5745 α3=37.5 x=35 x=45 x=55 x=65 x=75

F4=0.-0.013x=0.5745 F5=0.78-0.01X=0.33 F6=0.773-0.01x=0.223 F7=0.603-0.007x=0.148 F8=0.553-0.0062x=0.088

α4=2.72 α5=2.14 α6=1.67 α7=1.48 α8=0.88

x=85 F9=0.55-0.0062x=0.023 α9=0.23 α=(α1+α2+α3+α4+α5+α6+α7+α8+α9)/9=3.09

3.2.8混合物的粘度

精馏段温度约为80℃

查表，得μ水=0.3565mpa·s, μ醇=0.4950mpa·s 提馏段温度约为91℃

查表，得μ水=0.3130mpa·s, μ醇=0.3960mpa·s (1)精馏段粘度：

μ1=μ醇x1+μ水(1-x1)=0.4950*0.43+0.3565* (1-0.43)=0.4160 mpa·s (1) 提留段粘度:

μ2=μ醇x2+μ水(1-x2)=0.3960*0.0507+0.3130* (1-0.0507)=0.3172 mpa·s 平均粘度：μ=（μ1+μ2）/2=(0.4160+0.3172)=0.3666mpa.s

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3.3理论塔板和实际塔板数的计算

3.3.1最小回流比的确定：

绘出乙醇—水的气液平衡组成，即t-X-Y曲线图

由上图知，点精馏线与纵轴的截距为0.37 即为

xDRmin1值

XD=0.80

最小回流比Rmin=1.16

3.3.2理论塔板数的确定：

简捷法求理论塔板数

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x1xW)log(D)()xW1xD1Nmin=

logm0.8010.008)log()()0.00810.8014.5 log3.09

知道 ：Nmin=4.5 Rmin=1.16

通过吉利兰图，可查得

NNminRRmin跟的关系

N2R1在0.01＜

NNmin＜0.9范围内

N2令Y=

NNminRRmin ， X=

N2R1有：Y=0.5827-0.591422X+0.002743/X R1=1.1 Rmin=1.276 R2=1.2Rmin=1.392 R3=1.3 Rmin=1.508 R5=1.5 Rmin=1.74 R7=1.7 Rmin=1.972 即：

X1=(1.276-1.16)/(1.276+1)=0.050967 X2=(1.392-1.16)/(1.392 +1)=0.96990 X3=(1.508-1.16)/(1.508+1)=0.138756 X4=(1.624-1.16)/(1.624+1)=0.176829 X5=(1.74-1.16)/(1.74+1)=0.211679 X6=(1.856-1.16)/(1.856+1)=0.412955 X7=(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273216 X8=(2.088-1.16)/(2.088+1)=0.394280

N2XNmin

1-XR4=1.4 Rmin=1.624 R6=1.6 Rmin=1.856 R8=1.8 Rmin=2.088

N1=13.1 N2=11.4 N3=10.6

N4=9.96

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N5=9.4 N7=8.2

N6=9.07 N8=8.4

用坐标纸画出N和R的关系图，如下：

由图知，当R=1.7Rmin时，N变化率已经非常小，几乎不再下降，此时经济费用比较合理，故 R=1.7Rmin=1.972 NT=N-1=8.2-1=7.2块 实际塔板数确定：

T顶=78.4℃ T底=99.9℃ Tm=（78.4+99.9）/2=℃

查表知此温度的乙醇摩尔分数为：6.68% F=1.105-0.027x=0.92 α=10F=8.32

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μ=0.3666 mpa.s

ET=0.49(αμL)-0.245=0.49*(8.32*0.3666)-0.245=0.382 全塔所需实际塔板数：NPNT7.218.819 块 ET0.382

3.3.3确定进料位置

X＞80 F=0.55-0.0062x=0.55-0.0062*91=-0.0142

D=10F=0.968

X＜30 F=0.-0.013*24=0.578

F=10F=3,784

m'=D*F1.91

xD1xF)0.8010.24)log()()log()()1xx0.24DF110.8012.92 Nmin，精=

log1.91logm'X=

RRmin=(1.972-1.16)/(1.972+1)=0.273217 R1Y=0.5827-0.591422X+0.002743/X =0.394280 N精=

2*YNmin 2*0.3942802.926.1

1-Y1-0.394280N6.116块 ET0.382实际精馏段层数为：Np,精=

实际提馏段层数为：Np，提=19-16=3块 故加料板层数为为：16+1=17块

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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

气液相体积流量计算 (1)精馏段： 气相： 液相：

（2）提馏段

22，4*V*T*P22.4*358.93*(273.1580.425)*101.33VS2.72m/s273.15*105.55*36003600*T*pLSL*M238.16*30.040.0026m3/s*3600849.72*360022，4*V*T*P22.4*358.93*(273.1591.1)*101.33气相： VS2.68m/s273.15*112.5*36003600*T*p

液相: LSL'*M771.25*19.420.0044m3/s*3600945.5*3600

精馏段塔径计算 气，液相负荷：

L=R*D=1.972*120.77=238.16 V=(R+1)*D=358.93

取板间距：Ht=0.5m , hL=0.06m .则Ht- hL=0.44m

LhVhL*V0.0265 12查图可知C20=0.073 ,则 CC20( umax=C*20)0.20.0604

LV902,111,170.0604*1.676m/s V1,17 11

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u= umax*0.7=1.173 m/s D=

4VS4*2.721.72m u3.14*1.173塔径圆整后：D=1800 mm=1.8 m 塔截面积为: AT=0.785D2=2.m2 实际空塔气速为:

u=VS/AT=2.72/2.=1.071 m/s

精馏段有效高度 :Z精=（N精-1）HT=（16-1）*0.5=7.5m 提馏段有效高度 :Z提=（N提-1）HT=（3-1）*0.5=1m 进料上方开一人入孔，高度为：0.8m 全塔的有效高度 ：Z =7.5+1+0.8 =9.3m

4.1.2塔体主要工艺尺寸计算

D=1800mm 选用单溢流板即可 堰长lw 取lW=0.6D=1.08m 溢流堰高度（出口堰高）hw

hWhLhOW 选择平直堰 取E=1

2L2.84堰上层高度: how*E*(h)30.01m

1000Lwhw=0.06-0.01=0.05

弓形降液管宽度和截面积 由lw/d=0.6查得 Wd/D=0.11，Af /AT=0.0 Wd=0.198m，Af=0.137m2

3600*0.236*0.526.8s

9.2数值大于5S ，设计合理降液管底隙高度 取u0＇=0.1m/s

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h0=

Lh9.20.0203m

3600*Lw*u0'3600*1.26*0.1受液盘的选取

由于D=1800mm＞600mm 故选用凹液盘比较合适

4.1.3塔板布置

塔板分布

本设计塔径D=1.8m 采用分块式塔板 ①鼓泡区 ②溢流区 ③安定区

D=1.8m＞1.5m 取WS=80mm ④无效区

由于塔径比较大， 取WC=150mm 筛孔的计算及其排列 筛孔直径：

选用不锈钢塔板，取d0=2.5mm 板厚为2.5mm 孔中心距：

t/d0=3 t=3*d0=7.5mm 筛孔的排列与筛孔数 采用正三角形排列

x=D/2-（Wd+Ws）=1.8/2-(0.198+0.08)=0.622 r= D/2-Wc=1.8/2-0.15=0.75

r2122鼓泡区面积：Aa=2xrx180sin开孔数：n=

1.155𝐴𝑎

𝑡2

x1.88m2 r=37265个

0.00252

开孔率：∅=0.907(0.0075)=0.1=10%

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4.2 筛板的流体力学验算

4.2.1塔板压降

△p=△pc+△p1+△pσ 把压力用液柱高度来表示： hp=hc+h1+hσ

干板压降

u0hc=0.051c02VL u0VS14.36m/s2 0.785nd0d0/δ=1 查表得C0=0.8

hc=0.051（25.53/0.8）2（1.33/849.72）=0.0813m

气体通过充气液层的压降 h1=β（hw+how）

F0uaVuaVS1.132m/s

ATAf

h1=0.62*0.26=0.0372m

液体表面张力产生的压降hσ一般很小，可以忽略 hp=0.0372+0.0813=0.1185

pphpLg0.1185*849.72*9.81987.8pa

F01.132*1.331.305

4.2.2液面落差

很小，可以忽略不计

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4.2.3液泛

H d=hp+hL+hd

2LShd0.2uo0.002l*h0.2* 0W2H d=0.1185+0.006+0.002=0.1265m (hw+HT)*0.5＞0.1265

设计合理

4.2.4漏液

筛板相对漏液量为10%时，取动能因子F0=10

u0,minF0V8.67m/s

K=u0/uo,min=14.36/8.76=1.66 1.5＜K＜2 故无明显漏液现象

4.2.5液沫夹带

hf=2.5hL=0.015m ua=1.132m/s

5.7*10uaevLHThf-63.25.7*1061.132L0.5-0.0153.20.011

ev=0.011kg液体/kg气体＜0.1kg液体/kg气体

4.3塔板负荷性能曲线

4.3.1漏液线

曲线1

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VS，min=0.785 d02 n u0=0.785*0.00252*38602*8.67=1.m3/s

4.3.2液沫夹带线

曲线2

取ev=0.1kg液/kg气，求VS,LS关系如下

5.7*10uaevLHThf-6 3.2uaVSVS

ATAf2,4hf=2.5hL=2.5(hw+how)=0.125+2.5 how

22.843600*LShow=*1*0.634LS3

10001.0823hf=0.125+1.58LS2/3 HT-hf=0.375-1.58 LS2/3

-6VS5.7*10ev2L32.40.375-1.58LSVS2.932-15.24LS233.20.1

0.0060.0090.0120.013 Ls/ (m/s)30.00198 0.003 Vs/(m3/s)

2.692 2.615 2.429 2.273 2.133 2.090 4.3.3液相负荷下限线

曲线3

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how=0.01 E=1

0.01*10001.080.00198m3/s LS,min=2.84360032

4.3.4液相负荷上限线

曲线4

取停留时间为 5S

LS，max=(Af+AT)/5=（0.137*0.5）/5=0.0137 m/s

3

4.3.5液泛线

曲线5

HdHThwHdhphohdhphch1h h1hLhLhwhow联立解：

HT1hw1howhchdhaVSbcLSdLS2223

带入相关数据得：

0.00348bHT1hw0.2556ac0.153318.32(lwh0)230.051V2A0C0L

3600d2.84*103E1l1.026w

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Ls/ (m3/s) Vs/(m3/s) 0.002 0.004 0.006 0.008 8.27 8.04 7.78 7.47

上图可知： 气相最大负荷 VS,max=2.692 气相最小负荷 VS,min=1. 操作弹性：

VS,maxVS ,min

2.6921. 1. 18

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第五章 板式塔的结构

5.1塔其他部分高度的计算

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。 H顶1.2m

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。

根据经验，塔底可取H底=2m

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19块板，需设置3个人孔，每个孔直径为800mm，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，取人孔所在为800mm

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

取uF0.5m/s

945kg/m3VS0.00315m3/s

d40.00315.58mm

3.140.5 19

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查标准系列选取1084mm

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uR0.5m/s LD762.33kg/m3

VSD0.02160.000971m3/s

0.780.22762.331840.00097149.74mm

3.140.5DD查标准系列选取573.5mm

5.2.3塔底出料管

取uW1.0m/s 直管出料Lw9.82kg/m3

VSw0.15060.00287m3/s

0.03290.96719.82461840.0028785.51mm

3.140.5Dw查标准系列选取4.5mm

5.2.4塔顶蒸汽出料管

直管出气 取出口气速u20m/s LD940.51kg/m3

VSD0.032560.001186m3/s

0.780.22940.514618

Dw40.0011868.69mm

3.14*20查标准系列选取142mm

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5.2.5塔底进气管

采用直管 取气速u23m/s Lw9.82kg/m3

VSw0.032560.000m3/s

0.00329460.967118940.51 Dw40.0003.14206.40mm

查标准系列选取142mm

21

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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 ℃

CP13.KJ/(KgK) CP24.190KJ/(KgK)

CPDCP1xDCP2(1xD)3.0.77884.250.22123.684

t1=30℃温度下

CP12.59KJ/(Kg.K) CP24.174KJ/(Kg.K)

CP1CP1xDCP2(1xD)2.590.77884.1740.22122.94KJ/(Kg.K) CP1CP1xWCP2(1xW)2.590.03294.1740.96714.122KJ/(Kg.K)

tw温度下，即 91.2 ℃

CP13.88KJ/(KgK) CP24.218KJ/(KgK)

CPWCP1xWCP2(1xW)3.880.03294.240.96714.207KJ/Kg.K

tD温度下，即 78.4 ℃

r1720KJkg r22117KJkg

rr1xDr2(1xD)7200.778821170.22121029.02KJ/kg

0℃的塔顶气体上升的焓Qv 塔顶以0℃为基准

QVHVV1CPDtDV1rMVD1.01*36003.68478.211.0136001029.0240.611570876.855kj/h温度由78.21℃到30℃的热量变化

Q1V1CPDtDV1CP1t1(1.010.01139.08)36003.68478.21(1.010.116942.0836002.81301570876.855kj/h

温度由99℃到30℃的热量变化

Q2L2CPWtDL2CP1t12.921*3600*4.207*99.072.921*3600*4.122*303110282.09KJ/h

回流液的焓HR

QRHR0.6733.878.21360069807.80kj/h

塔顶馏出液的焓HD

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因馏出口与回流液口组成一样，所以CP3.684KJ/kg.K QDHDDCPtD0.01140.6136003.68478.21463350.97kj/h 冷凝器消耗的热量QC

QCDR1HVHR40.7832.97152980381.5698070.801.841010kj/h

进料口的热量QF

t温度下，即 82.4℃

CP13.KJ/(Kg.K) CP24.253KJ/(Kg.K)

CPFCP1xFCP2(1xF)3.0.04.250.9114.19KJ/(Kg..K)

t2=25℃温度下

CP32.49KJ/(Kg.K) Cp44.1875KJ/(Kg.K)

CP2CP3xFCP4(1xF)2.490.04.18750.9114.03KJ/(Kg.K)

QFFMLFCPWtFFMLFCP2t20.150620.4736004.20788.290.867921.2236004.03254077477.706KJ/h

塔釜残液的焓QW

QWWCPtW0.139*18.01*4.207*3600*97.9035742.6kj/h

6.2附属设备的选型

6.2.1再沸器

塔釜热损失为10%, 则0.9 设再沸器损失能量Q损=0.1QB

QBQFQCQWQDQ损

加热器实际热负荷

0.9QBQCQWQDQF1.84101035742.6463350.974077477.7061.841010kj/h

QB2.041010kj/h

2o。再沸器的选型：选用120C饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926J/(m.h.C)

料液温度：82℃-99℃ 水蒸气：120℃ 加热水蒸气的汽化热：r=2259.5 kJ/kmol

2.0410109.03*106kg/h 水蒸气的用量m水= QB/ r=

2259.5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

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mCPtKAt 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

KCal/(m2h℃)

本设计取K=700KCal/(m2h℃)=2926KJ/(m2h℃)

C(饱和气)78.21OC（饱和液）出料液温度：78.21。

。冷却水温度： 20C35OC

逆流操作：△t1=58.21 ℃ △t2=43.21℃ tmt1t258.2143.2145.98。C t158.21LnLnt243.21AQC/Ktm38817481.（/292645.98）288.52m2

选用设备型号：G500I-16-40

。C30OC 出料液温度：78.21。冷却水温度： 20C35OC

逆流操作：△t1=43.21 ℃ △t2=10℃ tmt1t243.2110。C 22.01t143.21LnLnt2106.2.3塔顶产品冷凝器

AQ1/Ktm1570876.855（/292622.01）24.392m2

选用列管式换热器

。C30OC 出料液温度：99.916.2.4塔底产品冷凝器

。冷却水温度： 20C35OC

逆流操作：△t1=.91 ℃ △t2=10℃

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tmt1t2.911029.36℃ t1.91LnLnt210AQ2/Ktm3110282.09（/292629.36）36.205m2 选用列管式换热器。

6.2.5原料预热器

原料液由25℃加热到82℃，假设加热蒸汽进口温度为130℃，出口温度为60℃，

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=700KCal/(m2h℃)=2926KJ/(m2h℃)

。加热蒸汽温度： 130C60OC

原料液温度：25。C84.97OC

逆流操作：△t1=35 ℃ △t2=45.03℃

tmt2t145.033539.80。C t245.03LnLnt135AQF/Ktm4077477.706（/292639.80）35.01m2

选用U型管换热器。

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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，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，让自己对于筛板塔的连续精馏有了一定的认识，至少对于筛板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、 2、 3、 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。

数据的查取：尽可能保证数据的来源具有一定的可靠性； 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； 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

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主要符号说明：

符号 F D W x V L μ ET 意义 进料流量 塔顶产品流量 塔底产品流量 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 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 弓型降液管宽度 阀孔气速 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； m/s； m； m； M S m； m2 m2 N/kg m； m/s； P t R N q M C ρ σ u HT hL h0  D AT Af g Wd u0 27

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Z Aa 塔高 鼓泡区面积 开孔率 压降 物性系数 动能因子 空心距 堰长 溢流堰高度 堰上液层高度 边缘区宽度 进料管的直径 塔底空间高度 塔顶空间高度 m； m2； 无因次 Pa 无因次 无因次 m； m； m； m； m； m m m  P K F0 t lw hw hOW Wc D H底 H顶

下标的说明：

下标 min L V D W F M

意义 最小值 液相 气相 塔顶 塔底 进料板 平均值

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筛板塔设计计算结果参数表

项目 精馏平均温度 段 提馏段 平均压力 精馏段 提馏段 精馏段 精馏段 提馏段 气相 液相 气相 液相 气相 液相 气相 液相 气相 液相 气相 液相 精馏段 回流比 提馏段 MMMMρρρρ符号 Tm精 Tm提 Pm精 Pm精 VS LS VS LS 精V精V提V提L单位 ℃ ℃ KPa kPa m3/s m3/s m3/s m3/s 数值 78.4 91.2 105.55 113.1 2.72 0.0026 2.68 0.0044 36.48 30.04 27.26 19.42 1.33 849.72 1.01 945.5 43.1 18.4 0.4160 平均流量 平均摩尔 质量 提馏段 精馏段 提馏段 精馏段 精，V精，L提，V提，V平均密度 表面Kg/ m 3σm精 σm提 μ1 张力 提馏段 粘度 mN/m mpa·s μ2 R 0.3172 1.972 29

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相对挥发度 实际塔板数 板间距 塔径 塔板面积 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 溢 流 装 置 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 孔中心距 开孔数 鼓泡区面积 开孔率 筛孔气速 塔板压降 降液管内清液层高度 液沫夹带 液相负荷上限 液相负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性

α N HT D 𝐴𝑇 u lw hw Wd ho hL do t n Aa ∅ uo P 块 m m 𝑚2 m/s m m m m m mm mm 孔 m2 m/s kPa m kg液/kg绝干气 m3/s m3/s m3/s m3/s 3.09 19 0.5 1.8 2. 1.071 单流型 弓形 1.08 0.05 0.137 0.0203 0.06 2.5 7.5 37265 1.88 10% 14.36 0.5 0.01 0.001 0.00198 0.0137 2.692 1. 1. how eV LS·max LS·min VS·max VS·min 30