化工原理课程设计 乙醇丙醇筛板精馏塔

吉林化工学院化工原理课程设计

吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计

题目 乙醇——丙醇溶液连续精馏塔设计

教 学 院 专业班级 化工0905 学生姓名 学生学号 指导教师

2011 年 12 月 22 日

吉林化工学院化工原理课程设计说明书

化工原理课程设计任务书

一.设计题目

乙醇——丙醇溶液连续精馏塔设计 二.设计条件

1. 操作压力：P=1atm(绝压)

2. 进料组成：Xf=0.25（摩尔分率），进料状态：q=0.96

3. 塔顶产品组成：Xd=0.98（摩尔分率）

4. 塔釜残液中浓度?0.035

5. 产量：F=85kmol/h

6. 最宜回留比与最小回流比的比值：R/Rmin=(1.1-2.0 )

7. 塔顶采用全凝器，泡点回流

8. 塔板采用筛板

三.设计任务

1. 精馏塔工艺计算（物料衡算，热量衡算，设备计算与选型）

2. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

3. 热量衡算及板式塔的结构与附属设备的计算

4. 精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图

5. 撰写设计说明书

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目 录

化工原理课程设计任务书 ................................................... II 摘 要 ................................................................ 1 绪 论 .................................................................... 2 设计流程 ............................................... 错误！未定义书签。 设计思路 ................................................................ 2 第1章 精馏塔的工艺计算 .................................................. 2 1.1产品浓度的计算 ...................................................... 4 1.11平均相对挥发度的计算 ............................................... 4 1.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定................................... 6 1.4物料衡算 ............................................................ 6 1.4.1全塔物料衡算 .................................................... 6 1.5精馏段与提馏段操作线方程 ............................................ 7 1.6理论板数及进料位置的确定 ............................................ 7 1.7全塔效率 ............................................................ 8 1.8实际板数和实际加料位置的确定 ........................................ 8 第2章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 ..................................... 10 2.1塔的有关物性数据计算 ............................................... 10

2.1乙醇和丙醇各种物性数据 ........................................... 10 2.1.2操作压强 ....................................................... 12 2.1.3操作温度 ....................................................... 12 2.1.4平均分子量 ..................................................... 12 2.1.5平均密度 ....................................................... 13 2.1.6液体表面张力 ................................................... 14 2.1.7液体粘度 ....................................................... 15 2.1.8体积流率的计算 ................................................. 15 2.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 ........................................... 16 2.2.1精馏段塔体工艺尺寸的计算 ....................................... 18 2.2.2提馏段塔体工艺尺寸的计算 ....................................... 18 2.2.3塔的有效高度的计算 ............................................. 19

2.3塔板流动性能的校核 ................................................. 19 2.3.1精馏段 ......................................................... 19 2.3.2提馏段 ......................................................... 19 2.4塔板负荷性能图 ..................................................... 22 2.4.1精馏段 ......................................................... 23 2.4.2提馏段 ......................................................... 23 第3章 热量衡算 .......................................................... 28 3.1进入系统的热量 ..................................................... 27 3.2离开系统的热量 ..................................................... 27 3.3热量蘅算式 ......................................................... 28

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第4章 板式塔的结构与附属设备的计算 ...................................... 30 4.1冷凝器设计计算 ..................................................... 30 4.2试算并初选换热器的规格 ............................................. 30 4.2.1确定流体通入的空间 ............................................. 30 4.2.2计算传热负荷Q .................................................. 30 4.2.3选换热器。 ..................................................... 31 4.2.4板式列管换热器校核 ............................................. 31 4.3主要接管尺寸的选取 ................................................. 34 4.3.1进料管 ......................................................... 34 4.3.2釜液出口管 ..................................................... 34 4.3.3塔顶蒸汽管 ..................................................... 35 4.4泵的选取 ........................................................... 35 4.5储罐的计算 ......................................................... 36 设计结果汇总表 .............................................................. 36 结 束 语 ............................................................... 37 参考文献 ................................................................. 39 主要符号说明 ............................................................. 40 附录1 ................................................................... 42

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摘 要

筛板精馏塔的设计是化工原理课程的重要部分是化工生产中主要的气液传质设备。连续精馏是依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本次课程设计是分离乙醇——丙醇二元物系，通过对筛板精馏塔及附属结构（换热器，泵等）的设计，使我们初步掌握化工设计的基本原理和方法.塔顶冷凝装置采用全凝器，用来准确控制回流比；塔底采用直接蒸汽加热，以提供足够的热量。

通过逐板计算得出理论板数17，回流比为5.0,塔效率0.658，实际板数43，进料位置29，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径1.2m，有效塔高20.3m，筛孔数（精馏段2652个，提馏段2652个）。通过的流体力学验算，精馏段与提馏段操作都正常，证明筛板塔各指标数据均符合标准。并对冷凝器作了热量衡算，选出了合适的型号G-700-149.1-21-4，其传热面积为149.1m.并对泵作了合适的选型，型号为IS 50-32-200，扬程为10m,这些运算结果合理，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

关键词：二元精馏；筛板精馏塔；逐板计算；物料衡算

2

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绪 论

在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题并可以控制漏液。

化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的一种蒸馏方式，也是组成化工生产过程的主要单元操作之一。

为了培养同学们独立思考，综合运用所学知识，解决实际问题的能力,学校和老师为我们提供了一个让我们展示才华、思维和能力的良好机会,也就是本次课程设计。培养我们综合运用所学知识来解决化工实际问题的能力。做到能独立进行化工设计初步训练，为今后工作打下坚实的基础

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设计思路

（1）精馏方式的选定

本设计采用连续精馏操作方式。 （2）选取操作压力

本设计采用常压操作，大部分物质都可常压操作，这样可以免去加压或减压的费用。 （3）选择加料状态

q=0.96混合液进料。 （4）加热方式

本设计采用直接蒸汽加热。蒸汽可由冷却后的水获得。 (5)回流比的选择

一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin. (6)塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料。塔顶冷却介质采用江河，方便、实惠、经济。 (7)板式塔的选择

筛板塔的优点很多例如结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等。由于筛板塔具有上述优点，且加工方便。近年来与筛板塔一直成为化工生中主要的传质设备。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到2-3，因此本设计采用筛板塔。

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第1章 精馏塔的工艺计算

1.1物料衡算

1.11平均相对挥发度

表2-1气液相组成

乙醇摩尔分数

液相X 0.00 0.126 0.188 0.210 0.358 0.461 0.546 0.600 0.663 0.8414 1.0000

插值法求进料温度?f 塔顶

气相Y 0.00 0.240 0.318 0.333 0.550 0.650 0.71 0.760 0.799 0.914 1.000

97.16

93.85

92.66 91.60 88.32 86.25 84.98 84.13 83.06 80.59 73.8

[1]

温度Ｔ（C）

0

?d塔底温度?w

?f=

91.60?88.32?f?91.60? ?f=90.71

0.210?0.3580.25?0.210 同理可得?d=78.66 ?w=96.26

?F?D?W? 带入数据得 ?F*XF?D*XD?W*XW

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?D?19.34kmol/h?0.00537mol/s ?w?65.66kmol/h?0.98239mol/s?logpsat?A?B?Csatt?C t() p（mmhg）

Antoine公式

查表得：乙醇 Antoine常数为 A=7.58670 ， B=1281.590 ， C=193.768 丙醇 Antoine常数为 A=8.37895 , B=1788.020 ， C=227.483 有安托因方程得：

sat塔顶 logpA=7.58670-

1281.590sat pA1=762.78mmhg PA1=101.6956Kpa

78.66?139.768sat同理得 pBB1=45.97Kpa 1=344.83mmhg P

又?D=

PA1=2.21 PB1sat塔釜 pA2=1470.6 PA2=196.07

sat pBB2=95046 2=715.98 P?W=2.05

进料口pA3=1207.81 PA3=161.03 pB3=573.98 PB3=76.52

satsat ?F=

PA3=2.1 PB3精馏段平均相对挥发度 ?1=（?F+?D）/2=2.155 提馏段平均相对挥发度 ?2=（?W+?F）/2=2.0753 所有相对挥发度?=

?1??2=2.13

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1.2最小回流比的计算和适宜回流比的确定

由上可得：

xF?0.25 xD?0.931 ??2.13 q=0.96

进料线：

ye?q10.950.931???

q?1xeq?1xF0.95?1xe0.95?1平衡线：

y??x

1?(??1)x由上两式联立：Xe =0.164 Ye =0.487 则: Rmin?xD?ye0.931?0.487??1.375

ye?xe0.487?0.164计算回流比R值：

利用吉利兰图求理论板数N做出N-R曲线或N(R+1)-R曲线 ，从中找出适宜R.

倍数 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 1.6 1.7 1.8 1.9 2.0

R 3.619 3.948 4.277 4.606 4.935 5.264 5.593 5.922 6.251 6.58

N 24.07 20.94 19.25 17.80 17.16 15.98 14.95 14.72 13.63 12.56

得R=4.935=5.0 经检验R/ Rmin=1.73符合 （1.1-2.0） 1.4物料衡算

1.4.1全塔物料衡算

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总物料衡算方程：

?F?D?W?D?19.34kmol/h?0.00537mol/s? 带入数据得 ??F*XF?D*XD?W*XWw?65.66kmol/h?0.98239mol/s?

精馏段：

L=RD=5.0×0.00537=0.02685 kmol/s

V=（R+1）D=（5.0+1）0.00537=0.03222 kmol/s

提馏段：

L =L+qF=0.02685+0.96×0.0236=0.0495 kmol/s

V=L- W=0.0495-0.028329=0.0313 kmol/s

1.5精馏段与提馏段操作线方程

精馏段操作线方程：

yn?1?Rxdxn?=0.833xn?0.163 R?1R?1

提馏段操作线方程;

yn?1?Dx?FxFLxn?DxD?1.54xn?0.02 VV1.6理论板数及进料位置的确定

y?

由逐板法算得：

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2.13x?x 得：y?

1?1.13x1?(??1)x吉林化工学院化工原理课程设计说明书

X1 X2 X3 X4 X5 X6 X7 X8 X9 X10 X11 X12 X13 X14 X15 X16 X17

0.9583 Y1 0.9208 0.8618 0.8162 0.7157 0.5968 0.4769 0.3742 0.2979 0.2469 0.2152 0.1751 0.1351 0.0981 0.0661 0.0401 0.0201

Y2 Y3 Y4 Y5 Y6 Y7 Y8 Y9 Y10 Y11 Y12 Y13 Y14 Y15 Y16 Y17

0.9800 0.9612 0.9300 0.8808 0.8428 0.7592 0.6601 0.5602 0.4747 0.4112 0.3687 0.3114 0.2496 0.1881 0.1311 0.0818 0.0418

本设计所需理论板数为17，其中第12块加料,精馏板数为11块，提馏段板数为5（不包塔釜）。

1.7全塔效率实际板数和实际加料位置的确定

依据公式：ET?0.49(??L)[4]

?0.245

精馏段：已知?1?2.155 ?1=0.495mPa?s 可算出：ET1=0.4026 精馏段板数：N1=

体馏段：已知?2?2.075 ?2?0.477mPa?s 可算出：ET2?0.3649 提馏段板数：N2=

11NT?28 =

ET0.40265EF?14 =

ET0.3694全塔所需实际板数为41块。

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0 全塔效率：

ET?38.1%

实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的第29块板

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第2章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算

2.1塔的有关物性数据计算

2.1.1乙醇和丙醇各种物性数据

见下列表格：

表3—1液相密度

温度t,℃

70 754.2 759.6

80 742.3 748.7

表3—2液体的表面张力

温度t,℃

70 19.27 20.34

80 18.28 19.40

表3—3液体的粘度

温度t,℃

70 0.523 0.742

80 0.495 0.619

表3—4液体气化热

温度t,℃

70 859.26 741.78

80 837.996 725.34

90 815.73 708.20

100 792.466 690.30

110 768.201 678.34

90 0.406 0.522

100 0.361 0.444

110 0.324 0.381

90 17.29 18.45

100 16.29 17.50

110 15.28 16.57

90 730.1 737.6

100 717.4 726.1

110 704.3 714.3

[1]

?A,kg/m3

?B,kg/m3

?A,mN/m ?B,mN/m

?LA mP ?LB mP

?A,kJ/kg ?B,kJ/kg

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表3—5乙醇----丙醇（P=1atm）相平衡数据

温度t℃ 97.16 93.85 92.66 91.60 88.32 86.25 84.98 84.13 83.06 80.59 78.38

液相摩尔分率

0.000 0.126 0.188 0.210 0.358 0.461 0.546 0.600 0.663 0.8414 1.000

气相摩尔分率

0.000 0.240 0.318 0.339 0.550 0.650 0.711 0.760 0.799 0.914 1.000

[1]

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2.1.2操作压强

塔顶压强：PD=101.3kP, 取每层塔板压降：ΔP=0.7kP

则进料板压强：PF=101.3+12×0.7=109.7kP 塔釜压强：PW=106.2+17×0.7=118.1kP 精馏段平均操作压强：

pm1?101.3?109.7?105.5kP

2提馏段平均操作压强：

pm2?109.7?118.1?113.9kP

23.1.3操作温度

由附录1泡露点编程知道： 进料板温度：TF =90.71℃ 塔顶温度：TD =78.66℃ 塔釜温度：TW =96.24℃ 精馏段平均温度：

tm1?90.71?78.66?84.69℃

2提馏段平均温度：

tm2?90.71?96.24?93.48℃

23.1.4平均分子量

塔顶：xD?y1?0.98 x1?0.9891

MVD?y1M乙醇?(1?y1)M丙醇?0.98?46.069?(1?0.98)?60.079?46.35kg/kmol MLD?x1M乙醇?(1?x1)M丙醇?0.98?40.069?(1?0.98)?60.079?46.35kg/kmol

进料板：yq= 0.3346 xq = 0.168

MVF?yqM乙醇?(1?yq)M水?0.3346?40.069?(1?0.3346)?60.079?46.22kg/kmol MLF?xqM乙醇?(1?xq)M丙醇?0.25?46.069?(1?0.25)?60.097?56.57kg/kmol

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塔底：yw=0.035 xw=0.00282

MVW?ywM乙醇?(1?yw)M丙醇?0.035?46.069?(1?0.035)?60.097?60.45kg/kmolMLW?xwM乙醇?(1?xw)M丙醇?0.01699?46.069?(1?0.01699)?60.097?57.71kg/kmol

精馏段平均分子量：

MVm1?46.35?56.57?50.78kg/kmol

256.75?46.35?51.46/kmol

2MLm1?同理提馏段平均分子量：

MVm2?57.25kg/kmol MLm2?58.51kg/kmol

3.1.5平均密度 （1）液相密度

塔顶：

塔顶温度TD=78.66℃时：

?乙醇?743.89kg/m3 ?丙醇?750.16kg/m3

1?LDm?0.97411?0.9741 ?743.890750.1603

解得: ?LDm?744.31kg/m进料板：

进料温度TF=90.71℃时：

?乙醇?729.20kg/m3 ?丙醇?736.78kg/m3

进料板液相质量分率：

1?LFm?0.20351-0.2035?

729.20736.783

解得: ?LFm?735.29kg/m 塔釜：

塔低温度TW =96.24℃时：

?乙醇?722.18kg/m3 ?丙醇?730.42kg/m3

塔低液相质量分率：

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1?LWm?0.02711?0.0271 ?722.18730.42解得: ?LWm?730.18kg/m3 精馏段平均液相密度：

?Lm?1735.29?744.31=739.80kg/m3

2提馏段平均液相密度：

?Lm?2735.29?730.18?732.74kg/m3

2（2）气相密度

精馏段:

?Vm?1Pm1MVm1RTm1?105.5?50.78?1.728kg/m3

8.314?(78.66?273.15)提馏段：

?Vm?2Pm2MVm2RTm2?113.9?57.25?1.903kg/m3

8.314?(96.24?273.15)2.1.6液体表面张力

n依式： ?Lm?塔顶：

?x?ii?1i

塔顶温度TD=78.66℃时：

?乙醇?18.41mN/m ?丙醇?19.53mN/m

?LDm?0.98?18.41?(1?0.98)?19.53?18.43mN/m

进料板：

进料温度TF=90.71℃时：

?乙醇?18.38mN/m ?丙醇?18.38mN/m

?LFm?0.25?17.22?(1?0.25)?18.38?18.09mN/m

塔釜：

塔低温度TW =96.24℃时：

?乙醇=16.67mN/m ?丙醇?17.86mN/m

?LWm?0.035?16.67?(1?0.035)?17.86?17.82mN/m

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精馏段：

?Lm?118.43?18.09?18.26mN/m

2提馏段：

?Lm?218.09?17.82?17.96mN/m

22.1.7液体粘度

依式： lg?Lm?塔顶：

?xlg?

ii

塔顶温度TD=78.66℃时：

?乙醇?0.499mPa?s ?丙醇?0.635mPa?s

?LDm?0.98?0.499?(1?0.98)?0.635=0.502mPa?s

进料板：

进料温度TF=90.71℃时：

?乙醇?0.400mPa?s ?丙醇?0.516mPa?s

?LFm?0.25?0.400?(1?0.25)?0.516=0.487 mPa?s

塔釜：

塔低温度TW =96.24℃时：

?乙醇?0.350mPa?s ?丙醇?0.473mPa?s

?LWm?0.035?0.35?(1?0.035)?0.473=0.469mPa?s

精馏段：

?Lm?10.502?0.488?0.495mPa?s

2提馏段：

?Lm?20.488?0.466?0.477mPa?s

23.1.8体积流率的计算 （1）精馏段：

气、液相体积的流率：

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Vs1?VMVm1?Vm3

?10.03222?50.78?0.95m3/s

1.728Vh1=3420m/h

Ls1?LMLm1?Lm?10.02685?51.46?0.00187m3/s

739.80Lh1=6.732 m/h

（2）提馏段：

气、液相体积的流率:

3

Vs2?VMVm2?Vm?3

20.1313?57.71?0.9511m3/s

1.903 Vh2=3423.96 m/h

Ls2?LMLm2?Lm?21.88?58。51?0.00257m3/s

732.74 L h2=9.252m/h

本节数据查文献[1]

表3—6 塔的工艺条件及物性数据计算结果

计 算 数 据 精馏段 提馏段 105.5 78.66 50.78 51.46 1.8725 738.80 18.26 0.495

113.9 96.24 57.25 58.51 1.903 732.74 17.96 0.477

3

项 目 操作压强 操作温度

气相

平均分子量

液相 气相

平均密度

液相

液体表面张力 液体粘度

符 号 P T

单 位 kP ℃

MVm MLm

kg/kmol kg/kmol

?Vm

kg/m3 kg/m3

mN/m mPa?s

?Lm

?Lm ?Lm

2.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 2.2.1塔主要工艺尺寸计算

-16-

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a塔径D的计算

选板间距HT=0.45m，取板上液层高度 hL=0.07m ，故HT－hL=0.38 m 精馏段横坐标：(

LS?0.50.00187739.800.5

)(L)=()×()=0.0407

1.7280.95VS?V)(

提馏段横坐标：(

LS'?L0.50.00257732.740.5

)=()×()=0.0534

'VS'?V'0.95111.903查文献得，精馏段：C

20=0.078C=C?0.217.770.2

20(

20)=0.078×(20

)=0.076 umax=C

?l??v?=0.076×739.80?1.728=1.53 m/s v1.186取安全系数为0.7，则u=0.7×umax=0.7×1.53=1.07 m/s D=

4VS4?1.728?u= 3.14?1.07=1.09m 按标准，塔径D取1.2m 查文献得提馏段：C20=0.083

C’

=C’

20(

?20 )0.2=0.083×(17.960.2

20

)=0.097 umax=C

?l??v?=0.097×732.74?1.093=1.90 m/s v1.093取安全系数为0.7，则u=0.7×umax=0.7×1.90=1.33 m/s

4VD‘

=

S'?u'= =0

按标准，塔径D取1.2m

所以取精馏塔的各段塔径为1.2 m 塔截面积：AT??4D2=1.13 m2

空塔气速：精馏段：u=

0.951.13=0.84 m/s

-17-

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提馏段：u=b溢流装置

‘

0.9511=0.84 m/s 1.13采用单溢流、弓形降液管、凹受液盘。

（1）溢流堰长lw

取堰长lw为0.65D，即lw=0.6 5?1.2=0.78m

（2）溢流堰高hw

lh－3

选用平直堰，堰上液层高度how的计算，即how=2.84×10×E()3，取E=1

lw0.00187?36003－3

则精馏段：how=2.84×10×1 × ()=0.012m

0.780.00257?36003提馏段： how=2.84×10×1×（)=0.0149m

0.78‘

3

222取板上清液层高度hl =0.07 m

精馏段：hw=hl－how=0.07-0.012=0.058 m 提馏段：hw=hl－how=0.06-0.0149=0.0551m

（3）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

由

lWAfWd?0.56，查文献得?0.112,?0.168 DATDWd=0.168×1.2=0.0.2016m Af=0.112×0.785×1.44=0.1266m

2

则液体在降液管中停留时间以检验降液管面积 精馏段：η=

AfHtLsAfHtLs=

0.1266?0.45=30.46s>5s(符合要求)

0.001870.1266?0.45=22.16s>5s(符合要求)

0.00257提馏段：η==

（4）降液管底隙高度h0

-18-

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取液体通过降液管底隙的流速u0,计算降液管底隙高度h0， 精馏段：u0=0.09m/s,h0=

’

’

Lh0.00187?=0.027m

3600lWu0.78?0.09hw?h0=0.058-0.027=0.031 m >0.006 m

故降液管高度设计合理 提馏段：u0=0.09m/s,h0=

‘

‘

’

‘

Lh0.00257?=0.037 m

3600lWu0.78?0.09hw?h0=0.0551-0.037=0.0181 m >0.006 m 故降液管高度设计合理

4.2.9 塔板主要工艺尺寸计算 1 塔板布置

因为D ?800mm，所以塔板采用分块式查文献得塔板分为4块 取边缘区宽度We=0.049m，安定区高度 Wc?0.065m 计算开孔区面积Aa

X=

D1.2?(WD?WS)= ?(0.2016?0.04)?0.3584m 22D1.2?WC ??0.040?0.560m 22R=

Aa=2×?X R2?X2??2-1X2

RSIN()]=0.4472 m 180R2 筛开孔数n与开孔率Φ

取筛孔的孔径d0=5mm，正三角形排列，不锈钢的板厚δ一般为2.5 mm

故孔中心距t=2.5×5.0=12.5mm 计算塔板上的筛孔数n n=

1.155Aa1.155?0.4472??2652个 22t0.015计算塔板上的开孔区的开孔率Φ，即：

-19-

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Φ= 0.907(d020.0052)?0.907()?14.5% t0.0125则精馏段气流通过筛孔的气速：u0=

VS0.95??14.61m/s A00.145?0.4472提馏段气流通过筛孔的气速：u0=

3 塔有效高度

有效高度Z

VS0.9511??14.66m/s A00.145?0.4472精馏段 塔高Z=（28－1）×0.45=12.15m 提馏段 塔高 Z=（14-1）×0.45=8m 实际塔高H

H=（n–nF–nP–1）HT+nFHF+nPHP+HD+HB n=42

每七层设一个人孔，则nP=6 取HP=0.6m ，HD=1.2m HB=1.76m， 两边封头取0.34 m ，裙座取3m.

H=（41–1–6–1）×0.45+1×0.80+6×0.60+1.2+1.76+0.34+3=25.55m

4.3筛板的流体力学验算

4.3.1通过筛板压降相当的液柱高度 hp=hc+hl+hζ

1.板压降相当于液柱高度 依

d0??5?1.67，查文献[5]得，C0=0.78 3精馏段：Hc=0.051(14.6121.728u02?v)()?0.036m )() =0.051(0.78739.80co?l提馏段：Hc=0.051(‘

u02?v)()=0.046m co?l2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度hl 精馏段：ua=

VS0.95?0.6450m/s ?AT?Af1.13?0.1957-20-

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Fa=u0?vm=0.6450?1.728=0.8479 查文献取板上液层充气系数?0=0.675 hl =?0hl =0.675×（0.07）=0.0472m 提馏段：ua=0.6450 Fa=0.890 查文献取板上液层充气系数?hl= ?‘

‘0

‘

‘0

‘

‘

=0.660

hl=0.660×(0.070)=0.0462m

3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ

4?18.26?10?34?精馏段： hζ= ==0.00201m

?lgd0739.80?9.81?0.005故 hp=0.00201+0.036+0.0472=0.08525m

精馏段单板压降 ΔPP=0.08525×739.80×9.81=618.7Pa<0.7KP 故设计合理

4?17.86?10?34? 提馏段：hζ= ==0.00199m

?lgd0732.74?9.81?0.005‘

故hp=0.046+0.0462+0.00199=0.094m

‘

提馏段单板压降 ΔPP=0.094×732.74×9.81=675.69 Pa <0.7 KP故设计合理

‘

4.3.2雾沫夹带量的验算

5.7?10?ua精馏段:EV= ??H?h?f?T?63.2?5.7?10?6?0.6450?=?? ?18.26?10?3?0.45?0.175???3.2=0.0048kg液/kg气〈0.1 kg液/ kg气

?ua‘5.7?10提馏段:EV=??H?h?f?T?6?=0.005kg液/kg气〈0.1 kg液/ kg气 ???3.2 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

4.3.3漏液的验算

精馏段:u0w=4.4C0(0.0056?0.13?hL?h?)??L ?V =4.4×0.84×(0.0056?0.13?0.07?0.00201)?739.80/1.728

-21-

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=5.43m/s 筛板的稳定系数：K=

u014.61??2.69〉1.5 u0w5.43''?'L提馏段:u0w=4.4×C0×(0.0056?0.13?hL?h)?'

?V，

=4.4×0.78×(0.0056?0.13?0.070?0.00199)?732.74/1/903 =7.59m/s

筛板的稳定系数： K= 故本设计无明显液漏

‘

u014.61??1.925>1.5 u0w7.594.3.4液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液高度

Hd<θ(HT+hW) 取θ=0.6 精馏段：θ（HT+hW）=0.6×(0.45+0.058)=0.3048m

hd?0.153(LS2)?0.153?(0.07)2?0.0012m lwhoHd= Hp+hL+hd=0.2182+0.070+0.0012=0.2894m 故 Hd<θ（HT+hW）

提镏段：θ(HT+hW)=0.6×(0.45+0.0551)=0.3031m

‘

’

hd?0.153(‘

LS2)?0.153(0.09)2?0.00123m lwhoHd= Hp+hL+hd=0.094+0.070+0.00123=0.1652m Hd<θ(HT+hW)

在设计负荷下不会发生液泛 4.4

‘

‘

‘

塔板负荷性能图

4.4.1雾沫夹带线

5.7?10?6?Ua?精馏段：依公式： eV??Ht?hf??

????3.2（式中Ua?VS?0.688VS）

At?Af-22-

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2/3??2??3600Ls?3???=0.126?1.8725LS3 ?2.5?hw?how??2.5?hwj?2.84?10e?l???wj????HfJ取雾沫夹带极限 eV=0.1kg液/kg气，已知??18.26?10?3N/m HT?0.45

5.7?10?6?Ua?解得eV=?H?hf??T????3.2 VS?2.3784?8.1527LS

23在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的VS，列于下表中

5.7?10?6?Ua?提馏段：依公式eV=?Ht?hf???VS?U??0.688VS） （式中a?At?Af??33.23600LS2HfT?2.5(hw?how)?2.5[hwT?2.84?10e()3]

lwT液/kg气，已知??17.96?10?3N/m HT?0.45 取雾沫夹带极限 eV=0.1kg5.7?10?6?Ua?解得：eV=?Ht?hf??2?3?? VS?2.8784?8.0127LS ?3.2在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的VS值，列于下表中

表3-1 LS与VS对应值

Ls,m/s VS1,m/s VS2,m/s

333

0.6?10

-3

1.5×10

-3

3.0×10

-3

4.5×10

-3

2.3653 2.8215

2.2670 2.2670

2.2016 2.7120

2.1467 2.6603

4.4.2液泛线

精馏段：

令Hd??(HT?hw) 由Hd?hp?hl?hd

hp?hc?hi?h?

-23-

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hi??hl;hl?hw?how

联立得?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd?h? 忽略h? 整理得 aVs?b?cLs?dLs 式中 a?22230.051?v() b??HT?(????1)hw 2(A0C0)?l

将有

0.153c?(Lwho)2d?2.84?10e(1??)(3600/Lw)

?323

a?0.00904b?0.097c?346.94d?1.236

Vs?4.77?8646.6Ls?43.68Ls

在操提馏段

令Hd??(HT?hw) 由Hd?hp?hl?hd 联立

2223LS值，依上式算出相应的VS值，列于下表中

hp?hc?hi?h? hi??hl;hl?hw?how

?HT?(????1)hw?(??1)how?hc?hd?h?

2223忽略h? 整理得 aVs?b?cLs?dLs 式中 a?0.051?v() 2(A0C0)?l

b??HT?(????1)hw

23 将有

0.153c?(Lwho)2d?2.84?10e(1??)(3600/Lw)

?3 -24-

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a?0.0055b?0.103c?150.16d?1.251

Vs?4.08?3566.9Ls?38.23Ls

在操

2223LS值，依上式算出相应的VS值，列于下表中

表3-3LS与VS对应值

Ls,m/s VS1,m/s VS2,m/s

333

0.6?10

-3

1.5×10

-3

3.0×10

-3

4.5×10

-3

4.70 4.02

4.19 3．57

3.79 3.27

3.41 3.03

4.4.3液相负荷上限线

取液体在降液管中停留时间为4秒， 由公式??AFHT得： LSLS,max?AfHt??0.1266?0.45?0.01424m3/s

4液相负荷上限线在坐标图上为气体流量无关的垂直线

4.4.4漏夜线

由hL?hw?how Uow?VS,min/Ao

代入漏夜点气速： Uow?VS,min/Ao?4.4C0(0.0056?0.13hc?h?)?L/?V解得精馏段：VS,min?5.000.00866?0.091LS 提馏段：VS,min?4.410.00659?0.011786LS2323

在操作范围内，任取几个LS值，依上式算出相应的VS值，列于下表

表3-2LS与VS对应值

Ls,m/s

3

0.6?10

-3

1.5×10

-3

3.0×10

-3

4.5×10

-3

-25-

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VS1,m/s VS2,m/s

3

3

0.4690 0.3629

0.4962 0.6503

0.5135 0.7293

0.5276 0.8107

4.4.5液相负荷下限线

取平堰.堰上液层高度how?0.006m作为液相负荷下限线条件，

3howlw32)取e?1.0则LS,min?(=0.000448m/s ?32.84?10?e3600液相负荷下相线在坐标图上,亦是气体流量无关的垂直线 4.4.6塔板性能负荷图

精馏段负荷性能图

-26-

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提馏段负荷性能图

对于精馏段：对于精馏段：VS,max?1.78m/s

VS,min?0.502m/s

故精馏段的操作弹性为：k=3.56 对于提馏段：VS,max?1.72m/s

VS,min?0.48m/s

故精馏段的操作弹性为：k=3.54

3333 -27-

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第4章 热量衡算

4.1液相进料带入系统的热量

4.1.1热量衡算基础数据

塔顶t0?78.66?C cp?2.99kJ/(kg?k) rA?840.90kJ/1kg

cp2?2.88kJ/(kg?k) rB?727.54kJ/kg

cPD?cpxD?cp(1?xD)?2.99?0.98?2.88?(1?0.98)?2.99kJ/(kg?k)

12 进料板tF?90.71?C cp?3.15kJ/(kg?k) rA?814.14kJ/1kg

cp2?2.92kJ/(kg?k) rB?707.21kJ/kg

cPF?cpxF?cp(1?xF)?3.15?0.25?2.92?(1?0.25)?2.69kJ/(kg?

12 塔底tw?96.24?C cp?3.23kJ/(kg?k) rA?801.27kJ/1kg

cp2?3.96kJ/(kg?k) rB?697.03kJ/kg

cPW?cpxW?cp(1?xW)?3.23?0.035?2.96?(1?0.035)?2.97kJ/(kg?k)

12 质量流率：GD? GF? GW?DMLDM?19.34?46.35?896.409kmol/h

FMLFM?85?56.57?4808.45kmol/h WMLWM?65.66?60.45?3969.147kmol/h

4.1.2 加热蒸汽带入热量

QB?GBrB?52763963.8kJ/h

4.1.3 进料带入的热量

QF?GFCPFTF?0.0236?3600?151.38?90.71?1168184.9kJ/h

4.1.4 回流带入的热量

QR?RGDcPRTRQR?0.02685?3600?154.16?78.66?1172120.9kJ/h

4.2 离开系统的热量

-28-

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4.2.1 塔顶蒸汽带出的热量 塔顶的汽化潜热

rD?xDrA?(1?xD)rB?0.98?835.20?(1?0.98)?723.14?832.96kJ/kg

QV?0.03222?154.16?3600?78.66?0.03222?832.96?3600?50.78?49790254.3kJ/h

4.2.2 残液带出的热量

QW?GWcPWTW?0.018239?172.95?3600?96.24?1092898.2kJ/h

4.2.3 散于周围的热量

QL?0.5??QB

4.3 热量衡算式

根据热量衡算式Q入? 即：QB?QF?QR?Q出

QV?QW?QL

h

联立各式得 QB?52763963.8kJ/QL?0.5??QB?52763963.8?0.005?263819.819kJ/h rw?0.035?801.27?(1?0.035)?697.03?700.94kJ/kg

-29-

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第5章 板式塔的结构与附属设备的计算

5.1冷凝器设计计算

设塔顶为全凝器,用冷却水作冷却剂

设入口温度为:

t1=20℃ t2=40℃

冷却水用量:

cp?4.178kJ/kg℃

Qv1.9156?106Gv???2.292?104kg/h

cp(t2?t1)4.178?205.2试算并初选换热器的规格

5.2.1确定流体通入的空间

甲醇和水的蒸汽应走壳程,能够很好的散热，冷却水冷凝走管程，确定流体的定性温度、物性数据并选择换热气的型号。 5.2.2计算传热负荷Q

按馏出液所放出热量计算：QC?1292900kJ/h。取馏出液冷却水的各自平均温度为定 性温度：

冷却水进口温度20℃,出口温度为40℃。

馏出液的定性温度：(66.2+66.2)/2=66.2℃ 冷却水的定性温度：（20+40）/2=30℃

[1]

表5-1两流体在定性温度下的物性数据 `流体 物性 甲醇水 冷却水

温度t ℃ 66.2 30

密度ρ

3

Kg/m 751.68 995.7

粘度μ Pa?s 0.328?10 0.8007?10

?3?3热容UA Kj/Kg℃ 3.352 4.17

导热系数λ W/m℃ 0.44 0.6171

-30-

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5.2.3选换热器 （1）计算平均传热温差

按逆流计算平均温差 馏出液: 66.2℃ ? 66.2℃ 冷却水： 40 ℃ ? 20℃ 温差: 20.2℃ 40.2℃ ?tm??t1??t2?35.26 ?t1Ln?t2

（2）选K值估计传热面积

初选k0=500w/m℃则

2

A=

Q1292900??73.34m2

K?tm500?35.26初选管数ns,首先选定管内流速u=0.5m/s 管径?25?2.5

ns?V?4?26640/998.2di2u?4?47.22?48根

?0.022?1?3600单程管长L

L?A73.34??19.46m

ns?d048?3.14?0.025

表5—2初选换热器的型号为G-700-149.1-21-4

[1]

项目 壳程D 公称面积S 管数 管程Np 管中心距t 管长L 管子直径 管子排列方式

尺寸

700 149.1 322 4 32 6

θ25×2.5

正方形斜转45°

单位 mm 2m mm m m

-31-

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5.2.4板式列管换热器校核 （1）面积及雷诺准数

管程：流通截面积：

Ai=

?.di.N4.Np3.14?0.022?322??0.0253m2

4?1壳内冷却水流速：

ui=

Wc26640??0.293m/s

3600???Ao3600?998.2?0.0253-3

Rei= ui?wdi/?=0.293?998.2?0.02/0.8007?10=7306 壳程：流通面 A0=(D-ncd0)h

nc=1.19n?1.19?322?21.3 取nc=22 取折流挡板间距h=0.2m。

2

Ao=(0.7-22×0.025)×0.2=0.03m 管内馏出液速度：

u0? 当量直径：

V?MvDm50.466?31.03??0.019m/s

A0?36000.03?757.68?36004(t2?de??4?d0d02)4?(0.0322?0.785?0.0252)??0.0272m

??0.025Reo=

uo.?.de?C?C?0.019?757.68?0.0253 ?1.097?10?30.328?10?0.019?757.68?0.025?1.097?103 ?30.328?10Reo=

‘

uo???d0

（2）传热系数的校核

a、管程的对流传热系数?i Rei=7306>10

4

?.Cp0.8007?10?3?4.17?103??5.14 Pr=?0.61716?1050.61716?1050.80.4?i?0.023RePr(1?)?0.023??7306?5.14(1?)?1604.5

diRe1.80.0273061.8?0.80.3w/m.s

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b、壳程对流传热系数α0 取(?0.14)?0.95 ?w?0?0.36?2

?deRe0.55Pr3(1?0.140.44)?0.36??(1.193?103)0.55?5.141/3?0.95?478.04 ?w0.0272（w/m℃）

c、确定污垢热阻,

-42

取Rsi= 0.9×10m℃/w

-42

Rso=0.9×10m℃/w 计算总传热系数K

管材为碳刚，导热系数??45W/m.℃ 以外表面为基准。计算传热系数K

2K?1dd??Rs0??Rsi0?0?0?di?idi12

K=304.54w/m℃

d、计算所需传热面积A

Q1.12929?106kJ/h Ao=??120.4m2

K?tm304.54?35.26 计算实际面积：

A=?doLn?3.14?0.025?6?322?151.66m

2A?1.25 Ao核算结果表明,换热器可用。 e、计算阻力损失 管程阻力损失：

??pi?(?p1??p2)FtNsNp

当Re=7306时,无缝钢管

[1]

??0.01, d查得（P303）λ=0.045

?cui2L6998.2?0.2932??0??p1??p2?(??3)?(0.045??3)?706.98pad20.022Ft?1.4,Np?1,Ns?1

??P?706.98?1.4?4?1?3959.088?10i4Pa -33-

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壳程阻力损失:

?0.228 由Re>500，?Po?(?P??P)Fs.Nsf?5.0?1097?1.01， 0?120取F=0.5 ，挡板数：

NB?L6-1?-1?29 h0.2757.68?0.0192?P?0.5?1.01?22?(29?1)??45.58Pa1?Ff0nc(NB?1)22 222h?u2?0.2757.68?0.019?P2?NB(3.5?)0?29?(3.5?)??13.09PaD222取污垢校正系数Fs?1.0

33?p?(45.58?13.09)?1.0?4?0.234?10Pa?10Pa ?0?u02由上可知，采取G-700-149.1-21-4型号是合适的. 5.3主要接管尺寸的选取 5.3.1进料管

料液流速：F=85Kmol/h 料掖密度：??739.80kg/m

体积流率：VF?5.40?/739.80?0.0073m3/h 取管内流速：uF?1.6m/s 则进料管的直径：dF?34VF?0.0058m

3600?uF取进料管的尺寸：?70?2.5mm规格的热轧无缝钢管。 5.3.2釜液出口管

已知釜液流率为65.66 Kmol/h 釜液密度：??737.80kg/m 则：Vw?0.9511m/h 取管内流速为：uw?1.6m/s

33dw?4Vw4?0.9511??0.0757m

3600?uw3600?0.8取管尺寸：?89?2.5mm

-34-

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5.3.3塔顶蒸汽管

体积流速：VD?0.95m3/s 取uD?20m/s

dD?4VD4?0.95??0.246m ?uD3.14?20取管尺寸?146?5mm

5.4泵的选取

进料泵的流速:

uF=F?MF3600??F??4??dF270.417?18.023600?900.227??4?1.46m/s

2?0.0185设提升压头:

?uF2h??0.1086m

2g料液面至加料孔为:6.3m 管长为7m 90℃弯头两个. 截止阀(全开)两个,ξ=0.75

???0.75?2?6.4?2?14.3

Le?35dF?35?0.0185?0.648

料液: ?F?900.227kg/m3 ?F?0.325m?pa?s

Re?dFuF?F??0.0185?1.5?900.227?7.7?104?104为滞流 ?30.325?10???0.316Re?0.25?77000?0.25?0.316?0.019N/℃

?pF?110.15?107.15?3pa

则:

2?L?Le?uF2?0.648?7?1.5HF????????0.0180??14.3??2.49m

d2g0.02182?9.81???F??uF2?pF3He??z???Hf?6.3?0.1086?2.49??8.9m

2g?Fg900.227?9.81流量:

Q?F?MF?F?70.417?18.02?1.4m3/h

900.227-35-

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所选型号为:IS 50-32-200 5.5储罐的计算

以塔顶中间回流罐为例查文献[3]： a、回流罐设计压力：1atm b、回流罐设计温度：66.2℃ c、回流罐的容积计算：

一般回流罐考虑10min左右的液体保存量，由上述知道回流液流率：D?13.447kmol/h ，则其体积流率：V?DMLD13.447?31.03??0.000153m3/s

3600?LD3600?757.683 以10min液体回流体积算所需罐理论体积V??V?600?0.000153?600?0.092m ，则需

实际罐的体积需：V?/23?0.14m3

[2]

d、本例采用：卧式椭圆形封头容器，在国家标准容器系列P4-380：JB1428?74，此容器公称容积0.5m，直径600mm，长度1600mm

3

塔板主要参数结构 塔的有效高度z0,m

数据

精流段 提馏段 12.15

8

塔板主要参数结构 液泛气速uf,m/s

数据

精流段 提馏段 2.143

2.319

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实际塔板数NP 塔内径D,m 塔板间距HT,m 液流形式

降液管截面积与塔截面积比Ad/AT

弓型降液管堰长lw,m 弓型降液管宽度bd,m 出口堰高hw,mm 降液管底隙hb,mm 边缘区宽度bc,mm 安定区宽度bs,mm

28 1.2

0.45

14 1.2 0.45

空塔气速u,m/s 设计泛点率?F?u/uF 筛孔动能因子F0 筛孔气速u0,m/s 漏液点气速uF,m/s 液沫夹带点率F1,% 稳定系数k

溢流强度lh/lw,m3/m.h 堰上方液层高度how,mm 每块塔板阻力液柱hf,mm 降液管中液体停留时间

1.35 0.630 8.769 8.997 5.13 0.604 1.715 3.864 6.99 0.0593

1.572 0.5 8.751 10.512 6.066 0.59 1.7502 5.005 6 0.06214

单堰流 0.021 0.25 0.0364 58 27 49

0.08 0.408 0.1 55 37 49

65 65

?,s

降液管中清液层高度

6.603 9.499

塔板厚度?,mm

2.5 2.5

Hd,m

降液管中泡沫层高度

0.1065 0.12069

塔板分块数 4 4

Hd/?

底隙气速ub,m/s 气相负荷上限m/h 气相负荷下限m/h 操作弹性

330.18 0.20115

筛板形式 浮阀个数 筛孔的排列方式 浮阀开孔率?,%

F1 2652

F1 2652

0.036 1.284 0.7677 3.56

0.0397 4.89 1.253 3.54

正三角形排列 0.101

0.101

设计结果汇总表 结 束 语

历时近一个月的查阅文献、计算数据和上机调试化工原理课程设计终于落下了帷幕，通过这次化

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工原理课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大的拓宽了我们的知识面，同时我也感谢老师对我的指导，使我在设计中找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力。

这次设计，加深了我对对书本知识的进一步了解，找到了一些解决难题的方法，锻炼了我独立思考问题的能力，同时也锻炼了我运用书本知识解决实际问题的能力，我相信这次设计为我以后的设计工作打下了坚实的基础。当然在这次设计中的收获还不止这些。更主要的是它开阔了我的眼界，教我如何面对自己在实际中遇到的问题。

此次设计过程中，我的收获很大,感触也很深，使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别. 我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落后，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，我们感到我们脚下的路任重而道远。

在此，我向在设计过程中帮助我的老师和同学致以诚挚的谢意！

由于所学知识和个人能力的限制，设计中难免有许多疏漏之处。希望老师多多批评指正，使我在以后的工作和学习设计中有所改进。

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参考文献

[1] 陈敏恒，丛德滋等.化工原理.第二版，上下册，北京：化学工业出版社，1999.

[2] 国家医药管理局上海医药设计院.工工艺设计手册.第二版，下册，北京：化学工业出版社，1996. [3] 娄爱娟等.化工设计.上海 ： 华东理工大学出版社，2006. [4] 王卫东，化工原理课程设计，北京，化学工业出版社，2011,9. [5] 冯伯化等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，1989.

[6] 唐伦成等.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. ，

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主要符号说明

英文字母

甲醇甲醇——塔板开孔（鼓泡）面积，m2 甲醇f——降液管面积，m2； 甲醇o——筛孔面积，m2； 甲醇T——塔截面积，m2；

C——计算Um甲醇x时的负荷系数，无因次； Co——流量系数，无因次； D——塔顶馏出液流量，kmol/h； D——塔径，m； do——筛孔直径，mm； E——液流收缩系数，无因次； ET——全塔效率（总板效率），无因次； eV——雾沫夹带量，kg（液）/kg（气）； F-——进料流量，kmol/h；

F甲醇——气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2； G——重力加速度，m/s2； H-——板间距,m；塔高,m；

hC——与干板压降相当的液柱高度，m； hf——板上鼓泡层高度，m；

h1——进口堰与降液管间的水平距离m；， VS——塔内上升蒸气流量，m3/s； hL——板上液层高度，m； ho——降液管底隙高度，m； how——堰上液层高度，m；

y——气相中易挥发组分的摩尔分率； Z——塔有效高度，m；

uo——筛孔气速，m/s; h————溢流堰高度，m； K——浮阀的稳定性系数，无因次； L——塔内下降液体的流量，kmol/h； LS——塔内下降液体的流量，m3/s； lw——溢流堰长度，m； N——塔板数；理论板数； Np——实际塔板数； NT——理论塔板数； n——筛孔数；

P——操作压强，P甲醇或kP甲醇; △P——压强降，P甲醇或kP甲醇; q——进料热状态参数； R——回流比；开孔区半径，m； S——直接蒸汽量，kmol/h； t——筛孔中心距，mm； u——空塔气速，m/s; uow——漏液点气速，m/s;

V——塔内上升蒸气流量，kmol/h； ψ——液体密度校正系数

W——釜残液（塔底产品）流量，kmol/h； Wd——弓形降液管宽度，m； WC——无效区宽度，m；

x——液相中易挥发组分的摩尔分率； θ——开孔率；

uo——降液管底隙处液体流速，m/s;

hζ——与克服液体表面张力的压降所当的液柱高度，m； hd——与液体流经降液管的压降相当的液柱高度,m； u甲醇——按开孔区流通面积计算的气速，m/s;

hl——与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m；

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hP——与单板压降相当的液层高度,m; WS——安定区宽度，m； 希腊字母

α——相对挥发度，无因次；

β——干筛孔流量系数的修正系数，无因次；

δ——浮阀厚度，mm；

εO——板上液层充气系数，无因次； μ——粘度，mP甲醇.s; ρL——液相密度,kg/m3; ρV——气相密度, kg/m3;

ζ——液体表面张力，N/m或mN/m; α——对流传热系数，W/m2.℃; δ——相邻板间的间距 ，m； Δ——有限差值； λ——导热系数，W/m.℃; μ——粘度，P甲醇.s η——时间，s。 甲醇——流通面积，m2； 水—— 厚度，m； 水——润湿周边，m；

CP——定压比热容，kJ/kg.℃； D——管径，m； D——换热器壳径，m； F——摩擦系数； F——温差校正系数； F——系数； H——挡板间距，m； L——长度，m； M——冷凝负荷，kg/m.s; R——半径，m； R——气化潜热，kJ/kg; N——程数；

Nu——努塞尔特准数； P——压强，P甲醇 P——因数； Pr——普兰德准数； Q——传热速率，W；

下标

乙醇------ 易挥发组分； 丙醇------ 难挥发组分； D------ 馏出液； F------ 原料液； h------ 小时； i------ 组分序号； L------ 液相； m------ 平均； min----- 最小或最少； Δt——温度差。 w——壁面； s——饱和； s——污垢； o——管外； M甲醇x----- 最大； R——热阻，m2.℃/W； Re—— 雷诺准数； S——传热面积，m2； t——冷流体温度，℃； t——管心距，m； T——热流体温度，℃； u——流速，m/s; W——质量流量，kg/s。 G——重力加速度，m/s2 K——总传热系数，W/m2.℃ m——程数； ρ——密度，kg/m3； ψ----- 校正系数。 c——冷流体； e——当量； h——热流体； i——管内； m——平均； Q——热通量,W/m2;

-41-

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附录1

泡露点计算程序 #include \

float Pf=817.7547,T0=380,xd=0.928;

floatf(floatx){returnxd*exp(18.9119-3803.98/(x-41.68))/Pf+(1-xd)*exp(18.3036-3816.44/(x-46.13))/Pf-1;}

floatf1(floatx){returnxd*exp(18.9119-3803.98/(x-41.68))/Pf*3803.98/(x-41.68)/(x-41.68)+(1-xd)*exp(18.3036-3816.44/(x-46.13))/Pf*3816.44/(x-46.13)/(x-46.13);} main()

{float T1,e=0.0001,Td;int N=100,k; clrscr();

for(k=0;k

{if(f1(T0)==0){printf(\T1=T0-f(T0)/f1(T0);

if(fabs(T1-T0)<=e){printf(\T0=T1; } }

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化工原理课程设计教师评分表

评价单元 评价要素 评价内涵 能按时到指定设计地点进行课程设计，不旷课，不迟到，不早退。 学习态度认真，遵守课程设计阶段的纪律，作风严谨，按时完成课程设计规定的任务，按时上交课程设计有关资料。 符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。 根据选定的方案和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备的选型等。 图纸的布局、线形、字体、箭头、整洁等。 符合化工原理课程设计任务书制图要求，正确绘制流程图和工艺条件图等。 答辩过程中，思路清晰、论点正确、对设计方案理解深入，主要问题回答正确 满分 评分 出勤 平时成绩 20% 10 纪律 10 说明书质量 30% 说明书格式 10 工艺设 计计算 20 制图图形 制图质量 30% 20 制图正确性 10 答辩 20％ 对设计方 案的理解 20 指导教师综合评定成绩： 实评总分 ；成绩等级 指导教师（签名）： 2011年 月 日 注：按优（90-100分）、良（80-89分）、中（70-79分）、及格（60-69分）、不及格（60分以下）五级评定成绩。

化工原理教学与实验中心

2011年12月22日

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/cxao.html