陕西科技大学化工甲醇-甲醇乙醇混合液精馏课设

目录

第一章 化工单元设备设计任务书 . ......................................... 4

1.1设计题目：甲醇—乙醇溶液分离常压筛板精馏塔的设计 . ............... 4 1.2设计成果 . ....................................................... 4 第二章 精馏过程的生产流程及特点 . ...................................... 5

2.1 绪论 ........................................................... 5 2.2艺流程示意图 . ................................................... 6 第三章 精馏塔的工艺设计计算 . ........................................... 8

3.1引言 . ........................................................... 8 3.2物料衡算 . ....................................................... 8

3.2.1原始数据 .................................................. 8 3.2.2查阅文献，整理有关物性数据 ................................ 9 3.2.3物料衡算 ................................................. 10 3.2.4塔温确定 ................................................. 10 3.2.5 q值的计算 ............................................... 10 3.3 塔板数的确定 .................................................. 11

3.3.1理论塔板数错误！未找到引用源。的求取 ..................... 11

第四章 精馏塔的结构设计 . .............................................. 13

4.1 塔的结构设计 .................................................. 13

4.1.1精馏塔塔径的计算 ......................................... 13 4.1.2精馏塔有效高度的计算 ..................................... 21 4.2 塔板主要工艺尺寸的计算 ........................................ 22

4.2.1溢流装置计算 ............................................. 22 4.2.2降液管 ................................................... 23 4.2.3塔板布置 ................................................. 25 4.3 操作性能负荷图 ................................................ 28

4.3.1气相负荷下限线 ........................................... 28

4.3.2过量雾沫夹带线 ........................................... 28 4.3.3液相负荷下限线 ........................................... 28 4.3.4液泛负荷上限线 ........................................... 29 4.3.5液泛线 ................................................... 29 4.3.6操作性能负荷图 ........................................... 30

第五章 各接管的设计 . ................................................. 31

5.1进料管 . ........................................................ 31 5.2釜残液出料管 . .................................................. 31 5.3回流液管 . ...................................................... 32 5.4塔顶上升蒸汽管 . ................................................ 32 附录：参考文献 .................................................... 34 附图 . ................................................................. 36

附图一 ............................................................ 36 附图二 ............................................................ 37 附图三 ............................................................ 38 附图四 ............................................................ 39

摘要:

精馏是化工分离中经常遇到的环节。本设计是采用浮阀塔对组成结构和性质相似的甲醇和乙醇进行精馏分离。本文详细的介绍了甲醇和乙醇浮阀塔精馏分离的设计过程，画出了塔盘的布量图，工艺条件图以及操作性能负荷图形象直观的展现了设计的结果。

关键词：精馏 浮阀塔 塔盘的布量图 工艺条件图 操作性能负荷图

第一章 化工原理课程设计任务书

1.1设计题目：用于甲醇—乙醇溶液分离的常压筛板精馏塔的设计

1、工艺条件及数据

（1）原料液量5000kg/h,含甲醇79%（质量分数，下同） （2）馏出液含甲醇99%,釜液含乙甲醇2%。 （3）泡点进料；

（4）料液可视理想液，塔效率为0.8； 2、操作条件 （1）常压操作；

（2）回流液温度为塔顶蒸汽的露点；

（3）间接蒸汽加热、加热蒸汽压力为5 kgf/错误！未找到引用源。（4）冷却水进口温度25°C；

（5）设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。

1.2设计成果

1、设计说明书一份；

2、设计图纸包括负荷性能图、筛板塔工艺条件图。

；

第二章 精馏过程的生产流程及特点

2.1 绪论

甲醇(俗称“工业酒精”) 是基础的有机化工原料和优质燃料。主要应用于精细化工，塑料等领域，甲醇常用于制造甲醛、醋酸、氯甲烷等有机产品，但同时也是农药、医药的重要原料之一。甲醇在深加工后可作为一种新型清洁燃料，也加入汽油掺烧。甲醇和氨反应可以制造一甲胺。

不同的用途，对甲醇的纯度有不同的要求。在工业合成上，对甲醇的纯度要求较高（常常要求达到99.9%以上），然而要获得高纯度的甲醇又有不同的方法，比如多级精馏、吸附、亚沸蒸馏等等。而本设计主要简述甲醇-乙醇混合物精馏分离。

精馏是利用混合物中各组分挥发性不同这一性质，将混合物中各组分进行分离的单元操作。虽然甲醇和乙醇在气味，外观以及其他许多物性上有很多相似之处，但由于二者的挥发度有一定的差异，因此我们可以选择用精馏的方法分离甲醇-乙醇混合液。相对于乙醇，甲醇的挥发度较小，故在精馏中甲醇为轻组分从塔顶采出，乙醇为重组分从塔底得到。化工厂中的精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。因此，单有精馏塔还不能完成精馏操作。所以为实现整个操作还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时甚至还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备。

浮阀塔由于兼有泡罩塔和筛板塔的优点，现在已成为国内应用广泛的精馏塔塔型之一，并且在石油、化学工业中使用最为普遍。因此本设计也采用浮阀塔设计。浮阀有很多种形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮阀的结果简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB168-68）内，F1型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中，才用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1、生产能力大。2、操作弹性大。3、塔板效率高。4、气体压强降及液面落差较小。5、塔的

造价低。浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。

2.2艺流程示意图

上图是一个典型的板式连续精馏塔。塔内有若干层塔板，每一层就是一个接触级，它为气液两相提供传质场所。为向接触级提供两相接触所需的气流和液流，塔顶设有冷凝器将顶部的蒸气冷凝成液体并部分往下流，塔底设有再沸器降低将塔底部的液体部分气化向上流。操作时原料液自塔的中部某适当位置连续地加入，塔顶冷凝液的一部分作为塔顶产品－称为流出液连续产出，其余回流进入塔顶；塔釜出来的液体经再沸器部分气化后，液体作为塔底产品－称为釜液连续排出，气体则返回进入塔底。在加料位置之上部分，上升蒸气与顶部下来的液体逐级逆流接触，进行多次接触级蒸馏，因此自下而上气相易挥发组分浓度逐级增加；在加料位置之下部分，下降液体与底部上升的蒸气逐级逆流接触，也进行多次接触级蒸馏，因此自上而下也像难挥发组分浓度逐级增加。总体来看，全塔自塔底向上气相中易挥发组分浓度逐级增加；自塔顶向下液相中难挥发组分浓度逐级增加。因此只要有足够多

的塔板数，就能在塔顶得到高纯度的易挥发组分Ａ，塔底得到高纯度的难挥发组分Ｂ。

精馏过程的热力学基础仍然是组分之间挥发度的差异（ α>1），而多次的接触级蒸馏是其实现的手段。在一个精馏塔内自上而下温度逐级升高，塔顶温度最低，塔釜温度最高。引入料液的塔板叫做加料板，其上的部分成为精馏段；加料板以及其下的部分称为提馏段。为在一个塔内同时获得高纯度的Ａ和Ｂ，需要一个具有精馏段和提馏段的完整精馏塔。但是根据生产中的不同要求，可以采用只有精馏段或只有提馏段的精馏塔，也可以使用一些特殊的精馏过程。曹作坊和一是连续地，也可以是间歇的。提供气液两相接触的场所可以是塔板（板式塔），也可以是填料的表面（填料塔）。

第三章 精馏塔的工艺设计计算

3.1引言

精馏所进行的是气、液两相之间的传质，而作为气、液两相传质用的塔设备首先必须要能使气、液两相得到充分接触，以达到较高的传质效率。塔设备设计要具备下列各种基本要求：

1、气、液处理量大，即当生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。

2、操作稳定，弹性大，即当塔设备的气、液负荷有较大范围的变动，仍能在较高的传质效率下进行稳定操作，并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 3、流体流动的阻力少，可降低操作费用。 4、结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 5、耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。 6、塔内的滞留量要小。

3.2物料衡算

3.2.1原始数据

表3—1原始液：乙醇和水的混合物

3.2.2查阅文献，整理有关物性数据

表3—2 甲醇和乙醇的物理性质

1. 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

原料组成： 错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 0.3127

馏出液组成：错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 0.9661

釜出液组成 错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 0.0677

3.2.3物料衡算

已知D=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=130.5538 kmol/h 总物料衡算 F=D+W=130.5538+W

易挥发组分物料衡算 0.9661 130.5538+0.0677W= 0.3127 F 联立以上二式得：

F=478.7326kmol/h W=348.1788kmol/h

表3—3 物料衡算数据记录

3.2.4塔温确定

由于各操作阶段的甲醇和乙醇的质量百分含量已确定，所以根据甲醇和乙醇的质量百分含量，利用表中数据用内插值法求得各组分的温度。

表3—4塔温

3.2.5 q值的计算

假设为泡点进料，则q = 1。

3.3 塔板数的确定

3.3.1理论塔板数错误！未找到引用源。的求取

错误！未找到引用源。

平衡线方程：y = 错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。

精馏段：错误！未找到引用源。 提馏段：错误！未找到引用源。

平衡线方程可写为：x = 错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.96470 错

误！未找到引用源。 = 0.94086

错误！未找到引用源。 = 0.94841 错误！未找到引用源。 = 0.91454

错误！未找到引用源。 = 0.93039 错误！未找到引用源。 = 0.88611

错误！未找到引用源。 = 0.91092 错误！未找到引用源。 = 0.85617

错误！未找到引用源。 = 0.89042 错误！未找到引用源。 = 0.82548

错误！未找到引用源。 = 0.86941 错误！未找到引用源。 = 0.79489

错误！未找到引用源。 = 0.84190 错误！未找到引用

源。 = 0.75620

错误！未找到引用源。 = 0.80078 错误！未找到引用源。 = 0.70058

错误！未找到引用源。 = 0.74154 错误！未找到引用

源。 = 0.62548

错误！未找到引用源。 = 0.66156 错误！未找到引用源。 = 0.53224

错误！未找到引用源。 = 0.56226 错误！未找到引用

源。 = 0.42782

错误！未找到引用源。 = 0.45105 错误！未找到引用

源。 = 0.32354

错误！未找到引用源。 = 0.33999 错误！未找到引用源。 = 0.23069

错误！未找到引用源。 = 0.24111 错误！未找到引用源。 = 0.65608

错误！未找到引用源。 = 0.16165 错误！未找到引用源。 = 0.10091

错误！未找到引用源。 = 0.10289 错误！未找到引用源。 = 0.062584

所以，理论塔板数为错误！未找到引用源。 = 16块（含再沸器）。其中6块精馏段理论板，16块提馏段理论板，第6块板为进料板。

第四章 精馏塔的结构设计4.1 塔的结构设计

4.1.1精馏塔塔径的计算

1. 查得有关甲醇与乙醇的安托因方程：

甲醇：lg(错误！未找到引用源。) = A 错误！未找到引用源。 未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。

得: 错误！

乙醇： lg(错误！未找到引用源。) = A 错误！未找到引用源。 得: 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。

将错误！未找到引用源。，错误！未找到引用源。代入错误！未找到引用源。+错误！未找到引用源。= P进行试差, 求塔顶、进料板、及塔釜的压力和温度：

1) 塔顶：错误！未找到引用源。 = 101.3 + 0.7 = 102kPa, 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。= 0.9647, 试差得 错误！未找到引用源。 = 65.6错误！未找到引用源。 2) 进料板位置：6

精馏段实际板层数：错误！未找到引用源。 = 5 / 54.504% = 9.17 错误！未找到引用源。 9

每层塔板压降：错误！未找到引用源。 = 0.7kPa

进料板压力：错误！未找到引用源。= 101.3+0.7错误！未找到引用源。9=107.6kPa，错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=0.79489, 试差得 错误！未找到引用源。= 68.7错误！未找到引用源。

3）提馏段实际板层数：错误！未找到引用源。 = (11-4) / 54.504% = 18.35 错误！未找到引用源。 19

塔釜压力：错误！未找到引用源。 = 101.3+0.7错误！未找到引用源。29 = 121.6kPa 塔釜：错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 0.062584，错误！未找到引用源。= 121.6kPa， 试差得错误！未找到引用源。= 82.7错误！未找到引用源。 求得精馏段及提馏段的平均压力及温度：

精馏段： 错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 67.15错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 104.8kPa

提馏段：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 75.71错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 114.6kPa

2. 平均摩尔质量的计算：

塔顶：错误！未找到引用源。= 0.9634错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.96347) 错误！未找到引用源。46.07=34.4261kg/kmol

错误！未找到引用源。= 0.9867错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.9867) 错误！未找到引用源。46.07=34.1608 kg/kmol

进料板：错误！未找到引用源。= 0.86941错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.86941) 错误！未找到引用源。46.07=35.5762 kg/kmol

错误！未找到引用源。=0.7949错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.7949) 错误！未找到引用源。46.07=36.4756 kg/kmol

塔釜：错误！未找到引用源。= 0.04222错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.04222) 错误！未找到引用源。46.07=45.5106 kg/kmol

错误！未找到引用源。= 0.0704错误！未找到引用源。34+(1错误！未找到引用源。0.0704) 错误！未找到引用源。46.07=45.2203 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量:错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 34.8685 kg/kmol

错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 35.4509kg/kmol

提馏段平均摩尔质量：错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。 = 40.5434 kg/kmol

错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。 =40.84795 kg/kmol

表4—1 平均摩尔质量的计算

3. 平均密度的计算：

1) 汽相平均密度计算：错误！未找到引用源。

精馏段汽相平均密度：错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。= 1.2916kg/错误！未找到引用源。

提馏段汽相平均密度：错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 1.6019 kg/错误！未找到引用源。

2) 液相平均密度计算：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 塔顶：错误！未找到引用源。 = 749.25 kg/错误！未找到引用源。，错误！未找到引用源。 = 750.11 kg/错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.9528

得 ： 错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 749.3750.11 kg/错误！未找到引用源。

塔釜：错误！未找到引用源。 = 733.5kg/错误！未找到引用源。，错误！未找到引用源。 = 735.04 kg/错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到

引用源。 = 0.05293

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到

引用源。 = 734.95 kg/错误！未找到引用源。

精馏段液相平均密度：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 746 kg/错误！未找到引用源。

提馏段液相平均密度：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 740.825 kg/错误！未找到引用源。

表4—2 液相平均密度的计算

4. 液体平均表面张力计算 液体平均表面张力按下式计算：

σ=x σ∑

L m

i i

塔顶：错误！未找到引用源。= 65.6错误！未找到引用源。，由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录

错误！未找到引用源。= 18.35mN/m， 错误！未找到引用源。

= 18.40mN/m

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。+(1-错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。=0.94086错误！未找到引用源。18.35+(1-0.94086)错误！未找到引用源。 = 18.353

进料板：错误！未找到引用源。= 68.7错误！未找到引用源。，查手册：错误！未找到引用源。= 17.86mN/m，错误！未找到引用源。= 18.00mN/m

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。+(1-错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。=0.8118错误！未找到引用源。17.86+(1-0.8118)错误！未找到引用源。= 17.8887 mN/m

塔釜：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。，查附录：错误！未找到引用源。=16.80 mN/m，错误！未找到引用源。= 17.18mN/m

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。+(1-错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。=0.0704错误！未找到引用源。16.80+(1-0.0704)错误！未找到引用源。= 17.1532 mN/m

精馏段液体表面平均张力：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。= 18.12085 mN/m

提馏段液体表面平均张力：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。=错误！未找到引用源。=17.52246 mN/m

表4—3 液体平均表面张力计算

5. 液体平均黏度计算：

液体平均黏度按下式计算：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 塔顶：错误！未找到引用源。= 65.50℃

查由《化工原理》（第三版，化学工业出版社，陈敏恒）附录

错误！未找到引用源。= 0.315 mPa错误！未找到引用源。， 错误！未找到引用源。= 0.520 mPa错误！未找到引用源。

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。= 0.32448mPa 错误！未找到引用源。

进料板：错误！未找到引用源。= 68.70℃，查附录：错误！未找到引用源。= 0.305 mPa 错误！未找到引用源。, 错误！未找到引用源。= 0.485 mPa错误！未找到引用源。

得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。= 0.33544mPa 错误！未找到引用源。

塔釜：错误！未找到引用源。= 82.7℃，查附录：错误！未找到引用源。= 0.256 mPa错误！未找到引用源。, 错误！未找到引用源。= 0.394 mPa错误！未找到引用源。 得：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。= 0.3835mPa错误！未找到引用源。

精馏段液体平均黏度：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 0.35399

mPa 错误！未找到引用源。

提馏段液体平均黏度：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 0.35948 mPa 错误！未找到引用源。

表4—4 液体平均黏度计算

6. 气液相体积流率计算

精馏段汽相体积流率：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 3.319错误！未找到引用源。/s

液相体积流率：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.00382错误！未找到引用源。/s

提馏段汽相体积流率：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 2.97185错误！未找到引用源。/s

液相体积流率：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.008936错误！未找到引用源。/s

表4—5 气液相体积流率计算

7. 塔径的确定

σ 塔径的确定，需求错误！未找到引用源。= C C =C 20(L ) 0.2，C 由下式20

计算：

C 20由Smith 图查取。

=0. 45m 0. 05m -h L =0. 45-0. 05=0. 40m T l =T 取板间距H ，板上液层高度h ，则H （1） 精馏段塔径的确定

图的横坐标为错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.02767，查smith 图：

Smith 图

得错误！未找到引用源。 = 0.086 ,C = 0.0843

错误！未找到引用源。= 0.0843错误！未找到引用源。 = 2.024m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为：u = 0.7错误！未找到引用源。2.024 = 1.4168m/s 则精馏塔塔径D = 错误！未找到引用源。 =错误！未找到引用源。 = 1.7275m （2）提馏段塔径的确定：

图的横坐标为：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.06466，查smith 图，得错误！未找到引用源。 = 0.082，错误！未找到引用源。 = 0.082错误！未找到引用源。 = 0.079860

错误！未找到引用源。= 0.07986错误！未找到引用源。 = 1.71553m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为错误！未找到引用源。 = 0.7错误！未找到引用源。1.71553 = 1.200871m/s

则精馏塔塔径错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 =错误！未找到引用源。 = 1.75911m （3）按标准塔径圆整后，D = 1.8m

塔截面积：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 4错误！未找到引用源。 = 2.5434错误！未找到引用源。

精馏段实际空塔气速为：u = 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用

源。 = 1.3049m/s

提馏段实际空塔气速为：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 1.1685m/s

4.1.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度的计算：错误！未找到引用源。 = (错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。 = (错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。 =3.15m 提馏段有效高度的计算：错误！未找到引用源。 = (错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。 = (错误！未找到引用源。) 错误！未找到引用源。 = 8.1m 每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m 人孔直径为0.5m

人孔数：错误！未找到引用源。 = (28/5)-1 = 4.6 错误！未找到引用源。 塔顶空间高度：取错误！未找到引用源。=1m , 塔底空间高度：错误！未找到引用源。=2mH ，进料板处板间距： F 0.4m

塔高：H=（N-错误！未找到引用源。-错误！未找到引用源。-1）错误！未找到引用源。 + 错误！未找到引用源。Hp + 错误！未找到引用源。+ 错误！未找到引用源。+ 错误！未找到引用源。

=（28-5-1-1）×0.45+5×0.5+1+2+1×0.4 = 15.35m

4.2 塔板主要工艺尺寸的计算

4.2.1溢流装置计算

因塔径D = 1.8m，可选用单溢流弓形降液管 1. 堰长错误！未找到引用源。

单溢流： = 0.6 ~ 0.8 ） D ，取 错误！未找到引用源。 = 0.6×1.8 = 1.08m l w （

2. 溢流堰高度错误！未找到引用源。 因为 h l =h w +h ow

选用平直堰，堰上液层高度how 可用Francis 计算，

l 2.84

E (h ) 2/3 即 h ow =

1000lw

精馏段：错误！未找到引用源。 = 0.00382错误！未找到引用源。3600 = 13.752错误！未找到引用源。/h

液体收缩系数计算图

错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 11.345, 错

误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 0.6

查上图得E=1.025, 则错误！未找到引用源。=(2.84/1000)错误！未找到引用源。1.025错误！未找到引用源。

= 0.0158526m

取板上清夜层高度h 2 = 0.05m ，故错误！未找到引用源。 = 0.05-0.0158526 = 0.034147m

提馏段：错误！未找到引用源。 = 0.008936错误！未找到引用源。3600 = 32.1696错误！未找到引用源。/h

查得E = 1.042，则错误！未找到引用源。(2.84/1000)错误！未找到引用源。1.042错误！未找到引用源。= 0.02844m

h 取板上清夜层高度 0.05m , 故错误！未找到引用源。= 0.05-0.02844 =

L =0.02156m

4.2.2降液管

1. 降液管高度和截面积

W d A f 因为 l w / D = 0.6 = 0.055 , =0.115

D A T

所以错误！未找到引用源。 = 0.055错误！未找到引用源。 = 0.139887错误！未

找到引用源。，错误！未找到引用源。 = 0.115错误！未找到引用源。1.8 = 0.207m

弓形降液管参数图

θ=

3600A f H t

L h

≥3~5

依下式验算液体在降液管中的停留时间：

精馏段：错误！未找到引用源。 = 错误！未找到引用源。 = 12.83s 错误！未找到引用源。5s

提馏段：错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。 故降液管设计合理。

2. 降液管底隙高度

L

降液管底隙高度依下式计算： h 0 = h '

3600l w u 0

取错误！未找到引用源。=0.41m/s

则 精馏段：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 8.9mm

提馏段：错误！未找到引用源。= 错误！未找到引用源。 = 20.2mm

精馏段

提馏段

4.2.3塔板布置

1．塔板的分块

因为D=1800mm,故塔板采用分块式，查表得，塔板分为5块。

表4—6 塔板分块数

2．边缘区宽度确定

溢流堰前的安定区宽度：WS=0.07m 边缘区宽度：WC=0.035m 3．开孔区面积计算

2

2

-1x A =2(x r -x +sin 开孔区面积按下式计算： a ) 180r

πr 2

其中错误！未找到引用源。

故错误！未找到引用源。 4．浮阀塔计算及其排列

采用F1型重阀，重量为33g ，孔径为39mm 1) 浮法数目

4V

浮法数目按下式计算： N = S

πd 02u 0

F

气体通过阀孔的速度： u 0 =

取动能因数F=11 则

精段：错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。个 取288个 提馏段错误！未找到引用源。

错误！未找到引用源。个取287个

2) 排列

由于采用分块式塔板，故采用等边三角形叉排。设相近的阀孔中心距t=88mm，画出阀孔排列图（如下图）：通道板上可排阀孔60个. 弓形板可排阀孔56个，所以总阀孔数目为N=56×2+60×3=292个.

ρV

3) 校核 a) 精馏段

气体通过阀孔的实际速度：错误！未找到引用源。

实际动能因素：错误！未找到引用源。=9.515错误！未找到引用源。

b) 提馏段：

气体通过阀孔的实际速度：错误！未找到引用源。

实际动能因素：错误！未找到引用源。=8.52错误！未找到引用源。

N πd 02292⨯π⨯0. 0392

开孔率：φ=⨯100%==13. 67%

4A T 4⨯2. 5515

开孔率在10%~14%之间，且实际动能因数F0在9~12间，满足要求。

4.3 操作性能负荷图

4.3.1气相负荷下限线

1．精馏段：错误！未找到引用源。

2．提馏段：错误！未找到引用源。

4.3.2过量雾沫夹带线

1．精馏段：错误！未找到引用源。

0.1=错误！未找到引用源。

得： 错误！未找到引用源。 2．提馏段：0.1=错误！未找到引用源。

得：错误！未找到引用源。

4.3.3液相负荷下限线

1．错误！未找到引用源。 0.006m ，并设修正系数为E=1.02，则 得：错误！未找到引用源。

2．同理得，提馏段：错误！未找到引用源。

4.3.4液泛负荷上限线

错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。

4.3.5液泛线

2/3

泛液线方程：aV s 2=b -cL 2S -dL s

1．精馏段：

错误！未找到引用源。 2．提馏段：

(Ls)max=16.3m3/h , (LS)min=6.5m3/h

(Ls)max=39.3m3/h , (Ls ) max 39. 3m 3/h

==2. 6554>2所以，塔的操作弹性为 (Ls ) min 14. 8m /h 3

第五章 各接管的设计

5.1进料管

查得66.9℃时，ρA =747.9 Kg/m3 ，ρB =748.9 Kg/m3 ，

故错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。Kg/m3

进料体积流量; 错误！未找到引用源。 =错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。m 3/s

取适宜的输送速度u f =2.0m/s, 故错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。=0.0416 m

经圆整选取热轧无缝钢管(GB/T17395-1988)，规格：φ45×1.5mm 实际管内流速：错误！未找到引用源。=1.96255 m/s

5.2釜残液出料管

釜残液的体积流量：错误！未找到引用源。 m 3/s

取适宜的输送速度：u f =1.5m/s, 则 错误！未找到引用源。m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ27×3mm

实际管内流速： 错误！未找到引用源。 错误！未找到引用源。

5.3回流液管

回流液体积流量：错误！未找到引用源。 m 3/s

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L =0.5m/s 那么错误！未找到引用源。=0.09660 m 经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ102×2mm 实际管内流速： 错误！未找到引用源。

5.4塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积V 流量：

错误！未找到引用源。 =错误！未找到引用源。m 3/s

取适宜速度u V =20m/s，那么 错误！未找到引用源。=0.4464 m 经圆整选取拉制黄铜管，规格：φ480×10mm 实际管内流速： 错误！未找到引用源。

个人感受

通过本次课程设计，使我对《化工原理》、《分离过程》等课程有了更深入的理解。这些课程都是实践性较强的课程，为了学好这些课程，必须在掌握理论知识的同时，加强实践。一个人的力量是有限的，要想把课程设计做的更好，就要学会参考一定的资料，吸取别人的经验，让自己和别人的思想有机的结合起来，得出属于自己的灵感。

课程的设计需要有耐心，有些事情看起来很复杂，但问题需要一点一点去解决，分析问题，把问题一个一个划分，划分成小块以后就逐个去解决。再总体解决大的问题。这样做起来不仅有条理也使问题得到了轻松的解决。

在这个过程中，我们也曾经因为实践经验的缺乏失落过，也曾经仿佛成功而热情高涨。生活就是这样，汗水预示着结果也见证着收获。劳动是人类生存生活永恒不变的话题。虽然这只是一次的极简单的课程制作，可是平心而论，也耗费了我们不少的心血，这就让我们不得不佩服开发技术的前辈，才意识到老一辈对我们社会的付出，为了人们的生活更美好，他们为我们社会所付出多少心血啊！

对我而言，知识上的收获重要，精神上的丰收更加可喜。让我知道了学无止境的道理。我们每一个人永远不能满足于现有的成就，人生就像在爬山，一座山峰的后面还有更高的山峰在等着你。挫折是一份财富，经历是一份拥有。这次课程设计必将成为我人生旅途上一个非常美好的回忆！

通过这次的课程设计我对于专业课的学习有了更加深刻的认识，以为现在学的知识用不上就加以怠慢，等到想用的时候却发现自己的学习原来是那么的不扎实。以后努力学好每门专业课，让自己拥有更多的知识，才能解决更多的问题！

附录：参考文献

【1】马沛生编, 化工数据。中国石化出版社，2003

【2】陈敏恒编，化工原理 （上、下册），第三版。化学工业出版社。

【3】国家医药管理局上海医药设计院编，化工工艺设计手册，第二版。化学工业出

版社

【4】吴宗泽编，机械设计手册，第二版。化学工业出版社 【5】褚林、刘瑾等编，化工原理。石油工业出版社

【6】中国石化集团上海工程有限公司组织编写，董其伍等编，石油化工设备设计选

用手册—换热器。化学工业出版社

【7】Carl L.Yaws,Chemical Properties Handbook。Mc Graw-Hill Book

附图

附图一

附图二

塔盘布置

板面开孔

附图三

精馏段

提馏段