化工原理(精馏塔设计)

南京工程学院

课程设计说明书（论文）

题目 乙醇—水连续精馏塔的设计

课 程 名 称 化工原理 院 (系、部、中心) 康尼学院 专 业 环境工程 班 级 K 环境091 学 生 姓 名 朱梦皓 学 号 240094409 设 计 地 点 文理楼A404 指 导 教 师 李乾军

设计起止时间：2011年12月5日至 2011 年12月16日

第一章 绪论 ................................................................................... 3 一、目的： ................................................................................ 3 二、已知参数： . ........................................................................ 3 三、设计内容： . ........................................................................ 3 第二章 课程设计报告内容 ........................................................... 4 一、精馏流程的确定 . ................................................................ 4 二、塔的物料衡算 . .................................................................... 4 三、塔板数的确定 . .................................................................... 5 四、塔的工艺条件及物性数据计算 ......................................... 6 五、精馏段气液负荷计算 . ...................................................... 11 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 ........................................... 11 七、筛板的流体力学验算 . ...................................................... 16 八、塔板负荷性能图 . .............................................................. 19 九、筛板塔的工艺设计计算结果总表 ................................... 24 十、精馏塔的附属设备及接管尺寸 ....................................... 24 第三章 总结 ................................................................................. 25

另附：化工原理课程设计任务书

.

乙醇——水连续精馏塔的设计

第一章 绪论

一、目的：

通过课程设计进一步巩固课本所学的内容，培养学生运用所学理论知识进行化工单元过程设计的初步能力，使所学的知识系统化，通过本次设计，应了解设计的内容，方法及步骤，使学生具有调节技术资料，自行确定设计方案，进行设计计算，并绘制设备条件图、编写设计说明书。

在常压连续精馏塔中精馏分离含乙醇25%的乙醇—水混合液，分离后塔顶馏出液中含乙醇量不小于94%，塔底釜液中含乙醇不高于0.1%（均为质量分数）。

二、已知参数：

（1）设计任务

● 进料乙醇 X = 30 %（质量分数，下同） ● 生产能力 Q = 100t/d ● 塔顶产品组成 > 94 % ● 塔底产品组成

（2）操作条件

● 操作压强：常压

● 精馏塔塔顶压强：Z = 3 KPa ● 进料热状态：泡点进料 ● 回流比：自定待测 ● 冷却水： 20 ℃

● 加热蒸汽：低压蒸汽，0.2 MPa ● 单板压强：≤ 0.7 ● 全塔效率：E T = 52 % ● 建厂地址：南京地区

● 塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏

三、设计内容：

（1） 设计方案的确定及流程说明 （2） 塔的工艺计算

（3） 塔和塔板主要工艺尺寸的计算（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）

（4） 设计结果概要或设计一览表 （5） 精馏塔工艺条件图

（6） 对本设计的评论或有关问题的分析讨论

第二章 课程设计报告内容

一、精馏流程的确定

乙醇、水混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向沸热器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

二、塔的物料衡算

(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数

30/46

=0. 144

30/46+70/18

94/46

x D ==0. 86

94/46+6/18

0. 1/46

x W ==0. 0004

0. 1/46+99. 9/18x F =

(二) 平均摩尔质量

M F =0. 144⨯46+(1-0. 144) ⨯18=22. 03kg /kmol M D =0. 86⨯46+(1-0. 86) ⨯18=42. 08kg /kmol M W =0. 0004⨯46+(1-0. 0004) ⨯18=18. 01kg /kmol (三) 物料衡算

总物料衡算 D +W =F 易挥发组分物料衡算 x D D +x w W =x F F 日生产能力Y=100吨 F =

m 100*1000

==189. 14kmol /h

Mf ∙T 22. 03⨯24

联立以上三式得

F =189. 14kmol /h D =30. 94kmol /h W =158. 2kmol /h

三、塔板数的确定

(一) 理论塔板数N T 的求取

乙醇、水属理想物系，可采用M.T. 图解法求N T

1. 根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x 图

附表 乙醇—水气液平衡数据

0.81.0

0.6

f

0.4

0.2

x W

F 0.2

0.40.60.8

x D

1

图：乙醇—水的y-x 图及图解理论板

2. 乙醇—水体系的平衡曲线有下凹部分，求最小回流比自a （x D , , x D , ）作平衡线的切线并延长与y 轴相交，截距

即 R min =2. 15

取操作回流比R =1. 5R min =1. 5⨯2. 15=3. 23

精馏塔的气液相负荷 L=LD=3.23*30.94=99.94 V=(R+1)D=130.88 L’=L+F=288.93 V’=V=130.88 故精馏段操作线方程 y =

x D R min +1

=0. 273

x R

+D R +1R +1

即y =0. 764x +0. 203

L ' W

x ' -Xw V ' V '

提馏段操作线方程 y =

即y=2.21X’-0.005

3. 作图法求理论塔板数N T 得

N T =20. 5层（包括再沸器）。其中精馏段理论板数为18层，提留段为2.5层（包括再沸器），第18层为加料板。 (二) 全塔效率E T

已知E T =52% (三) 实际塔板数N

精馏段N 精=提留段N 提

18

=35层 0. 522. 5==5层 0. 52

四、塔的工艺条件及物性数据计算

以精馏段为例进行计算 （一）操作压强P m

塔顶压力P D =3+101. 3=104. 3kPa 取每层塔板压强降△P =0. 7k Pa

则进料板压强P F =104. 3+43⨯0. 7=134. 4kPa 精馏段平均操作压强P m =（二）温度t m

依据操作压力，通过方程试差法计算出泡点温度，其中水、乙醇的饱和蒸汽压由安托尼方程计算。

00

① 方程为P =p A x A +p B x B

104. 3+134. 4

=119. 35kPa

2

式中：

x —溶液中组分的摩尔分数；

P —溶液上方的总压，Pa ；

p 0—同温度下纯组分的饱和蒸汽压，Pa 。（下标A 表示易挥发组分，B 表

示难挥发组分）

② 安托因方程为lg p 0=A -

式中：

B

T +C

p 0—在温度为T 时的饱和蒸汽压，mmHg T —温度，℃

A,B,C —Antoine 常数，其值见下表。

附表 Antoine常数

计算结果如下： 塔顶温度

公式：10

8. 04496-

1554. 3t +222. 65

⨯0. 133⨯0. 86+10

7. 96681-

1668. 21t +228

⨯0. 133⨯0. 14=105. 33

t D =81. 48℃ 进料板温度 公式：10

8. 04496-

1554. 3t +222. 65

⨯0. 133⨯0. 0644+10

7. 96681-

1668. 21t +228

⨯0. 133⨯0. 9356=135. 4

t F =104. 5℃

则精馏段平均温度t 81. 48+104. 5

M =2

=92. 99℃

（三）平均摩尔质量M m

塔顶 x D =y 1=0. 86，查平衡曲线得 X1=0.854

M VD m =0. 86⨯46+(1-0. 86) ⨯18=42. 08kg /kmol M LD m =0. 854⨯46+(1-0. 854) ⨯18=41. 912kg /kmol 进料板 即查气液平衡曲线，可得y F =0. 524 x F =0. 191M VD m =0. 524⨯46+(1-0. 524) ⨯18=32. 672kg /kmol M LD m =0. 191⨯46+(1-0. 191) ⨯18=23. 348kg /kmol 则精馏段平均摩尔质量：

M 42. 08+32. 672

Vm (精）=

2

=37. 736kg /kmol

M 41. 912+23. 348

Lm (精）=2=32. 63kg /kmol

（四）平均密度ρm

1. 液体密度ρLm

附表 乙醇与水的密度

温度/℃ 20 30 40 50 60 70 80 乙醇密度/kg/m3

795

785

777

765

755

746

735

水密度/kg/m3

998.2 995.7 992.2 988.1 983.2 977.8 971.8 已知：1/ρLm =αA /ρLA +αB /ρLB （α为质量分数）

90 100 730

716

965.3 958.4 110 703

951.0

塔顶 因为 t D =81. 48℃

所以

90-8081. 48-80

730-735=

ρ ρ乙=734. 26kg /m 3 乙-735

90-8081. 48-80

965. 3-971. 8=

ρ ρ水=970. 84kg /m 3 水-971. 8

1

ρ=

0. 940. 06

ρLm D =LmD

734. 26+

970. 84

745. 16kg /m 3 进料板 由加料板液相组成x A =0. 191

α0. 191⨯46

A =

0. 191⨯46+(1-0. 191) ⨯18

=0. 38

因为t F =104. 5℃ 所以

110-100104. 5-100

703-716=

ρ ρ乙=710. 15kg /m 3 乙-716

110-100104. 5-100

951. 0-958. 4=

ρ ρ水=955. 07kg /m 3 水-958. 4

1

=

0. 381-0. 38

ρLmF

710. 15+

955. 07

ρLm F =844. 38kg /m 3 故精馏段平均液相密度ρ1

Lm (精）=2

745. 16+844. 38）

=794. 77kg /m 3 2. 气相密度ρmV

ρP m M Vm Vm (精）=

=120. 35⨯37. 763

⨯(92. 99+273. 15)

=1. 49kg /m 3RT 8. 314 （五）液体表面张力σm

附表 乙醇与水的表面张力

温度 20 30 40 50 60 70 80 90 100 /℃ 22.3 21.2 20.4 19.8 18.8 18 17.116.2 15.2 ×103

/N/m

5

110

14.4

乙醇表面张力

水表面张力 ×10/N/m

3

72.6 71.2 69.6 67.7 66.2 64.3 62.6 60.7 58.8 56.9

塔顶 因为 t D =81. 48℃

所以

90-8081. 48-80

σ乙=17. 01mN /m =

16. 2-17. 15σ乙-17. 15

90-8081. 48-80

σ水=62. 32mN /m =

60. 7-62. 6σ水-62. 6

进料板 因为 t F =104. 5℃

所以

110-100104. 5-100

σ乙=14. 84mN /m =

14. 4-15. 2σ乙-15. 2

110-100104. 5-100

σ水=57. 945mN /m =

56. 9-58. 8σ水-58. 8

σm =∑x i σi

i =1

n

σm (顶）=0. 86⨯17. 01+（1-0. 86）⨯62. 32=23. 35mN /m σm (进）=0. 191⨯14. 81+（1-0. 191）⨯57. 945=49. 71mN /m

则精馏段平均表面张力为σm (精）=（六）液体黏度μLm

A A

- 乙醇的A=686.64 B=300.88 T B

686. 64686. 64

-塔顶 lg μ乙= μ乙=0. 451m Pa ⋅s

273. 1+81. 48300. 88

23. 35+49. 71

=36. 53mN /m

2

已知：lg μ1=

水的黏度

90-8081. 48-80

= μ水=0. 350m Pa ⋅s

31. 65-35. 65μ水-35. 65

686. 64686. 64

- μ乙=0. 344m Pa ⋅s

273. 1+104. 5300. 88

进料板 lg μ乙=水的黏度

110-100104. 5-100

= μ水=0. 302m Pa ⋅s

28. 38-31. 65μ水-31. 65

μLm =∑x i μi

i =1

n

μL (顶）=0. 86⨯0. 451+（1-0. 86）⨯0. 350=0. 437m Pa ⋅s μL (进）=0. 344⨯0. 191+（1-0. 191）⨯0. 302=0. 31m Pa ⋅s

则精馏段平均液相黏度为μLm (精）=

0. 437+0. 31

=0. 37m Pa ⋅s

2

五、精馏段气液负荷计算

V =(R +1) D =(3. 23+1) ⨯30. 94=130. 88kmol /h

V S =

VM Vm (精）3600ρVm (精）

=

130. 88⨯37. 763

=0. 99m 3/s

3600⨯1. 38

L =RD =3. 23⨯30. 94=99. 94kmol /h

L S =

LM Lm (精）3600ρLm (精）

=

99. 94*32. 63

=0. 0011m 3/s

3600⨯794. 77

L h =L S ⋅3600=0. 0011⨯3600=4. 10m 3/h

六、塔和塔板主要工艺尺寸计算

（一）塔径D

参考表4-1，初选板间距H T =0. 45m , 取板上液层高度h L =0. 07m

表4-1 板间距与塔径的关系

塔径D/m 板间距H T /mm

0.3～0.5 200～300

0.5～0.8 250～350

0.8～1.6 300～450

1.6～2.4 350～600

2.4～4.0 400～600

H T -h T =0. 45-0. 07=0. 38m

(

L S ρL ⎛0. 0026⎫⎛826. 63⎫)() = ⎪ ⎪=0. 0277 V S ρV ⎝2. 298⎭⎝1. 38⎭

1

2

12

图4-5 Sminth关联图

查图4-5可知，C 20=0. 076，依照下式校正C

C =C 20(

σ

20

)

0. 2

⎛39. 26⎫

=0. 076⨯ ⎪

⎝20⎭

0. 2

=0. 087

u max =C

ρL -ρV 826. 63-1. 38

=0. =1. 81m /s ρV 1. 38

取安全系数为0.70，则

u =0. 70u max =0. 7⨯1. 81=1. 267m /s 故D =

4V S 4⨯2. 298==1. 52m πu 3. 14⨯1. 267

按标准，塔径圆整为1.6m ， 则空塔气速u '=

（二）溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。

4V S 4⨯2. 298

==1. 14m /s πD 23. 14⨯1. 62

1. 溢流堰长l w l w 为0.66D ，即 l w =0. 66⨯1. 6=1. 056m 2. 出口堰高h w

h w =h L -h ow

2. 5

=由l w /D =1. 22/1. 85=0. 66 ，L

h /l W

9. 36

=8. 17 2. 5

1. 056

图4-9 液流收缩系数计算图

查图4-9，知E =1

则h OW =

2. 84⎛L h

E 1000 ⎝l w ⎫2. 84⎛9. 36⎫⎪=⨯1⨯ ⎪=0. 012m ⎪10001. 056⎝⎭⎭

2

3

23

故 h W =0. 07-0. 012=0. 058m 3. 管滴宽度W d 与降液管滴面积A f 由l w

/D =0. 66

图4-11 弓形降液管的宽度和面积

查图4-11，得W d /D =0. 124 ，A f /A T =0. 0722 故W d =0. 124⨯1. 6=0. 198m A f =0. 0722⨯

π

4

D 2=0. 145m 2

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

θ=

A f H f L s

=

0. 145⨯0. 45

=25.1≥5 (符合要求)

0. 0026

4. 降液管底隙高度h o

取液体通过降液管底隙得流速u o =0. 08m /s ，依下式计算降液管底隙高度h o

h o =

L s 0. 0026

==0. 031m >0. 025m （符合要求） l W u 01. 056⨯0. 08⨯3600

（三）塔板布置

1. 取边缘区宽度W c =0. 06m ，安定区宽度W s =0. 085m 2. 依下式计算开孔区面积A a

A a =2x R 2-x 2+

[

π2x R sin -1180R

]

π0. 517⎤⎡2

=2⎢0. 0. 742-0. 5172+⨯0. 742sin -1=1. 39m

1800. 74⎥⎣⎦

D 1. 6

-(W d +W s ) =-(0. 198+0. 085) =0. 517m 22D 1. 6

R =

-W c =-0. 06=0. 74m

22

其中 x =

图4-8 塔板结构参数

其中:h W ——出口堰高 how ——堰上液层高度 h O ——降液管底隙高度

'——进口堰高 H d ——降液管 h 1——进口堰与降液管的水平距离 h W

中清液层高度 H T ——板间距 l W ——堰长

W d ——弓形降液管高度

W c ——无效周边高度 W s ——安定区宽度 D——塔径 R ——鼓泡区半径 x——鼓泡区宽度的1/2 t——同一横

排的阀孔中心距 (单位均为m) （四）筛孔数n 与开孔率ϕ

取筛孔的孔径d 0=6mm ，正三角形排列，一般碳钢的板厚δ=3mm ，取

t /d 0=3，

故孔中心距t =

3⨯6=18mm

依下式计算塔板上的筛孔数n ，即

⎛1. 155⎫⎛1. 155⎫n = 2⎪A a = ⨯1. 39=4955孔

2⎪t 0. 018⎝⎭⎝⎭依下式计算塔板上的开孔区的开孔率ϕ，即

ϕ=

A 00. 9070. 907

%=%==10. 1% （在5%～15%范围内） 22A a t /d 00. . 018

每层塔板上的开孔面积A 0为

A 0=ϕA a =0. 101⨯1. 39=0. 14039m 2 气体通过筛孔的气速 u 0=

V s 2. 298

==16. 37m /s A 00. 101⨯1. 39

（五）塔有效高度Z （精馏段）

Z =(N 精-1)H T =(43-1)⨯0. 45=18.9m (六) 塔高计算

七、筛板的流体力学验算

（一）气体通过筛板压强降的液柱高度h p 依式 h p =h e +h l +h σ

1. 干板压强降相当的液柱高度h c

依d

0/δ=6/3=2

图4-13 干筛孔的流量系数

查图4-13，C O =0. 76

u ρ⎛16. 37⎫⎛1. 38⎫

h c =0. 051(o ) 2(V ) =0. 051 ⎪ ⎪=0. 04m

C O ρL ⎝0. 76⎭⎝826. 63⎭2. 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度h l u a =

2

V s 2. 298==1. 23m /s

A T -A f 3. 14⨯0. 82-0. 145

F a =u a

V =1. 23⨯. 38=1. 44

图4-14 充气系数关系图

由图4-14查取板上液层充气系数β为0.6。 依右式 h l =βh L =β(h W +h O W )=0. 6⨯0. 07=0. 042m 3. 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h σ

4σ4⨯39. 26⨯10-3

依式（4-41）h σ===0. 00323m

ρL gd o 826. 63⨯9. 81⨯0. 006故 h p =h e +h l +h σ=0. 040+0. 042+0. 00323=0. 08523

单板压强降∆P P =h P ρL g =0. 08523⨯826. 63⨯9. 81=0. 69

（二）雾沫夹带量e V 的验算

依式（4-41）

e V =

5. 7⨯10-6

σ

u a 5. 7⨯10-61. 233. 2

() =() 3. 2

-3

H T -h f 39. 26⨯100. 45-0. 175

=0. 018kg 夜/kg气

式中，h f ——塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即

h f =（h L ∕0.4）=2.5h L =2.5×0.07=0.175

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

（三）漏液的验算

u OW =4. 4C O (0. 0056+0. 13h L -h σ) ρL /ρV =4. 4⨯0. 76⨯

0. 0056+0. 13⨯0. 07-0. 00323⨯826. 63÷1. 38=8. 77m /s

u O 16. 37

==1. 87>1. 5 u OW 8. 77

筛板的稳定性系数 K =

故在设计负荷下不会产生过量漏液。

（四）液泛的验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d ≤Φ(H T +h W ) 。

h d =0. 153(

L s 2

) =0. 153(0. 08) 2=0. 00098m l W ⋅h O

H d =h P +h L +h d =0. 08523+0. 07+0. 0009=0. 156m

取Φ=0. 5，则Φ(H T +h W ) =0. 5⨯(0. 45+0. 058) =0. 254m 故H d

根据以上塔板的各项流体体力学验算，可认为精馏段塔径及各工艺尺寸

是合适的。

八、塔板负荷性能图

（一）雾沫夹带线（1）

e V =

5. 7⨯10-6

σ

(

u a

) 3. 2

H T -h f

u a =

（a ）

V s V s

==0. 536V S

A T -A f 2. 0096-0. 145

2

⎡3600L s 3⎤-3

h f =2. 5(h W +h OW ) =2. 5⎢h W +2. 84⨯10E () ⎥

l W

⎣⎦

近似取 E ≈1. 0 ，h W =0. 058m ，l W =1. 056m

2

⎡3600L s 3⎤-3

) ⎥ 故 h f =2. 5⎢0. 058+2. 84⨯10⨯1. 0(1. 056⎣⎦

=0. 2+1. 61L s （b ）

取雾沫夹带极限值e V 为0.1kg 液/kg气，已知σ=39. 26⨯10-3N /m ，

2

3

H T =0. 45m ，

并将式（a ）、（b ）代入e V =

5. 7⨯10-6

σ

(

u a

) 3. 2, 得下式：

H T -h f

0. 536V s 5. 7⨯10-63. 2

0. 1=() -32

39. 26⨯100. 25-1. 61L 3

s

整理得

V s =3. 28-21. 12L s

23

（1）

在操作范围内，任取几个L s 值，依（1）式算出相应的V s 值列于下表中。

L s

m 3/s

0. 6⨯10-4

1. 5⨯10-3

3. 0⨯10-3

4. 5⨯10-3

V s

m 3/s

3.25 3.00 2.84

2.7

（二）液泛线（2）

H d =Φ(H T +h W ) =h P +h W +h O W +h d （*）

近似取 E ≈1. 0，l W =1. 056m ① h OW

故（c ）

② h P =h c +h l +h σ

3600L s 33600L s 3

) =2. 84⨯10E () =2. 84⨯10-3(

1. 056l W

-3

2

2

h OW =0. 6433L s

2

3

h c =0. 051(

u o 2ρV V ρ

) () =0. 051(s ) 2V C O ρL C O A o ρL

Vs 1. 382

) 2=0. 00748V s

0. 76⨯0. 20826. 63

=0. 051(

22

⎛⎫

h l =εO (h W +h OW )=0. 6⨯ 0. 058+0. 6433L S 3⎪=0. 0348+0. 3859L S 3

⎝⎭

h σ=0. 00323 (已算出)

故 h P =0. 00748V s +0. 0348+0. 3859L s +0. 00323

=0. 03803+0. 00748V s +0. 3859L s （d ） ③ （e ）

将H T 为0.45m ，h W 为0.058m ，Φ=0. 5及式（c ）（d ）（e ）代入（*）式得：

0. 5(0. 45+0. 058) =0. 03803+0. 00748V s +0. 3859L s +0. 058+0. 643L s +142. 77L s

2

2

3

23

2

2

23

2

23

h d =0. 153(

L s 2L s 2

) =0. 153() 2=142. 77L s l W ⋅h O 1. 056⨯0. 031

整（2）

在操作范围内取若干L s 值，依式（2）计算V s 值，列于下表中。

L s

m 3/s

0. 6⨯10-4

1. 5⨯10-3

3. 0⨯10-3

4. 5⨯10-3

理得：

V s =21. 12-137. 55L s -19087L s

2

2

3

2

V s

m 3/s

4.57 4.39 4.27 4.12

依表中数据做出液泛线（2），如图4-24中线（2）所示。

（三）液相负荷上限线（3）

取液体在降液管中停留时间为5s ，

L s , max =

A f ⋅H T

=

0. 145⨯0. 45

=0. 01305m 3/s 5

τ

液泛负荷上限线（3）在V s -L s 坐标图上为与气体流量V s 无关得垂直线，如图4-24线（3）所示。 （四）漏液线（气相负荷下限线）（4）

由 h L =h W +h OW =0. 058+0. 6433L s 、u OW = u OW =4. 4C O (0. 0056+0. 13h L -h σ) ρL /ρV

23

V s , min A O

代人式漏液点气速式：

V s , min A O

2

⎡⎤826. 63

=4. 4⨯0. ⎢0. 0056+0. 13(0. 058+0. 6433L s 3) -0. 00323⎥⎣⎦1. 38

2

A O 前已算出为0.14m ，代入上式并整理，得

V s , min =11. 40. 00991+0. 0836L s

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n 个L s 值，依（4）式计算相应得V s 值。

L s

m 3/s

0. 6⨯10-4

1. 5⨯10-3

3. 0⨯10-3

4. 5⨯10-3

23

V s

m 3/s

1.14 1.20 1.23 1.26

列于下表中，依附表中数据作气相负荷下限线（4），如图4-24中线（4）所示。

（五）液相负荷下限线（5）

取平堰、堰上液层高度，h O W =0. 006m 作为液相负荷下限条件，依下式计算，取E ≈1. 0，则 h O W =0. 6433L

L s 0. 006=0. 6433

2

3

整（5）

理上式得

L s , min =9⨯10∧-4m 3/s

依此值在V s -L s 图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图7所示。

将以上5条线标绘于图4-24（V s -L s 图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P 为操作点，OP 为操作线。OP 线与线(1)的交点相应气相负荷为V s , max ，OP 线与气象负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为V s , min 。

其中P(L s ，V s ) 即（3.7×10-3，33.3）

可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。

V s , max 3. 82

精馏段的操作弹性===3. 38

V s , min 1. 13

九、筛板塔的工艺设计计算结果总表

筛板塔的工艺计算结果汇总见表10

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

项目

数值 92.99 120.35 2.298 0.0026 53 23.75 1.6 0.45 单溢流 弓形 1.056 0.058 0.07 0.012 0.031 0.085 0.06 1.39 0.006 0.018 4955 10.1 1.23 16.37 1.87 691

液沫夹带控制 漏液控制 0.018 3.82 1.13 3.38

平均温度tm ，℃

平均压力Pm ，kPa

气相流量Vs ，（m ³/s） 液相流量Ls ，（m ³/s） 实际塔板数

有效段高度Z ，m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高，m

板上液层高度，m 堰上液层高度，m 降液管底隙高度，m 安定区宽度，m 边缘区宽度，m 开孔区面积，m ² 筛孔直径，m 孔中心距，m 筛孔数目 开孔率， % 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数

每层塔板压降，Pa 负荷上限 负荷下限

液沫夹带eV ，(kg液/kg气) 气相负荷上限，m ³/s 气相负荷下限，m ³/s 操作弹性

十、精馏塔的附属设备及接管尺寸

选列管式原料预热器，强制循环式列管全凝器，列管式塔顶及塔底产品冷

却器，热虹吸式再沸器。

第三章 总结

两个周的化工原理课程设计已经圆满结束。

在此感谢我们的指导老师李乾军老师对我们悉心的指导，感谢同学给予我的帮助。

通过本次设计，让我很好的锻炼了理论联系实际，与具体项目、课题相结合设计的能力。既让我们懂得了怎样把理论应用于实际，又让我们懂得了在实践中遇到的问题怎样用理论去解决。在本次设计中，我们还需要大量的以前没有学到过的知识，所以我们就上网，图书馆找资料。在查阅资料的过程中，我们要判断优劣、取舍相关知识，不知不觉中我们查阅资料的能力也得到了很好的锻炼。在设计过程中，总是遇到这样或那样的问题。有时发现一个问题的时候，需要做大量的工作，花大量的时间才能解决。验算的时候只要一个不合格，那么必须全部重来，不断的改正，不断地吸取教训，才能不断的进步，得到最终的设计成果。

通过该课程设计，全面系统的理解了精馏塔的一般原理和基本实现方法。把死板的课本知识变得生动有趣，激发了学习的积极性。把学过的精馏塔的知识强化，能够把课堂上学的知识通过自己设计的精馏塔表示出来，加深了对理论知识的理解。以前对与精馏塔

认识是模糊的，概念上的，现在通过自己动手做实验，从实践上认识了精馏塔是如何运行的，各个部件之间的关系，对精馏塔原理的认识更加深刻。课程设计中程序比较复杂。

在这次课程设计中，我就是按照实验指导的思想来完成。加深了理解精馏塔的内部功能及内部实现，培养实践动手能力。

在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计还存在一些瑕疵，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，结果固然重要，但过程才是最让

人受益匪浅的。

参考文献

（1）化工传递与单元操作课程设计。贾绍义，柴诚敬。天津大学出版社，2002。

（2）化工原理。陈迁乔，王娟，曲虹霞，马卫华。国防工业出版社，2007。 （3）化工过程及设备设计。华南理工大学出版社，1986。 （4）化工设计。王静廉，黄璐。天津大学出版社，1989。

（5）化工原理。谭天恩，麦本熙，丁惠华。化学工业出版社，1992。