化工原理课程设计_乙醇-水连续浮阀精馏塔的设计

目 录

第一章 绪论……………………………………………………………………… 1 第二章 塔板的工艺设计………………………………………………………… 3

2.1 精馏塔全塔物料衡算………………………………………………… 3 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系………………… 3 2.3 理论塔板的计算……………………………………………………… 8 2．4 塔径的初步计算……………………………………………………… 10 2.5 溢流装置…………………………………………………………………11 2.6 塔板布置及浮阀数目与排列……………………………………………12 第三章 塔板的流体力学计算…………………………………………………… 14

3.1 气相通过浮阀塔板的压降………………………………………………14 3.2 淹塔………………………………………………………………………15 3.3 液沫夹带…………………………………………………………………15 3.4 塔板负荷性能图…………………………………………………………16 第四章 附件设计………………………………………………………………… 20

4.1 接管………………………………………………………………………21 4.2 筒体与封头………………………………………………………………22 4.3 除沫器……………………………………………………………………22 4.4 裙座………………………………………………………………………22 4.5 吊柱………………………………………………………………………22 4.6 人孔………………………………………………………………………23 第五章 塔总体高度的设计……………………………………………………… 23 第六章 塔附属设备设计………………………………………………………… 23

6.1冷凝器的选择……………………………………………………………23 6.2 进料的选择……………………………………………………………‥24 6.3 预热器的选择……………………………………………………………24 参考书目……………………………………………………………………………24 主要符号说明………………………………………………………………………25 结束语………………………………………………………………………………26

（一） 设计题目 乙醇-水连续精馏塔的设计 （二） 设计任务及操作条件

1) 进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的乙醇含量不得低于93%； 3) 残液中乙醇含量不得高于0.5%； 4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：80000吨/年； 5) 操作条件

a) 塔顶压力： 常压 b) 进料热状态： 饱和液体进料 (或自选)

c) 回流比： R=1.55Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降： ≤0.7kPa （三） 板类型 浮阀塔 （四）厂址 临沂地区 （五）设计内容 1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定；

3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图；

8) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总 10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求

绘制生产工艺流程图（选作）；

注:常压下乙醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材附录(105页)

第一章设计方案简介

本次课程设计的任务是设计分离乙醇-水的精馏塔，塔型选为浮阀塔，因为筛板塔与浮阀塔相比，浮阀塔有降液槽和溢流堰，气体顶开浮阀上升与塔盘上液体接触，传质在塔盘上进行，液体通过降液槽下降，其操作弹性较大。

本设计任务为分离乙醇-水混合物，进料为饱和液体进料，操作压力是一个大气压。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

第二章 塔板的工艺设计

2.1 精馏塔全塔物料衡算

F：原料液流量(kmol/h) xF：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量(kmol/h) xD：塔顶组成 W：塔底残液流量(kmol/h) xW：塔底组成

0.144



塔顶组成：xD0.839



塔底组成：xW0.00196



原料乙醇组成：xF

进料平均分子量：M=46.07×0.144+18.02×0.856=22.06kg/kmol

8107

503.677kmol/h 进料量：F

720022.06

物料衡算式为：

FDWFxFDxDWxW

（1）

联立代入求解：D=85.471 kmol/h W=418.206 kmol/h 2.2 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系

1

2.2.1 温度

利用表中数据由插值法可求得tF、tD、tW。

① t85.384.1

t85.3F：

12.3816.61F14.412.38

，tF=84.73℃

② t：78.4178.15

t78.41D74.7289.43D83.974.72，tD=78.25℃

③ t10095.5tW：01.90W100

0.1960

，tW=99.536℃

④精馏段平均温度：t1tFtD84.73+78.25

2

281.49℃ ⑤提馏段平均温度：t2tFtW84.7399.536

2

2

92.133℃ 2.2.2 密度 已知：混合液密度

1

aA

aB



L



A

 B

混合气密度TM



0V22.4T（a为质量分率，M为平均分子量）0

塔顶温度： tD =78.25℃ 气相组成y78.1578.2578.15

D：

78.4178.1589.43

100y, yD=85.09% D89.43

进料温度：tF=84.73℃ 气相组成y84.1F：

85.347.0450.89

85.384.73

47.04100y, yF=48.87% F

塔底温度：tW=99.536℃ 气相组成y10095.5W：017.0010099.536

0100y, yW=1.75%

W

（1） 精馏段

液相组成x1：x1=（xDxF）/2，x1=49.15% 气相组成y1：y1(yDyF)/2，y1=66.98%

2

2）

3）

（ （

所以 ML146.070.491518.02(10.4915) =31.81kg/kmol MV146.070.669818.02(10.6698) =36.81kg/kmol （2）提馏段

液相组成x2：x2(xWxF)/2，x2=7.30% 气相组成y2：y2(yWyF)/2，y2=25.31%

所以 ML246.070.073018.02(10.0730) =20.07kg/kmol MV246.070.253118.02(10.2531) =25.12kg/kmol 由不同温度下乙醇和水的密度







求得在t1与t2下乙醇和水的密度（单位：kgm-3）

t181.49℃，



858081.4980

，1733.510 kg/m³ 

7307351735



858081.4980

，2970.846 kg/m³ 

968.6971.82971.8

'

同理：t292.133℃，1'722.293 kg/m³，2963.828 kg/m³

在精馏段

1

L1



0.491546.07/[0.491546.0718.02(10.4915)]10.7119



733.510970.846

液相密度：L1789.085 kg/m³ 气相密度：V1在提馏段

1

36.81273.15

=1.2657kg/m³

22.4(273.1581.49)

L2



0.073046.07/[0.073046.0718.02(10.0730)]10.1676



722.293963.828

3

液相密度：L2912.677 kg/m³ 气相密度：V2

25.12273.15

0.839 kg/m³

22.4(273.1592.133)

2.2.3 混合液体表面张力

二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算

44公式： m （4） swwso0

注：w

xwVwxoVo

（5） o （6）

xwVwxoVoxwVwxoVo

swxswVw （7） soxsoVo （8）

s

s

qw

Blg

o

23

qoVo （9） Q0.441Vww（10） 

Tq

2

sw

ABQ （11） Alg （12） swso1（13）

so

式中下角标w、o、s分别代表水、有机物及表面部分，Xw、Xo指主体部分的分子数，w、o指主体部分的分子体积，w、o为水、有机物的表面张力，对乙醇q=2。

① 精馏段：t181.49℃

Vw

mw



w

mo



18.023

22.84 cm/mol

789.085

Vo

o



46.07

36.40 dm3/mol

1.2657

908016.217.15

，117.008

9081.4916.21

乙醇表面张力：

水表面张力：

90809081.49

，262.317

60.762.660.72

4

1xoVwxwVw塔顶表面张力：

oxoVoxwVwxoVoxoVoxwVwxoVo2w

2

2

10.491522.840.256

0.491536.400.508522.840.491536.402

因为 xo0.4915， 所以 xw10.49150.5085

2w

Blglg0.2560.592

oqoVo

Q0.441wVw23

Tq

17.00836.4022230.44162.31722.841.015 81.49273.152

ABQ0.5921.0151.607

2

sw

联立方程组 Alg swso1

so

代入解得： sw0.145 so0.855

4

mswwso00.14562.3170.85517.008， m21.119



②提馏段：t292.133℃

'Vw

mw

'

w



18.023

19.744 cm/mol

912.677

46.073

54.91 dm/mol 0.839

1009010092.133

， 1'15.99 '

15.216.215.211009010092.133'

，260.29 '

58.860.758.82

2

Vo'

mo

'

o



乙醇表面张力：

水表面张力：，

'2w'o

10.073019.7443.746

0.073054.910.92719.7440.073054.91''因为 xo0.073， 所以 xw10.0730.927

5

'2w

Blg'lg3.7460.574

o'

15.9954.9122Q0.44160.2919.7440.785 92.133273.152

'

A'B'Q'0.5740.7850.211

'2sw''

联立方程组 Alg' swso1

so

'

''

代入解得：sw0.465 0.535 so

''1/44 m34.33 swwso0=0.53560.291/40.46515.991/42.42 故m

2.2.4 混合物的粘度



t181.49℃，利用插值法得：10.35 mPa·s，20.44 mPa·s

'

t292.133℃，查表得：1'0.306 mPa·s，20.388 mPa·s 

精馏段粘度

1x121x10.440.49150.3510.49150.39 mPa·s

提馏段粘度

''1'x221x20.3880.0730.30610.0730.312 mPa·s

2.2.5.相对挥发度

①精馏段挥发度：由xA0.4915，yA0.6698得xB0.5085，yB0.3302 所以 

yAxB0.66980.5084

2.10 （14） yBxA0.33020.4915

''''

② 提馏段挥发度：由xA0.927，yB0.0730，yA0.2531得xB0.7469 ''

yAx0.25310.927

所以 'B4.30 （15） '

yBxA0.74690.0730

'

6

2.2.6.气液相体积流量计算 根据x-y图得：

yDyg0.8490.76Rmin

0.7479 所以 Rmin2.97

Rmin1xDxg0.8490.73

取R1.55Rmin1.552.974.6035 （1）精馏段：LRD

4.603585.471

0.109 kmol/s （16）

3600

VR1

D4.6035185.4713600

0.133 kmol/s 已知：M



L131.81 kg/kmol，MV136.81 kg/kmol L1789.085 kg/m³，V11.2657 kg/m³

质量流量：L

1ML1L31.810.1093.467 kg/s V1MV1V36.810.1334.896 kg/s 体积流量：LL1

s1



3.467

L1

789.085

4.39103 m³/s VV1

4.896

s1



V1

1.2657

3.868 m³/s （2）提馏段：因本设计为饱和液体进料，所以q=1

L'LqF0.109

503.677

3600

0.249 kmol/s V'Vq1F0.133 kmol/s 已知：M



L220.07 kg/kmol，MV225.12 kg/kmol L2912.677 kg/m³，V20.839 kg/m³

质量流量：L

2ML2L'20.070.2494.997 kg/s V2M'V2V25.120.1333.341 kg/s 体积流量：Ls2

L2



4.997

L912.677

5.48103 m³/s 2

VV2

3.341

s2



V2

0.839

3.982 m³/s

7

（17）

18） 19） 20）

（21）（22） 23） （24） （25） （26）

（27） （（（

（

2.3 理论塔板的计算

理论板：指离开这种板的气液两相互成平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法、图解法，本次实验采用图解法。

根据1.103×105Pa下，乙醇-水的气液平衡组成关系可绘出平衡曲线即x-y曲线图，泡点进料，所以q=1，即q为一直线，本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切。Rmin2.97，操作回流比

R1.55Rmin1.552.974.6035 已知：精馏段操作线方程：yn1

精馏段操作线方程：yn1

xR

xnD0.8215xn0.150 R1R1

WxWLqF

xm1.8732xm0.0017

LqFWLqFW

在图上作操作线，由点（0.839，0.839）起在平衡线与操作线间画阶梯，过精馏段操作线与q线交点，直到阶梯与平衡线交点小于0.000196为止，由此得到理论板NT=18块，加料板为第15块理论板。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式

ET0.49L

0.245

计算。 （29） 注：——塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度

8

L——塔顶与塔底平均温度下的液体粘度mPa·s

（1）精馏段

已知：2.10，0.39mPa·s 所以：ET0.492.100.39

NP1

0.245

0.515

NT1427.2 故NP128块 ET0.515

（2）提馏段

已知：'4.3，'0.312 mPa·s

'

0.494.30.312所以：ET

0.245

0.45

NP2

'NT4'8.89 故NP29块 ET0.45

全塔所需实际塔板数：NPNP1NP228937块 全塔效率ET

Nt1848.649%加料板位置在第30块板。 NP37

2.4 塔径的初步计算 2.4.1精馏段

由u=（安全系数）×umax，安全系数=0.6-0.8

，umaxC可由史密斯关联图查出： （30）

L

横坐标数值：s1L1

Vs1V1

2

4.39103789.085

3.8681.2657

2

0.03

取板间距：HT0.45 m，hL0.07 m，则HThL0.38 m



查图可知：C200.08 CC20

20

umax0.2

30.6390.08

20

0.2

0.087

0.0872.264 m/s u10.7umax1.585 m/s

D1

1.83 m 圆整：D12 m 横截面积：A

2T4

D1

3.1422

3.14 m24

空塔气速：u'Vs11A3.8681.23 m/s T3.14

2.4.2 提馏段

2

横坐标数值：Ls2L2

5.48103912.6772

V

s2V2

3.9820.839



0.045

取板间距：H'0.45 m，h'''

TL0.07 m，则HThL0.38 m

'

0.2

0.2

查图可知：C0.08 CC202020



0.0834.4

20



0.089u'max0.0892.93 m/s u0.7u'

2max

2.05 m/s

D2

1.63 m 圆整：D22 m 横截面积：A'

3.14T

4

D2

2

22

3.14 m24

空塔气速：u'

22

VsA'3.982

3.14

1.27 m/s T

2.5 溢流装置 2.5.1 堰长lw

取lw0.65D0.6521.3 m

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度how按下式计算

2h2.84LA

ow1000El （近似取E=1） w

30）

（

2.8436004.95103

（1）精馏段 how

10001.3

20.0163 m

hwhLhow0.070.01630.0537 m

2.8436005.97103'

（2）提馏段 how

10001.3

20.0184 m

'''

hwhLhow0.070.01840.0516 m

2.5.2 弓形降液管宽度和横截面积 查图得：

AfAT

0.0721，

Wd

0.124 D

则Af0.07213.140.226 m2，Wd0.12420.248 m 验算降液管内停留时间： 精馏段：

AfHTLs1

'

AfHT



0.2260.45

23.17 s （31）

4.39103

提馏段：'

Ls2



0.2260.45

18.56 s （32） 3

5.4810

停留时间>5s，故降液管可用。 2.5.3 降液管底隙高度 （1）精馏段

Ls14.39103

取降液管底隙的流速u00.13 m/s，则 h00.03 m

lwu01.30.13（2）提馏段

Ls25.48103

取降液管底隙的流速u0.13 m/s，则 h0.032 m '

lwu01.30.13

'0

'0

因为h0'不小于20mm，故h0满足要求。 2.6 塔板布置及浮阀数目与排列 2.6.1 塔板分布

本设计塔径D=2m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。 2.6.2 浮阀数目与排列

（1）精馏段

取阀孔动能因子F012，则孔速u01为

u01每层塔板上浮阀数目为 N



10.67 m/s（33）

4

Vs1

2d0u01



3.868

289个 （34） 2

0.7850.0410.67

取边缘区宽度Wc0.06 m，破沫区宽度Ws0.10 m

2x

计算塔板上的鼓泡区面积，即Aa2Rarcsin （35）

180R

其中R

D2

Wc0.060.94 m （36） 22D2

xWdWs0.2480.10.652 m （37）

22

3.140.6522

所以Aa20.652 m 0.942arcsin2.241800.94

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 则排间距：t'

Aa2.24

0.103 m=103mm （38） Nt2890.075

考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，二各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用103mm，而应小些。故取

t'65mm=0.065m，按t=75mm，t'65mm，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数

290个。

按N=290重新核算孔速及阀孔动能因子：

'

u01

4.16

4

0.042290

'

11.41 m/s

，F0'u11.4112.8

阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=

u1.32

100%11.96% （39） 'u0111.41

（2）提馏段

取阀孔动能因子F0

12，则u02



13.1 m/s （40）

每层塔板上浮阀数目为N

4

Vs2

2d0u02



3.982

242个 （41）

0.7850.04213.1

按t=75mm，估算排间距：t'

Aa2.240.123m=123mm （42） Nt2420.075

取t'80mm，以等腰三角形叉排作图，排的浮阀数240个。 按N=240重新核算孔速及阀孔动能因子：

'u02

4.283

4

0.042240

'

14.2 m/s

，F0'u14.213

阀孔动能因子变化不大，仍在9-13范围内，塔板开孔率=

u1.36

100%9.58% （43） 'u0214.2

第三章 塔板的流体力学计算

3.1 气相通过浮阀塔板的压降

可根据hphchlh计算 （44） 1.精馏段

⑴ 干板阻力

Uoc19.50m/s （45）

v1Uo12因Uo1Uoc1故hc12.670.049m （46）

l1g

⑵ 板上气液层阻力

取00.5，hl10hc0.50.070.035m （47） ⑶ 液体表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为

hp10.0490.0350.084m （48）

hp1hp1l1g0.084814.9279.8670.85Pa （49） 2.提留段

⑴

干板阻力Uoc211.42 m/s （50）

v2Uo22

因Uo2Uoc2，故hc22.670.045m （51）

l1g

⑵ 板上充气液层阻力。取00.4，hl20hc0.40.070.028m （52） ⑶ 表面张力所造成的阻力

此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的高度为：

hp20.0450.028

0.073m （53）

hp2hp2l2g0.073930.9899.8660.03Pa 3.2 淹塔

为防止发生淹塔现象，要求控制降液管中清液高度Hd(HThw) （54） 1、精馏段

⑴ 单层气体通过塔板压降所相当的液柱高度Hp10.084m ⑵ 液体通过降液管的压头损失：

hd10.153(

3ls12

)0.153(4.3910)20.0025m （55）

0.03lwho1

⑶ 板上液层高度：hc0.07m，则，hd10.0840.00250.070.16m（56） 取0.5，已选定HT0.45m，hw10.0537m 则(HThw)10.5(0.450.0537)0.252m 可见Hd1(HThw)1，所以符合防止淹塔的要求 2、提留段

⑴ 单板压降所相当的液柱高度Hp20.08m ⑵ 液体通过降液管的压头损失

3ls22

5.4810hd20.153()0.153()0.0026m （57）

0.035lwho2

⑶ 板上液层高度：hc0.07m，则hd20.080.00260.070.1526m（58） 取0.5，则(HThw)20.5(0.450.0516)0.251m （59）

可见Hd2(HThw)2，所以符合防止淹塔的要求 3.3 雾沫夹带 1、精馏段

泛点率

Fb

100% （60）

板上液体流经长度：ZlDZWd220.2481.504m 板上液流面积：AA2A3.1420.2262.688㎡

bTf查物性系数 K=1.0，泛点负荷系数图CF0.103

100%57.10%

泛点率

对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，无沫夹带能够满足v0.11(kg液/kg气）的要求。 2.提留段

取物性系数K=1.0，泛点负荷系数图CF0.101

100%40.96%

泛点率

由计算可知符合要求。

3.4 塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线

泛点率

（62）

据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线，按泛点率80%计算 ⑴ 精馏段

（63）

⑵

提留段

（64）

2、液泛线

（65）

（66）

而

（67）

⑴ 精馏段

⑵ 提留段

（68）

3、液相负荷上限

液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于

（70）

以Q=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则

m3/s （71）

4、漏液线

72）

⑴

3/s

⑵

3/s

5、液相负荷下限

与气相流量无关的竖直线。

E=1.0 （73）

则

3/s

由以上

作出塔板负荷性能图。可以看出

⑴ 在任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点）处在适宜操作区内的位置； ⑵ 塔板的气相负荷上限完全由物沫夹带控制操作下限由漏液控制；

⑶ 按固定的液气比，由图可查出塔板的气相负荷上限(Vs)max4.92(4.84) m3/s，气相负荷下限(Vs)min1.66(1.72)m3/s 所以精馏段操做弹性=

4.924.84

2.96，提馏段操做弹性=2.81 1.661.72

浮阀塔工艺设计计算结果

第四章 塔附件设计

4.1 接管 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，本设计采用直管进料管。 管径计算：

D

,取uF=1.6m/s，l918.19kg/m3 （74） 8107

Vs0.00336 m3/s

360030024918.19

D

0.052m52mm

查表取575 2、回流管

采用直管回流管，取uR1.6 m/s dR

（75） 2.989107

VD0.001256 m3/s

360030024918.19

dR

0.032m32mm

查表取383 3、塔釜出料管

5.01107

0.0021m3

/s 取tw1.6m/s，直管出料，uw

360030024918.19

dw

0.041m41mm 查表取452

4、塔顶蒸汽出料管

取直管出气，取出口管速 u

20m/s，则D查表取60015.4 5、法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰 ⑴ 进料管法兰：Pg6Dg70HG501058 ⑵ 回流管法兰：Pg6Dg50HG501058 ⑶ 塔釜出料管法兰：Pg6Dg80HG501058 ⑷ 塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg600HG501058 ⑸ 塔釜蒸汽进气法兰：Pg6Dg500HG501058 4.2 简体与封头 1、简体

1.0562000

0.25.77mm （76）

212500.9

0.515m515mm

壁厚选6mm，所用材质为A3 2、封头

封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg2000mm，查得曲面高度h1450mm,直边高度h040mm，内表面积

F封3.73m2，容积v封0.866m3，选用封头Dg20006，JBi15473

4.3 除沫器

当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出现气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流式除沫器，丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大，重量轻、空隙大及使用方便等优点。

设计全速，选取uKK'=0.107 （77）

u2.784m/s

1.38m 除沫器直径D

选取不锈钢除沫器：类型：标准型，规格：10-100，材料：不锈钢丝网（1Gr18Ni9） 4.4 裙座

塔底常用裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于群座内径>800mm,故群座壁厚取16mm。

基础环内经：Dbi(2000216)(0.20.4)1031732mm 基础环外经：Dbo(2000216)(0.20.4)1032332mm

Dbi=1800mm，圆整：考虑到腐蚀余量，腐蚀余量取18mm，Dbo=2400mm.基础环厚度，

考虑到再沸器，群座高度取2.5m，地角螺栓直径取M30. 4.5 吊柱

对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，既经济又方便的一项措施，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱600kg，s=1000mm，l=3500mm，H=1000mm，材料为A3。 4.6 人孔

人孔是安装和检修人员进出塔的惟一通道，人空的设置应便于人进入任一层塔板，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以

达到要求，一般每隔10-20块塔板才设一个人孔，本塔总共37块板，需设置3个人孔，每个孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开设2个人孔，直径450mm，人孔慎入塔内部应与他内壁修平，其边缘需倒装和磨圆，人孔法兰的密封形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。

第五章 塔总体高度的设计

一、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，取除沫器到第一板的间距为600mm，顶部空间高度为1200mm

二、塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底封头的直线距离，釜液停留时间取5s。

HB(tls'60Rv)AT(0.50.7) （78） HB(55.97103600.142)3.1345(0.50.7)1.126 （79） 塔立体高度 H1HTN3150450(371)315016650mm（80）

HH1HBH裙H封H顶16.651.1262.50.491.222m （81）

第六章 塔附属设备设计

6.1 冷凝器的选择

6.1.1 确定冷凝器的热负荷Qc

Qc(R1)D(H1hD)(R1)Drm （82） 上式中的rm，为塔顶混合物的汽化潜热。

rm40219.110.84943193.940.15140668.1674 kJ/h

Qc(R1)rm(4.4451)40668.172.0908107 kJ/h 6.1.2 冷凝器的选择

有机物蒸汽冷凝器的设计选用的总体传热系数一般范围为5001500kcal/(㎡h℃)

本设计取 K=700 kcal/(㎡h℃)=2926J/(㎡h℃)

出料液温度：78.237℃（饱和气）→78.273℃（饱和液） 冷却水温度：20℃→35℃

逆流操作：t1=58.273℃，t2=43.237℃

tm

t1t258.27343.237

50.38℃ t158.273lnlnt2

43.237

Qc2.0908107

传热面积：A141.8m2 （84）

Ktm292650.386.2泵的计算

6.2.1 确定输送系统的流量与压头

以进料泵为例，由以上可知，VF1.452m3/h，uF2.01m/s

设料液面至加料孔为10m，90o标准弯头两个，1800回弯头一个，球心阀（全

0.5

开）一个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 进口突然收缩：1，90o标准弯头：20.75，

1800回弯头：31.5，球心阀（全开）：46.4

则总的局部阻力系数为：i0.7526.40.51.59.9 有进料液：F826.30kg/m3，根据tF92.52C， xF0.2894，

水0.36mpas，乙醇0.428mpas



F1xF水乙醇xF0.28940.428(10.2894)0.360.38mPas

dFuFF0.0182.01826.30则 Re78672104 3

F0.3810对于水力光滑管，当Re3000105时，摩擦系数可由下式计算： 0.3164Re0.250.3164786720.250.01889W/m2C，

PF(表压)3.675Pa

2

u2l102.01)F(0.018899.9)4.47m 则Hf(dF2g0.01629.81

两截面之间列柏努力方程求泵的扬程：

PF3.675103

HeZHf104.4714.92m

Fg826.309.81流量 qV

FMF45.871kmol/h26.10kg/kmol3

1.552m/h F6.2.2 选择泵的类型与型号

根据输送液体的性质和操作条件选IS型泵，文献[4]所选进料泵的型号为:IS 50-32-125，

表5-5 进料泵的性能参数 型号 IS50-32-200 流量m3/h 7.5 扬程m 22

机 2.2

功率Kw

轴 0.96

转速 2900 效率 47%

泵壳许用压力Kgf/cm3 32/46

结构 单极

6.3.原料预热器的设计

管层走物料，壳层走水，选取K=300 w/m2·K,选用1200C饱和水蒸气加热 进料液：200C950C 水：1200C1200C t1100C，t225C

tm

t1t210025

54.10C 1lnln

25t2

因为QF=2.09×106kJ/h=5.806×105J/s

Q5.806105

所以A=35.77m2

Ktm30054.10

参考书目

教材：

1.《化工原理》（上，下册）谭天恩 窦梅 周明华 编著。化学工业出版社（第三

版） 2009年4月第21次印刷

2.《化工原理》王志魁编著 化学工业出版社（第二版）2002年2月第9次印刷 主要参考文献：

1.《化工原理》（新版）上下册 姚玉英主编天津大学出版社1999年8月第1版 2.《化工原理》上、下册 蒋维钧主编 清华大学出版社 2003年2月第二版 3.《化工原理课程设计指导》 任晓光主编 化学工业出版社2009年1月 4.《化工原理课程设计》 王国胜主编 大连理工大学出版社 2005年2月 5.《化工容器及设备简明设计手册》 贺匡国主编 化学工业出版社 2002年8月 6.《化学工程手册》.北京:化学业出版社,1991

7.《化工单元过程及设备课程教材》 匡国柱，史启才主编 化学工业出版社，2005年1月

主要符号说明

F：原料液流量(kmol/h) xF：原料组成（摩尔分数）

tF：进料温度（℃） D ：塔顶产品流量(kmol/h) xD：塔顶组成（摩尔分数） tD：塔顶温度（℃） W：塔底残液流量(kmol/h) xW：塔底组成（摩尔分数）

tW：塔底温度（℃） ：密度（kg/m³）

2

M：平均摩尔质量（kg/kmol） ：表面张力（N/m）



：粘度（mPa·s） R：回流比 ：相对挥发度 ET：塔板效率

N：浮阀数 NT：理论板数（块）

NP：实际板数（块） u：流速（m/s）

u0：阀孔气速（m/s） u0c：临界阀孔气速（m/s）

L:液体质量流量（kg/s） V:气体质量流量（kg/s） Ls：液体体积流量（m³/s） Vs：气体体积流量（m³/s）

lw：堰长（m） h0：降液管底隙高（m） hw:堰高（m） how：堰上液高度（m） hL：板上液层高度（m） HT：板间距（m） HD:降液管内清液层高度（m） Wd：降液管宽度（m）

22

Af：降液管横截面积（m） AT：塔截面积（m）

Fo：阀孔动能因子 Wc：边缘区宽度（m） Ws：破沫区宽度（m） t：孔心距（m）

t'：排间距（m） pp：单板压降（Pa）

：液体在降液管内停留时间（s） Q：热量（kJ/h） r：汽化潜热（kJ/kg） H：全塔高度（m） D：塔径（m）

下标说明：L：液相 V：气相

1：精馏段 2：提留段

结束语

本次课程设计经过两周的时间得以完成，主要包括目录、绪论、设计方案、浮阀塔的工艺计算等内容，主要通过上网搜集资料、查找统计文献、数据的整合计算、文字的筛选以及上机调试等部分组成，在此基础上形成了该课程设计的基础框架，最后由本人加以总结整合，提出了相关设计方案，具体内容在课程设计各章节均有所体现。本次课程设计让我取得了很多收获。

首先，通过课程设计资料的搜索以及对数据的计算，让我对化工原理有了更加清晰、更加深刻的认识，课程设计本身的完成过程，其实也是自己对化工原理轮廓的理解，对内容的把握的过程，这样可以更加丰富的了解了化工原理的全貌，对自己的专业知识学习也更加深刻，不在浮于表面。

其次，通过本次课程设计，提高了我的逻辑思维能力以及对材料的整合和筛选能力，这对于我今后的研究和学习有很大的帮助，通过了整个课程设计方案的描述，让我更加全面的拓宽自己的思考能力。

最后，课程设计让我更加重视实践，重视对实际工作的关注，有利于提高我理论

联系实际的能力。通过这次学习，我知道了如何去自觉学习，如何去体验实践的成果，如何在实践中后享受胜利的喜悦。

但是，课程设计的完成并不代表我自身学习的终止，在完成过程中我发现自己有很多缺点不足。另外，大量的内容也暴露出自己知识面窄，对实践活动的能力不强等诸多问题，我想困难和挑战才是激发自己前进的动力，自己也将会在今后的学习和生活中，劈荆斩浪，挑战自我。

化工原理课程设计的完成对我来说有深刻的意义，我衷心感谢张杰老师的指导以及共同交流学习的同学，是你们带给我收获，带给我快乐！