基于Aspen_Plus的甲醇-水筛板板精馏塔辅助设计（范文模版）

第一篇：基于Aspen_Plus的甲醇-水筛板板精馏塔辅助设计（范文模版）

沈 阳 化 工 大 学

化 工 原 理 课 程 设 计

专

业：

化学工程与工艺

班

级：

化工优创 1202

学生姓名：

姜 浩

指导教师：

孙怀宇

设计时间：

2015年 5月20日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

分离

甲醇-水 混合液的筛板 精馏塔

二、设计数据及条件

生产能力：年处理

甲醇-水 混合液

4.5 万吨（年开工300天）

原料：轻组分含量为 45%（质量百分率，下同）的常温液体 分离要求：塔顶轻组分含量不低于 98.5%，塔底轻组分含量不高于

0.3%

建厂地区：沈阳

三、设计要求：

1、编制一份精馏塔设计说明书，主要内容要求： <1>.前言

<2>.流程确定和说明 <3>.生产条件确定和说明 <4>.精馏塔的设计计算

<5>.主要附属设备及附件的选型计算 <6>.设计结果列表

<7>.设计结果的自我总结评价与说明 <8>.注明参考和使用的设计资料

2、编制一份精馏塔工艺条件单，绘制一份带控制点的工艺流程图。

前言

本设计书主要介绍分离甲醇-水混合液的筛板精馏塔。

筛板精馏塔是板式塔的一种，是最早出现的塔板之一。筛板就是在板上打很多筛孔，操作时气体直接穿过筛孔进入液层。

筛板塔的优点是构造简单、造价低，此外也能稳定操作，板效率也较高。缺点是孔小容堵（近几年发展了大孔径筛板，以适应大塔径、易堵塞物料的需要），操作弹性和板效率比浮阀塔略差[1]。生产实践说明，筛板塔比起泡罩塔，生产能力可增大10%~15%，板效率提高约15%，单板压降可降低30%左右，造价可降低20%~50%[2]。

本设计运用Aspen Plus模拟精馏过程，计算得到回流比，塔板数，塔径等设计参数，并水力学计算得到各个塔板上的物性参数，对精馏塔进行校核，计算液泛因子等。并模拟计算预热器，再沸器和冷凝器的负荷，换热面积等参数，帮助选择辅助设备。最后使用CAD画出工艺流程图与精馏塔设计图。

本设计着重于塔的主体设计，简要设计塔的附属设备。初次设计，难免疏漏，恳请指正！

目录

第一章 流程确定和说明..............................................5 1.1塔板类型.....................................................5 1.2进料状况.....................................................5 1.3塔顶冷凝方式.................................................5 1.4塔釜加热方式.................................................5 1.5回流比.......................................................5 1.6回流方式.....................................................5 1.7操作压力.....................................................5 1.8工艺流程确定.................................................6 第二章 塔板工艺设计................................................7 2.1精馏塔全塔物料衡算...........................................7 2.1.1设计要求及条件.........................................7 2.1.2原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率.......................7 2.1.3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量...................7 2.1.4 全塔物料衡算...........................................7 2.1.5 塔顶回收率.............................................8 2.2 利用Aspen Plus模拟进行塔工艺计算过程.......................8 2.2.1 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系....................8 2.2.2 甲醇-水精馏塔的简捷计算................................8 2.2.3 甲醇-水精馏塔的严格算法...............................11 第三章 塔板塔体工艺尺寸计算.......................................18 3.1 塔径计算...................................................18 3.2精馏塔有效高度计算..........................................20 3.3塔板主要工艺尺寸的计算......................................20 3.3.1溢流装置计算..........................................20 3.3.2 塔板布置..............................................22 第四章 筛板流体力学验算...........................................25 4.1塔板校核....................................................25 4.2塔板压降....................................................27 4.2.1干板阻力hC计算........................................27 4.2.2 气体通过液层的阻力hL计算.............................28 4.2.3液体表面张力的阻力计算................................28 4.3液面落差....................................................29 4.4液沫夹带....................................................29 4.5漏液........................................................29

4.6液泛........................................................30 第五章 塔板负荷性能图.............................................31 5.1漏液线......................................................31 5.2液沫夹带线..................................................31 5.3液相负荷下限................................................32 5.4液相负荷上限................................................32 5.5液泛线......................................................33 第六章 塔换热器设计...............................................35 6.1原料预热器设计..............................................35 6.2 冷凝器的选择...............................................38 6.3 再沸器的选择...............................................40 第七章 塔附件设计.................................................42 7.1接管........................................................42 7.1.1进料管................................................42 7.1.2回流管................................................42 7.1.3塔底出料管............................................42 7.1.4 塔顶蒸汽出料管........................................42 7.1.5塔底进气管............................................42 7.1.6法兰..................................................43 7.2筒体与封头..................................................43 7.2.1筒体..................................................43 7.2.2封头..................................................43 7.3除沫器......................................................43 7.4裙座........................................................44 7.5吊柱........................................................44 7.6人孔........................................................44 第八章 塔总体高度的设计...........................................44 8.1塔的顶部空间高度............................................44 8.2塔的底部空间高度............................................44 8.3塔总体高度..................................................45 参考文献..........................................................47 英文字母.......................................................48 希腊字母.......................................................49 下标...........................................................50

第一章 流程确定和说明

1.1塔板类型

1）精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。筛板塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点； 2）本设计采用筛板精馏塔； 3）加料方式

本精馏塔加料选择泵接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。

1.2进料状况

本精馏塔选择泡点进料，常温原料经换热后进料。

1.3塔顶冷凝方式

甲醇与水不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，可用水冷凝。

1.4塔釜加热方式

塔釜使用200℃的饱和蒸汽间接加热。

1.5回流比

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1.2～2倍，本设计规定回流比取最小回流比的1.5倍。

1.6回流方式

本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。

1.7操作压力

甲醇-水在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。

1.8工艺流程确定

如图1是甲醇-水工艺流程草图：

图1.甲醇-水分离工艺流程

第二章 塔板工艺设计

2.1精馏塔全塔物料衡算

2.1.1设计要求及条件

表1.设计要求及条件

处理量（万吨/年）XD(质量分数，%)XF(质量分数，%)4.5

98.5

XW(质量分数，%)R/Rmin

0.3

1.5

2.1.2原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率

已知：甲醇的摩尔质量MA32.04Kg/Kmol，水的摩尔质量MB18.02Kg/Kmol。

原料液组成XF(摩尔分数，下同)xF塔顶组成

0.45/32.040.3151

0.45/32.040.55/18.02xD塔底组成

0.985/32.040.9736

0.985/32.040.015/18.02xW0.003/32.040.001689

0.003/32.040.997/18.022.1.3原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.315132.04（1-0.3151）18.0222.44kg/kmol MD0.973632.04（1-0.9736）18.0231.67kg/kmol

MW0.001732.04（1-0.0017）18.0218.04kg/kmol

2.1.4 全塔物料衡算

一年以300天，一天以24小时计，计算可得进料流率：

4.51041030.45/32.04(10.45)/18.02F4.5万吨/年278.54kmol/h30024

全塔物料衡算式：FDW

FxFDxDWxW

联立代入求解：D=89.82kmol/h，W=188.72kmol/h 2.1.5 塔顶回收率

DxD0.9964 甲醇回收率：FxF

D(1xD)0.0124 水回收率：

F(1xF)2.2 利用Aspen Plus模拟进行塔工艺计算过程

2.2.1 常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系

利用aspen绘制的甲醇-水体系的T-x-y相图，如图2。依据进料摩尔分数，求得体系的泡点进料温度为77.75℃。

图2.常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系图

2.2.2 甲醇-水精馏塔的简捷计算

DSTWU简捷塔模块的任务是从反应混合物中从塔顶分离甲醇。首先用简捷计算方法求出完成指定分离任务需要的最小回流比、最小理论塔板数和进料位置，为严格计算提供初值。

图3.甲醇-水分离筛板精馏塔DSTWU简捷塔模块

点击Model Library 横条上的“Columns”。选择“DSTWU”模块，拖放到工艺流程图窗口，用物流线与反应器连接，并用物流线连接精馏塔的两出口。为便于阅读，对精馏塔的两出口物流更改名称。

点击“Next”按钮，进行化学组分的定义。点击“Find”，在弹出的对话框的“Component name or”栏中填入组分名称“CH4O”然后点击“Find now”然后点击“Add”。以此类推，定义甲醇、水组分。

点击“Next”按钮，选择热力学方法。在Global 页的“Property method”下拉框中选上“NRTL-RK”。

点击“Next”按钮，点击“OK”，进行流股信息的设置，把题目给定的进料物流信息填

入对应栏目中。

点击“Next”按钮，出现精馏塔的简捷计算设置窗口。填入R/Rmin为1.5，塔顶、底压力分别是110kPa和130kPa；甲醇和水为轻、重关键组分，塔顶甲醇和水的回收率分别为0.9964和0.0124。

至此“DSTWU”B2 模块设置结束，点击“Next”按钮，运行计算程序，显示计算收敛。在“Blocks-Results” 子目录窗口的“Summary”页面，可看到完成指定分离任务，精馏塔简捷计算的结果。可见最小回流比0.9055，最小理论塔板数7.198，回流比1.358时的实际塔板数14，对应的进料位置9；精馏塔的顶、底温度分别为67.05℃和106.85℃。

在“Blocks-Stream Results” 子目录窗口的“Material”页面，可看到精馏塔进、出口物流各组分的流率、组成和多种物性。塔顶流率2844.767kg/h，甲醇摩尔分数为0.97366，塔底流率为3404.320kg/h，甲醇摩尔分数达0.00167，满足分离要求。

2.2.3 甲醇-水精馏塔的严格算法

由以上简捷计算，取回流比R为1.358，D/F为0.322

-0.245-0.245根据奥康奈公式：ET0.49初步估计板效（L）0.49（4.10.34）0.452，率为45%，得到精馏段板数：8/0.45=17.78，提馏段板数：5/0.45=11.11，总板数：18+12+1=31；第19块塔板为进料板。

点击Model Library横条上的“Columns”。选择“Radfrac”模块，拖放到工艺流程图窗口，用物流线连接精馏塔的进、出口。为便于阅读，对精馏塔的进、出口物流更改名称。

图4 严格塔模型

双击“Radfrac”模块，出现精馏塔严格计算的子目录设置窗口。在 “Configuration”页面，把简捷计算结果填入相应的空格内，如下图所示。

在“Streams”页面，填入进料位置为19

在“Pressure”页面，填入塔顶压力和板压降

点击Blocks下的B1中的setup的Vapor-liquid，选择默弗里效率（单板效率）

点击Next，设置板效率

至此，精馏塔严格计算需要的信息已经全部设置完毕。点击“Next”按钮，软件询问是否运行计算，点击“确定”。在“Material”可以查看物料计算结果，塔顶甲醇的摩尔分数达到97.63%，塔底甲醇的摩尔分数为0.1086%，达到题目的设计要求。

在“Blocks-Profiles” 子目录窗口的“TPFQ”页面，可看到精馏塔内各板上的温度分布和两相流率分布。观察浓度变化，发现第19块塔板组成与进料组成接近，无需修改进料位置。

在“Blocks-Results Summary” 子目录窗口的“Summary”页面，可看到精馏塔严格计算部分结果。在“View”栏中选择 “Condenser/Top stage”，可看到塔顶的计算结果，塔顶温度为67.0℃，冷凝器负荷为-2067.803kW。

在“View”栏中选择“Reboiler/Bottom stage”，可看到塔底的计算结果。塔釜再沸器的温度为106.96°C，再沸器热负荷为2105.22kW。

在“Blocks-Profiles” 子目录窗口的“TPFQ”页面，可看到精馏塔内各板上的温度分布和两相流率分布。

Stage

11

Temperature C

67.0064501 68.3558151 68.7009431 69.0813911 69.5019261 69.9715601 70.4950111 71.0815531 71.7405831 72.4824491 73.3182091 Pressure kPa

109.999996 114.999997 115.517238 116.034479 116.55172 117.068962 117.586203 118.103445 118.620687 119.137927 119.655169 Heat duty kW

-2067.803 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

Liquid from kmol/hr 211.488737 121.939629 121.636195 121.282889 120.870243 120.392663 119.839329 119.200122 118.464317 117.623012 116.666019 Vapor from kmol/hr 0

211.488737 211.629509 211.326075 210.972769 210.560123 210.082543 209.529209 208.890002 208.154197 207.312892 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31

74.2590461 75.3152901 76.4938221 77.7964821 79.2125551 80.7108491 82.2328661 83.6687071 84.3478971 85.2593711 86.4984041 88.1929351 90.4921411 93.4921901 97.0385281 100.559132 103.358019 105.17774 106.220217 106.956404 120.17241 120.689652 121.206893 121.724134 122.241375 122.758617 123.275859 123.7931 124.310341 124.827582 125.344824 125.862065 126.379307 126.896548 127.413789 127.93103 128.448272 128.965514 129.482755 129.999996 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0 0

2105.22449 115.59322 114.403992 113.129419 111.789874 110.439279 109.15672 108.025246 383.234199 382.273305 381.009754 379.434937 377.627663 375.828805 374.450016 373.907174 374.180243 374.811245 375.384036 375.738824 188.85012 206.355899 205.2831 204.093872 202.819299 201.479754 200.129159 198.8466 195.184421 194.384079 193.423185 192.159634 190.584817 188.777543 186.978685 185.599896 185.057054 185.330123 185.961125 186.533916 186.888704

可以查看液相组成图：

查看运算结果，见表2，塔顶甲醇的质量分数98.46%，塔底水质量分数为0.0037%，塔顶温度为98.53℃，塔釜温度为110.30℃。满足题目分离要求。

表2.精馏塔物料分离数据

塔顶（甲醇）数据 360.143482 1.38169257 0

278.54

6249.08665 127.535815-17.681242

进料数据 340.156444 1.08561559 0

89.68988 2844.02546 63.8233109-5.0397898

塔釜（水）数据 380.106398 1.28300025 0

188.85012 3405.06119 62.3419883-12.609255 Temperature K Pressure atm Vapor Frac

Mole Flow kmol/hr Mass Flow kg/hr Volume Flow l/min Enthalpy Gcal/hr Mole Flow kmol/hr CH4O H2O

87.767954 190.772046

87.5631046 2.1267754

40.20484945 188.645271

在Blocks中，选择Profiles，查看Hydraulics(水力学)数据。

利用Excel计算精馏段和提馏段的各参数平均值

表3.精馏段和提馏段的各参数平均值

平均值 参数 单位 温

度 ℃ 质量流量 kg/h 体积流量 m3/s 分 子 量

密

度 kg/m3 粘

度 cP 表面张力 mN/m 精馏段 提馏段 进料 液相 气相 液相 气相 液相 72.21 74.13 94.71 96.50 83.67 3483.84 6169.87 7249.21 4336.34 6249.08 0.001276 1.3682 0.002329 1.2489 0.002126 28.37 29.85 19.89 22.05 22.38 762.53 1.251 870.25 0.926 821.55 0.3342 0.0115 0.2931 0.0125 0.3229 29.87 1.538 53.39 0.749 47.62

第三章 塔板塔体工艺尺寸计算

3.1 塔径计算

精馏段的气、液相体积流率为

3Vs11.3682m/s

3Ls10.001276m/s

提馏段气、液相体积流率为

3Vs21.2489m/s

3Ls10.002329m/s

取板间距：HT=0.45m Aspen plus不仅能对精馏塔的物料衡算进行模拟计算，利用“Tray Sizing”功能还能对模型进行塔盘以及塔板的流体力学验算进行设计计算。1）塔盘参数的设计

该塔从塔顶分出甲醇馏分，因甲醇的 馏分流量小，气相负荷小，塔径小，采用单流型筛板。在“Tray Sizing”子目录，再点击“New”按钮，创建一个塔板模拟对象，点击“OK”。

在“Specification”页面，根据精馏塔的实际塔板数，扣去冷凝器和再沸器两块板，从第2 板到第30板计算塔板性质。选择Sieve（筛板塔）。在下图中，设置塔板间距0.45m。

然后点击运行，观察计算结果。在“Blocks-tray Sizing”子目录的“Results”页面。可以查看塔盘直径为1.060米，堰长为0.7704米，AF0.100。AT

在“Profiles”页面，列出了各塔板降液管上的截面积数据：

表4.降液管数据

Stage Diameter

14

Total area sqm

0.88291757 0.87802338 0.87274919 0.86703351 0.86081014 0.85400004 0.84652046 0.83828314 0.82920025 0.8191934 0.80820955 0.79624524 0.78338302 meter

1.06026674 1.05732402 1.05414363 1.05068613 1.04690855 1.04275914 1.03818271 1.03311918 1.02750696 1.02128813 1.01441824 1.00688178 0.9987163

Active area per panel sqm

0.70633485 0.7024195 0.69820015 0.6936276 0.68864891 0.68320084 0.67721718 0.67062733 0.66336103 0.65535556 0.64656848 0.63699705 0.62670729 Side downcomer area sqm

0.08829137 0.08780195 0.08727453 0.08670296 0.08608062 0.08539961 0.08465165 0.08382792 0.08291962 0.08191893 0.08082054 0.0796241 0.07833788 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34

0.9900422 0.98109417 0.97223278 0.96523967 0.96876328 0.96176989 0.95285054 0.94171057 0.92836857 0.91353211 0.89892868 0.8869349 0.87903338 0.8746768 0.87233196 0.87093336 0.80454058 0.80310741 0.80210673 0.80129375 0.76983437 0.75598168 0.74238707 0.73174575 0.73709797 0.72649434 0.71308196 0.69650585 0.6769097 0.6554469 0.63465886 0.61783623 0.60687691 0.60087632 0.59765898 0.59574407 0.50837688 0.5065673 0.50530571 0.50428191 0.61586852 0.60478662 0.59391118 0.58539695 0.58967886 0.58119596 0.57046605 0.55720516 0.54152824 0.52435802 0.50772759 0.49426949 0.48550204 0.48070158 0.47812771 0.47659578 0.4067019 0.40525423 0.40424496 0.40342592 0.07698293 0.07559755 0.07423796 0.0731744 0.07370957 0.0726492 0.07130797 0.06965035 0.06769074 0.06554446 0.06346565 0.06178338 0.06068745 0.06008739 0.05976565 0.05957416 0.0508375 0.05065654 0.05053038 0.050428

向上圆整塔径，取塔径为1.1m 塔截面积为

AT4D23.14151.120.95 4精馏段实际空塔气速

uV1.37 1.442m/sAT0.95提馏段实际空塔气速

uV1.251.316m/s AT0.953.2精馏塔有效高度计算

35块塔板，需要三个人孔，每个人孔高度为0.8m，则精馏塔有效高度为：

Z0.45（31-2）（0.8-0.45）314.1m

3.3塔板主要工艺尺寸的计算

3.3.1溢流装置计算

因塔径D=1.1m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各计算如下。

（1）堰长lW

由Aspen Plus的计算结果可知，当塔盘直径为1.060m时，堰长为0.7704m。取lW0.7821.0761.10.799。

（2）溢流堰高度hW

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上液高度hOW按下式计算

hOWa.精馏段

2.84LhE1000lW2/3（近似取E=1）

Lh13600Ls14.9752kg/h

hOW2.844.975210000.7852/30.00973m

hWhLhOW0.060.009730.05027m

b.提馏段

Lh23600Ls26.8652kg/h

hOW2.846.865210000.7852/30.01206m

hLhOW0.060.012060.04794mhW

(3)弓形降液管的宽度和横截面

l已知：W0.727，查图5：

D

WDAF0.150，则：AF0.1000.950.095m2 0.100得到：，DATWD0.1501.10.165m

验算降液管内停留时间：

精馏段：AFHT0.0950.4530.93s 3Ls11.38210AFH0.0950.45T22.417s 提馏段：3Ls21.90710停留时间 θ > 5s，故降液管可使用。

(4)降液管底隙高度 a.精馏段

Ls10.0216m 取降液管底隙流速u0=0.08m/s，则h0lWu0hWh00.050270.02160.0287m0.013m

故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hW=50mm b.提馏段

取降液管底隙流速u’0=0.08m/s，则h0Ls20.0298m lWu0h00.047940.02980.01814hWm0.013m

故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度h’W=50mm

3.3.2 塔板布置

（1）塔板的分块

本设计塔径D=1.1m。采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板。根据查表5，塔板分3块。

表5.塔板分块数

塔径/mm

800~1200 1400~1600 1800~2000 2200~2400

塔板分块数 4 5 6

（2）边缘度宽度确定

如图是塔板的结构示意图：

图6.塔板的结构示意图

取边缘区宽度WC=0.035m，破沫区宽度WS=0.065m。

（3）开孔区面积计算

开孔区面积Aa按下式计算：

xAa2(xrxarcsin)

180r22r2x其中 D1.1(WDWS)(0.1650.065)0.32m 22D1.1WC0.0350.515m 2222r3.140.51520.32Aa2(0.320.5150.32arcsin)0.614m21800.515

（4）筛孔计算及其排列

选用δ=2mm不锈钢板，取筛孔直径为d0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距

t3d03515mm

筛孔数目

1.155Aa1.3680.614n3734个 22t0.015

开孔率为

d0.0050.90700.90710.1%

t0.015精馏段气体通过筛孔的气速 22u0Vs11.368222.06m/s A00.1010.614

提馏段气体通过筛孔的气速

u0Vs21.2489 20.14m/sA00.1010.614

第四章 筛板流体力学验算

4.1塔板校核

核算“塔径1m”时的压降。点击“Blocks-Tray Rating”子目录，再点击“New”按钮，创建一个塔板模拟对象，点击“OK”。

在“Specs”页面，填入“塔径1.1m”等数据。然后点击运行，观察计算结果。

在“Blocks-B5-tray Rating”子目录的“Results”页面，可见塔径1.1 m 时的最大液泛因子0.745（小于0.8）；全塔压降15.24kPa，符合题目要求；最大降液管液位/板间距为0.3063（在0.2~0.5之间）[3]。塔板校核通过。

在 “Profiles”页面，可看到各板上液泛因子、降液管流速、降液管持液量、压降等数据。

表7.液泛因子表

Stage

17

Backup / Flooding Downcomer Downcome

Tray factor velocity r backup

space

m/sec meter

0.744558 0.015145 0.137837 0.306305 0.740555 0.014995 0.137338 0.305195 0.736253 0.014823 0.136788 0.303973 0.731601 0.014624 0.136181 0.302624 0.726544 0.014396 0.135509 0.301131 0.721022 0.014134 0.134763 0.299474 0.714966 0.013836 0.133935 0.297634 0.708303 0.013498 0.133016 0.295592 0.700962 0.013115 0.131998 0.293330 0.692876 0.012687 0.130875 0.290834 0.684000 0.012213 0.129646 0.288102 0.674327 0.011696 0.128314 0.285141 0.663916 0.011142 0.126894 0.281986 0.652935 0.010566 0.125415 0.278700 0.641687 0.009988 0.123925 0.275388 0.630626 0.009435 0.122486 0.272191

Downcome

Pressure

r res.drop

time

kPa sec

0.557260 29.7127 0.554732 30.0092 0.552042 30.3587 0.549172 30.7713 0.546107 31.2591 0.542832 31.8371 0.539338 32.5233 0.535626 33.3393 0.531708 34.3111 0.527617 35.4686 0.523413 36.8453 0.519193 38.4751 0.515094 40.3860 0.511292 42.5875 0.507977 45.0520 0.505306 47.6924 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30

0.622024 0.624953 0.616190 0.605095 0.591366 0.575111 0.557276 0.539967 0.525929 0.516763 0.511736 0.509041 0.507441 0.008938 0.030508 0.029962 0.029237 0.028305 0.027165 0.025869 0.024556 0.023427 0.022632 0.022171 0.021938 0.021829 0.121270 0.135889 0.134819 0.133448 0.131742 0.129724 0.127511 0.125348 0.123552 0.122327 0.121629 0.121270 0.121090 0.269489 0.301976 0.299598 0.296550 0.292761 0.288276 0.283358 0.278551 0.274561 0.271839 0.270286 0.269489 0.269089 0.504128 0.542392 0.538299 0.533342 0.527585 0.521358 0.515338 0.510439 0.507316 0.505835 0.505265 0.504987 0.504749 50.3494 14.7503 15.0193 15.3917 15.8982 16.5655 17.3951 18.3253 19.2087 19.8830 20.2966 20.5121 20.6146

4.2塔板压降

4.2.1干板阻力hC计算

干板阻力计算式：

u0hC0.051c0由d0/δ=5/2=2.5，查干筛孔的流量系数图

2ρVρL 

图7.筛孔的流量系数图

得到c0=0.735 a.精馏段

22.721.268hC0.051m液柱 0.08160.735757.06

227

B.提馏段

20.990.051hC0.73520.925m液柱 0.04425869.434.2.2 气体通过液层的阻力hL计算

计算：hL=β×hL a.精馏段

uaVs11.4089 1.648m/sATAf0.950.0951/2F0uaρV1.6481.2681.856kg/(sm1/2)

查图8

图8.充气系数关联图

得β=0.56。故

hLhL0.560.060.0336m液柱 b.提馏段

uaVs21.3014 1.522m/sATAf0.950.0951/2F0uaρV1.5220.9251.464kg/(sm1/2)

hL0.610.060.0366m液柱 查图7，得β=0.61。故hL4.2.3液体表面张力的阻力计算

a.精馏段

液体表面张力所产生的阻力hσ：

4L427.81103h0.003m液柱

Lgd0757.069.810.005气体通过每层塔板的也柱高度hP可按下式计算

hPhChlh0.08160.03360.0030.118m液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算

（设计允许值）pphpL1g0.118757.069.81876Pa0.88kPab.提馏段

液体表面张力所产生的阻力hσ：

4L453.12103h0.00498m液柱 Lgd0869.439.810.005气体通过每层塔板的也柱高度hP可按下式计算

hlh0.044250.03660.004980.0858hPhCm液柱

气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算

pph869.439.81732Pa0.88kPa（设计允许值）pL2g0.08584.3液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和液流量不大，故可以忽略液面落差的影响。

4.4液沫夹带

液沫夹带量计算：

5.710uaeVLHThf6 3.2hf2.5hL2.50.060.15m a.精馏段

5.71031.648eV27.810.450.15b.提馏段

3.20.0478kg液/kg汽0.1kg液/kg汽

5.71031.522eV53.120.450.153.20.0194kg液/kg汽0.1kg液/kg汽

故本设计液沫夹带量eV在允许范围内。

4.5漏液

对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算

u0,min4.4c0(0.00560.13hLh)L/V

a.精馏段

u0,min4.40.735(0.00560.130.060.003)757.06/1.2688.059m/s

实际孔速u0=22.72m/s>u0,min，则稳定系数

Kb.提馏段

u0u0,min22.722.821.5 8.059u)869.43/0.9259.098m/s 0,min4.40.735(0.00560.130.060.00498实际孔速u’0=20.99m/s>u’0,min，则稳定系数

K故本设计中无明显漏液。

u20.9902.311.5 u0,min9.0984.6液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系

Hd(HThW)

其中HdhPhLhd

)20.1530.0820.001hd0.153(u0m液液

甲醇-水物系属一般物系，取φ=0.5 a.精馏段

(HThW)0.5(0.450.05027)0.250m

Hd0.1180.03360.0010.1526m液液 b.提馏段

(H)0.249m ThW)0.5(0.450.04794Hm液柱 d0.08580.03660.0010.1234Hd(HThW)，故本设计中不会发生液泛。

第五章 塔板负荷性能图

5.1漏液线

由u0,min4.4c0(0.00560.13hLh)L/V

u0,mina.精馏段 Vs,minA0，hLhWhOW，hOW2.84LhE1000lW2/3

Vs.min4.4c0A02/32.84LhEh0.00560.13hWL/V c1000lW2/32.843600Ls757.064.40.7350.1010.6140.00560.130.050270.00310000.7851.268化简得到：Vs,min4.900.009450.102Ls2/3

b.提馏段

Vs.min4.4c0A02/32.84LhEh0.00560.13hWcL/V l1000W2/32.843600Ls869.434.40.7350.1010.6140.00560.130.047940.0049810000.7850.925化简得到：Vs,min4.900.006850.102Ls2/3

5.2液沫夹带线

以eV=0.1kg液/kg气为限，求VS-LS关系

3.25.710uaeVLHThf6 a.精馏段

由uaVs1Vs11.170Vs1

ATAf0.950.095hf2.5hL2.5(hWhOW)，hW0.05027

hOW2.843600LS10000.7852/30.7839L2S/3

2/3HThf0.452.5(0.050270.7839L2/3S)0.3241.96LS

5.71031.170Vs1eV2/327.810.3241.96LS整理得Vs11.91611.59Ls1

2/33.20.1kg液/kg汽

b.提馏段

uaVs2Vs21.170Vs2

ATAf0.950.095 hhhf2.5L2.5(WhOW)，hW0.04794hOW2.843600LS10000.7852/30.7839L2S/3

2/3HThf0.452.5(0.047940.7839L2/3S)0.3301.96LS

1.170Vs25.710eV2/353.120.3301.96LS整理得Vs22.38914.19Ls2

2/333.20.1kg液/kg汽

5.3液相负荷下限

对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准。

2/3hOW2.843600LsE1000lW3/20.006，取E=1 0.0061000Ls,min2.840.7850.00067m3/s 36005.4液相负荷上限

以θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限

θAfHT0.0950.45AfHTL0.01069，s,min44Ls

5.5液泛线

计算：HT(1)hW(1)hOWhchdh 忽略hσ，将各个关系式代入，整理得：

2/3aVs2bcL2sdLs

其中：

a0.051V 2(A0c0)LbHT(1)hW

2c0.153/lWh0

3600d2.84103E(1)lW2/3

a.精馏段

a0.04112，b0.1717，c532.16，d1.223

2/3Vs24.175612941L229.742Lss

b.提馏段

a0.02612，b0.1718，c279.59，d1.262

/3Vs26.577310704L2L2s48.315s

根据以上计算，用几何画板软件，分别画精馏段和提馏段的筛板塔负荷性能图。结果如图9和图10。由图看出，该筛板的操作上限液沫夹带线控制，下限由液相负荷下限控制。

a.精馏段

查图可得：Vs,max1.75m/s，Vs,min0.68m/s，故操作弹性为：

32Vs,maxVs,minb.提馏段

1.752.57 0.68Vs,maxVs,min2.093.12 0.67

图9.精馏段塔板负荷图

图10.提馏段塔板负荷图

第六章 塔换热器设计

6.1原料预热器设计

根据2.7 节工艺计算结果，对精馏塔的进料前换热器进行设备设计计算，为一步严格计算提供数据。

在aspen工作界面选择HEATX模块，物流交换如下图所示：

图11 原料进料换热器设计模块

1）进行预热器的简捷计算。

首先添加换热介质水到计算系统中。

添加进口物流性质。加入塔顶进入冷凝器蒸汽性质。由“Streams-Specifications”中填写如下数据：

热水流量暂时写作300kmol/h，然后用 “Design-spec”功能求取准确值。

在“Blocks-Setup”子目录，有4 个页面，只需要填写“Specifications”页面。规定进料物流换热后的温度达到进入精馏塔的为泡点。

模拟计算运行并查看结果。在“Blocks-Thermal Results”子目录有5 个页面。在“Summry”页面可看到两流体进、出口的性质参数，其中高温蒸汽出口温度变为98.1℃。

在“Exchanger Details”页面，可看到热负荷139.68KW、需要的换热面积125.66m2、传热系数 624.03kcal/ hr-sqm-k、传热温差42.5℃等数据。

由上述结果给出热负荷431.74KW、需要换热面积16m2、总传热系数0.85kJ/s·m2·k、传热温差等31.7℃等数据，选择浮头式换热器。

6.2 冷凝器的选择

输入冷却水物流信息

输入塔顶物料信息

设置目标

运行，查看结果

查看换热器面积为90m2。

选择BEYS900X-1.6-200-4.519-4REbB浮头式换热

器。

6.3 再沸器的选择

输入塔底物料信息

选用200℃的饱和水蒸气加热

设定目标

查看结果

查看换热器面积为27.04m2，选择釜式换热器，型号：G·CH800-6-70

第七章 塔附件设计

7.1接管

7.1.1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型进料管等本设计采用直管进料管。管径计算如下：

D4VS 取uF=0.8m/s，ρF=816.42kg/m3 πuF4.5107-33V2.126510m/s

S360030024816.4242.126510-3D0.058m58mm

3.140.8查标准系列选取φ70×4 7.1.2回流管

dR查表取φ70×4

4Vs141.40890.054m

πuFD3.140.8757.067.1.3塔底出料管

dW4WMW4188.7218.040.042m

πuFW3.140.8869.433600查表取φ60×4 7.1.4 塔顶蒸汽出料管

直管出气，取出口气速u=20m/s，则

D查表取φ355×9

469060.349m349mm

3.142036007.1.5塔底进气管

采用直管，取出口气速u=15m/s，则

D查表取φ325×9

43498.50.287m287mm

3.141536007.1.6法兰

由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由于不同的公称直径，选用相应法兰。

（1）进料管接管法兰：Pg6Dg60HG5010-58（2）回流管接管法兰：Pg6Dg60HG5010-58（3）塔底出料管法兰：Pg6Dg50HG5010-58（4）塔顶蒸汽管法兰：Pg6Dg300HG5010-58（5）塔釜蒸汽管法兰：Pg6Dg350HG5010-58 7.2筒体与封头

7.2.1筒体

dpD0.11100C22.55mm t2111.720.90.12pCmin3mm，所以minC5mm，壁厚选5mm，材料选用A3F 7.2.2封头

封头分为椭圆形、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径dg=1100mm，查得曲面高度h1=450mm，直边高度h0=40mm，内表面积F=3.73m2，容积V=0.866m3。选用封头Dg1800×6，JB1154-73。

7.3除沫器

在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔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。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。

设计气速选取： 系数K，=0.107 uK除沫器直径： LV757.061.2680.1072.61m/s V1.268D4VS41.40890.99m u3.141.84选取不锈钢除沫器，类型：标准型；规格：20-50；材料：不锈钢钢丝（0Cr18Ni9）；

丝网尺寸：圆丝φ0.23。

7.4裙座

塔底常用裙座支持，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。裙座壁厚取16mm。

基础环内径：

Dbi(1100216)(0.2~0.4)103832mm

基础环外径

Dbo(1100216)(0.2~0.4)1031432mm

圆整：Dbi=900mm，Dbo=1600mm；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；再考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺旋直径取M30。

7.5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，一般取高度15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，以此设吊柱。因设计塔径为1000mm,可选用吊柱500kg。s=1000mm,L=3400mm,H=1000mm。材料为A3。

7.6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，本塔中共35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800mm，裙座上应开2个人孔，直径为600mm，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。

第八章 塔总体高度的设计

8.1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，取除沫器到第一块板的距离为600mm,塔顶部空间高度为1200mm。

8.2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距离，釜液停留时间取8min。

HB（tLS60RV)/AT(0.5~0.7)(82.232910600.124)/0.7850.61.81m3,HB取2000mm。

8.3塔总体高度

HlHTN3350450(312)435014450mm14.45m

HHlHBH裙H封H顶14.45230.491.221.14m

如图12所示是塔的设计参数：

图12.精馏塔设计图

如图是带控制点的流程图：

参考文献

[1] 冯霄，何潮洪主编.化工原理（下册）.第二版.北京：科学出版社，2007 [2] 管国锋，赵汝溥主编.化工原理.第三版.北京：化学工业出版社，2008.5 [3] 孙兰义主编.化工流程模拟实训——Aspen Plus教程.北京：化学工业出版社，2012.8 [4] 王国胜.化工原理课程设计.第二版.[M].大连：大连理工大学出版社，2006.8 [5] 中国石化集团上海工程有限公司编.化工工艺设计手册（上册）.第四版.北京：化学工业出版社，2009.6 [6] 路秀林，王者相等主编.化工设备设计全书·塔设备.北京：化学工业出版社，2004.1

符号说明

英文字母

Aa —— 塔板鼓泡区面积，m2 Af —— 降液管截面积，m2 AT —— 塔截面积，m2 b —— 操作线截距，m C —— 计算时的负荷系数，无因次 c0 —— 流量系数，无因次 D —— 塔径, m d0 —— 阀孔直径 m ev —— 雾沫夹带量，kg（液）/kg（汽）E —— 塔板效率，无因次

ET —— 总板效率（全塔效率），无因次 F0 —— 阀孔动能因数，kg1/2/(s·m1/2)g —— 重力加速度，m/s2

G —— 气相空塔质量流速，kg/(m2·s)hc —— 与干板压强降相当的液柱高度，m液柱

hd —— 与液体流过降液管时的压强降相当的液柱高度，m液柱

hq —— 进口堰与降液管的水平距离，m ho —— 降液管底隙高度，m hf —— 板上鼓泡高度，m how —— 堰上液层高度，m hp —— 与单板压降相当的液层高度，m

ho —— 与克服液体表面张力的压降相当的液柱高，m hw —— 出口堰高度，m

k —— 物性系数，量纲为1 Ls —— 塔内液体流量

lw —— 溢流堰长度，m N —— 一层塔板上的筛孔总数 NP —— 实际板层数 NT —— 理论板层数 R —— 回流比 t

—— 孔心距，m t’ —— 排间距，m u —— 空塔气速，m/s umax—— 泛点气速，m/s u0 —— 临界孔速，m/s

uo’ —— 降液管底隙处液体流速，m/s wc —— 弓形降液管的宽度，m ws —— 破沫区宽度，m

x —— 液相中易挥发组分的摩尔分数 y —— 气相中易挥发组分的摩尔分数 z —— 塔的有效段高度，m

希腊字母

α —— 相对挥发度，量纲为1 ε —— 空隙率，量纲为1 ε0 —— 板上液层充气系数，量纲为1 θ —— 液体在降压管中停留时间，s μ —— 黏度，Pa·s ρV —— 气相密度，Kg/m3 ρL —— 液相密度，Kg/m3 φ —— 系数，量纲为1

第二篇：乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计

《化工原理》课程设计

标题:乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计

学 院 医药化工学院 专 业 应用化学 班 级 11化妆品（2）班 姓 名 廖神娣 学 号 1115512231 指导教师 朱继芳、龙春霞

乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计

(一)设计题目：

试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。进精馏塔的料液含乙醇30%（质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于90%；残液中乙醇含量不得高于0.8%；要求产品乙醇的年产量为16万吨/年。

(二)操作条件

1)塔顶压力 4KPa 2)进料热状态 自选

3)回流比 自选

4)塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）

(三)塔板类型

自选

(四)工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五)设计说明书的内容

1.设计内容

(1)流程和工艺条件的确定和说明(2)操作条件和基础数据(3)精馏塔的物料衡算；

(4)塔板数的确定；

(5)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

(6)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

(7)塔板主要工艺尺寸的计算；

(8)塔板的流体力学验算；

(9)塔板负荷性能图；

(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）

(11)塔板主要结构参数表

(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。2.设计图纸要求：

1)绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；

2)绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。

目 录

1．设计方案的确定…………………………………………………………………1 2．操作条件和基础数据……………………………………………………………1

3．精馏塔的物料衡算………………………………………………………………1

3．1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率……………………………………1

3．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量………………………………1

3．3 物料衡算……………………………………………………………………2 4．塔板数的确定……………………………………………………………………2

4．1 理论板层数NT的求取…………………………………………………… 2 4．1．1 求最小回流比及操作回流比……………………………………… 3 4．1．2 求精馏塔的气、液相负荷………………………………………… 3 4．1．3 求操作线方程……………………………………………………… 3 4．1．4 图解法求理论板层数……………………………………………… 4

4．2 塔板效率的求取……………………………………………………………4

4．3 实际板层数的求取…………………………………………………………5 5．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算……………………………………5

5．1 操作压力计算………………………………………………………………5

5．2 操作温度计算………………………………………………………………6

5．3平均摩尔质量的计算………………………………………………………6

5．4平均密度的计算……………………………………………………………6 5．4．1 气相平均密度计算………………………………………………… 6 5．4．2 液相平均密度计算………………………………………………… 7

5．5 液体平均表面张力计算……………………………………………………7

5．6 液体平均粘度计算…………………………………………………………8 6．精馏塔的塔体工艺尺寸计算……………………………………………………8

6．1 塔径的计算…………………………………………………………………8 6．1．1 精馏段塔径的计算………………………………………………… 8

6．2 精馏塔有效高度的计算……………………………………………………10

7．塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………………………10

7．1 溢流装置计算………………………………………………………………10 7．1．1 堰长lW……………………………………………………………… 10 7．1．2 溢流堰高度 hW …………………………………………………… 10 7．1．3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af……………………………………10 7．1．4 降液管底隙高度ho………………………………………………… 11

7．2 塔板布置……………………………………………………………………11 7．2．1 塔板的分块……………………………………………………………11 7．2．2 边缘区宽度确定………………………………………………………11 7．2．3 开孔区面积计算………………………………………………………11 7．2．4 筛孔计算及其排列……………………………………………………12 8．筛板的流体力学验算……………………………………………………………12

8．1 塔板降………………………………………………………………………12 8．1．1 干板阻力hc计算…………………………………………………… 12 8．1．2 气体通过液层的阻力hl计算…………………………………………13 8．1．3 液体表面张力的阻力hσ计算……………………………………… 13

8．2 液面落差……………………………………………………………………13

8．3 液沫夹带……………………………………………………………………13

8．4 漏液…………………………………………………………………………13

8．5 液泛…………………………………………………………………………14 9．塔板负荷性能图…………………………………………………………………14

9．1 漏液线………………………………………………………………………14

9．2 液沫夹带线…………………………………………………………………15

9．3 液相负荷下限线……………………………………………………………16

9．4 液相负荷上线线……………………………………………………………16

9．5 液泛线………………………………………………………………………16 10．主要工艺接管尺寸的计算和选取…………………………………………… 18

10．1 蒸汽出口管的管径计算……………………………………………………20

10．2 回流液管的管径计算………………………………………………………20

10．3 进料液管的管径计算………………………………………………………20

10．4 釜液排出管的管径计算……………………………………………………20

10．5 人孔相关尺寸的选取………………………………………………………21 11．塔板主要结构参数表……………………………………………………………21 12．设计过程的评述及有关问题的讨论……………………………………………22 参考文献…………………………………………………………………………… 25

设计计算

1．设计方案的确定

本设计任务为分离乙醇—水混合物提纯乙醇，采用连续精馏塔提纯流程。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入精馏塔内。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，回流比较大，故操作回流比取最小回流比的1.1倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2．操作条件和基础数据

进料中乙醇含量（质量分数）

wF0.30； 产品中乙醇含量（质量分数）

wD0.90； 塔釜中乙醇含量（质量分数）

wW0.008； 处理能力

GF16万吨/年； 塔顶操作压力

4KPa 进料热状况

泡点进料； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算如下。

3．精馏塔的物料衡算

3．1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

乙醇的摩尔质量 MA46.07kg/kmol

水的摩尔质量 MB18.02kg/kmol

0.30/46.070.1440.30/46.070.70/18.020.90/46.07x0.779

D0.90/46.070.10/18.020.008/46.07xW0.0030.008/46.070.992/18.02xF3．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.14446.07(10.144)18.0222.06kg/kmol

MD0.77946.07(10.779)18.0239.87kg/kmol

MW0.00346.07(10.003)18.0218.10kg/kmol3．3 物料衡算

每年300天，每天工作24小时，其处理量为16万吨/年

16104103/(30024)故原料液的处理量为 F1007.35kmol/h

22.06总物料衡算 1007.35DW

乙醇的物料衡算 1007.350.1440.779D0.003W 联立解得 D183.04kmol/h

W824.31kmol/h

4．塔板数的确定

4．1 理论板层数NT的求取

4．1．1求最小回流比及操作回流比

【1】 乙醇-水是非理想物系，先根据乙醇-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，如图所示，表1 乙醇-水平衡数据

液相中乙醇摩尔分数

0.0 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20

气相中乙醇摩尔分数

0.0 0.11 0.175 0.273 0.34 0.392 0.43 0.482 0.513 0.525

液相中乙醇摩尔分数

0.25 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.894 0.95 1.0

气相中乙醇摩尔分数

0.551 0.575 0.614 0.657.0698 0.755 0.82 0.894 0.942 1.0 2

乙醇-水x-y相平衡图0.80.70.60.5y0.40.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.8x

因为xqxF0.144，在图上读出yq0.484 于是 Rmin取操作回流比为

R1.5Rmin1.50.8671.30 4．1．2 求精馏塔的气、液相负荷 xDyqyqxq0.7790.4840.867

0.4840.144 LRD1.30183.04237.95kmol/hV(R1)D(1.301)183.04420.99kmol/hLLF237.951007.351245.3kmol/hV'V420.99kmol/h'

4．1．3 求操作线方程 精馏段操作线方程为

yLD237.95183.04xxDx0.7790.565x0.339 VV420.99420.99提馏段操作线方程为

L''W1245.3'824.31x0.0032.958x'0.0059

y'x'xWVV420.99420.99' 3

4．1．4 图解法求理论塔板数 采用图解法求理论板层数，如图所示。

（b）

求解结果为：

总理论塔板数

NT16(包括再沸器)进料板位置

第13块板 4．2 塔板效率的求取 操作温度计算：

xD0.779由乙醇—水的气液两相平衡图【1】可查得组成分别为xF0.144的泡点温度：

x0.003W塔顶温度：tD78.69C进料板温度：tF99.43C 塔釜温度：t99.99CW由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：

xA0.779塔顶：yA0.815 塔顶和塔釜的气液两相组成为：

xA0.003塔釜：yA0.044顶1.05查化工物性算图手册得：

14.6底则塔内相对挥发度：m顶底1.0514.63.92

塔的平均温度为 0.5×（78.69＋99.99）＝89.34℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查手册【2】得：

A0.38mPas，B0.32mPas。

lgLmxilgi 则全塔液相平均粘度

Lm0.1440.38(10.144)0.320.3286mPs

全塔效率由奥康奈尔O’connell关联式计算：

E0.49L T  m0.2450.493.920.32860.2450.464．3 实际板层数的求取

精馏段实际板层数

N精12/0.4626.827 提馏段实际板层数

N提4/0.468.699

5．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算。5．1 操作压力计算

塔顶操作压力

PD10.1 3410.53kPa每层塔板压降

P0.7kPa

进料板压力

PF105.30.727124.2kPa 精馏段平均压力

Pm(10.5 312.42)211.48kPa 5

5．2 操作温度计算

从乙醇—水溶液的气液相平衡图【1】查得个点的泡点温度（近似看作是操作温度）为：

塔顶温度

tD78.69C

进料板温度

tF99.43C

精馏段平均温度为：tm(78.6999.43)289.06C 5．3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由xDy10.779，查平衡曲线，得

x10.73MVDm0.77946.07(10.779)18.0239.87kg/kmol

MLDm0.73546.07(10.735)18.0238.64kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图（b）），得

yF0.450 查平衡曲线，得

xF0.120

MVFm0.45046.07(10.450)18.0230.64kg/kmo l

MLFm0.12046.07(10.120)18.0221.39kg/kmo l精馏段平均摩尔质量

MVm(39.8730.64)235.26kg/kmo l

MLm(38.6421.39)230.02kg/kmo l5．4平均密度计算 5．4．1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即

Vm PmMVm114.835.261.34kg/m

3RTm8.314(89.06273.15)6

5．4．2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

1Lmaii 塔顶液相平均密度的计算 由tD78.69C，查手册【2】得

A61.15kg/m3

B97.35kg/m3 塔顶液相的质量分率

aA0.77946.070.90

0.77946.070.22118.0 LDm1635.1kg/m3

0.90611.50.10973.5进料板液相平均密度的计算 由tF99.43C，查手册【2】得

A59.45kg/m3

B95.78kg/m3 进料板液相的质量分率

aA0.1246.070.26

0.1246.070.8818.02

LFm1826.5kg/m3

0.26/594.50.74957.8精馏段液相平均密度为

Lm(63.5182.65)273.08kg/m3 5．5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即

Lmxii

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD78.69C，查手册【2】得

A17.3mN/m

B62.8mN/m

LDm0.77917.30.22162.827.36mN/m

进料板液相平均表面张力的计算 由tF99.43C，查手册得

A15.3mN/m

B58.9mN/m

LFm0.1215.30.8858.953.67mN/m 精馏段液相平均表面张力为

Lm(27.3653.67)240.51mN/m 5．6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即

lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由t2】D78.69C，查手册【得：

A0.45mPas

B0.38mPas

lgLDm0.779lg(0.45)0.221lg(0.38)解出

LDm0.43mPas 进料板液相平均粘度的计算 由tF99.43C，查手册【3】得：

A0.31mPs

B0.28mPas

lgLFm0.12lg(0.31)0.88lg(0.28)

解出

LWm0.28mPas 精馏段液相平均粘度为

Lm(0.430.28)20.36mPas

6．精馏塔的塔体工艺尺寸计算

6．1 塔径的计算

6．1．1 精馏段的塔径计算

1】

【

精馏段的气、液相体积流率为

VVMVms3600420.9935.26343.08m3/s

Vm36001.LLMLms3600237.9530.02.80.0027m3/s

Vm3600730由

uVmaxCL V式中C由式CCL0.2【4】2020计算，式中C20由图（史密斯关系图）查得，图的横坐标为 LhL12V0.002736007302hV3.083600.81.340.020 6取板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.06m，则

HThL0.400.060.34m

查图（史密斯关系图）【4】

得

C200.072

0.20.CC20L200.07240.51200.08 u730.81.34max0.0831.341.94m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.941.36m/s

D4Vs43.081

u1.36.70m圆整塔径，取

D2.0m

塔截面积为

A2T4D4223.14m2

实际空塔气速为

uVs3.080.98m/s AT3.146．2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT(271)0.410.4m 提馏段有效高度为

Z提（N提1）HT(91)0.43.2m 故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提10.43.213.6m

7．塔板主要工艺尺寸的计算

7．1 溢流装置计算

因为塔径D2.0m，一般场合可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 7．1．1 堰长lW

取

lW0.66D0.6621.32m 7．1．2 溢流堰高度hW 由

hWhLhOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即

hOW2.84Lh E1000lW23近似取E=1，则

hOW2.84LhE1000lW232.840.00273600110001.32230.0107m

取板上清液层高度

hL60mm

故

hWhLhOW0.060.0110.0493m 7．1．3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由

lWD0.66 查图（弓形降液管的参数）【4】，得

AfA0.072

WdTD0.12 故

Af0.072AT0.0723.140.227m2W0.12420.248m

d0.124D依式3600AfHT4】L 【验算液体在降液管中停留的时间，即

h

3600AfHT0.2270.40L3600h0.0027360042.045s

故降液管设计合理。7．1．4 降液管底隙高度ho

hLh0

3600lWu0取

u00.16m/s

则

h002736000Lh0.3600lWu036000.161.320.0128m

hWh00.04930.01280.0365m0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度hW50mm 【4】

7．2 塔板布置 7．2．1 塔板的分块

因为D800mm，故塔板采用分块式。查表（塔板分块数）【4】，则塔板分为5块。

7．2．2 边缘区宽度确定

取

WsWs0.07m，Wc0.035m

7．3．3 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即

D2000mm，r21x22

Aa2xrx180sinr

D2(WdWs)(0.2480.07)0.682m 22D20.965m

rWc0.03522其中

x故

Aa2(0.6820.9650.6827．2．4 筛孔计算及其排列

220.9652180sin10.682)2.39m2 0.965本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t3d03515mm 筛孔数目n为

n开孔率为 1.155Aa1.1552.391226个9 2t20.015d0.005

0.90700.90710.1%

t0.015气体通过阀孔的气速为

u0Vs3.0812.76m/s A00.1012.39228．筛板的流体力学验算

8．1 塔板压降

8．1．1 干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算，即

u0

hc0.051c02V L【4】由d0531.67，查图（干筛孔的流量系数）得，c00.772

12.76故

hc0.0510.772

21.340.026m液柱 730.812

8．1．2 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由下式计算，即

hlhLVs3.081.057m/sATAf3.140.227

ua

F0uaV1.0571.341.22kg12/(sm12)【4】查图（充气系数关联图）得：0.62

故

hlhL(hlhOW)0.62(0.04930.0107)0.0372m液柱 8．1．3 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算，即

4L440.51103

h0.004m液柱

Lgd0730.89.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphchlhhp0.0260.03720.0040.0672m液柱

气体通过每层塔板的压降为

PhpLg0.0672730.89.81481.8Pa0.7kPa（设计允许值）8．2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。8．3 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

3.2ua5.710eV

LHThfhf2.5hL2.50.060.15m65.71061.057故

eV40.511030.400.153.20.014kg液/kg气0.1kg液/kg气

故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。8．4 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min可由下式计算，即

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

4.40.772(0.00560.130.060.004)730.81.34 7.69m/s实际孔速u012.76m/su0,min 稳定系数为

Ku0u0,min12.761.66 7.691.5K2故在本次设计中无明显漏液。8．5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即

Hd(HThW)

【4】乙醇—水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6，则

(HThW)0.6(0.400.0493)0.27m 而

HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即



hd0.153(u0)20.153(0.16)20.004m液柱

Hd0.06720.060.0040.131m液柱0.131mHd(HThW)0.27m

故在本次设计中不会发生液泛现象。

9．塔板负荷性能图

9．1 漏液线

由

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

u0,minVs,min A0

hLhWhOW

hOW得

Vs,min2.84LhE 1000lW2323L2.84h4.4C0A00.00560.13hWEhLV1000lW4.40.7720.1012.39232.843600Ls0.00560.130.049310.004730.81.3410001.32

0.821.2213.93L2s整理得 Vs,min23

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。

表2

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出漏液线1。9．2 液沫夹带线

以eV0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

0.0006

0.916

0.0015

0.925

0.0030

0.936

0.0045

0.945

5.710ua由

eVLHThf6 3.2

uaVsVs0.3433Vs

ATAf3.140.227

hf2.5hL2.5(hWhOW)

hW0.0493

hOW2.843600Ls110001.32232323 0.554L4s故

hf0.1231.38L6s

HThf0.2271.386Ls233.2

0.3433Vs5.710eV23340.51100.2771.386Ls60.1

整理得 Vs6.2931.46Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。

表3

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出液沫夹带线2。9．3 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。则

hOW取E1，则 2.843600LsE1000lW2323

0.0006

6.07

0.0015

5.88

0.0030

5.64

0.0045

5.43

0.006

0.0061000

Ls,min2.84230.9230.0004m2/s 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9．4 液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即

AfHTLs4

0.110.400.011m3/s 4故

Ls,maxAfHT4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9．5 液泛线

令

Hd(HThW)

由

HdhphLhd;hphchlh;hlhL;hLhWhOW 联立得

HT(1)hW(1)hOWhchdh

忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

2223

aVsbcLsdLs

式中

aV0.051 2A0c0L

bHT(1)hW

c0.153(lWh0)2

363d2.8410E(1)

lW00 23将有关的数据代入，得

a0.0511.340.0027 20.1012.390.772730.8

b0.60.40(0.60.621)0.04930.19

c0.153535.95

(1.320.0128)2233600

d2.841031(10.62)1.32220.90

23故

0.0027Vs0.19535.95Ls0.90Ls 或

Vs70.37198500Ls333.33Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。

表4

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出液泛线5。2223

0.0006

3.8

0.0015

3.81

0.0030

3.72

0.0045

3.58

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图（c）所示。

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图（c）可查得

Vs,max2.74m3/s

Vs,min0.84m3/s 故操作弹性为

Vs,maxVs,min2.743.26 0.8410．主要工艺接管尺寸的计算和选取

10．1 蒸汽出口管的管直径计算

由于是常压精馏，允许气速为12.00~20.00m/s[6]，故选取uv16.00m/s，则

dv4Vs41.690.37m uv16.00 18

圆整直径为dv3778mm 10．2 回流管的管径计算

冷凝器安装在塔顶，一般流速为0.20~0.50m/s[6]，故选取uD0.35m/s，则

dD4Ls40.00190.08m3 uD0.35圆整直径为dD894mm 10．3 进料管的管径计算

由于料液是由泵输送的，一般允许流速为1.50~2.50m/suF2.00m/s；

[6]，故选取进料管中料液的体积流量

FFMLFm676.8520.100.0043m3/s

3600LFm3600878.10故

dF4F40.00430.052m uF2.00圆整直径为dF573mm 10．4 釜液排出管的管径计算

釜液流出速度一般范围为0.50~1.00m/s[6]，故选取uW0.80m/s； 塔底平均摩尔质量计算

由x2xW0.001，得：MLWm0.00146.07(10.001)18.0218.05kg/kmol 塔底液相平均密度的计算 由tW97.0C，查手册【2】得

A59.90kg/m3

B96.05kg/m3 塔底液相的质量分率

aA0.04246.070.101

0.04246.070.95818.02

LWm190.53kg/m3

0.10159.900.89996.05 19

塔釜排液管的体积流量

WWMLWm607.5118.050.0034m3/s

3600LVm3600905.30故

dW4W40.00340.07m4 uW0.80圆整直径为dW894mm 10．5 人孔相关尺寸的选取

由于本次设计中塔径D1.4m1.0m，为安装、检修的需要，每隔八层塔板设置一个人孔，本次设计中实际塔板数有40块，故要设置5个人孔。本次设计，人孔的直径选取dR500mm，其伸出塔体的筒体长为220mm，并且设置人孔处的板间距为600mm。

11．塔板主要结构参数表

所设计筛板的主要结果汇总于表5。

表5 筛板塔设计计算结果参数表

序 号 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13

项

目平均温度tm，℃平均压力Pm，kPa 气相流量Vs，（m3/s）液相流量Ls，（m3/s）

实际塔板数 有效段高度Z，m 塔径D，m 板间距HT，m 溢流形式 降液管形式 堰长lW，m 堰高hW，m 板上液层高度hL，m

数

值

112.5 1.69 0.0019 40 15.2 1.4 0.40 单溢流 弓形 0.92 0.049 0.06 20 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

堰上液层高度hOW，m 降液管底隙高度，m 安定区宽度Ws，m 边缘区宽度Wc，m 开孔区面积Aa，m2 筛孔直径d0，m 筛孔数目n 孔中心距t，m 开孔率φ，% 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数 每层塔板压降P，Pa

负荷上限

负荷下限液沫夹带eV，（kg液/kg气）

气相负荷上限Vs，max，m3/s 气相负荷下限Vs，min，m3/s

操作弹性

0.011 0.026 0.07 0.035 1.13 0.005 5801 0.015 0.01 1.39 14.81 1.951.95 552.9 液沫夹带控制 漏液控制 0.020 2.74 0.84 3.26 12．对设计过程的评述和有关问题的讨论

12．1 筛板塔的特性讨论

筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有： 结构简单，易于加工，造价较低；

在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%； 踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔； 气体压降较小，约比泡罩塔低30%； 但也有一些缺点，即是：

小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液； 操作弹性相对较小。

本次设计中的物系是乙醇—水体系，故选用筛板塔。12．2 进料热状况的选取

本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。12．3 回流比的选取

一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.1~2.0倍。本次设计中，由于最小回流比比较大，故选用R1.1Rmin。12．4 理论塔板数的确定

理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。利用求得的精馏段操作线、提馏段操作线及q线，在操作线和平衡线间画梯级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板数为20块，进料板是第17块。12．5 操作温度的求解

本次设计中，为计算方便，均根据其组成选取泡点温度作为其操作温度。12．6 溢流方式的选择

本次设计中，由于塔径为1.4m，不超过2.0m，可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。12．7 筛板的流体力学验算结果讨论

本次设计中，气体通过每层塔板的压降：P552.9Pa0.7kPa； 液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；

液沫夹带：eV0.020kg液/kg气0.1kg液/kg气； 稳定系数：K1.95,且1.5K

2降液管内液层高度：0.136mHd(HThW)0.27m

综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。12．8 塔板负荷性能图结果讨论

由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图如图（c）所示，图中A

点为本次设计中精馏塔的操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作点并非最佳操作点，可能由于回流比取值较小导致的。

参考文献

[1] 杨祖荣，刘丽英，刘伟 化工原理（第二版）北京：化学工业出版社，2009 [2] 刘光启，马连湘，邢志有 化工物性算图手册 北京：化学工业出版社，2002 [3] 程能林 溶剂手册（第三版）北京：化学工业出版社，2002 [4] 贾绍义，柴诚敬 化工原理课程设计 天津：天津大学出版社，2002.8 [5] 林大钧，于传浩，杨静 化工制图 北京：高等教育出版社，2007.8 [6] 板式精馏塔的设计，太原理工大学化工学院：化工教研室

第三篇：乙醇-水分离过程连续精馏塔(直接加热)的设计

《化工原理》课程设计

乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计

3.乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计

(一)设计题目：

试设计一座乙醇-水连续精馏塔提纯乙醇。进精馏塔的料液含乙醇20%（质量分数，下同），其余为水；产品的乙醇含量不得低于94%；残液中乙醇含量不得高于0.3%；要求产品乙醇的年产量为2.1万吨/年。

(二)操作条件

1)塔顶压力 常压 2)进料热状态 自选

3)回流比 自选

4)塔底加热蒸气压力 0.5Mpa（表压）

(三)塔板类型

自选

(四)工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

(五)设计说明书的内容

1.设计内容

(1)流程和工艺条件的确定和说明(2)操作条件和基础数据(3)精馏塔的物料衡算；

(4)塔板数的确定；

(5)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；

(6)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；

(7)塔板主要工艺尺寸的计算；

(8)塔板的流体力学验算；

(9)塔板负荷性能图；

(10)主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、人孔等）

(11)塔板主要结构参数表

(12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。2.设计图纸要求：

1)绘制生产工艺流程图（A3号图纸）；

2)绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）。

目 录

1．设计方案的确定…………………………………………………………………1 2．操作条件和基础数据……………………………………………………………1

3．精馏塔的物料衡算………………………………………………………………1

3．1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率……………………………………1

3．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量………………………………1

3．3 物料衡算……………………………………………………………………2 4．塔板数的确定……………………………………………………………………2

4．1 理论板层数NT的求取…………………………………………………… 2 4．1．1 求最小回流比及操作回流比……………………………………… 2 4．1．2 求精馏塔的气、液相负荷………………………………………… 3 4．1．3 求操作线方程……………………………………………………… 3 4．1．4 图解法求理论板层数……………………………………………… 4

4．2 塔板效率的求取……………………………………………………………4

4．3 实际板层数的求取…………………………………………………………6 5．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算……………………………………6

5．1 操作压力计算………………………………………………………………6

5．2 操作温度计算………………………………………………………………6

5．3平均摩尔质量的计算………………………………………………………6

5．4平均密度的计算……………………………………………………………7 5．4．1 气相平均密度计算………………………………………………… 7 5．4．2 液相平均密度计算………………………………………………… 7

5．5 液体平均表面张力计算……………………………………………………8

5．6 液体平均粘度计算…………………………………………………………8 6．精馏塔的塔体工艺尺寸计算……………………………………………………9

6．1 塔径的计算…………………………………………………………………9 6．1．1 精馏段塔径的计算………………………………………………… 9 6．1．2 提馏段塔径的计算………………………………………………… 10

6．2 精馏塔有效高度的计算……………………………………………………10

6．3 精馏塔（板式塔）的高度计算……………………………………………10 7．塔板主要工艺尺寸的计算………………………………………………………11

7．1 溢流装置计算………………………………………………………………11 7．1．1 堰长lW……………………………………………………………… 11 7．1．2 溢流堰高度 hW …………………………………………………… 11 7．1．3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af……………………………………12 7．1．4 降液管底隙高度ho………………………………………………… 12

7．2 塔板布置……………………………………………………………………13 7．2．1 塔板的分块……………………………………………………………13 7．2．2 边缘区宽度确定………………………………………………………13 7．2．3 开孔区面积计算………………………………………………………13 7．2．4 筛孔计算及其排列……………………………………………………13 8．筛板的流体力学验算……………………………………………………………13

8．1 塔板降………………………………………………………………………14 8．1．1 干板阻力hc计算…………………………………………………… 14 8．1．2 气体通过液层的阻力hl计算…………………………………………14 8．1．3 液体表面张力的阻力hσ计算……………………………………… 14

8．2 液面落差……………………………………………………………………14

8．3 液沫夹带……………………………………………………………………15

8．4 漏液…………………………………………………………………………15

8．5 液泛…………………………………………………………………………15 9．塔板负荷性能图…………………………………………………………………16

9．1 漏液线………………………………………………………………………16

9．2 液沫夹带线…………………………………………………………………16

9．3 液相负荷下限线……………………………………………………………17

9．4 液相负荷上线线……………………………………………………………17

9．5 液泛线………………………………………………………………………18 10．主要工艺接管尺寸的计算和选取…………………………………………… 20

10．1 蒸汽出口管的管径计算……………………………………………………20

10．2 回流液管的管径计算………………………………………………………20

10．3 进料液管的管径计算………………………………………………………20

10．4 釜液排出管的管径计算……………………………………………………20

10．5 人孔相关尺寸的选取………………………………………………………21 11．塔板主要结构参数表……………………………………………………………21 12．设计过程的评述及有关问题的讨论……………………………………………22 参考文献…………………………………………………………………………… 25

设计计算

1．设计方案的确定

本设计任务为分离乙醇—水混合物提纯乙醇，采用连续精馏塔提纯流程。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入精馏塔内。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，回流比较大，故操作回流比取最小回流比的1.1倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2．操作条件和基础数据

进料中乙醇含量（质量分数）

wF0.20； 产品中乙醇含量（质量分数）

wD0.94； 塔釜中乙醇含量（质量分数）

wW0.003； 处理能力

GF10万吨/年； 塔顶操作压力

常压操作； 进料热状况

泡点进料； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算如下。

3．精馏塔的物料衡算

3．1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

乙醇的摩尔质量 MA46.07kg/kmol

水的摩尔质量 MB18.02kg/kmol

0.20/46.070.0890.20/46.070.80/18.020.94/46.07x0.860

D0.94/46.070.06/18.020.003/46.07xW0.0010.003/46.070.997/18.02xF3．2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.08946.07(10.089)18.0220.52kg/kmol

MD0.86046.07(10.860)18.0242.14kg/kmolMW0.00146.07(10.001)18.0218.05kg/kmol

3．3 物料衡算

每年300天，每天工作24小时，其处理量为10万吨/年

10104103/(30024)故原料液的处理量为 F676.85kmol/h

20.52总物料衡算 676.85DW

乙醇的物料衡算 676.850.0890.860D0.001W 联立解得 D69.34kmol/h

W607.51kmol/h

4．塔板数的确定

4．1 理论板层数NT的求取

4．1．1求最小回流比及操作回流比

【1】 乙醇-水是非理想物系，先根据乙醇-水平衡数据（见下表1），绘出平衡线，如图（a）所示，然后由a（0.860，0.860）点出发作平衡线的切线，由于是泡点进料，此切线与q线交于d点，d点坐标为（xq,yq）。

表1 乙醇-水平衡数据

液相中乙醇摩尔分数

0.0 0.01 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.14 0.18 0.20

气相中乙醇摩尔分数

0.0 0.11 0.175 0.273 0.34 0.392 0.43 0.482 0.513 0.525

液相中乙醇摩尔分数

0.25 0.30 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.894 0.95 1.0

气相中乙醇摩尔分数

0.551 0.575 0.614 0.657.0698 0.755 0.82 0.894 0.942 1.0 2

因为xqxF0.089，在图上读出yq0.336 于是 Rmin取操作回流比为

R1.1Rmin1.12.1242.336 4．1．2 求精馏塔的气、液相负荷

LRD2.33669.34161.98kmol/hV(R1)D(2.3361)69.34231.32kmol/hL'LF161.98676.85838.83kmol/hV'V231.32kmol/hxDyqyqxq0.8600.3362.124

0.3360.089

4．1．3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 yLD161.9869.34xxDx0.8600.700x0.258 VV231.32231.32提馏段操作线方程为

L''W838.83'607.51x0.0013.626x'0.0026

y'x'xWVV231.32231.32' 3

4．1．4 图解法求理论塔板数

采用图解法求理论板层数，如图（b）所示。

求解结果为：

总理论塔板数

NT20(包括再沸器)进料板位置

第17块板 4．2 塔板效率的求取 操作温度计算：

xD0.860由乙醇—水的气液两相平衡图【1】可查得组成分别为xF0.089的泡点温度：

x0.001W塔顶温度：tD78.5C进料板温度：tF86.5C 塔釜温度：t97.0CW由乙醇—水的气液两相平衡图可查得：

xA0.860塔顶：yA0.860 塔顶和塔釜的气液两相组成为：

xA0.001塔釜：yA0.042顶1.02查化工物性算图手册得：

15.2底则塔内相对挥发度：m顶底1.0215.23.94 全塔液体平均粘度的计算：

液相平均粘度的计算，即

lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD78.5C，查手册【2】得：

A0.45mPas

B0.36mPas

lgLDm0.860lg(0.45)0.140lg(0.36)

s 解出

LDm0.44mPa塔底液相平均粘度的计算

塔釜yA0.042

由tW97.0C，查手册【3】得：

【】

s A0.34mPs

B0.29mPa

lgLWm0.042lg(0.34)0.958lg(0.29)

s 解出

LWm0.29mPa则全塔液相平均粘度为

Lm(0.440.29)20.37mPs 故

mLm3.940.371.46mPs

查奥康内尔（o'connell）关联图【1】得： E045%

因为筛板塔全塔效率相对值为1.1【1】，故精馏塔的全塔效率为

E1.1E01.145%50% 4．3 实际板层数的求取

精馏段实际板层数

N精160.5032 提馏段实际板层数

N提40.508

5．精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

以精馏段为例进行计算。5．1 操作压力计算

.3kPa塔顶操作压力

PD101

每层塔板压降

P0.7kPa

进料板压力

PF101.30.732123.7kPa精馏段平均压力

Pm(101.3123.7)2112.5kPa 5．2 操作温度计算

从乙醇—水溶液的气液相平衡图【1】查得个点的泡点温度（近似看作是操作温度）为：

塔顶温度

tD78.5C

进料板温度

tF86.5C

精馏段平均温度为：tm(78.586.5)282.5C 5．3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算

由xDy10.860，查平衡曲线（见图（b）），得

x10.848

MVDm0.86046.07(10.860)18.0242.14kg/kmol

MLDm0.84846.07(10.848)18.0241.81kg/kmol进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图（b）），得

yF0.383

查平衡曲线（见图（b）），得

xF0.074

MVFm0.38346.07(10.383)18.0228.76kg/kmo l

MLFm0.07446.07(10.074)18.0220.10kg/kmo l精馏段平均摩尔质量

MVm(42.1428.76)235.45kg/kmo l

MLm(41.8120.10)230.96kg/kmo l5．4平均密度计算 5．4．1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即

VmPmMVm112.535.451.35kg/m

3RTm8.314(82.5273.15)5．4．2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即

1Lmaii 塔顶液相平均密度的计算 由tD78.5C，查手册【2】得

.0kg/m3

B972.7kg/m3

A611塔顶液相的质量分率

aA0.86046.07 0.9400.86046.070.14018.021624.9kg/m3

0.940611.00.060972.7

LDm进料板液相平均密度的计算 由tF86.5C，查手册【2】得

.0kg/m3

B967.6kg/m3

A605进料板液相的质量分率

aA0.07446.07 0.1700.07446.070.92618.021878.1kg/m3

0.170605.00.830967.6

LFm精馏段液相平均密度为

.9878.1)2751.5kg/m3

Lm(6245．5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即

Lmxii

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD78.5C，查手册【2】得

A17.3mN/m

B62.9mN/m

LDm0.86017.30.14062.923.7mN/m 进料板液相平均表面张力的计算 由tF86.5C，查手册得

A16.9mN/m

B61.4mN/m

LDm0.07416.90.92661.458.1mN/m 精馏段液相平均表面张力为

Lm(23.758.1)240.9mN/m 5．6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即

lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度的计算 由tD78.5C，查手册【2】得：

s

B0.36mPas

A0.45mPa

lgLDm0.860lg(0.45)0.140lg(0.36)

解出

LDm0.44mPas 进料板液相平均粘度的计算 由tF86.5C，查手册【3】得：

s

【】A0.40mPB0.33mPas 1

lgLFm0.074lg(0.40)0.926lg(0.33)

解出

LWm0.33mPas 精馏段液相平均粘度为

Lm(0.440.33)20.39mPas 6．精馏塔的塔体工艺尺寸计算

6．1 塔径的计算

6．1．1 精馏段的塔径计算 精馏段的气、液相体积流率为

VVMVms3600231.3235.45351.69m3/s

Vm36001.LLMLms3600161.9830.96.50.0019m3/s

Vm3600751由

uVmaxCL V式中C由式CC0.2【4】20L20计算，式中C20由图（史密斯关系图）查得，图的横坐标为

1LhLV0.00193600751.52hV1.6936001.350.027 取板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.06m，则

HThL0.400.060.34m

查图（史密斯关系图）【4】

得

C200.073



CC20L200.240.90.073200.20.084

umax0.084751.51.351.98m/s

1.35取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.981.39m/s

D4Vs41.691.24mu1.39

6．1．2 提馏段的塔径计算

提馏段塔径计算，所需数据可从相关手册【1，2，4】查得，计算方法同精馏段。计算结果为

D1.003m

比较精馏段与提馏段计算结果，两段的塔径相差不大，圆整塔径，取

D1.4m 塔截面积为

AT4D241.421.54m2

实际空塔气速为

uVs1.691.10m/s AT1.546．2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

（N精1）HT(321)0.412.4m

Z精提馏段有效高度为

（N提1）HT(81)0.42.8m

Z提故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提12.42.815.2m 6．3 精馏塔（板式塔）的塔高计算

实际塔板数

n40块；

进料板数

nF1块；

由于该设计中板式塔的塔径D1000mm，为安装、检修的需要，选取每8层塔板设置一个人孔【4】，故人孔数

np5； 进料板处板间距

HF0.5m； 设人孔处的板间距Hp0.6m；

为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距【4】，故选取塔顶间距

HD1.7HT1.70.400.68m； 塔底空间高度

HB1.2m【4】

【5】封头高度

H1375mm；

裙座高度

H21000mm。故精馏塔的总高度为

H(nnFnp1)HTnFHFnpHpHDHB2H1H(40151)0.4010.5050.600.681.2020.3751.00 20.33m7．塔板主要工艺尺寸的计算

7．1 溢流装置计算

因为塔径D1.4m，一般场合可选用单溢流弓形降液管【4】，采用凹形受液盘。各项计算如下： 7．1．1 堰长lW

取

lW0.66D0.661.40.92m 7．1．2 溢流堰高度hW 由

hWhLhOW

选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即

hOW2.84LhE 1000lW23近似取E=1，则

hOW2.84LhE1000lW232.840.00193600110000.92230.011m

取板上清液层高度

hL60mm

故

hWhLhOW0.060.0110.049m 7．1．3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.66 D【4】查图（弓形降液管的参数），得

AfAT0.072

Wd0.12 D故

Af0.072AT0.0721.540.11m2Wd0.12D0.121.40.17m

依式3600AfHTLh 【4】

验算液体在降液管中停留的时间，即

36000.110.4023.165s

0.00193600

3600AfHTLh故降液管设计合理。7．1．4 降液管底隙高度ho

h0Lh3600lWu0

取

u00.08m/s 则

h0Lh3600lWu00.001936000.026m

36000.920.08

hWh00.0490.0260.023m0.006m 故降液管底隙高度设计合理。

选用凹形受液盘，深度hW50mm 【4】

7．2 塔板布置 7．2．1 塔板的分块

【4】因为D800mm，故塔板采用分块式。查表（塔板分块数），D1400mm，则塔板分为4块。

7．2．2 边缘区宽度确定

取

WsWs0.07m，Wc0.035m 7．3．3 开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即

r2221xrxsin

Aa2180x rD1.4(WdWs)(0.170.07)0.46m 22D1.rWc0.0350.67m

22其中

x故

Aa2(0.460.670.467．2．4 筛孔计算及其排列

220.672180sin10.46)1.13m2 0.67本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

t3d03515mm 筛孔数目n为

n开孔率为

d0.005

0.90700.90710.1%

t0.015221.155Aa1.1551.135801个 22t0.015气体通过阀孔的气速为

u0Vs1.6914.81m/s A00.1011.138．筛板的流体力学验算

8．1 塔板压降

8．1．1 干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算，即

u0

hc0.051c02VL 【4】由d0531.67，查图（干筛孔的流量系数）得，c00.772

14.811.35故

hc0.0510.034m液柱

0.772751.528．1．2 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由下式计算，即

hlhLVs1.691.18m/sATAf1.540.1ua

F0uaV1.181.351.37kg12/(sm12)【4】查图（充气系数关联图）得：0.61

故

hlhL(hlhOW)0.61(0.0490.011)0.037m液柱 8．1．3 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算，即

4L440.91030.0044m液柱

hLgd0751.59.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hphchlhhp0.0340.0370.00440.075m液柱

气体通过每层塔板的压降为

PhpLg0.075751.59.81552.9Pa0.7kPa（设计允许值）8．2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（D1.4m2m）和液流量（Ls0.0019m3/s）均不大，故可以忽略液面落差的影响。

8．3 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

ua5.710eV

LHThfhf2.5hL2.50.060.15m63.25.71061.18故

eV40.91030.400.153.20.020kg液/kg气0.1kg液/kg气

故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。8．4 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min可由下式计算，即

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

4.40.772(0.00560.130.060.0044)751.51.35 7.60m/s实际孔速u014.81m/su0,min 稳定系数为

Ku0u0,min14.811.95 7.601.5K2故在本次设计中无明显漏液。8．5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即

Hd(HThW)

【4】乙醇—水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6，则

(HThW)0.6(0.400.049)0.27m 而

HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即



hd0.153(u0)20.153(0.08)20.001m液柱

Hd0.0750.060.0010.136m液柱0.136mHd(HThW)0.27m15

故在本次设计中不会发生液泛现象。

9．塔板负荷性能图

9．1 漏液线

由

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

u0,minVs,min A0

hLhWhOW

hOW得

Vs,min23Lh2.844.4C0A00.00560.13hWEhLVl1000W4.40.7720.1011.13232.843600Ls0.00560.130.04910.0044751.51.3510000.922.841000LhEl W23

0.092Ls整理得 Vs,min9.150.007623

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。

表2

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出漏液线1。9．2 液沫夹带线

以eV0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

0.0006

0.83

0.0015

0.86

0.0030

0.89

0.0045

0.92 5.710ua由

eVLHThf6 3.2 16

uaVsVs0.70Vs

ATAf1.540.11

hf2.5hL2.5(hWhOW)

hW0.049

hOW2.843600Ls110000.9223230.71Ls23

故

hf0.121.78Ls

233.2HThf0.281.78Ls

0.70Vs5.7106eV23340.9100.281.78Ls230.1

整理得 Vs3.1219.85Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。

表3

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出液沫夹带线2。9．3 液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准。则

hOW取E1，则

Ls,min0.00610002.8420.0006

2.98

0.0015

2.86

0.0030

2.71

0.0045

2.58 2.843600LsE1000lW230.006

0.920.0004m23/s 3600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9．4 液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即

AfHTLs4

故

Ls,maxAfHT40.110.400.011m3/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9．5 液泛线

令

Hd(HThW)

由

HdhphLhd;hphchlh;hlhL;hLhWhOW 联立得

HT(1)hW(1)hOWhchdh

忽略h，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

aVsbcLsdLs 式中

a0.051V2A0c0L 2223

bHT(1)hW

c0.153(lWh0)2

3600

d2.84103E(1)lW23

将有关的数据代入，得

a0.0511.350.012

0.1011.130.7722751.5

b0.60.40(0.60.611)0.0490.19

c0.153267.40

(0.920.026)22333600

d2.84101(10.61)0.92221.14

23故

0.012Vs0.19267.40Ls1.14Ls

或

Vs15.8322283.33Ls95.00Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。

表4

Ls,m3/s

Vs,m3/s

由上表数据即可作出液泛线5。

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图（c）所示。

2223

0.0006

3.89

0.0015

3.81

0.0030

3.72

0.0045

3.58

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由图（c）可查得

Vs,max2.74m3/s

Vs,min0.84m3/s 故操作弹性为

Vs,maxVs,min2.743.26 0.8410．主要工艺接管尺寸的计算和选取

10．1 蒸汽出口管的管直径计算

由于是常压精馏，允许气速为12.00~20.00m/s[6]，故选取uv16.00m/s，则

dv4Vs41.690.37m uv16.00圆整直径为dv3778mm 10．2 回流管的管径计算

冷凝器安装在塔顶，一般流速为0.20~0.50m/s[6]，故选取uD0.35m/s，则

dD4LsuD40.00190.083m

0.35圆整直径为dD894mm 10．3 进料管的管径计算

由于料液是由泵输送的，一般允许流速为1.50~2.50m/suF2.00m/s；

[6]，故选取进料管中料液的体积流量

FFMLFm676.8520.100.0043m3/s

3600LFm3600878.104FuF40.00430.052m

2.00故

dF圆整直径为dF573mm 10．4 釜液排出管的管径计算

釜液流出速度一般范围为0.50~1.00m/s[6]，故选取uW0.80m/s； 塔底平均摩尔质量计算

由x2xW0.001，得：MLWm0.00146.07(10.001)18.0218.05kg/kmol

塔底液相平均密度的计算 由tW97.0C，查手册【2】得

.0kg/m3

B960.5kg/m3

A599塔底液相的质量分率

aA0.04246.07 0.1010.04246.070.95818.021905.3kg/m3

0.101599.00.899960.LWm塔釜排液管的体积流量

WWMLWm607.5118.050.0034m3/s

3600LVm3600905.304WuW40.00340.074m

0.80故

dW圆整直径为dW894mm 10．5 人孔相关尺寸的选取

由于本次设计中塔径D1.4m1.0m，为安装、检修的需要，每隔八层塔板设置一个人孔，本次设计中实际塔板数有40块，故要设置5个人孔。本次设计，人孔的直径选取dR500mm，其伸出塔体的筒体长为220mm，并且设置人孔处的板间距为600mm。

11．塔板主要结构参数表

所设计筛板的主要结果汇总于表5。

表5 筛板塔设计计算结果参数表

序 号 2 3 4 5

项

目平均温度tm，℃平均压力Pm，kPa 气相流量Vs，（m3/s）液相流量Ls，（m3/s）

实际塔板数

数

值 82.5 112.5 1.69 0.0019 40 21 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

有效段高度Z，m 塔径D，m 板间距HT，m 溢流形式 降液管形式 堰长lW，m 堰高hW，m 板上液层高度hL，m 堰上液层高度hOW，m 降液管底隙高度，m 安定区宽度Ws，m 边缘区宽度Wc，m 开孔区面积Aa，m2 筛孔直径d0，m 筛孔数目n 孔中心距t，m 开孔率φ，% 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数 每层塔板压降P，Pa

负荷上限

负荷下限液沫夹带eV，（kg液/kg气）

气相负荷上限Vs，max，m3/s 气相负荷下限Vs，min，m3/s

操作弹性

15.2 1.4 0.40 单溢流 弓形 0.92 0.049 0.06 0.011 0.026 0.07 0.035 1.13 0.005 5801 0.015 0.01 1.39 14.81 1.951.95 552.9 液沫夹带控制 漏液控制 0.020 2.74 0.84 3.26 12．对设计过程的评述和有关问题的讨论

12．1 筛板塔的特性讨论

筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有： 结构简单，易于加工，造价较低；

在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%~40%； 踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔； 气体压降较小，约比泡罩塔低30%； 但也有一些缺点，即是：

小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液； 操作弹性相对较小。

本次设计中的物系是乙醇—水体系，故选用筛板塔。12．2 进料热状况的选取

本次设计中选用泡点进料，原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季节气温的影响。12．3 回流比的选取

一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.1~2.0倍。本次设计中，由于最小回流比比较大，故选用R1.1Rmin。12．4 理论塔板数的确定

理论塔板数的确定有多种方法，本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。利用求得的精馏段操作线、提馏段操作线及q线，在操作线和平衡线间画梯级得出理论塔板数，由此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板数为20块，进料板是第17块。12．5 操作温度的求解

本次设计中，为计算方便，均根据其组成选取泡点温度作为其操作温度。12．6 溢流方式的选择

本次设计中，由于塔径为1.4m，不超过2.0m，可选用单溢流弓形降液管，此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。12．7 筛板的流体力学验算结果讨论

本次设计中，气体通过每层塔板的压降：P552.9Pa0.7kPa； 液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；

液沫夹带：eV0.020kg液/kg气0.1kg液/kg气； 稳定系数：K1.95,且1.5K

2降液管内液层高度：0.136mHd(HThW)0.27m

综上数据表明，本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、液沫夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。12．8 塔板负荷性能图结果讨论

由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图如图（c）所示，图中A点为本次设计中精馏塔的操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作点并非最佳操作点，可能由于回流比取值较小导致的。

参考文献

[1] 杨祖荣，刘丽英，刘伟 化工原理（第二版）北京：化学工业出版社，2009 [2] 刘光启，马连湘，邢志有 化工物性算图手册 北京：化学工业出版社，2002 [3] 程能林 溶剂手册（第三版）北京：化学工业出版社，2002 [4] 贾绍义，柴诚敬 化工原理课程设计 天津：天津大学出版社，2002.8 [5] 林大钧，于传浩，杨静 化工制图 北京：高等教育出版社，2007.8 [6] 板式精馏塔的设计，太原理工大学化工学院：化工教研室

第四篇：板中2018年世界水日活动总结

板桥中学2018年世界水日、中国水周

活动总结

2018年3月22日是第二十六届“世界水日”，3月22日-3月28日是第三十一届“中国水周”。本次活动的宣传主题为“借自然之力，护绿水青山”。为了组织好今年“世界水日”、“中国水周”宣传活动，学校本着结合实际，注重实效，广泛宣传，扩大影响的原则，按照教育局关于组织开展2017年“世界水日”和“中国水周”宣传活动的工作部署，围绕 “世界水日”和“中国水周”宣传主题，开展了以下工作：

一、领导重视，制定方案

我校领导高度重视“世界水日”和“中国水周”宣传活动。在工作安排时将该宣传活动纳入我校三月份的重点工作，专门作出了部署，为“世界水日”、“中国水周”宣传活动的顺利开展创造了必要条件。

二、形式多样，广泛宣传

在学校领导的组织指挥和亲自参与下，我校根据制定的“世界水日”“中国水周”宣传活动方案安排，结合自身特点深入广泛地开展了形式多样的宣传学习活动。

（一）3月22日“世界水日”当天，学校利用国旗下讲话进行教育，号召大家节约用水，合理用水，把用水的正确观念深入学生心中，同时也号召大家在家庭中广泛宣传，通过“小手拉大手”的方式影响家庭，带动身边人加入到保护和节约水资源的行列中来。

（二）“中国水周”期间，全体教师以《中华人民共和国水法》、《中华人民共和国水土保持法》及《中华人民共和国行政强制法》为重点，认真学习了相关的法律法规。

（三）结合世界水日开展了一次绘画比赛和手抄报比赛，并对获奖的同学进行发奖，通过活动的开展，进一步增强了学生环境保护的意识。

（四）各班以节约用水为主题出了一期班刊，学校进行了检查和评比。

三、活动效果

我校通过在世界水日期间开展丰富多彩的环境教育活动，使学生受到了潜移默化的教育，懂得了惜水、节水的重要性，懂得了保护水资源、节约用水要从自己做起，从身边的点滴做起。使“世界水日”真正走进了学生心中，根植下爱护水、珍惜水、节约用水的意识。通过此次“世界水日”宣传活动，起到以一个孩子带动一个家庭的推动作用，让每个孩子、每位教师、每个家庭牢固树立节水意识，并在日常生活中做到合理用水，保护水资源，为保护我们共有的家园做出自己的贡献。

2018年3月28日

第五篇：学习习近平板电脑时代来临,新华书店试水多元化经营

学习习近平板电脑智能化教育时代来临，新华书店试水多元化经营-------将最好的教育产品普及给山东学子

--专访山东新华书店集团董事长李峰

在互联网技术飞速发展的今天，人们网上阅读和购书的习惯对传统书业带来了新的挑战。如何进行产业结构调整、实施多元化发展战略，已成为全国新华书店系统深入思考和实践的课题。在智能化教育时代的市场探索中，新华书店如何将多元化经营的触手成功延伸到智能教育的领域？当前，山东新华书店集团创新多元化经营模式，与太奇教育集团开展深度战略合作，共同推出智能化学习系统——太奇奇记本，推动教育信息化智能化发展，探索出一条升级转型之路。

多元化经营 打造城市文化综合体

近年来，出版发行业融入资本市场的步伐加快，跨区域、跨业态分化重组加速，传统书业竞争手段升级。山东新华书店集团作为山东省委、省政府重点扶持的大型文化企业，是山东省规模最大的图书音像发行商和渠道运营商。山东新华书店集团围绕大文化产业确立了“一体两翼、同心多圆”的发展战略，通过与战略合作伙伴强强联合，在强化发行主业竞争力的基础上，打造一种全新的关联性、规模化、复合型赢利模式，不断提升市场掌控力、资本吸附力和文化影响力。据山东新华书店集团董事长李峰介绍：“面对信息时代的挑战，新华书店主动适应新形势，以解放思路、转变观念为核心，转方式，调结构，创新经营模式，这是市场竞争的必然选择。在新形势面前，山东新华书店集团一方面坚持做好图书发行主业，在巩固市场的基础上努力做大做强；另一方面依托新华书店品牌和资源，以市场为导向，不断拓宽经营思路，开创了项目丰富、形式多样、亮点纷呈的多元化经营局面。全省各级新华书店把自身优势和市场需求有机结合起来，积极探索多元化发展的新途径。”

据悉，山东新华书店集团计划在全省打造3-5个城市文化综合体，即以文化消费为核心内容，创建购物、健身、娱乐、休闲等相互依存、相互助益的综合体。李峰认为：“实体书店要做好，就要做好文化的延伸，不仅仅局限在售书上，而是根据市场发展变化逐渐调整运营模式，将体验和休闲的功能发挥出来，将书城变成一个集购物、休闲于一体的大型文化MALL，给人们提供一个文化漫游的场所，真正满足读者在书店里的一站式需求，将书店打造成为城市文化综合体。”

智能化时代 为学子普及最好的教育产品

在教育辅导消费市场上，各种产品和服务的种类很多，随着互联网的发展和移动时代的到来，形形色色的智能化教育产品不断问世，作为一直与教育消费市场有着“亲密接触”的新华书店，面临的实际任务就是如何在实体渠道层面更好地承接这个智能教育时代。

“新华书店作为党和政府的思想文化宣传阵地，肩负着服务学生、服务教育的社会使命，一直致力于为全省学子提供优质的教育辅导资源与服务，多年来始终扮演着教育信息传播者的角色，从纸质书籍到音像制品，再到电子辞典和电子学习机，直到今天的学习类平板电脑，新华书店无不首当其冲，将最好的教育产品普及给广大读者和学生。”山东新华书店集团董事长李峰说到。

多年以来，多元化经营一直是山东新华书店集团非常重视的。据李峰介绍，山东新华书店集团为此组建了相关团队，科学制定市场考核机制，跟各种优质的合作伙伴联手，站在普及新时代教育产品的最前沿。在多元化经营实施过程中，选择合作伙伴和项目的时候，新华书店本身也有自己的标准来考核遴选。李峰说：“什么类型的企业才能做出真正系统智能化的产品？毋庸置疑是真正走在教育最前沿的教育厂商。教育讲究的不是“拿来主义”，只有真正懂教育的合作伙伴，才能研究出对学生学习有切实帮助的产品。其次，智能教育产品要与目前移动互联的趋势结合，我们也要讲求与时俱进，这里主要是考虑产品内容的实时更新和信息的互通，教育是要讲方法、讲理念的，我们会考察合作伙伴的教育理念是不是最新、最前沿的？教育方法是不是最高效、最有用的？这些特别重要。另外，我们虽然是在教育方面有一些经验，但是我们毕竟是做渠道运营的，在产品软硬件的把关上，我们会借助一些更加权威机构来帮助认定，例如教育部门相关单位的认证，产品硬件和服务方面的认证和保障，这些层面我们都会严格把关。最后一点，我们山东新华书店选取的合作伙伴都是行业内的领军品牌，这样也符合我们的经营定位。最近，我们刚刚签约了一个战略合作伙伴——来自北京的太奇教育集团，他们推出的全智能学习习近平板——奇记本，实践了最新快速记忆原理，可以培养孩子自主学习能力，家长可以更放心。这就符合我们引进的需求，我们也已经在全省各个门店中推广，效果很不错，产品也 经得起考验。所以，我们山东新华书店特别欢迎类似的优质合作伙伴跟我们携手合作，能够真正为山东学子带来帮助。