乙醇-水分离过程连续精馏塔的设计（推荐五篇）

第一篇：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

第二篇：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

第三篇：分离食盐和水教学设计

教学过程

一、情境导入

出示上节课留下的浓盐水，为什么杯底有盐呢？

（预设学生行为：一定量的水不能限地溶解食盐，有的食盐不能完全溶解。）

设计意图：既复习上节课100ml水能溶解多少克食盐所学内容，又能引出本课的学习。

二、科学探究

1.提出问题：有办法让这些食盐继续溶解吗？（加水搅拌）2.预测推理

（1）烧杯中的食盐完全溶解后贴上标记，放在窗台上，会怎样呢？（水会蒸发，食盐还会出现在杯底。）

（2）还有办法让食盐从水中分离出来吗？（加热水就会蒸发得快）

设计意图：结合学生的生活经验及前面所学知识体验溶解在水中的食盐还能结晶析出。3.实验操作

（1）认识酒精灯的构造 幻灯片出示酒精灯构造图（2）酒精灯的规范安全使用

讲解并指导学生小组合作，按要求操作：平稳取放、从容点燃、外焰加热、安全熄灭（学生对酒精灯非常有兴趣，但是点燃、熄灭酒精灯时会有个别学生会害怕，讲解细致耐心，小组同学会互相激励，互相纠正使用时出现的问题，指导到位，帮助学生削除对火的恐惧）

（3）用蒸发皿加热浓盐水

给每组学生发放盛浓盐水的蒸发皿，用酒精灯加热，要注意观察现象，也要注意安全，不要凑得太近，避免溅出物烫伤

（加热过程中学生会比较认真地观察到水的蒸发和食盐颗粒的析出，会很兴奋）加热时的安全是要随时关注的 4.得出结论

蒸发皿里的水分消失停止加热，观察蒸发皿里的物质是什么，与食盐颗粒对比（学生很容易得出结论，蒸发皿里的物质是食盐，学生会很有成就感）

三、总结收获，拓展延伸

通过加热蒸发浓盐水，我们发现溶解在水里的食盐不能通过自行沉降和过滤的方法分离，却能用蒸发的方法从水中分离出来。

（学生对溶解的概念会有更完整的理解。学生经历了探究的全过程，总结水到渠成）幻灯片出示人们晒盐的图片及文字资料，拓展本课所学知识。

第四篇：精馏塔设计心得体会

3、设计心得

通过本次设计，让自己进一步对精馏塔的认识加深，体会到课程设计是我们所学专业课程知识的综合应用的实践训练，也深深感受到做一件事，要做好是那么的不容易。

在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完成了自己的课程设计。其中的设计评述、塔板结构与选型参考课本上的模板。在此次设计中虽然自己做了近两周时间,深深体会到计算时的繁锁。首先是对塔的操作压强认识不足，在老师的帮助下自己很快的解决了。其次是再计算时有许多是根据老师指定数据来算的如：塔板间距、上液层高度、加热蒸汽压强，质量流量等，这些对于我们这些只学了一些简单的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺要求。再次，虽然，自己经过很长时间来完成自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下”。再完成设计内容后那就是选择工艺流程图，然而自己对工艺流程图的绘制却不知无从下手。最后，工艺流程是自己在结合书本上和老师给的参考图形，根据我们的设计要求选择了这个工艺流程。在确定此次工艺流程图之后，自己也用CAD画一遍花了一天的时间把工艺流程图画完。也感觉到自己CAD的不行，以后要花时间来练习。

短短的几周课程设计，使我发现了自己所掌握的知识是真正如此的缺乏，自己综合应用所学的专业知识能力是如此的不足，几年来的学习了那么多的课程，今天才知道自己并不会灵活综合应用，在今后一定要不断加强。并庆幸自己能有此次的工程设计训练，虽然是有点苦，但让我学习到了很多知识，也进一步的强化了自己所学的专业知识。相信此次课程设计训练对自己的今后工作都会有一定的帮助。最后，也感谢老师给我们的帮助，给予我们这次锻炼的宝贵机会。

4.参考文献

1．夏清, 陈常贵.化工原理(上,下)[M], 天津大学出版社, 2005

2．申迎华, 郝晓刚.化工原理课程设计[M], 化学工业出版社, 2009

3．贾绍义, 柴诚敬.化工原理课程设计[M], 天津大学出版社, 2002

4．王红林, 陈砺.化工设计[M], 华南理工大学出版社, 2001

第五篇：精馏塔设计心得体会

精馏塔设计心得体会

041140404 谢恒

通过本门课程设计，以下能力得到了较大的提高：

1、了解了筛板精馏塔的分离原理原理，以及筛板精馏塔的使用的注意事项。

2、培养具有综合应用相关知识来解决测试问题的基础理论；

3、培养在实践中研究问题，分析问题和解决问题的能力； 我们必须坚持理论联系实际的思想，以实践证实理论，从实践中加深对理论知识的理解和掌握。实验是我们快速认识和掌握理论知识的一条重要途径。

我们认为，在这学期的实验中，在收获知识的同时，还收获了阅历，收获了成熟，在此过程中，我们通过查找大量资料，请教老师，以及不懈的努力，不仅培养了独立思考、动手操作的能力，在各种其它能力上也都有了提高。更重要的是，在实验课上，我们学会了很多学习的方法。而这是日后最实用的，真的是受益匪浅。要面对社会的挑战，只有不断的学习、实践，再学习、再实践。

在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完成了自己的课程设计。其中的设计评述、塔板结构与选型参考课本上的模板。在此次设计中虽然自己做了近两周时间,深深体会到计算时的繁锁。首先是对塔的操作压强认识不足，在老师的帮助下自己很快的解决了。其次是再计算时有许多是根据老师指定数据来算的如：塔板间距、上液层高度、加热蒸汽压

强，质量流量等，这些对于我们这些只学了一些简单的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺要求。

虽然，自己经过很长时间来完成自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下”。再完成设计内容后那就是选择工艺流程图，然而自己对工艺流程图的绘制却不知无从下手。最后，工艺流程是自己在结合书本上和老师给的参考图形，根据我们的设计要求选择了这个工艺流程。在确定此次工艺流程图之后，自己也用CAD画一遍花了一天的时间把工艺流程图画完。也感觉到自己CAD的不行，以后要花时间来练习。