《化⼯原理》课程设计任务书⼀、设计题⽬
⼄醇-⽔溶液连续板式精馏塔设计。⼆、任务要求
1、设计⼀连续板式精馏塔⼀分离⼄醇和⽔，具体⼯艺参数如下：(1)原料⼄醇含量：质量分率=29%(2)原料处理量：质量流量=10.8t/h(3)摩尔分率Xd=0.82;Xw=0.02
2、⼯艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=（1.2～2）Rmin。三、设备形式筛板塔四、设计⼯作⽇
每年330天,每天24⼩时连续运⾏六、主要内容
1.确定全套精馏装置的流程，汇出流程⽰意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2.精馏塔的⼯艺计算与结构设计：
（1）.物料衡算确定理论板数和实际板数；（2）.计算塔径并圆整；（3）.确定塔板和降液管结构；
（4）.流体⼒学校核，并对特定板的结构进⾏个别调整；（5）.全塔优化，要求操作弹性⼤于2。3.计算塔⾼。
4.估算冷却⽔⽤量和冷凝器的换热⾯积、⽔蒸⽓⽤量和再沸器换热⾯积。5.绘制塔板结构图。6.列出设计参数表。第⼀章设计概述
1.1塔设备在化⼯⽣产中的作⽤与地位
塔设备是是化⼯、⽯油化⼯和炼油等⽣产中最重要的设备之⼀。它可使⽓液或液液两相间进⾏紧密接触，达到相际传质及传热的⽬的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，⼯业⽓体的冷却与回收、⽓体的湿法净制和⼲燥以及兼有⽓液两相传质和传热的增湿、减湿等。
在化⼯、⽯油化⼯、炼油⼚中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个⽅⾯都有重⼤影响。塔设备的设计和研究受到化⼯炼油等⾏业的极⼤重视。1.2塔设备的分类
塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满⾜各⽅⾯的特殊需要，为研究和⽐较的⽅便，⼈们从不同的⾓度对塔设
备进⾏分类，按操作压⼒分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和⼲燥塔；按形成相际界⾯的⽅式分为具有固定相界⾯的塔和流动过程中形成相界⾯的塔，长期以来，⼈们最长⽤的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两⼤类。1.3板式塔
板式塔是分级接触型⽓液传质设备，种类繁多，根据⽬前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。1.3.1泡罩塔
泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使⽤的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有⼀下优点：（1）.操作弹性⼤（2）.⽆泄漏（3）.液⽓⽐范围⼤
（4）.不易堵塞，能适应多种介质
泡罩塔的不⾜之处在于结构复杂、造价⾼、安装维修⽅便以及⽓相压⼒降较⼤。1.3.2筛板塔
筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进⾏了⼤量⼯业规模的研究，形成了较完善的设计⽅法，与泡罩塔相⽐，具有以下的优点：（1）.⽣产能⼒⼤（提⾼20％－40％）（2）.塔板效率⾼（提⾼10％－15％）
（3）.压⼒降低（降低30％－50％），⽽且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装维修都⽐较容易[1]。1.3.3浮阀塔
20世纪50年代起，浮阀塔板已⼤量的⽤于⼯业⽣产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以⼴泛的应⽤，是由于它具有以下优点：（1）.处理能⼒⼤（2）.操作弹性⼤（3）.塔板效率⾼（4）.压⼒降⼩
其缺点是阀孔易磨损，阀⽚易脱落。
浮阀的形式有很多，⽬前常⽤的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造⽅便，节省材料，性能良好。F1型浮阀⼜分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的⽂丘⾥型，以减⼩⽓体通过塔板的压强降，阀⽚除腿部相应加长外，其余结构尺⼨与F1型轻阀⽆异，V-4型阀适⽤于减压系统。第⼆章设计⽅案的确定及流程说明2.1 塔型选择
根据⽣产任务，若按年⼯作⽇300天，每天开动设备24⼩时计算，产品流量为10.8t/h，由于产品粘度较⼩，流量较⼤，为减少造价，降低⽣产过程中压降和塔板液⾯落差的影响，提⾼⽣产效率，选⽤筛板塔。2.2 操作流程
⼄醇——⽔溶液经预热⾄泡点后，⽤泵送⼊精馏塔。塔顶上升蒸⽓采⽤全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送⾄贮槽。塔釜采⽤间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送⼊贮槽。
精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量⾃塔釜输⼊，物料在塔内经多次部分⽓化与部分冷凝进⾏精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带⾛。
⼄醇—⽔混合液原料经预热器加热到泡点温度后送⼊精馏塔进料板，在进料板上与⾃塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流⼊塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进⾏热和质的传递过程。
流程⽰意图如下图
图1：精馏装置流程⽰意图第三章 塔的⼯艺计算
3.1查阅⽂献，整理有关物性数据（1）⽔和⼄醇的物理性质表3—1：⽔和⼄醇的物理性质名称分⼦式
相对分⼦质量 密度 20℃ 3/kg m沸 点 101.33kPa℃
⽐热容 (20℃) Kg/(kg .℃)黏度 (20℃)mPa.s 导热系数
(20℃) ω/(m .℃) 表⾯ 张⼒3
σ?10 (20℃) N/m⽔2H O
18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8 ⼄醇 25C H OH46.0778978.32.39
1.150.17222.8
（2）常压下⼄醇和⽔的⽓液平衡数据，见表3—2表3—2 ⼄醇—⽔系统t —x —y 数据沸点t/℃⼄醇摩尔数/%沸点t/℃
⼄醇摩尔数/% ⽓相 液相
⽓相 液相 99.9 0.004 0.053 82 27.3 56.44 99.8 0.04 0.51 81.3 33.24 58.78 99.7 0.05 0.77 80.6 42.09 62.22 99.5 0.12 1.5780.1 48.92 64.70 99.2 0.23 2.90 79.85 52.68 66.28 99.0 0.31 3.725 79.5 61.02 70.29 98.75 0.39 4.51 79.2 65.64 72.71 97.650.79 8.76 78.95 68.92 74.69 95.8 1.61 16.34 78.75 72.36 76.93 91.3 4.16 29.92 78.6 75.99 79.26 87.9 7.41 39.16 78.4 79.8281.83 85.2 12.64 47.49 78.27 83.87 84.91 83.75 17.41 51.67 78.2 85.97 86.40 82.3 25.75 55.74 78.15 89.41 89.41⼄醇相对分⼦质量：46；⽔相对分⼦质量：18 3.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数138.018/71.046/29.046/29.0=+=F x 02.0=W x
3.1.2平均摩尔质量
M F =0.138?46+（1-0.138）?18=21.86 kg/kmol
M D = 0.82?46+ (1-0.82) ?18=40.96kg/kmol M W =0.02?46+（1-0.02）?18=18.56kg/kmol3.2全塔物料衡算
总物料衡算 D+W=F+S （1）
易挥发组分物料衡算 F F x = D D x + W χW （2）恒摩尔流假设 S=V=(R+1)D (3） 通过由RMIN 专⽤计算程序知 Rmin=1.082由⼯艺条件决定R=1.85Rmin=1.08?1.85=2
F=10.8?103/21.86=494.1kmol/h 联⽴上式（1）、（2）、(3)得：S=203.4kmol/h W=629.7kmol/h D=67.8kmol/h3.3塔板数的确定
3.3.1理论塔板数T N 的求取
根据⼄醇——⽔⽓液平衡表1-6，作图图2：⼄醇——⽔⽓液平衡图138
.0=F x 82.0=D x
由图可知总理论板数为15，第⼗三块板为进料板，精馏段理论板数为12，提留段理论板数为3（包括蒸馏釜） 3.3.2全塔效率的估算
⽤奥康奈尔法('O conenell )对全塔效率进⾏估算： 根据⼄醇~⽔体系的相平衡数据可以查得：82.01==D x y 798.01=x c t d 04.78= (塔顶第⼀块板) 485.013=y 138.013=x c t f 0.984= (加料板)107.015=y 01.015=x c t w 07.29= (塔底) 由相平衡⽅程式1(1)x y x αα=+-可得(1)(1)y x x y α-=-因此可以求得：86.11;8.85;15.116151===ααα全塔的相对平均挥发度：
（1） 精馏段：0.628.8515.1151=?==ααα （2） 提馏段：35.886.118.851615/=?==ααα 全塔的平均温度：（1） 精馏段：c t t t fd m 0.7812=+=（2） 提馏段：c t t t fw m 0/1.912=+=
在81.7c 0时，根据上图知对应的X=0.297，由《化⼯原理》课本附录⼗⼀（⽔在不同温度下的黏度表）查得s Pa ?=m 348.0⽔µ，由附录⼗⼆（液体黏度共线图）查得
s Pa ?=m 40.0⼄醇µ（图中，⼄醇的X=10.5，Y=13.8）。
在91.1c 0时，根据上图知对应的X /=0.044，由《化⼯原理》课本附录⼗⼀（⽔在不同温度下的黏度表）查得s Pa ?=m 313.0⽔µ，由附录⼗⼆（液体黏度共线图）查得
s Pa ?=m 37.0⼄醇µ（图中，⼄醇的X=10.5，Y=13.8）。因为L i Li x µµ=∑ 所以，平均黏度：
（1） 精馏段：s mPa L ?=?-+?=363.0348.0)297.01(40.0297.0µ （2） 提馏段：s mPa L ?=?-+?=316.0313.0)044.01(37.0044.0/
µ ⽤奥康奈尔法('O conenell )计算全塔效率：1.1)(49.0245.0??=-L T E αµ
（1） 精馏段：%.7541.1)363.060.2(49.0245.0==-T E （2） 提馏段：%.5421.1)316.05.38(49.0245.0/==-T E3.3.3实际塔板数实际塔板数T TP E N N =
（1） 精馏段：94.21%.754/12==P N ，取整22块，考虑安全系数加⼀块为23块。
（2） 提馏段：6.07%.542/3==P N ，取整8块，考虑安全系数加⼀块，为9块。
故进料板为第24块，实际总板数为31块。第四章 精馏塔主题尺⼨的计算4.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量4.1.1 精馏段的汽液体积流量
整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知：
液相平均摩尔质量：M=(21.86+40.34)/2=31.1kg/Kmol 液相平均温度：t m =(t f +t d )/2=(84.9+78.4)/2=81.7℃表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第⼀块板)摩尔分数x f =0.138
y 1=x D =0.82 y f =0.485 x 1=0.798 摩尔质量//kg kmolM lf =21.86
M Lf =40.34 M vf =31.58M vl =40.96温度/℃84.978.4
在平均温度下查得23233971.1/,735/H O CH CH OH kg m kg m ρρ== 液相平均密度为：32
2''11LmLmLmCH CH OHH Ox x ρρρ-=+
其中，平均质量分数x 'lm =(0.29+0.91)/2=0.6 所以，ρlm =814.23/kgm
精馏段的液相负荷L=RD=2×67.8=135.6Kmol/hLn=LM/ρlm =135.6×31.1/814.2=5.183/mh
由RT M m nRT ==PV RT RT V mPM ρ== 所以RTPM
=ρ 精馏段塔顶压强 KPa .3105.31014P =+=? 若取单板压降为0.7, 则进料板压强 .4KPa 12123.70P P D F =?+=⽓相平均压强 KPa P P F 35.11324
.1213.1052P m =+=+=? ⽓相平均摩尔质量 7.23626.9408.531M vm =+=⽓相平均密度 493.1)2737.81(314.827.364.121vm =+??==
RT PM vm ρ 汽相负荷 V=（R+1)D=67.8×3=203.4s m VM vmvm
n /3.4941493.127
.364.203V 3=?==ρ
精馏段的负荷列于表4。表4 精馏段的汽液相负荷名称
汽相 液相 平均摩尔质量//kg kmol36.27 31.1 平均密度/3/kg m 1.493814.2体积流量/3/m h
4941.3(1.3733/m s )
5.18(0.001443/m s )
4.1.2 提馏段的汽液体积流量
整理提馏段的已知数据列于表5，采⽤与精馏段相同的计算⽅法可以得到提馏段的负荷，结果列于表6。表5 提馏段的已知数据位置塔釜进料板质量分数
x w'=0.025 x f '=0.29 y w '=0.234y f '=0.706 摩尔分数
X w =0.01 X f =0.138 Y w =0.107Y f =0.485
摩尔质量//kg kmol M lv =18.28 M Lf =21.86 M l v =21.0M vf=31.58温度/℃97.284.9
表6 提馏段的汽液相负荷名称
液相 汽相 平均摩尔质量//kg kmol
20.07 26.29 平均密度/3/kg m 918.51.079体积流量/3/m h
13.76(0.003823/m s )
4955.9(1.3773/m s )
4.2 塔径的计算
由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不⼤，为便于制造，我们取两段的塔径相等。有以上的计算结果可以知道：汽塔的平均蒸汽流量：s m V V s STsj /375.12377.1373.12V 3=+=+=
汽塔的平均液相流量：Ls=s m L STsj /00263.0200382.000144.02L 3=+=+
汽塔的汽相平均密度： 3/286.12079.1493.12m Kg vivj v =+=+=ρρρ
汽塔的液相平均密度：3/35.8662
5
.9182.8142m Kg ljlj L =+=+=ρρρ
塔径可以由下⾯的公式给出： 4SV D uπ=
由于适宜的空塔⽓速max (0.6~0.8)u u =，因此，需先计算出最⼤允许⽓速max u 。max L VVu C
ρρρ-= 取塔板间距0.4T H m =，板上液层⾼度1600.06h mm m ==，那么分离空间：10.40.060.34T H h m -=-=功能参数：0496.0286
.135.866375.100263.0L =?=V L S S V ρρ 从史密斯关联图
查得：C 20=0.074，由于0.220()20C C σ
=，需先求平均表⾯张⼒：1——⼄醇 2——⽔
塔顶: m mN /.3181=σ m mN /.0622=σ m mN mD /8.0410.62)798.01(3.18798.0=?-+?=σ进料板：1σ=17.7mN/m 2σ=61.0mN/m
m mN F /02.550.61)138.01(7.17138.0m =?-+?=σ 塔底： 1σ=17.0mN/m 2σ=59.0mN/m m mN W /58.580.59)01.01(0.1701.0m=?-+?=σ
精馏段液相平均表⾯张⼒ m mN m /08.41202.5513.27'=+=σ
提馏段液相平均表⾯张⼒ m N /56.80m 258.5855.02\"m =+=σ
全塔液相平均表⾯张⼒ m mN /1.94638
.5582.0553.127=++=σC=0.074×(201.946)0.2=0.0878m a x L V Vu C
ρρρ-==0.0878×s m /277.286.2186
.215.3866=- u=0.7×2.277=1.594m/s 4S V D u π==594.14.13375
.14??=1.05m 根据塔径系列尺⼨圆整为D=1000mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： U j =1.754121.3774D V 42
SJ =??=ππ 提馏段的上升蒸汽速度为： Ui=1.752121.375
4D V 42ST =??=?ππ 安全系数：max J
U U =2.2771.754=0.770m a x T U U =.2772.752
1=0.769 max T U U 和maxT U U
均在0.6--0.8之间，符合要求。 4.3 塔⾼的计算塔的⾼度可以由下式计算：(2)P T
T F W Z H N S H S H H H =+--+++ P H --塔顶空间（不包括头盖部分） T H --板间距 N---实际板数 S---⼈孔数F H --进料板出板间距
w H --塔底空间（不包括底盖部分）
已知实际塔板数为N=31块，板间距0.4T H m =由于料液较清洁，⽆需经常清洗，可取每隔8块板设⼀个⼈孔，则⼈孔的数⽬S为：387.21831≈=-=
S 个 取⼈孔两板之间的间距0.6T H m =，则塔顶空间m 1.2H P =，塔底空间 2.5W H m =，进料板空间⾼度m 8.0H F =，那么，全塔⾼度：
m 7.165.28.06.034.0)3231(.21Z =++?+?--+=4.4. 塔板结构尺⼨的确定
由于塔径⼤于800mm ，所以采⽤单溢流型分块式塔板。 取⽆效边缘区宽度40C W mm =，破沫区宽度70S W mm =， 查得 堰长mm L w 650= ⼸形溢流管宽度mm d 120W = ⼸形降液管⾯积20534.0A m f = 降液管⾯积与塔截⾯积之⽐ %8.6A =Tf A
堰长与塔径之⽐50.60DL W
= 降液管的体积与液相流量之⽐τ，即液体在降液管中停留时间⼀般应⼤于5s 液体在精馏段降液管内的停留时间s s L H STT
f 583.1400144.04
.00534.0A >=?==τ 符合要求
液体在精馏段降液管内的停留时间 S S L H STT
f 559.500382.04
.00534.0A >=?==τ 符合要求4.5 ⼸形降液管
采⽤平直堰，堰⾼1w ow h h h =-L h --板上液层深度，⼀般不宜超过60--70mm ow h --堰上液流⾼度堰上的液流⾼度可根据Francis 公式计算ow h =32)L
E(0284.00w s LE--液体的收缩系数
S L --液相的体积流量 w L --堰长精馏段
ow h =E 113.00)5.605.18E(0284.0032= 由65.0DL W=
21.1565.018.5)(L 5,25.2==w s L 查⼿册知 E=1.04 则ow h =0.00113×1.04=0.0118m w L =0.06-0.0118=0.0482m
降液管底部离塔板距离0h ,考虑液封，取0h ⽐w h ⼩15mm 即0h =0.0482-0.015=0.0332 同理，对提馏段ow h =E 218.00)5.6013.76E(0284.0032=由65.0DL W
= 4.4065.06.713)(L 5
.25.2==w s L 查⼿册得 E=1.074
ow h =0.0218×1.074=0.0234m w h =0.06-0.0234=0.366m 0h =0.0366-0.015=0.016m4.6.开孔区⾯积计算已知d W =0.12m
进取⽆效边缘区宽度 c W =0.05m 破沫区宽度 s W =0.075m 阀孔总⾯积可由下式计算
+-=)x arcsin(1802A 2022a r r x r x π x=
m W d 275.0)15.0075.0(21
)(W -2D s =+-=+ r=m 45.005.05.0W 2Dc =-=- 所以 2
2022a 462.0)45.0275.0(arcsin 5.40180275.045.0275.02A m =+-??=π 4.7 筛板的筛孔和开孔率
因⼄醇-⽔组分⽆腐蚀性，可选⽤mm 3=δ碳钢板，取筛空直径d 0=5mm 筛空按正三⾓排列，孔中⼼距t=3d0=3?5=15mm筛孔数⽬ 237876.2377462.0)151158000(1158000n 2
2≈=?==t A a 开孔率 %07.103907.0)/(07.9022===
d t ? （在5--15%范围内） ⽓体通过筛孔的⽓速为 as
A V u ?=0 则 精馏段 s /29.51m 0.4620.10071.373u J 0=?=提馏段 s m u oT/60.29462.01007.0377.1=?=
第五章 塔板的流体⼒学验算
5.1 ⽓体通过塔板的压⼒降p h m 液柱
⽓体通过塔板的压⼒降(单板压降)1p c h h h h σ=++p h ——⽓体通过每层塔板压降相当的液柱⾼度，m 液柱
c h ——⽓体通过筛板的⼲板压降，m 液柱 l h ——⽓体通过板上液层的阻⼒，m 液柱 σh ——克服液体表⾯张⼒的阻⼒，m液柱
5.1.1 ⼲板阻⼒c h⼲板压降c h c h =Lv
C u ρρ200)(
51.00 0u ——筛孔⽓速，m/s 0C ——孔流系数L v ρρ——分别为⽓液相密度，Kg/m 3
根据d 2/δ=5/3=1.67 查⼲筛孔的流量系数图C 0 =0.78精馏段 m h c 134.0)2.814493.1()78.051.29(051.02==液柱提馏段 m c 0863.0)5.918079
.1()78.060.29(051.0h 2'==液柱5.1.2 板上充⽓液层阻⼒1h
板上液层阻⼒l h ⽤下⾯的公式计算： )(00ow w L l h h h h +==εεL h ——板上清液层⾼度，m
0ε——反映板上液层充⽓程度的因数，可称为充⽓因数
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