乙醇精馏塔化工原理课程设计---分离乙醇-水混合物精馏塔设计

乙醇精馏塔化工原理课程设计---分离乙醇-水混合物精馏塔设计

号：

化工原理课程设计

分离乙醇-水混合物精馏塔设计

学 院： 化学工程学院 专 业：

姓 名： 指导教师： 时 间： 2012年6月13日星期三

2

学

化工原理课程设计任务书

一、设计题目：分离乙醇-水混合物精馏塔设计 二、原始数据：

a） 原料液组成：乙醇 20 % 产品中： 乙醇 含量 ≥94% 残液中 ≤4% b） 生产能力：6万吨/年 c）操作条件

进料状态：自定 操作压力：自定

加热蒸汽压力：自定 冷却水温度：自定

三、设计说明书内容：

a）概述

b）流程的确定与说明

c）塔板数的计算（板式塔）； 或填料层高度计算（填料塔） d) 塔径的计算 e）1）塔板结构计算；

a 塔板结构尺寸的确定； b塔板的流体力学验算；c塔板的负荷性能图。

2）填料塔流体力学计算； a 压力降； b 喷淋密度计算 f）其它

（1） 热量衡算—冷却水与加热蒸汽消耗量的计算 （2） 冷凝器与再沸器传热面的计算与选型（板式塔） （3） 除沫器设计 g）料液泵的选型 h）计算结果一览表

3

目录

前言 ……………………………………………………………………………………………… 2 一、概述 ………………………………………………………………………………………… 2 二、精馏系统工艺流程的确定 ………………………………………………………………… 3 三、物料衡算 …………………………………………………………………………………… 3 四、塔板数计算 ………………………………………………………………………………… 3 1、理论塔板数的确定 2、总板效率估计 3、计算实际塔板数

五、塔板结构的工艺设计 ……………………………………………………………………… 5 1、初选塔板间距 2、塔径计算

3、塔板上溢流型式的确定 4、塔板布置

5、塔板各部分面积和对应气速计算

六、塔板流体力学校核 ………………………………………………………………………… 10 1、板上溢流强度检查

2、气体通过塔板的压力降计算 3、液面落差校核 4、漏液点气速校核

5、降液管内液面高度和液体停留时间校核

七、塔板负荷性能图 …………………………………………………………………………… 12 1、负荷性能图的绘制 2、塔板结构设计评述

八、塔总体结构 ………………………………………………………………………………… 13 1、塔高的计算 2、接管

3、人孔和手孔

九、精馏塔附属设备选型设算 ………………………………………………………………… 18

参考资料 ………………………………………………………………………………………… 18 附录

1、乙醇～水溶液的密度 ……………………………………………………………… 18 2、乙醇～水溶液汽液平衡数据（常压） ……………………………………………… 19 3、乙醇～水蒸汽在沸腾条件下的密度 ………………………………………………… 20 4、苯、甲苯的密度、表面张力和汽化潜热 ………………………………………… 20

5、总传热系数（列管换热器）的大致范围 …………………………………………… 20 6、乙醇～水混合物的热焓 ……………………………………………………………… 21

摘 要

4

精馏是利用物质沸点的不同，多次的进行混合蒸气的部分冷凝和混合液的部分蒸发的过程，以达到分离的目的。

塔设备是炼油和化工生产的重要设备，其作用在于提供气液两相充分接触的场所，有效地实现气液两相间的传热、传质，以达到理想的分离效果，因此它在石油化工生产中得到广泛应用。

一个完整的板式塔主要是由圆柱形塔体、塔板、降液管、溢流堰、受液盘及气体和液体进、出口管等部件组成，同时考虑到安装和检修的需要，塔体上还要设置人孔和手孔。平台扶梯和吊柱等部件，整个塔体由塔裙座支撑，在塔内，根据生产公益要求，装有多层塔板，为气液亮相提供接触的场所，塔板性能的好坏直接影响传质效果，是塔板塔的核心部件

设计目的：

1着重加深学生对于化工原理理论知识的掌握。

2积极引导学生去思考，培养他们灵活运用所学知识去解决问题的能力，以及查阅资料、处理数据的能力。

第一章 课程设计报告内容

一、精馏流程的确定

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

二、塔的物料衡算

(一) 料液及塔顶、塔底产品含乙醇摩尔分数

xF

40/460.20689

40/4660/185

90/460.77885

90/4610/182/46xW0.007923

2/4698/18xD(二) 平均摩尔质量

MF0.2068946(10.20689)18kg/kmol23.79kg/kmol MD0.778846(10.7788)18kg/kmol39.82kg/kmol MW0.032946(10.0329)18kg/kmol18.92kg/kmol

(三) 物料衡算

总物料衡算 DWF 易挥发组分物料衡算 xDDxwWxFF Dm200001000kmol/h57.364kmol/h

MDT39.8236524联立以上三式得

F222.28kmol/h W164.92kmol/h

三、塔板数的确定

(一) 理论塔板数NT的求取

根据乙醇、水的气液平衡数据作y-x图

乙醇—水气液平衡数据

液相中乙气相中乙醇的摩尔醇的摩尔分数 0.0 0.01 0.02

液相中乙醇的摩尔分数 0.25 0.30 0.4 6

气相中乙醇的摩尔分数 0.551 0.575 0.614 分数 0.0 0.11 0.175

0.04 0.06 0.08 0.1 0.14 0.18 0.2

0.273 0.34 0.392 0.43 0.482 0.513 0.525 0.5 0.6 0.7 0.8 0.894 0.95 1.0 0.657 0.698 0.755 0.82 0.894 0.942 1.0 乙醇—水图解法求理论塔板数

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

Rmin0.865

xD0.36

Rmin1取操作回流比R1.4Rmin1.40.8651.211 故精馏段操作线方程 yxRD R1R1

即y0.452x0.5477

3.作图法求理论塔板数NT得

NT11（不包括再沸器）。第10层为加料板。

(四) 物性参数和实际塔板数的计算

4.1温度

7

常压下乙醇—水气液平衡组成与温度的关系 温度T℃ 液相中乙醇的气相中乙醇的摩尔分率% 100 95.5 89.0 86.7 85.3 84.1 82.7 82.3 81.6 80.7 79.8 79.7 79.3 78.74 78.41 78.15 0.00 0.0190 0.0721 0.0966 0.1238 0.1661 0.2337 0.2608 0.3273 0.3965 0.5079 0.5198 0.5732 0.6763 0.7472 0.8943 F

摩尔分率% 0.00 0.1700 0.3891 0.4375 0.4704 0.5089 0.5445 0.5580 0.5826 0.6122 0.06564 0.6599 0.6841 0.7385 0.7815 0.8943 tD tW

利用表中数据由内差可求得t

① t=83.1℃

F

② tD =78.5℃

8

③ t =92.1℃

W

t83.178.5④ 精馏段平均温度:t=t==80.8℃ 221fdt83.192.1⑤ 提留段平均温度:t=t==87.6℃ 222fw4.2气液组成

塔顶温度: tD=78.5℃ 气相组成: yD=0.8042 进料温度: tF=83.1℃ 气相组成 yF=0.53.46 塔底温度: tW=92.1℃ 气相组成 yw=0.2621 (1) 精馏段

定性温度t=80.8℃ 查x-y-t图得

m

液相组成x1:x0.3895

1气相组成y1:y0.6102

1所以ML1460.389518(10.3895)28.906kg/molMV1 460.610218(10.6102)35.09kg/mol

(2) 提留段

定性温度：t=87.6℃ 查x-y-t图得

m液相组成x2:x气相组成y2:y所以M

L220.07720.3931

1

9

460.077218(10.0772)20.16kg/mol

MV2460.393118(10.3931)29.01kg/mol

4.3液体粘度

全塔温度：tdtwm1t285.3℃ （一）乙醇的粘度

1），温度: tm1=85.3℃ 查表，得μ乙醇=0.429mpa·s, （二）水的黏度

1），温度: tm1=85.3℃ H2O0.334mas 4),nLmxii

i1Lm0.20690.42910.20690.3340.3537mas

4.4相对挥发度

在tm185.3℃查x-y-t图得

x0.1231y0.47195 查表F=1.045-0.0196x

101.0450.019612.311.743

4.5全塔效率的估算

全塔效率ET0.49(0.245L)0.49(1.7430.3537)0.24555.16% （2） 实际塔板数NP NTPNE1121块 T0.43 其中，精馏段的塔板数为：17块

10

提留段：4块

4.6 操作压力

（1）操作压力计算

塔顶操作压力PD＝ 101.35+0.5=101.85kPa 每层塔板压降 △P＝0.5kPa

进料板压力PF＝101.3＋0.5×7＝109.85kPa

101.85109.85105.85 kPa

2精馏段平均压力 Pm1提馏段平均压力 Pm2102.35 kPa

（2）密度

乙醇与水的密度

温度/℃ 20 30 40 50 60 70 80 90 10110 0 乙醇密79787776757473737170度/kg/m 水密度99999998989797969595/kg/m 335 5 7 5 5 6 5 0 6 3 8.5.2.8.3.7.1.5.8.1.2 7 2 1 2 8 8 3 4 0 已知：1/LmA/LAB/LB（为质量分数） 1, 液相密度

(1) 塔顶 因为 tD

=78.5℃ 查的

11

CH3CH2OH731.31kg/m3

H2O972.87kg/m3

10.950.05 D772.52kg/m3 744.43972.87D(2) 进料板 因为tF83.1℃ 查的

所以 CH3CH2OH732.1kg/m3

H2O968.2kg/m3

aA1460.2068=0.4

460.206818(10.2068)0.4010.40 F857.6kg/m3 732.1968.2F（3）塔釜 因为tW

 =92.1℃ 查表的

CH3CH2OH725.5kg/m3

H2O960.2kg/m3

aA1460.0329=0.07998

460.032918(10.0329)0.0799810.07998 W935.98kg/m3 725.5960.2W（4）精馏段平均液相密度L1（5）精馏段平均液相密度L2

2.气相密度 （1）精馏段

1755.07908.30831.69kg/m3 21857.6935.98915.5kg/m3 2

V1Pm1MV1105.8535.091.262kg/m3RT8.314(80.80273.15)

12

（1）提馏段

V2Pm2MV2102.3529.010.989kg/m3RT8.314(87.6273.15)

4.7 液体表面张力

乙醇表面张力： 温度，℃ 20 30 40 50 60 70 80 90 1011

0 0

σ，m 222120191818 17161514水表面

N/m .3 .2 .4 .8 .8 .1.2 .2 .4 张力

5 温度，℃ 0 4 20 5 40 0 60 4

80 7

T2c373.91℃

100 1 σ，m N/m 75.672.769.666.262.658.9乙醇临界温度 T1c240.77℃

水临界温度

Tm80.8℃

查的x=0.3895

Tmc240.770.3895373.91(10.3895)322.05℃

在80℃时

乙=17.15mn/m3水=62.67mn/m3

精馏段

11(17.1562.67)39.91mn/m3

2在80.8℃

TT2(C2)1.2 1TCT1

13

239.91(提留段

322.0580.81.2)39.75mn/m3

322.0580TM87.6℃ x=0.0772

Tmc240.770.0772373.91(10.0772)363.63mn/m3

239.91(363.6387.61.2)38.63mn/m3363.6380

五、气液负荷计算

（1）精馏段

VS(R1)DMV1353.95101.35(1.2111)57.36422.43524.9m3/h

3600V1273.15105.85LSRDML11.21157.36428.9062.464m3/h

3600L1815.06

（1）提馏段

VS(R1)D•22.4•tmp03714.35m3/h t0pmLSLML269.4720.161.5298m3/h

3600L2915.5

六、塔和塔板主要工艺尺寸计算

(一) 塔的有效高度计算

初选板间距HT0.40mT，

N则由公式ZET181HT10.4518.38m0.43

（二）

塔径D

14

参考表4-1，初选板间距HT0.45m,取板上液层高度hL0.07m

表4-1 板间距与塔径的关系

塔径D/m 板间距HT/mm (1)精馏段塔经计算 HThT0.40.050.35m

(LSL2.464815.06)()0.01776 VSV3524.921.26212120.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600

图4-5 Sminth关联图

查图4-5可知，C200.07，依照下式校正C

CC20(20)0.239.750.07200.20.0803

15

umaxCL1V1815.061.2620.08032.039m/s V11.262取安全系数为0.75，则

u0.75umax0.752.0391.529m/s

故D4VS40.9790.903m u3.141.529按标准，塔径圆整为1m，

塔截面积为AT4D20.785120.785m2

v实际空塔气速为u4Du/umax0.612s240.9791.247m/s3.141在范围内

提留段塔径计算

HThT0.350.050.3m

(LSL1.5298915.5)()0.0125VSV3714.350.9891212 横坐标数值：

查图可知C20=0.06 ,

CC()0.0684 20120 umax0.0684915.50.9892.081m/s0.989

取安全系数为0.75

则空塔气速u10.75umax0.752.0811.561m/s

D

24VS241.0320.914mu25.228

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按标准塔径圆整后为D=1m

2u/umax0.632在范围内

（三）溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。

1.溢流堰长lw

单溢流 lw为0.7D，即 lw0.710.7m

2.出口堰高hw

hwhLhow

由lw/D0.7 ， （1） 精馏段

17

图4-9 液流收缩系数计算图

查图4-9，知E =1 则hOW2.84Lh2.842.464E10.006571m 1000lw10000.72323故 hW0.050.0065710.0434m （2） 提馏段 查图4-9，知E =1 则hOW2.84Lh2.841.5298E10.004783m 1000lw10000.72323故 hW0.050.004783m0.0452m

3.弓形降液管滴面积 由lw/D0.7

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图4-11 弓形降液管的宽度和面积

查图4-11，得 Wd/D0.15 ，Af/AT0.09 故Wd0.1510.15m

Af0.094D20.07065m2 AT=0.785

m2

由下式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

提馏段：1AfHfLsAfHfLs0.070650.441.29s5s (符合要求)

2.464/3600提馏段：2

58.1s5s (符合要求)

4.1.2.4降液管底隙高度

（1）精馏段 hohw0.010.0334m （2）提馏段 hohw0.010.0352m

4.1.2.5受液盘

19

受液盘凹形和平形两种，对于塔径为800mm以上的

塔，常采用凹形受液盘，这种结构在低流量时仍能造成正液封，且有改变液体流向的缓冲作用。凹形受液盘的的深度一般在50mm以上。 选用凹形受液盘：深度h

（三）塔板布置

1.取边缘区宽度Wc0.04m，安定区宽度Ws0.07m 2.依下式计算开孔区面积Aa

D1(WdWs)(0.150.07)m0.28m 22D1RWc0.040.46m

22xW55mm

π21xAa2xR2x2Rsin180RAa0.4812m2见附图



其中:hW——出口堰高 how——堰上液层高度 hO——降液管底隙高度

——进口堰高 Hd——降液管中清液层高 h1——进口堰与降液管的水平距离 hW度 HT——板间距 lW——堰长 Wd——弓形降液管高度

Wc——无效周边高度 Ws——安定区宽度 D——塔径

R——鼓泡区半径 x——鼓泡区宽度的1/2 t——同一横排的阀孔中心距 (单位均为m)

20

（四）筛孔数n与开孔率

取筛孔的孔径d05mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚4mm，取t/d03， 故孔中心距t3515mm

依下式计算塔板上的筛孔数n，即

1.155n2Ao2470个 t依下式计算塔板上的开孔区的开孔率，即

A00.907%%10.07% （在5%～15%范围内） 2Aat/d0每层塔板上的开孔面积A0为

A0Aa0.10080.48120.0485m2

七、筛板的流体力学验算

21

（一）气体通过筛板压强降的液柱高度hp 依式 hphehlh

1. 精馏段：

（1） 干板压强降相当的液柱高度hc 依d0/5/41.25

图4-13 干筛孔的流量系数

查图4-13，CO0.84

uu1.262 hc0.051(o)2(V)0.051o0.0456m

COL0.84815.06（2） 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hl uaVs3524.9/36001.37m/s

ATAf0.7850.070652 FauaV1.371.2621.5396

22

图4-14 充气系数关系图

由图4-14查取板上液层充气系数β为0.59。

依右式 hl1hLhWhOW0.590.04990.02944m

（3） 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h

4L439.75103依式（4-41）h10.00397m

L1gdo815.069.810.005故 hp1hc1hl1h10.07901m

单板压强降PP1hP1L1g0.08304815.069.81631.74pa<0.7kPa(设计允许值)

2. 提馏段

（1） 干板压强降相当的液柱高度hc 依d0/5/41.25 查图得，CO0.84

u21.360.989 hc20.051(o)2(V)0.0510.0356m

COL0.84915.5（2） 气流穿过板上液层压强降相当的液柱高度hl uaVs1.0321.445m/s

ATAf0.7142 FauaV1.4450.9891.437

由图查取板上液层充气系数β为0.6。

依右式 hl1hLhWhOW0.60.049930.0299m

（3） 克服液体表面张力压强降相当的液柱高度h

4L438.63103依式（4-41）h20.00344m

L1gdo915.59.810.005故 hp2hc2hl2h20.0658m

23

单板压强降PP1hP1L1g0.0658915.59.81591.34pa <0.7kPa(设计允许值) （二）雾沫夹带量eV的验算

（1）精馏段

eV5.7106ua5.71061.373.23.2()()HThf39.751030.40.125

0.02440.1式中，hf——塔板上鼓泡层高度，可按泡沫层相对密度为0.4考虑，即

hf=（hL∕0.4）=2.5hL=2.5×0.05=0.125

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 （2）提馏段

eV5.7106ua5.71061.4453.2()()3.23HThf58.43100.350.125

0.0560.1故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

（三）

漏液的验算

（1）精馏段

uOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/V4.40.840.00560.130.050.00397815.06/1.2628.47m/suO20.192.381.5 uOW8.72

筛板的稳定性系数 K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （2）提馏段

uOW4.4CO(0.00560.13hLh)L/V4.40.840.00560.130.050.00344915.5/0.9898.02m/suO21.362.661.5 uOW8.02

筛板的稳定性系数 K 故在设计负荷下不会产生过量漏液。 （四）液泛的验算

24

（1）精馏段

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd(HThW)。

hd0.153(Ls2)0.0022m lWhO HdhPhLhd0.0790.04990.00220.1309m

取0.5，则(HThW)0.5(0.40.0434)0.2217m 故Hd(HThW)，在设计负荷下不会发生液泛。 （2）提馏段

hd0.153(

Ls2)0.002m lWhO HdhPhLhd0.06580.04990.0020.1177m

取0.5，则(HThW)0.5(0.350.0452)0.1976m 故Hd(HThW)，在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项流体体力学验算，是合适的。

八、塔板负荷性能图

（一）雾沫夹带线

（1）精馏段 eV5.7106ua(ua)3.2

HThf

VsVsVSATAf0.7850.070650.7144

（a）

23600Ls33) hf2.5(hWhOW)2.5hW2.8410E(lW近似取 E1.0 ，hW0.0434m，lW0.7m

25

3600Ls23 故 hf2.50.04342.84101.0()3

0.7 0.10852.12Ls （b）

取雾沫夹带极限值eV为0.1kg液/kg气， 并将式（a）、（b）代入eV235.7106(ua)3.2,得下式：

HThf5.71060.1(339.7510整理得 Vs1.61211.73Ls

Ls Vs 23Vs0.7144(0.29152.12Ls)23)3.2

0.002 1.426

0.004 1.32 0.006 1.225 0.008 1.143 （2）提馏段 eV5.7106ua(ua)3.2

HThf

VsVs1.4VSATAf0.7850.07065

23600Ls33hf2.5(hWhOW)2.5hW2.8410E()

lW3600Ls23)3 hf2.50.04522.84101.0(0.723 0.1132.12Ls 取雾沫夹带极限值eV为0.1kg液/kg气， 并将式（a）、（b）代入eV5.7106(ua)3.2,得下式：

HThf

26

5.71060.1(358.4310整理得 Vs0.61911.65Ls

Ls 230.14Vs0.1132.12Ls23)3.2

0.002 0.434 0.004 0.326 0.006 0.234 0.008 0.153 Vs 做出雾沫夹带 （二）液泛线 令Hd

=(HThw)

Hdhphd hphch1h0 hlhwhow

联立

HT(1)hWhch(1)hOWhd 整理带入得

avsbcLsdLs

式中

a0.051v() 其中Aod02n (AoCo)l4,2223

b=HT(1)hW c=0.153/(lwho)2

36002 d=2.8410E(1)()3

lW3精馏段

a0.051(0.005224700.84)24(1.262)=0.0476 815.06b0.50.4(0.50.591)0.04340.153

27

c0.1530.70.03342279.9

233600d2.84103(10.59)1.345

0.70.0476Vs0.153279.2Ls1.345Ls Ls Vs 22230.004 1.554 0.006 1.435 0.008 1.305 0.010 1,141 提留段

a0.051(0.005224700.84)24(0.989)=0.0332 915.5b0.50.35(0.50.61)0.04520.1253

c0.1530.70.03522252

233600d2.84103(10.6)1.354

0.70.0332Vs0.1253252Ls1.354Ls

2223

Ls Vs 0.004 1,619 0.006 1.468 0.008 1.285 0.010 1.057

（三）液相负荷上限线（3）

取液体在降液管中停留时间为5s，

精馏段 Ls,max提留段

AfHT0.070650.40.00565m3/s

528

Ls,maxAfHT0.070650.350.00495m3/s

5（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）

(1) 精馏段 vS'=

42d0N5V'50.411m3/s。

(2) 提留段 vS'=

42d0NV'0.389m3/s。

（五）液相负荷下限线（5）

取平堰、堰上液层高度，hOW0.006m作为液相负荷下限条件，依下式计算，取

E1.0

3600Ls2how=2.8410E()3=0.006

lW3整理上式得Ls,min0.000597m3/s

29

1. 各接管尺寸的确定

5.1. 进料管

进料体积流量;VsFFMFF222.2823.790.00171m3/s857.636001

取适宜的输送速度uf=2.0m/s, 故d4VSF40.001710.033mu2经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ42×4.5mm

5.2. 釜残液出料管

釜残液的体积流量：VSWWMWW164.91618.920.000926m3/s935.983600d24VSWu

取适宜的输送速度：uf=3m/s, 则

40.0009260.0243m2经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：φ28×2mm

5.3. 回流液管

30

回流液体积流量：VSLLMLL69.7428.90.000684m3/s815.063600

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=2m/s 那么d4VSLu40.0006840.0209m2

经圆整选取冷拔无缝钢管，规格：φ23×1mm

5.4. 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量：

VSVVMVV126.8335.090.9796m3/s1.2623600

d4VSV40.97960.1579muV50取适宜速度uV=50m/s，那么

经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：φ180×12mm

一、 辅助设备的计算及选型

1. 冷凝器热负荷

按泡点回流设计，即饱和蒸汽冷凝且饱和回流，采用12℃的水作为冷却剂，逆流操作，则 Q=Wr1r1=VMVDr1 查液体的汽化潜热图，可知塔顶温度78.5℃下，

31

乙醇汽化潜热：rA=595KJ/kg 水的汽化潜热：rB=1375KJ/kg

r1=∑rixi=595×0.7788×46+（1-0.7788）×1375×18=26790.46KJ/Kmol

故Q=164.92×26790.46/3600=1227.3KJ/s 又由于Q=KAΔtm

则tmt2t1(78.512)(78.530)57.030Ct78.512lnln278.530t1

因为 K=600J/s·(m2·K) 所以

AQ1227.335.87m23Ktm6001057.03

2. 再沸器热负荷

采用饱和水蒸气间接加热，逆流操作，则 Q=Wh2r2 查得塔釜温度92.1℃下

乙醇汽化潜热rA=405KJ/kg 水的汽化潜热：rB=1543KJ/kg

r2=∑rixi=405×0.007923×46+（1-0.007923）×1543×18=27701.55KJ/Kmol

故Q=（L′-W）Mflr=(3039.92-2085.37)×32452=8605KJ/s 又由于Q=KAΔtm

tmt2t1(92.170)(11092.1)19.930Ct92.170lnln211092.1t1

32

\\因为K=900J/s·(m2·K) 所以

二、 设计结果一览表

AQ8605494.37m23Ktm9001019.34

浮阀塔工艺设计结果

项目 塔径D/m 板间距HT/m 精馏 提馏 数值 1 0.45 0.35 0.05 1.247 1.312 0.7 0.0434 33

板上液层高度hL/m 精馏塔空塔气速 u/(m·s-1) 提馏塔u′/(m·s) 溢流堰长度lW/m 溢流堰

-1精馏段hw/m

高度 提馏段 h′w/m 0.0452 0.07065 0.15 0.0334 0.0352 2470 10.08% 0.079 0.0658 0.0244 0.056 精馏段Hd/m 34

降液管截面积Af/m2 降液管高度Wd/m 降液管底隙高度 精馏段h0/m 提馏段 h′0/m 开孔率 % 塔板压降 雾沫夹带 气相负荷下限 液相负荷上限

筛孔数N/个 精馏段 hp/m 提馏段h′P/m 精馏段ev 提馏段ev 提馏段V精馏段V提馏段V/m3/s/m3/s降液管内的清液高度 S2.18 1.9 0.026 0.026 0.0SS/m3/s精馏段L提馏段LS/m3/sS/m3/s

液相负荷下限

7 结果讨论

0133 精馏段LS/m3/s 0.00133 通过此次课程设计使我充分理解了化工原理课程的重要性，特 别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计总结，对实际单元操 作设计中涉及的各个方面需要注意的问题都明了了。

经过了两天的辛勤劳动（计算、画图、查阅资料），做了设计文字方面的模版，并且按质量完成了自己的任务，我们是一个团体，很有凝聚力的团体，分工明确，责任心强。在做设计的过程中，在设计中学到了很多。塔板的计算，进料方程和物料恒算式的又一次体会和加深，选择塔板应该注意的问题（塔压，什么样的塔板，塔板上的气体液体分布情况），对压降的核算，如何避免事故的发生，精馏塔附属设备的设计问题等等都是环环相扣的，紧密联系在一起的，一个小的方面都可以造成很大的影响。在设计中我们也遇到了很多问题，，但是还是通过我们的努力，把问题解决掉了。在这次设计中，我们的大局观意识得到提升，体会到了团体的力量，我们不足的地方别人可以有效弥补。在设计中，发现了自己的问题，改正了以前的错误理解，学到了更深层的知识。总之，在这上面付出了很多时间，自己也收获了，很有意义。

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三、 附录：参考文献

【1】王志魁编,化工原理。北京：化学工业出版社。2005.01 【2】贾绍义，柴诚敬编。化工原理课程设计。天津：天津大学出版社。2003.12

【3】华东理工大学化工原理教研室编。化工过程开发设计。广州：华南理工大学出版社。1996.02

【4】刘道德编。化工设备的选择与设计。长沙：中南大学出版社。2003.04

【5】袁惠新编。分离过程与设备。北京：化学工业出版社。2003.03

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