化工原理课程设计指导书

《化工原理课程设计指导书》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计指导书（41页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、 化工原理课程设计指导书 化工原理 课程设计指导书适用专业:生物、食品与制药工程 课程代码: 7403480 总 学 时: 2周 总 学 分: 2 学分 编写单位: 生物工程学院 编 写 人: 包清彬 审 核 人: 审 批 人: 批准时间: 年 月 日一、课程设计的目的现代工业要求相关工程技术人员不仅应是一名工艺师，还应当具备按工艺要求进行生产设备和生产线的选型配套及工程设计能力。化工原理课程设计是对学生进行初步的工程设计能力的培养和训练，化工原理课程设计是化工原理课程的一个实践性、总结性和综合性的教学环节， 其可达到：1 进一步巩固化工原理所学的有关内容，在设计过程中加深对所学知识的理解和运

2、用。2 初步掌握化学工程典型单元操作的设计思想和设计方法及设计步骤。培养学生独立解决问题的能力，为以后的学习及毕业设计打下基础。3 进一步锻炼学生的计算能力、设计能力，熟悉和正确使用手册、国标等技术资料，培养一丝不苟的科学态度。4、树立实际工作中的“理论联系实际”的科学工作方法，培养学生科学性、经济性综合考虑工程实际问题的思想方法，增强工程观念和时间能力二、课程设计组织形式课程设计采用集中安排，集中讲解，分组定点完成，指导教师每天定点指导，适当集中及个别答疑的组织形式。三、设计题目 设计题目：乙醇水精馏塔（装置）工艺设计在此基础之上，又以不同学生完成不同生产能力进行设计，具体见课程设计任务书。

3、四、课程设计步骤1、查阅文献资料，搜集资料、阅读教材，了解精馏的相关知识，熟悉精馏的原理、流程、工艺设计计算内容；了解乙醇的生产工艺、乙醇水系统的相关理化参数，收集原始数据等；2、拟定设计方案，选择精馏工艺流程；3、根据设计任务书给定的产量和回流比要求，用精馏的相关理论知识，进行精馏操作的工艺计算：用图解法确定回流比和理论塔板数；用物料衡算确定各环节的物料量；4、根据工艺流程及物料衡算结果，进行能量衡算，确定生产所需加热蒸汽消耗量、冷却水的消耗量；根据传热理论进行塔底再沸器、塔顶冷凝器、产品冷却器换热面积设计计算；5、在物料衡算、热量衡算结论基础上进行塔和塔板主要工艺尺寸的设计，进而进行塔板的

4、负荷性能计算；6、以物料衡算结果为依据，结合流体流动相关知识，进行管路、储罐尺寸计算；7、以工艺流程为基础，结合物料衡算、热量衡算结论及结构设计结论，绘制精馏生产工艺流程图（带控制点）及精馏塔的结构简图；8、编写设计说明书：作为整个设计工作的书面总结，说明书应简练、整洁、文字准确。内容应包括：封面、目录、摘要、设计任务书、设计条件及主要物性参数表、酒精精馏过程的生产方法及特点简述，精馏总体结构(塔型、主要结构)的选择简述，精馏过程有关计算(物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、进出管径、塔板的负荷性能图等)，设计结果一览表，附属设备的选择，要求的工程设计图；参考文献，总结及感想等

5、。五、课程设计要点1、在用图解法进行理论塔板数的求取时应注意：由于在高浓度段气液组成较接近，使平衡线与对角线的距离很近，此时，应采取局部放大的方法来作图，使图解结果更加准确；2、各物料的相关温度可根据不同浓度的乙醇溶液的汽液平衡（沸点）温度求取；3、进料热状态的确定，应根据预热热源（塔底产品）情况，用热量衡算进行确定；4、塔顶冷凝器的热量，可只考虑冷凝热，在此基础上加5%的余量进行工程概算，使计算简单；5、为了强化再沸器的传热，可采取增大再沸器中液体的循环流量的办法，按经验可取原料量的1.53倍。且再沸器的传热面积是决定塔操作弹性的主要因素之一，故估算其传热面积时安全系数要选大一些，以防塔底蒸

6、发量不足影响操作。6、带控制点的工艺流程图：将设计的工艺流程方案用带控制点的工艺流程图表示出来，绘出流程所需全部设备，标出物流方向及主要控制点的控制参数值。7、某些物性参数当难以准确查取时，可用接近的参数代替进行工程概算。六、课程设计进度安排1、查阅文献，熟悉项目情况； 2天2、进行工艺计算及相关设计计算 4天3、精馏生产工艺流程图及精馏塔的结构简图绘制 2天4、设计说明书的编写 1天5、提交设计及答辩 1天七、完成后应上交的材料1、设计说明书 1份2、图解法求理论塔板数的求解过程图（要求用坐标纸绘制） 1张3、工艺设备流程图（带控制点工艺流程图） 1张（3号图）4、精馏塔的结构简图 1张（3

7、号图）八、成绩评定标准学习态度20分，技术水平与实际能力30分，论文(计算书、图纸)撰写质量50分，详见以下课程设计成绩评定表。评定时可从设计过程情况，提交的设计资料，答辩情况等进行综合评定。 课程设计成绩评定表项目分值优秀(100x90)良好(90x80)中等(80x70)及格(70x60)不及格(x60)评分学习态度20学习态度认真，工作作风严谨，严格遵守教学纪律，保证设计按进度要求进行，能圆满完成设计任务。学习态度好，工作作风认真，遵守教学纪律，能按期圆满完成设计任务。学习态度尚好，遵守教学纪律较好，能按设计作息时间作业，能较好地按期完成各项工作。学习态度尚可，能遵守教学纪律，能按期完成

8、任务，完成的质量一般。学习态度马虎，纪律涣散，工作作风不严谨，不能按设计作息时间作业，不能按期完成任务或完成质量差技术水平与实际能力30技术路线正确，论证合理充分，能把文献报道的新技术应用于设计中，引用数据准确，计算正确。技术路线正确，论证较合理、较充分，能把文献报道的新技术应用于设计中，引用数据准确，计算正确。技术路线正确，论证较合理、较充分，能把文献报道的新技术应用于设计中，引用数据较准确，计算基本正确。技术路线基本正确，论证较合理、较充分，引用数据较准确，计算基本正确。技术路线不正确，论证不合理、不充分，引用数据不准确，计算不正确。论文(计算书、图纸)撰写质量50设计说明书写作结构严谨、

9、合理，逻辑性强，层次清晰，语言准确，文字流畅，书写工整或用计算机打印成文。图纸规范。设计说明书写作结构合理，逻辑性较强，层次分明，语言准确，文字流畅，书写工整或用计算机打印成文。图纸规范。设计说明书写作结构较合理，层次较分明，文理较通顺，书写较工整或计算机打印成文。图纸较规范。设计说明书写作结构基本合理，逻辑基本清楚，文字尚通顺，书写较工整，图纸基本规范。设计说明书写作内容空泛，结构混乱，文字表达不清，错别字较多，达不到规范化要求。图纸不规范。八、推荐参考资料1、夏清、陈国贵主编，化工原理，天津：天津科学技术出版社，2005年。2、华南理工大学， 化工过程及设备设计 ，广州：华南理工大学出版社

10、，1986年。3、匡国柱主编，化工单元过程及设备课程设计，北京：化学工业出版社，2002年4、章克昌，吴佩琮， 酒精工业手册 ，北京：轻工业出版社，1995年。5、化工设备结构图册编写组，化工设备结构图册，上海，上海科学技术出版社，1978年。九、主要技术的案例分析 精馏的基本原理和流程精馏的基本原理:精馏是基于混合液中两组分的挥发度不同，在精馏塔中同时并多次进行部分气化部分冷凝的操作，致使混合液可分离成为近于纯组分，而塔顶回流和塔底再沸器产生上升蒸气是精馏得以连续稳定操作的两个必要条件。 如图，为精馏的基本流程图。应设计的主要设备有：精馏塔，再沸器中、预热器、冷凝器和冷却器等。辅助设备有：管

11、路、液体储存罐 具体设计见附件资料：附件资料1：板式塔的设计板式塔的类型很多，但其设计原则基本相同。一般来说，板式塔的设计步骤大致如下：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案；根据设计任务和工艺要求，选择塔板类型；确定塔径、塔高等工艺尺寸；进行塔板的设计，包括溢流装置的设计、塔板的布置、升气道（泡罩、筛孔或浮阀等）的设计及排列；进行流体力学验算；绘制塔板的负荷性能图；根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理想，可对某些参数进行调整，重复上述设计过程，一直到满意为止。一、设计方案的确定（一）装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器，蒸馏釜（再沸器）、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸

12、馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、适应性强等优点，适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用原料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节约冷却介质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用

13、全凝器、分凝器-全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸气有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。（二）操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一般，除热敏性物系外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都应采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水、冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压

14、蒸馏。例如苯乙烯常压沸点为145.2，而将其加热到102以上就会发生聚合，故苯乙烯应采用减压蒸馏；脱丙烷塔操作压力提高到1 765 kP时，冷凝温度约为50，便可用江河水或者循环水进行冷却，则运转费用减少；石油气常压呈气态，必须采用加压蒸馏。（三）进料热状况的选择蒸馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点的液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少塔釜的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。（四）加热方式的选择蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如蒸馏釜残液中的主

15、要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时（如乙醇与水混合液）宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。（五）回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线

16、，从中确定适宜回流比R。 二、塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有下列几种。（一）泡罩塔板泡罩塔板是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩尺寸分为 80、 100、 150三种，可根据塔径的大小选择。通常塔径小于1 000，选用 80的泡罩；塔径大于2 000，选用 150的泡罩。 泡罩塔板的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产能力及

17、板效率较低。近年来，泡罩塔板已逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在设计中除特殊需要（如分离粘度大，易结焦等物系）外一般不宜选用。（二）筛孔塔板筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为38）和大孔径筛板（孔径为1025）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大，易结焦等物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏夜，使得操作弹性减小，传质效率下降

18、，故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。浮阀塔板浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收可两种塔板的优点。其结构特点是在塔板上开有若干个阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的类型很多，国内常用的有F1型、V-4型及T型等，其中以F1型浮阀应用最为普遍。浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降

19、，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。应予指出，以上介绍的仅是几种较为典型的浮阀形式。由于浮阀具有生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他型式的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。近年来研究开发出的新型浮阀有船型浮阀、管型浮阀、梯型浮阀、双层浮阀、V-V浮阀、混合浮阀等，其共同的特点是加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动更趋于合理，操作弹性和塔板效率得到进一步的提高。

20、但应指出，在工业应用中，目前还多采用F1型浮阀，其原因是F1浮阀已有系列化标准，各种设计数据完善，便于设计和对比。而采用新型浮阀，设计数据不够完善，给设计带来一定的困难，但随着新型浮阀性能测定数据的不断发表及工业应用的增加，其设计数据会逐步完善，在有效完善的性能数据下，设计中可选用新型浮阀。三、板式塔的塔体工艺尺寸计算板式塔的塔体工艺尺寸包括塔体的有效高度和塔径（一）塔的有效高度计算板式塔的有效高度是指安装塔板部分的高度，可按下式计算： （5-1）式中 板式塔的有效高度，m；塔内所需的理论塔板层数；总板效率；塔板间距，m。2.理论板层数的计算对给定的设计任务，当分离要求和操作条件确定后，所需的

21、理论板层数可采用逐板计算法或图解法求得，有关内容在化工传质与分离过程教材的蒸馏一章中已详尽讨论，此处不再赘述。应予指出，近年来，随着模拟计算技术和计算机技术的发展，已开发出许多用于精馏过程模拟计算的软件，设计中常用的有ASPEN、PRO/等。这些模拟软件虽有各自的特点，但其模拟计算的原理基本相同，即采用不同的数学方法，联立求解物料衡算方程（M方程）、相平衡方程（E方程）、热量衡算方程（H方程）及组成加和方程（S方程），简称MEHS方程组。在ASPEN、PRO/等软件包中，存储了大多数物系的物性参数及气液平衡数据，对缺乏数据的物系，可通过软件包内的计算模块，通过一定的算法，求出相关的参数。设计中

22、，给定相应的设计参数，通过模拟计算，即可获得所需的理论板层数，进料板的位置，各层理论板的气液相负荷、气液相密度、气液相粘度，各层理论板的温度与压力等，计算快捷准确。3.塔板间距的确定塔板间距的选取与塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表5-1列出的塔板间距的经验值选取。表 5-1 塔板间距与塔径的关系塔 径D，m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4板间距，200300300350350450450600500800800选取塔板间距时，还要考虑实际情况。例如塔板层数很多时，宜选用较小的板间距，适当加大塔

23、径以降低塔的高度；塔内各段负荷差别较大时，也可采用不同的板间距以保持塔径的一致；对易发泡的物系，板间距应取大些，以保证塔的分离效果；对生产负荷波动较大的场合，也需加大板间距以提高操作弹性。在设计中，有时需反复调整，选定适宜的板间距。塔板间距的数值应按系列标准选取，常用的塔板间距有300、350、400、450、500、600、800等几种系列标准。应予指出，板间距的确定除考虑上述因素外，还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体的人孔处，应采用较大的板间距，一般不低于600。塔径的计算板式塔的塔径依据流量公式计算，即 （5-2）式中 塔径，m；气体体积流量，m/s；空塔气速，m/s。由式5-2可知，

24、计算塔径的关键是计算空塔气速u。设计中，空塔气速u的计算方法是，先求得最大的空塔气速u，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即u=（0.60.8）u （5-3）安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对不易发泡的物系，可取较高的安全系数，对易发泡的物系，应取较低的安全系数。最大空塔气速u可根据悬浮液滴沉降原理导出，其结果为 = （5-4）液相密度，/ m；气相密度，/ m；C负荷因子，m/s。负荷因子C值与气液负荷、物性及塔板结构有关，一般由实验确定，史密斯（Smith）等人汇集了若干泡罩、筛板和浮阀塔的数据，整理成负荷因子与诸影响因素间的关系曲线，如图5-1所示。图中横坐标为无因次比值

25、，称为液气动能参数，它反映液、气两相的负荷与密度对负荷因子的影响；纵坐标为物系表面张力为20mN/m的负荷系数；参数反映液滴沉降空间高度对负荷因子的影响。设计中，板上液层高度由设计者选定。对常压塔一般取为0.050.08m；对减压塔一般取为0.0250.03m。图5-1是按液体表面张力=20mN/m的物系绘制的，当所处理的物系表面张力为其他值，应按下式进行校正，即 （5-5）式中 操作物系的负荷因子，m/s；操作物系的液体表面张力，mN/m。应予指出，由式5-2计算出塔径D后，还应按塔径系列标准进行圆整。常用的标准塔径为：400、500、600、700、800、1 000、1 200、1 40

26、0、1 600、2 000、2 200等。还应指出，以上算出塔径只是初估值，还要根据流体力学原则进行验算。另外，对于精馏过程，精馏段和提馏段的气、液相负荷及物性数据是不同的，故设计中两段的塔径应分别计算，若二者相差不大，应取较大者作为塔径，若二者相差较大，应采用变径塔。四、板式塔的塔板工艺尺寸计算溢流装置的设计板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有着重要的影响。1.降液管的类型与溢流方式降液管的类型 降液管是塔板间流体流动的通道，也是使溢流液中所夹带气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类，如图5-2所示。通常，圆形降液管一般只用于小直径塔，对于直径较大

27、的塔，常用弓形降液管。溢流方式 溢流方式与降液管的布置有关。常用的降液管布置方式有U型流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流等，如图5-3所示。U型流也称回转流。其结构是将弓形降液管用挡板隔成两半，一半作受液盘，另一半作降液管，降液和受液装置安排在同一侧。此种溢流方式液体流径长，可以提高板效率，其板面利用率也高，但它的液面落差大，只适用于小塔及液体流量小的场合。单溢流又称直径流。液体自受液盘横向流过塔板至溢流堰。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，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。双溢流又称半径流。其结构是降液管交替设在塔截面的中部和两侧，来自上层塔板的液体分别从两侧的

28、降液管进入塔板，横过半块塔板而进入中部降液管，到下层塔板则液体由中央向两侧流动。此种溢流方式的优点是液体流动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直径大于2m的塔中。阶梯式双溢流的塔板做成阶梯型式，每一阶梯均有溢流。此种溢流方式可在不缩短液体流径的情况下减小液面落差。这种塔板结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合。溢流类型也液体负荷及塔径有关。表5-2列出了溢流类型及液体负荷及塔径的经验关系，可供设计时参考。表5-2 溢流类型与液体流量及塔径的关系塔径 D ，液体流量L，m/hU型流单溢流双溢流阶梯式双溢流6009001 0001 4002 0003 0

29、004 0005 0006 0005779111111111152575045709011011011011090160110200110230110250110250200300230350250400250450应用场合用于较低液气比一般场合用于高液气比或大型塔板用于极高液气比或超大型塔板2.溢流装置的设计计算为维持塔板上有一定高度的流动液层，必须设置溢流装置。溢流装置的设计包括堰长、堰高，弓形降液管的宽度、截面积、降液管底隙高度，进口堰的高度 与降液管间的水平距离等，如图5-4所示。1）溢流堰（出口堰）将降液管的上端高出塔板板面，即形成溢流堰。溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般

30、采用平直形溢流堰板。堰长 弓形降液管的弦长称为堰长，以表示。堰长一般根据经验确定，对于常用的弓形降液管：单溢流 =（0.60.8）D双溢流 =（0.50.6）D式中 D塔内径，m 堰高 降液管端面高出塔板板面的距离，称为堰高，以表示。堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为=+ （5-6）式中 板上清液层高度，m；堰上液层高度，m。设计时，一般应保持塔板上清液层高度在50100，于是，堰高可由板上清液层高度及堰上液层高度而定。堰上液层高度对塔板的操作性能有很大的影响。堰上液层高度太小，会造成液体在堰上分布不均，影响传质效果，设计时应使堰上液层高度大于6，若小于此值须采用齿形堰；堰上液层高度太

31、大，会增大塔板压降及液沫夹带量。一般设计时不宜大于6070，超过此值时可改用双溢流型式。对于平直堰，堰上液层高度可用费兰西斯（Francis）公式计算，即 = （5-7） 式中 塔内液体流量，m/hE液流收缩系数，由图5-5查得。根据设计经验，取E=1 时所引起的误差能满足工程设计要求。当E=1时，由式5-7可看出，仅与及有关，于是可用图5-6所示的列线图求出。求出后，即可按下式范围确定：0.05-0.1-在工业塔中，堰高一般为0.040.05m；减压塔为0.0150.025m；加压塔为0.040.08m，一般不宜超过0.1m。2）降液管工业中以弓形降液管应用为主，故此处只讨论弓形降液管的设计

32、。（1）弓形降液管的宽度及截面积 弓形降液管的宽度以表示，截面积以表示，设计中可根据堰长与塔径之比/D由图5-7查得。为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡的物系，停留时间应更长一些。为此，在确定降液管尺寸后，应按下式验算降液管内液体的停留时间，即= （5-9）若不能满足式5-9要求，应调整降液管尺寸或板间距，直至满足要求为止。（2）降液管底隙高度 降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于6，即=-0

33、.006 （5-10） 也可按下式计算： = (5-11)式中 液体通过低隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.070.25m/s。降液管底隙高度一般不宜小于2025，否则易于堵塞，或因安装偏差而使液流不畅，造成液泛。3）受液盘受液盘有平受液盘和凹形受液盘两种形式，如图5-8所示。平受液盘一般需在塔板上设置进口堰，以保证降液管的液封，并使液体在板上分布均匀。进口堰高度可按下述原则考虑：当出口堰高度大于降液管底隙高度（一般都是这样）时，取=，在个别情况下，则应取，以保证液体由降液管流出时不致受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离不应小于。设置进口堰即占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。

34、采用凹形受液盘不需设置进口堰。凹形受液盘即可在低液量时能形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出。对于600以上的塔，多采用凹形受液盘。凹形受液盘的深度一般在50以上，有侧线采出时宜取深些。凹形受液盘不适于易聚合及有悬浮固体的情况，因易造成死角而堵塞。（二）塔板设计塔板具有不同的类型，不同类型塔板的设计原则虽基本相同，但又各有不同的特点，现对筛板的设计方法进行讨论。1.塔板布置塔板板面根据所起作用不同分为四个区域，如图5-4所示。开孔区 图5-4中虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以A表示，对单溢流型塔板，开孔区面积可用下式计算，即 A (5

35、-12)式中 ，m ，m 为以角度表示的反正弦函数。溢流区 溢流区为降液管及受液盘所占的区域，其中降液管所占面积以A表示，受液盘所占面积以表示。安定区 开孔区与溢流区之间的不开孔区域称为安定区，也称破沫区。溢流堰前的安定区宽度为，其作用是在液体进入降液管之前有一段不鼓泡的安定地带，以免液体大量夹带气泡进入降液管；进口堰后的安全区宽度为，其作用是在液体入口处，由于板上液面落差，液层较厚，有一段不开孔的安全地带，可减少漏液量。安定区的宽度可按下述范围选取，即溢流堰前的安定区宽度 =70100进口堰后的安全区宽度 =50100对小直径的塔（D1m）,因塔板面积小,安定区要相应减小.无效区 在靠近塔壁

36、的一圈边缘区域供支持塔板的边梁之用,称为无效区,也称边缘区.其宽度 视塔板的支承需要而定,小塔一般为3050,大塔一般为5070.为防止液体经无效区流过而产生短路现象,可在塔板上沿塔壁设置挡板.应予指出,为便于设计及加工,塔板的结构参数已逐渐系列化.附录四中列出了塔板结构参数的系列化标准,可供设计时参考.2.筛孔的计算及其排列筛孔直径 筛孔直径的选取与塔的操作性能要求、物系性质、塔板厚度、加工要求等有关，是影响气相分散和气液接触的重要工艺尺寸。按设计经验，表面张力为正系统的物系，可采用为38（常用45）的小孔径筛板；表面张力为负系统的物系或易堵塞物系，可采用为1025的大孔径筛板。近年来，随着

37、设计水平的提高和操作经验的积累，采用大孔径筛板逐渐增多，因大孔径筛板加工简单、造价低，且不易堵塞，只要设计合理，操作得当，仍可获得满意的分离效果。筛板厚度筛孔的加工一般采用冲压法，故确定筛板厚度应根据筛孔直径的大小，考虑加工的可能性。对于碳钢塔板，板厚为34，孔径应不小于板厚；对于不锈钢塔板，板厚为22.5，应不小于（1.52）。孔中心距相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。孔中心距t一般为（2.55），t/过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。设计推荐值为t/34。筛孔的排列与筛孔数设计时，筛孔按正三角形排列，如图5-9所示。当采用正三角形排列时，筛孔的数目n可按下

38、式计算，即 （5-13）式中 鼓泡区面积，； t筛孔的中心距，m。开孔率 筛板上筛孔总面积A与开孔区面积的比值称为开孔率，即 100% （5-14）筛孔按正三角形排列时，可以导出 =0.907 （5-15）应予指出，按上述方法求出筛孔的直径、筛孔数目n后，还需要通过流体力学验算，检验是否合理，若不合理需进行调整。五筛孔的流体力学验算塔板流体力学验算的目的在于检验初步设计的塔板计算是否合理，塔板能否正常操作。验算内容有以下几项：塔板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛等。(一)塔板压降气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压

39、降，气体通过筛板的压降可由下式计算 = (5-16)式5-16中的液柱高度可按下式计算，即 (5-17)式中 与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度，m液柱；与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度，m液柱；与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度，m液柱。1.干板阻力干板阻力可按以下经验公式估算，即 =0.051 (5-18)式中 气体通过筛孔的速度，m/s；流量系数。通常，筛板的开孔率15%，故式5-18可简化为 =0.051 (5-19)流量系数的求取方法较多，当10，其值可由图5-10直接查出。当10时，由图5-10查得后再乘以1.15的校正系数。2.气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力与

40、板上清液层的高度及气泡的状况等许多因素有关，其计算方法很多，设计中常采用下式估算 =（） （5-20）式中 充气系数，反映板上液层的充气程度，其值从图5-11查取，通常可取=0.50.6 图5-11中为气相动能因子，其定义式为= （5-21） (单溢流板) (5-22)式中 气相动能因子，/（sm）；通过有效传质区的气速，m/s；塔截面积，。3.液体表面张力的阻力液体表面张力的阻力可由下式估算，即 = (5-23)式中 液体的表面张力，N/m。由以上各式分别求出、及后，即可计算出气体通过筛板的压降，该计算值应低于设计允许值。（二）液面落差当液体横向流过塔板时，为克服板上的摩擦阻力和板上构件的局

41、部阻力，需要一定的液位差，此即液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D1 600的筛板，液面落差可忽略不计。对于液体流量很大及D2 000的筛板，需要考虑液面落差的影响。液面落差的计算方法参考有关书籍。（三）液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量0.1液体/气体。 计算液沫夹带的方法很多，设计中常采用亨特关联图，如图5-12所示。图中直线部分可回归成下式 = （5-24） 式中 液沫夹带量，液体/气体； 塔板上鼓泡层高度，m。

42、根据设计经验，一般取=2.5。 （四）漏液 当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以表示。计算筛板塔漏液点气速有不同的方法。设计中可采用下式计算，即 = （5-25）当 30或筛孔孔径3时，用下式计算较适宜：= （5-26）因漏液量与气体通过筛孔的动能因子有关，故亦可采用动能因子计算漏液点气速，即 = （5-27）式中 漏液点动能因子，值的适宜范围为810。 气体通过筛孔的实际速度与漏液点气速之比，称为稳定系数，即

43、 （5-28）式中 K稳定系数，无因次。K值的适宜范围为1.52。（五）液泛 液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况。因设计中对液沫夹带量进行了验算，故在筛板的流体力学验算中通常只对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。降液管内液层高度用来克服相邻两层塔板间的压降、板上清液层阻力和液体流过降液管的阻力，因此，可用下式计算，即= （5-29） 式中 降液管中清液层高度，m液柱；与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m液柱。主要是由降液管底隙处的局部阻力造成，可按下面经验公式估算：塔板上不设置进口堰=（5-30）塔板上设置进口堰 = （5-31

44、）式中 流体流过降液管底隙时的流速，m/s。按式5-29可算出降液管中清液层高度，而降液管中液体和泡沫的实际高度大于此值。为了防止液泛。，应保证降液管中泡沫液体总高度不能超过上层塔板的出口堰，即 （5-32）式中 安全系数。对易发泡物系，=0.30.5；不易发泡物系，=0.60.7。六、塔板的负荷性能图按上述方法进行流体力学验算后，还应绘出塔板的负荷性能图，以检验设计的合理性。塔板的负荷性能图的绘制方法见“筛板精馏塔设计示例”。七、板式塔的结构与附属设备（一）塔体结构1. 塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1

45、.52.0），若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。2. 塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定：塔底储液空间依储存液量停留38min（易结焦物料可缩短停留时间）而定；再沸器的安装方式及安装高度；塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。3. 人孔对于D1 000的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔68层塔板设一人孔。人孔直径一般为450600，其伸出塔体的筒体长为200250，人孔中心距操作平台约8001 200。设人孔处的板间距应等于或大于600。24.塔高 板式塔的塔高如图5-13所示。可按下式计算，即 （5-33） 式中 塔高，m； 实际塔

46、板数； 进料板数； 进料板处板间距，m；人孔数； 塔底空间高度，m； 设人孔处的板间距，m； 塔顶空间高度，m； 封头高度，m； 裙座高度，m。（二）塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板。塔径小于800时，一般采用整块式；塔径超过800时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内，对于单溢流型塔板，塔板分块如表5-3所示，其常用的分块方法如图5-14所示。表5-3 塔板分块数 塔径,8001 200 1 4001 6001 8002 0002 2002 400塔板分块数3456（三）精馏塔的附属设备精馏塔的附属设备包括蒸气冷凝器、产品冷却器、再沸器（蒸馏

47、釜）、原料预热器等，可根据有关教材或化工手册进行选型与设计。以下着重介绍再沸器（蒸馏釜）和冷凝器的型式和特点，具体设计计算过程从略。 化工原理课程设计指导书1.再沸器（蒸馏釜）该装置的作用是加热塔底料液使之部分气化，以提供精馏塔内的上升气流。工业上常用的再沸器（蒸馏釜）有以下几种： 内置式再沸器（蒸馏釜） 将加热装置直接设置于塔的底部，称为内置式再沸器（蒸馏釜），如图5-15（a）所示。加热装置可采用夹套、蛇管或列管式加热器等不同形式，其装料系数依物系起泡倾向取为60%80%。内置式再沸器（蒸馏釜）的优点是安装方便、可减少占地面积，通常用于直径小于600的蒸馏塔中。 釜式（罐式）再沸器 对直径

48、较大的塔，一般将再沸器置于塔外，如图5-15（b）所示。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间，设计中，一般要求气液分离空间为再沸器总体积的30%以上。釜式（罐式）再沸器的优点是气化率高，可达80%以上。若工艺过程要求较高的气化率，宜采用釜式（罐式）再沸器。此外，对于某些塔底物料需分批移除的塔或间歇精馏塔，因操作范围变化大，也宜采用釜式（罐式）再沸器。 虹吸式再沸器 利用热虹吸原理，即再沸器内液体被加热部分气化后，气液混合物密度小于塔内液体密度，使再沸器与塔间产生静压差，促使塔底液体被“虹吸”进入再沸器，在再沸器内气化后返

49、回塔中，因而不必用泵便可使塔底液体循环。热虹吸式再沸器有立式、卧式两种形式，如图5-16所示。立式热虹吸式再沸器的优点是，按单位面积计的金属耗用量显著低于其他型式，并且传热效果较好、占地面积小、连接管线短。但立式热虹吸式再沸器安装时要求精馏塔底部液面与再沸器顶部管板持平，要有固定标高，其循环速率受流体力学因素制约。当处理能力大，要求循环量大，传热面也大时，常选用卧式热虹吸式再沸器。一是由于随传热面加大其单位面积的金属耗量降低较快，二是其循环量受流体力学因素影响较小，可在一定范围内调整塔底与再沸器之间的高度差以适应要求。热虹吸式再沸器的气化率不能大于40%，否则传热不良，且因加热管不能充分润湿而

50、易结垢，故对要求较高气化率的工艺过程和处理易结垢的物料不宜采用。 强制循环式再沸器 用泵使塔底液体在再沸器与塔间进行循环，称为强制循环式再沸器，可采用立式、卧式两种形式，如图5-17所示。强制循环式再沸器的优点是，液体流速大，停留时间短，便于控制和调节液体循环量。该方式特别适用于高粘度液体和热敏性物料的蒸馏过程。强制循环式再沸器因采用泵循环，使得操作费用增加，而且釜温较高时需选用耐高温的泵，设备费较高，另外料液易发生泄漏，故除特殊需要外，一般不宜采用。应予指出，再沸器的传热面积是决定塔操作弹性的主要因素之一，故估算其传热面积时安全系数要选大一些，以防塔底蒸发量不足影响操作。2.塔顶回流冷凝器塔

51、顶回流冷凝器通常采用管壳式换热器，有卧式、立式、管内或管外冷凝等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分，有以下几类。 整体式及自流式 将冷凝器直接安置于塔顶，冷凝器藉重力回流入塔，此即整体式冷凝器，又称内回流式，如图5-18（a）、（b）所示。其优点是蒸气压降较小，节省安装面积，可藉改变升气管或塔板位置调节位差以保证回流与采出所需的压头。缺点是塔顶结构复杂，维修不便，且回流比难于精确控制。该方式常用于以下几种情况：传热面较小（例如50以下）；冷凝液难以用泵输送或泵送有危险的场合；减压蒸馏过程。图5-18（c）所示为自流式冷凝器，即将冷凝器置于塔顶附近的台架上，靠改变台架高度获得回流和采出所需的位差。

52、强制循环式 当塔的处理量很大或塔板数很多时，若回流冷凝器置于塔顶将造成安装、检修等诸多不便，且造价高，可将冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶输送回流，在冷凝器和泵之间需设回流罐，即为强制循环式。图5-18（d）所示为冷凝器置于回流罐之上，回流罐的位置应保证其中液面与泵入口间之位差大于泵的气蚀余量，若罐内液温接近沸点时，应使罐内液面比泵入口高出3m以上。图5-18（e）所示为将回流罐置于冷凝器的上部，冷凝器置于地面，冷凝器藉压差流入回流罐中，这样可减少台架，且便于维修，主要用于常压或加压蒸馏。附件资料2：筛板塔设计示例例题：在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物。已知原料液的处理量为4

53、000/h、组成为0.41（苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出物的组成为0.96，塔底釜液的组成为0.01。设计条件如下：操作压力 4kP（塔顶表压）；进料热状况 自选；回流比 自选；单板压降 0.7 kP；全塔效率 E=52%；建厂地址 天津地区。试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点送入精馏塔内。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，最小回流比较小，故操作回流

54、比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11/kmol甲苯的摩尔质量 =92.13 /kmol 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3.物料衡算原料处理量 总物料衡算 46.61=苯物料衡算 46.610.45=联立解得 =21.40kmol/h =25.21kmol/h（三）塔板数的确定1.理论板层数的求取苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出x-y图，见图5-19。求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在图5-19中对角线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 故最小回流比为 取操作回流比为 求精馏塔的气、液相负荷 求操作线方程精馏段操作线方程为 提馏段操作线方程为 图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图5-19所示。求解结果为总理论板层数 =12.5（包括再沸器）进料板位置 =62.实