化工原理课程设计乙醇水体系精馏设备

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1、 - 33 - 设计任务书设计任务及要求：(1) 原料：乙醇水溶液，年产量10000吨； 乙醇含量：40%(质量分数)；(2) 设计要求：塔顶产品的乙醇含量不低于93%(质量分数)； 塔底残液的乙醇含量不高于0.5%(质量分数)；（3）厂址位于兰州地区；（4）设备工作日为300天/年，24小时连续运行；（5）兰州当地大气压为86.75 kPa。 目 录设计任务书 1 说明书目录 2 一、概述 5 1.1设计原理 5 1.2设计任务及要求 6 二、设计计算 7 （一）、设计方案的确定 7 1、塔型选择 7 2、操作条件的确定 7 2.1操作压力 7 2.2加料状态 8 2.3加热方式 8 （二）

2、、工艺计算 8 3、有关的工艺计算 9 3.1最小回流比及操作回流比的确定 9 3.2塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算 10 3.3全凝器冷凝介质的消耗量 10 3.4热能利用 11 3.5理论塔板层数的确定 11 3.6全塔效率的估算 12 3.7实际塔板数N P 13 （三）、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 13 1、操作压力 13 2、操作温度 13 3、精馏段的平均密度 14 （1）气相平均密度 14 （2）液相平均密度 14 （四）、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 14 4.1精馏段与提馏段的体积流量 15 4.1.1精馏段 15 4.1.2提馏段 16 4.2塔径的计算 1

3、7 4.3塔高的计算 19 (五)、塔板主要工艺尺寸的计算 20 5.1塔板尺寸 20 5.2弓形降液管 21 5.2.1 堰高 21 5.2.2 降液管底隙高度h0 21 5.2.3 进口堰高和受液盘 21 5.3浮阀数目及排列 21 5.3.1 浮阀数目 22 5.3.2 排列 22 5.3.3 校核 22 （六）、塔板流体力学计算 23 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) hp 23 6.1.1干板阻力hc 23 6.1.2板上充气液层阻力h1 23 6.1.3由表面张力引起的阻力h 23 6.2漏液验算 24 6.3液泛验算 24 6.4雾沫夹带验算 24 （七）、操作性能负

4、荷图 25 7.1雾沫夹带上限线 25 7.2液泛线 25 7.3液体负荷上限线 25 7.4漏液线 26 7.5液相负荷下限线 26 7.6操作性能负荷图及设计结果汇总表 26 (八). 各接管尺寸的确定 28 8.1 进料管 28 8.2 釜残液出料管 28 8.3 回流液管 29 8.4塔顶上升蒸汽管及水蒸气进口管 29 三 .设计评述及设计收获 30 四. 参考文献 30一、概述酒精的学名是乙醇，易燃，燃烧时无烟无味，安全卫生。乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有

5、共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。同时，设计方案的经济性、合理性、可行性、先进性也非常重要，力争达到化工设备的最优化。 1.1 设计原理 塔釜加热，液体沸腾，在塔内产生上升蒸汽，上升蒸汽与沸腾液体有着不同的组成，这种不同组成来自轻重组分间有不同的挥发度，由此塔顶冷凝，只需要部分回流即可达到塔顶轻组分增浓和塔底重组份提浓的目的。部分凝液作为回流，形成塔内下降液流的浓度字塔顶而下逐步下降，至塔底浓度合格后，连续或间歇地自塔釜排出部分釜液作为重组份较浓的塔底合格。 在塔中部适当位置加入待分离料液，加料液

6、中轻组分浓度与塔截面下降液流浓度最接近，该处即为加料的适当位置。因此，加料液中轻组分浓度愈高，加料位置也愈高，加料位置将塔分成上下二个塔段，下段为精馏段，下段为提流段。 在精馏段中上升蒸汽与回流之间进行物质传递，使上升蒸汽中轻组分不断增浓，只塔顶达到要求浓度。在提流段中，下降液流与上升蒸汽间的物质传递使下降液体中的轻组分转入气相，重组份则转入液相，下降液流重组份浓度不断增浓，至塔底达到要求浓度。 1.2 设计任务及要求 (1) 原料：乙醇水溶液，年产量10000吨 乙醇含量：40%(质量分数) (2) 设计要求：塔顶产品的乙醇含量不低于93%(质量分数) 塔底残液的乙醇含量不高于0.5%(质量

7、分数) （3）厂址位于兰州地区。 （4）设备工作日为300天/年，24小时连续运行。 （5）兰州当地大气压为86.75 kPa.表1 乙醇水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.1750.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.513

8、0.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0二、 设计计算（一）设计方案的确定 本设计任务为分离乙醇和水的混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送入储罐。该物系属不易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1. 塔型选择 根据生产任务，若按年工

9、作日300天，每天开动设备24小时计算，产品流量为1389kg/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，选用浮阀塔。2、 操作条件的确定 2.1 操作压力 由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压。精馏塔的塔顶压力 4kPa加热蒸汽压力 101.325kPa塔底压力 2.2 进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此

10、，本次设计中采取饱和液体进料，即泡点进料。 2.3 加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。(二)、工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数。乙醇的摩尔质量MA=46Kg/Kmol 水的摩尔质量MB=18Kg/Kmol则：原料液的摩尔组成：XF=0.2069 同理可求得：XD=0.8387

11、XW=0.0050原料液的平均摩尔质量:MF=23.78Kg/Kmol 同理可求得：MD=41.48Kg/Kmol MW=18.14Kg/Kmol45下，原料液中由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，以上计算结果见表2。表2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液馏出液釜残液40930.5(摩尔分数)0.20690.83870.0050摩尔质量23.2741.4818.14沸点温度/83.178.399.33、有关的工艺计算3.1 最小回流比Rmin及操作回流比的确定 乙醇-水体系为非理想体系，其平衡曲线有下凹部分，当操作线与q线的交点尚未落在平衡线上之前，操作线已于平衡线相切。(见

12、附图1)为此恒浓区出现在点g附近。此时Rmin可由点（XD,YD）向平衡线做切线的斜率求得。 由于是泡点进料，Xq=XF=0.2069,过点（0.2069,0.2069）作直线X=0.2069交平衡线于点d，由点d可读得Yq=0.526，因此 Rmin(1)=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.8387-0.526)/(0.526-0.2069)=0.978又过点a(0.8387，0.8387)作平衡线的切线，切点为，读得其坐标为Xq=0.718,Yq=0.778，因此：Rmin(2)=(XD-Yq)/(Yq-Xq)=(0.8387-0.778)/(0.778-0.718)=0.978所以，

13、Rmin(1)=Rmin(2)=0.978可取操作回流比R=1.56(R/Rmin=1.6)。3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为300天，每天开车24小时计，进料量为：F=10000103/3002423.7858.4Kmol/h由全塔的物料衡算方程可写出：总物料衡算 ： (蒸汽) 易挥发组分衡算： (泡点) 联立上述三式解得D=13.93Kmol/ W=80.12Kmol/hV0=35.65Kmol/h3.3 全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：可以查得，所以Qc=( 1.56+1 ) 13.9341.48( 1266-253.9 )1.497106 KJ/

14、h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为25和35则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：WC=QC / CPC ( t2- t1 )=1.497106 / 4.174( 35-25 )=35864.9 Kg / h3.4 热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：其中tfm=(83.1+45) / 2=64在进出预热器的平均温度以及tfm=64的情况下可以查得比热，所以，Qf=(10000103/30024)4.275( 83.1-45 )=226218.8KJ/h釜残液放出的热量若将釜残液温度降至那么平均温度twm=99.3+55/2=77.2其比热为，因此，QW

15、=80.124.191( 99.3-55 )=14875.2 KJ / h可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点。3.5 理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：Yn+1= (R / R+1) Xn + XD / (R+1)= 0.6Xn+0.33提馏段操作线方程：Yn+1=(W / V0) Xm-( W / V0) XW=2.25Xm-0.0112线方程：x=0.2069 在相图中分别画出上述直线，利用图解法（见附图2）可以求出：NT=18块(含塔釜)其中，精馏段14块，提馏段4块。3.6 全塔效率的估算 相对挥发度的计算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：由相平衡方程式可得根据乙醇水体系

16、的相平衡数据可以查得：y1=xD=0.8387 x1=0.834(塔顶第一块板)yf=0.526 xf=0.207(加料板)xw=0.005 yw=0.058(塔釜)因此可以求得:1=1.03，f=4.25，w=12.25全塔的相对平均挥发度：m=(1fw)1/3=（1.034.2512.25）1/3=3.77全塔的平均温度：tm=(tD+tf+tw)/3=(83.1+78.3+99.3)/3=86.9黏度的计算在温度下查得：H2O=0.3276mPa,CH3CH2OH=0.38mPa因为所以，Lf =0.20690.38+(1-0.2069)0.3276=0.338mPas全塔液体的平均粘度

17、：Lm=(Lf+LD+Lw)/3=(0.338+0.38+0.3276)/3=0.3485mPas全塔总效率的估算。根据ET=0.49(L)-0.245，求得ET=0.458全塔效率ET=0.49(L)-0.245=0.49（3.770.3485）-0.245=45.83.7 实际塔板数NP=NT/ET=19/0.458=42块(含塔釜)其中，精馏段的实际塔板层数为：14/0.458=31块 提镏段的实际塔板层数为：5/0.458=11块 实际总塔板层数为：NP=N精+N提=42（三）、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.1操作压力塔顶操作压力 PD=P当地+P表=700mmHg0.13

18、333kPa+4kPa=97.326kPa 每层塔板压降 P=0.7kPa 进料板压降 PF=97.326+0.742=126.726kPa 精馏段平均压降 Pm=(97.326+126.726)/2=112.026kPa 3.2 操作温度依据操作压力，操作温度的计算结果如下：塔顶温度 tD=78.3进料板温度 tF=99.3精馏段平均温度 tm=(83.1+99.3)/2=91.23.3精馏段的平均密度 （1）、气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 vm=PmMVm/RTm=112.02631.24/8.314(91.2+273.15)=1.156(kg/m3) （2）、液体平均密度 液

19、体平均密度依下式计算，即 1/m=i/i 塔顶液相平均密度。由TD=83.1，查手册的水=970.995kg/m3，乙醇=737.2/m3.LDm=1/(0.93/737.2+0.07/970.95)=748.005(kg/m3) 进料板液相平均密度。由tF=101.7,查手册的水=957.14kg/m3,乙醇=719.9kg/m3 进料板液相的质量分数 A=0.20746/(0.20746+0.79318)=0.4LFm=1/(0.4/719.9+0.6/957.142)=845.67(kg/m3) 精馏段液相平均密度Lm=(748.005+845.67)/2=796.84(kg/m3)（四

20、）、精馏塔的塔体工艺尺寸计算4.1 精馏段与提馏段的体积流量4.1.1 精馏段 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=(Mf+M1)/2=(23.78+38.7) /2=31.24kg/kmol液相平均温度：tm=(tf+tD)/2=(83.1+78.3)/2=80.7 表3 精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)质量分数xf=0.40y1= xD=0.93yf=0.614x1=0.94摩尔分数Xf=0.22y1=xD=0.8387yf=0.526x1=0.87摩尔质量/MLf=23.78MVf=41.48温度/83.178.3在平均温度下查得液相平

21、均密度为：其中，平均质量分数xLm=(0.4+0.94)/2=0.67所以Lm =839.74kg/m3精馏段的液相负荷L=RD=21.73kmol/h Ln=LM/Lm=21.7336.97/837.94=0.96m3/h同理可计算出精馏段的汽相负荷。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/31.2436.97平均密度/1.156839.74体积流量/587.24(0.16312)0.96 (0.000267)4.1.2 提馏段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

22、数xf=0.40yf =0.614摩尔分数xw=0.005xf=0.2069yw=0.058yf=0.526摩尔质量/MLw=18.14 MLf=23.78温度/99.383.3表6 提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/20.9625.6平均密度/794.80.947体积流量/0.573(0.0001592)964(0.268)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：Vs=(VsJ+VsT)/2=(0.868+0.16312)/2=0.52m3/s汽塔的平均液相流量：LS=(LSJ+LST

23、)/2=(0.0001592+0.000267)/2=0.0002131m3/s汽塔的汽相平均密度： V=(VJ+VT)/2=(0.947+1.156)/2=1.05kg/m3汽塔的液相平均密度：L=(LJ+LT)/2=(794.8+839.74) /2=817.3kg/m3 塔径可以由下面的公式给出： 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气速。取塔板间距HT=0.45m，板上液层高度h1=50mm=0.05m，那么分离空间： HT-h1=0.45-0.05=0.4m功能参数：(LS/VS)/(L/v)1/2=(0.0002131/0.22)/(817.3/1.05)1/2=0.027

24、 从史密斯关联图查得：C20=0.083，由于，需先求平均表面张力：全塔平均温度(TD+TF+TW)/3=(83.1+78.3+99.3)/3=86.9，在此温度下，乙醇的平均摩尔分数为（XD+XF+XW）/3=(0.2069+0.8387+0.005)/3=0.35，并且乙醇的临界温度为243，水的临界温度为374.2，所以，液体的临界温度：TC=xiTiC=0.35(273+243)+(1-0.35)(273+374.2)=601K 设计要求条件下乙醇水溶液的表面张力=2210-3N/m平均塔温下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： ，2=601-（273+86.9）601-（273

25、+25）22=17.5N/m 所以： =0.083(17.5/20)0.2=0.081umax=C(L-V/V)1/2=0.081(817.3-1.05)/1.051/2=2.26m/su=0.72.26m/s=1.58m/s =(40.52)/(1.58)=0.48m根据塔径系列尺寸圆整为D=480mm。塔截面积为AT=D2/4=0.18(m2)实际空塔气流为u=VS/AT=0.52/0.18=2.9m/s此时，精馏段的上升蒸汽速度为： uJ=4VSJ/D2=40.268/0.22=8.5m/s提馏段的上升蒸汽速度为： uT=4VST/D2=40.16312/0.22=5.2m/s4.3 塔

26、高的计算塔的高度可以由下式计算： Z=HD+(N2S)HT+SHP+HF+HW已知实际塔板数为N=42块，板间距HT=0.45m,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，则人孔的数目为： S=42/8-1=4个取人孔两板之间的间距HP=0.6m，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：Z=1.2+(4224) 0.45+40.6+0.5+2.5=22.8m精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度的计算 Z精=（N精4）HT=（314）0.45=12.15m提馏段有效高度的计算 Z提 =（N提4）HT=（114）0.45=3.15m可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目

27、为： S=42/8-1=4个其高度均为0.8m.故精馏塔的有效高度为：Z= Z精Z提0.85=12.153.154=19.3m(五)、塔板主要工艺尺寸的计算5.1塔板尺寸由于塔径等于480mm，所以采用单溢流型弓形分块式塔板。取无效边缘区宽度，破沫区宽度WS=60mm，取lw=0.6D=0.60.48 = 0.288 m = 288 mm lw/D=0.12/0.48 =0.25 查的Wd/D=0.1 Af/AT=0.05弓形溢流管宽度Wd=0.10.48 =0.048m=48mm弓形降液管面积Af=0.050.18=0.009m2 R=D/2WC=0.240.04=0.20m x=D/2Wd

28、Ws=0.240.020.06=0.18m验算： 液体在精馏段降液管内的停留时间 J=AfHT/LSJ=0.0090.45/0.000267=26.9s4s液体在精馏段降液管内的停留时间 =AfHT/LST=0.0090.45/0.0001592=4.52s4s5.2 弓形降液管5.2.1 堰高采用平直堰，堰高取，则 5.2.2 降液管底隙高度h0 若取精馏段取，提馏段取为，那么液体通过降液管底隙时的流速为精馏段： u0=LSJ/lwh0=0.000267/0.120.15=0.0148m/s提馏段： u0=LST/lwh0=0.001592/0.120.15=0.088m/su0的一般经验数

29、值为5.2.3 进口堰高和受液盘本设计不设置进口堰高和受液盘5.3 浮阀数目及排列采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。5.3.1 浮阀数目浮阀数目N=4Vs/d02u0气体通过阀孔时的速度取动能因数，那么u0=11/(1.05)1/2=10.7m/s，因此N=4Vs/d02u0=40.82/(0.039)210.7=78个5.3.2 排列由于采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排。若同一横排的阀孔中心距，那么相邻两排间的阀孔中心距为： A=2x(R2x2)+/180。R2sin-1x/R=0.42m2t计=0.42/780.075=71.8mm取t=71.8mm时画出的阀孔数目只有60

30、个，不能满足要求，取t=60mm画出阀孔的排布图如图1所示，其中t=75mm,t=60mm图中，通道板上可排阀孔37个，弓形板可排阀孔20个，所以总阀孔数目为N=37+202=77个5.3.3 校核气体通过阀孔时的实际速度：u0 =4Vs/d02N=9.36m/s实际动能因数：F0=9.36(1.05)1/2=9.1 (在912之间)开孔率： 阀孔面积/塔截面积100=d02N/4AT 100=12.24开孔率在10%14之间，满足要求。（六）、塔板流体力学计算 6.1 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)6.1.1 干板阻力浮阀由部分全开转为全部全开时的临

31、界速度为：u0c=（73.1/V）1/1.825=(73.1/V) 1 /1.825=10.23m/s因为u0u0c，所以hc=5.34V u02 /2Lg=5.341.0510.72/2817.39.81=0.04m6.1.2 板上充气液层阻力取板上液层充气程度因数，那么：6.1.3 由表面张力引起的阻力由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：hp=0.04+0.03=0.07m=0.07817.39.81=561.2Pa6.2 漏液验算动能因数，相应的气相最小负荷为：其中u0min=F/(V)1/2=5/(1.05)1/2=4.88m/s 所以Vsmin=(0.

32、0392784.88)/4=0.454m3/s0.52m3/s可见不会产生过量漏液。6.3 液泛验算溢流管内的清液层高度其中，hp=0.07m,hL=0.06m所以，Hd=0.07+0.06+0.003=0.133m为防止液泛，通常，取校正系数，则有：可见，即不会产生液泛。6.4 雾沫夹带验算泛点率=查得物性系数，泛点负荷系数ZL=D-2Wd=0.48-20.048=0.384mAb=AT-2Af=0.18-20.009=0.162m2所以，泛点率=0.79=7980可见，雾沫夹带在允许的范围之内（七）、操作性能负荷图 7.1 雾沫夹带上限线取泛点率为80%代入泛点率计算式，有：整理可得雾沫夹

33、带上限方程为： VS=2.103-31.22Ls 7.2 液泛线液泛线方程为其中，a=(1.91105V)/L=0.04 b=HT+(-1-0)=0.50.45+（0.5-1-0.5）0.05=0.175c=0.153/(lw2h02)=0.153/(0.28820.0152)=8198.3d=(1+0)E(0.667)/(lw)2/3=（1+0.5）1.020.667(lw) 2/3=0.45代入上式化简后可得：VS2=4.375-204957LS2-11.25LS2/37.3 液体负荷上限线取，那么Lsmax=AfHT/5=0.0090.45/5=0.00405m3/37.4 漏液线取动能

34、因数，以限定气体的最小负荷： Vsmin=d02N/(V)1/2=0.363m3/s7.5 液相负荷下限线取代入的计算式：2.84/10001.02(Lsmin/lw)2/3=0.006整理可得：7.6 操作性能负荷图由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.0002131，0.52)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。由图可读得： (VS)max=2.222m3/s，(VS)min=0.686m3/s所以，塔的操作弹性为2.222/0.686=3.24有关该浮阀塔的工艺设计计算结果

35、汇总于表7 表7 浮阀塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注塔径0.48板间距0.45塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板空塔气速2.9溢流堰长度0.288溢流堰高度0.05板上液层高度0.01降液管底隙高度0.025浮阀数个78等腰三角形叉排阀孔气速10.7阀孔动能因数5临界阀孔气速10.23孔心距0.075同一横排的孔心距排间距0.060相临二横排的中心线距离单板压降561.2液体在降液管内的停留时间26.9精馏段4.52提馏段降液管内的清液高度0.133泛点率，%79气相负荷上限2.222雾沫夹带控制气相负荷下限0.686漏夜控制开孔率，%12.24操作弹性3.24(八). 各接管尺寸的确定

36、8.1 进料管进料体积流量VSf=FMf/f=58.423.78/817.3=1.7m3/h=0.000472m3/s取适宜的输送速度，故dif=(4VSf/)1/2=(40.000472/2)1/2=0.0173m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：32 2.5mm 实际管内流速：uf=40.000472/0.0392=0.4m/s8.2 釜残液出料管釜残液的体积流量： VSW=WMw/w=(80.1218.14)/929.4=1.6m3/h=0.000444m3/s取适宜的输送速度，则 d计=(40.000444/1.5)1/2=0.02m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-

37、64)，规格：32 2.5mm 实际管内流速：uw=40.000444/0.0392=0.4m/s8.3 回流液管 回流液体积流量 VSL=LMf/L=(21.7341.48)/794.8=1.134m3/h=0.00032m3/s利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么 d计=（40.00032/0.5)1/2=0.03m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：32 2.5mm实际管内流速：uw=40.00032/0.0392=0.3m/s8.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽的体积流量：VSV=(1.56+1) 21.7341.48/0.947=2436.6m3/h=0.68m

38、3/s取适宜速度，那么uv=20m/sd计=（40.68/20)1/2=0.208m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：219 6mm实际管内流速：usv=40.68/0.2072=20.2m/s水蒸汽进口管：通入塔的水蒸气体积流量：VS0=(161.518)/0.953 =2769.8m3/h=0.7694m3/s取适宜速度uv=25m/s，那么d计=（40.7694/25)1/2=0.198m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：203 5mm实际管内流速：u0=40.832/0.1932=28.44m/s三、设计评述及设计收获设计是一项创造劳动，是设计者对许多构

39、思加以综合、应用基础知识和专业知识去实现目标的一个过程。通过本次设计，我懂得了好的设计应该有正确的思路，从国情出发、从实际出发，采用先进的科学技术，有效利用资源，做到技术上先进、经济上合理的优化设计状态。本次设计我受益匪浅，提高了我的基本技能，比如计算、运用设计资料及进行经验估算和数据处理能力等。另外，还是我初步掌握了化工单元操作设计的基本方法和程序。此外，还提高了我运用工程语言表述设计思路的能力等等。总之，这次设计虽然我做得不好，但确实让我学到了很多东西，让我收获颇多。参考资料：1 申迎华，郝晓刚编. 化工原理课程设计. 北京：化学工业出版社. 2009.052 陈敏恒，从德滋，方图南等编.

40、 化工原理(下). 北京：化学工业出版社.2006.053 华东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 20054 化学工程手册编委会. 化学工程手册物性数据. 北京：化学工业出版社. 19895 路秀林，王者相. 塔设备. 北京：化学工业出版社. 20046 GB/T 1497694 ZF钢管. 本章符号说明 英文字母 Aa塔板开孔区面积，m2； Af降液管截面积，m2； A0筛孔总面积，m2； AT塔截面积，m2； c0流量系数，无因次； C计算umax时的负荷系数，m/s；Cs气相负荷因子，m/s； d0筛孔直径，m；D塔径，m；ev液沫夹带量,kg

41、(液)/kg(气)； E液流收缩系数，无因次;ET总板效率，无因次； F气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； F0筛孔气相动能因子，kg1/2/(sm1/2)； h1进口堰与降液管间的水平距离，m； hc与干板压降相当的液柱高度，m液柱； hd与液体流过降液管的压降相当的液柱高度，m： hf塔板上鼓泡层高度，m； hl与板上液层阻力相当的液柱高度，m； hL板上清液层高度，m； h0降液管的底隙高度，m； how堰上液层高度，m； hw出口堰高度，m； hw进口堰高度，m； h与克服的压降相当的液柱高度，m； H板式塔高度; HB塔底空间高度，m； Hd降液管内清液层高度，m； HD塔顶

42、空间高度，m； HF进料板处塔板间距，m ； HP人孔处塔板间距，m； HT塔板间距，m； H1封头高度，m； H2裙座高度，m； K稳定系数，无因次； lW堰长，m； Lh液体体积流量，m3/h； LS液体体积流量，m3/s； n筛孔数目； NT理论板层数； P操作压力，Pa； P压力降，Pa； Pp气体通过每层筛板的压降，Pa； r鼓泡区半径，m； t筛孔的中心距，m； u空塔气速，m/s； uF泛点气速，m/su0气体通过筛孔的速度，m/s； u0.min漏液点气速，m/s； u0液体通过降液管底隙的速度，m/s； Vh气体体积流量，m3/h； VS气体体积流量，kg/s； WL液体质量流量，kg/s； WV气体质量流量，kg/s； Wc边缘无效区宽度，m； Wd弓形降液管宽度，m； Ws破沫区宽度，m； Z板式塔的有效高度，m； 希腊字母 充气系数，无因次； 筛板厚度，m液体在降液管内停留时间，s； 粘度，Pas； 密度，kg/m3； 表面张力，N/m； 开孔率或孔流系数，无因次； 液体密度校正系数，无因次。 下标 max最大的；min最小的； L液相的； V气相的。 化工原理课程设计