乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计化工原理课程设计

化工原理课程乙醇-水溶液连续板式精馏塔设计2摘要4《化工原理》课程设计任务5第一章设计概述51.1塔设备在化工生产中的作用与地位51.2塔设备的分类51.3板式塔51.3.1泡罩塔61.3.2筛板塔61.3.3浮阀塔8第二章设计的确定及流程说明82.1塔型选择82.2操作流程9第三章塔的工艺计算93.1查阅文献，整理有关物性数据93.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数103.1.2平均摩尔质量103.2全塔物料衡算103.3塔板数的确定103.3.1理论塔板数的求取113.3.2全塔效率的估算123.3.3实际塔板数13第四章精馏塔主题尺寸的计算134.1精馏段与提馏段的汽液体积流量154.2塔径的计算174.3塔高的计算184.4.塔板结构尺寸的确定194.5弓形降液管21第五章塔板的流体力学验算215.1气体通过塔板的压力降m液柱225.2液面落差235.3液沫夹带（雾沫夹带）235.4漏液245.5液泛24第六章塔板负荷性能图246.1精馏段塔板负荷性能图246.1.1漏液线256.1.2液沫夹带线256.1.3液相负荷下限线256.1.4液相负荷上限线266.1.5液泛线276.2提馏段塔板负荷性能图276.2.1漏液线276.2.2液沫夹带线286.2.3液相负荷下限线286.2.4液相负荷上限线286.2.5液泛线30第七章各接管尺寸的确定及选型307.1进料管尺寸的计算及选型307.2釜液出口管尺寸的计算及选型317.3回流管尺寸的计算及选型317.4塔顶蒸汽出口径及选型317.5水蒸汽进口管口径及选型33第八章精馏塔的主要附属设备338.1冷凝器348.2预热器34设计结果一览表37设计小结38致谢38参考文献摘要筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对乙醇-水的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：筛板塔，精馏段，提馏段，乙醇，水AbstractThesievetraytowerisonekindofmaingas-liduidmasstransferequipmentinChemicalproduction.Thisdesignforethanol-waterdistillationanalysisoftheproblem,selection,calculation,accounting,graphics,etc,isamorecompletedistillationdesignprocess.Throughthecalculationofsievetraytower,wecangetvariousdesignsofsievetraytower,suchastowerprocess,productionoperatingconditionsandphysicalparametersisreasonabletoensurethesmoothprogressofdistillationprocessandtoimproveefficiencyasmuchaspossible.Keywords:sievetraytower，rectifyingsection,strippingsection,ethanol,water《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=0.022、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，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℃ 沸点101.33kPa℃ 比热容(20℃)Kg/(kg.℃) 黏度(20℃)mPa.s 导热系数(20℃)/(m.℃) 表面张力(20℃)N/m 水 18.02 998 100 4.183 1.005 0.599 72.8 乙醇 46.07 789 78.3 2.39 1.15 0.172 22.8（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 1.57 80.1 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 97.65 0.79 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 79.82 81.83 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：183.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数3.1.2平均摩尔质量M=0.13846+（1-0.138）18=21.86kg/kmolM=0.8246+(1-0.82)18=40.96kg/kmolM=0.0246+（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=D+WχW（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=1.081.85=2F=10.810/21.86=494.1kmol/h联立上式（1）、（2）、(3)得：S=203.4kmol/hW=629.7kmol/hD=67.8kmol/h3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的求取根据乙醇——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()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：(塔顶第一块板)(加料板)(塔底)由相平衡方程式可得因此可以求得：全塔的相对平均挥发度：（1）精馏段：（2）提馏段：全塔的平均温度：（1）精馏段：（2）提馏段：在81.7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，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。在91.1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，由附录十二（液体黏度共线图）查得（图中，乙醇的X=10.5，Y=13.8）。因为所以，平均黏度：（1）精馏段：（2）提馏段：用奥康奈尔法()计算全塔效率：（1）精馏段：（2）提馏段：3.3.3实际塔板数实际塔板数（1）精馏段：，取整22块，考虑安全系数加一块为23块。（2）提馏段：，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：tm=(tf+td)/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 xf=0.138 y1=xD=0.82 yf=0.485 x1=0.798 摩尔质量/ Mlf=21.86 MLf=40.34 Mvf=31.58 Mvl=40.96 温度/℃ 84.9 78.4在平均温度下查得液相平均密度为：其中，平均质量分数x'lm=(0.29+0.91)/2=0.6所以，ρlm=814.2精馏段的液相负荷L=RD=2×67.8=135.6Kmol/hLn=LM/ρlm=135.6×31.1/814.2=5.18由所以EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMAT精馏段塔顶压强若取单板压降为0.7,则进料板压强气相平均压强气相平均摩尔质量气相平均密度汽相负荷V=（R+1)D=67.8×3=203.4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/ 36.27 31.1 平均密度/ 1.493 814.2 体积流量/ 4941.3(1.373) 5.18(0.00144)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 xw'=0.025 xf'=0.29 yw'=0.234 yf'=0.706 摩尔分数 Xw=0.01 Xf=0.138 Yw=0.107 Yf=0.485 摩尔质量/ Mlv=18.28 MLf=21.86 Mlv=21.0 Mvf=31.58 温度/℃ 97.2 84.9表6提馏段的汽液相负荷 名称 液相 汽相 平均摩尔质量/ 20.07 平均密度/ 918.5 1.079 体积流量/ 13.76(0.00382) 4955.9(1.377)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：汽塔的平均液相流量：Ls=汽塔的汽相平均密度：汽塔的液相平均密度：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，板上液层高度，那么分离空间：功能参数：从史密斯关联图查得：C20=0.074，由于，需先求平均表面张力：1——乙醇2——水塔顶:进料板：=17.7mN/m=61.0mN/m塔底：=17.0mN/m=59.0mN/m精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力全塔液相平均表面张力C=0.074×()0.2=0.0878=0.0878×u=0.7×2.277=1.594m/s==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：Uj=提馏段的上升蒸汽速度为：Ui=安全系数：==0.770==0.769和均在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：--塔顶空间（不包括头盖部分）--板间距N---实际板数S---人孔数--进料板出板间距--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：个取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，全塔高度：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，破沫区宽度，查得堰长弓形溢流管宽度弓形降液管面积降液管面积与塔截面积之比堰长与塔径之比降液管的体积与液相流量之比，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符合要求液体在精馏段降液管内的停留时间符合要求4.5弓形降液管采用平直堰，堰高--板上液层深度，一般不宜超过60--70mm--堰上液流高度堰上的液流高度可根据Francis公式计算=E--液体的收缩系数--液相的体积流量--堰长精馏段=由查手册知E=1.04则=0.00113×1.04=0.0118m=0.06-0.0118=0.0482m降液管底部离塔板距离,考虑液封，取比小15mm即=0.0482-0.015=0.0332同理，对提馏段=由查手册得E=1.074=0.0218×1.074=0.0234m=0.06-0.0234=0.366m=0.0366-0.015=0.016m4.6.开孔区面积计算已知=0.12m进取无效边缘区宽度=0.05m破沫区宽度=0.075m阀孔总面积可由下式计算x=r=所以4.7筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mm筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm筛孔数目开孔率（在5--15%范围内）气体通过筛孔的气速为则精馏段提馏段第五章塔板的流体力学验算5.1气体通过塔板的压力降m液柱气体通过塔板的压力降(单板压降)——气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱——气体通过筛板的干板压降，m液柱——气体通过板上液层的阻力，m液柱——克服液体表面张力的阻力，m液柱5.1.1干板阻力干板压降=——筛孔气速，m/s——孔流系数——分别为气液相密度，Kg/m3根据d2/=5/3=1.67查干筛孔的流量系数图C0=0.78精馏段液柱提馏段液柱5.1.2板上充气液层阻力板上液层阻力用下面的公式计算：——板上清液层高度，m——反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数降液管横截面积=0.0534m3,塔横截面积=精馏段动能因子查充气系数与Fa的关联图可得=0.55则hl=hL=0.55×0.06=0.033m提馏段动能因子Fa=查充气系数与Fa的关联图可得=0.58则EMBEDEquation.KSEE3\*MERGEFORMAThl=0.58×0.06=0.03485.1.3由表面张力引起的阻力液体表面张力的阻力精馏段提馏段综上，故精馏段hp=0.134+0.033+0.00411=0.170m液柱压降=814.2×9.81×0.170=1.4KPa提馏段=918.2×9.81×0.126=1.1KPa5.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响5.3液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg液/Kg气公式精馏段提馏段故在本设计中液沫夹带常量ev在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。5.4漏液漏液验算K=>1.5--2.0u0——筛孔气速uow——漏液点气速精馏段实际孔速稳定系数为提馏段稳定系数为故在本设计中无明显漏液。5.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从的关系乙醇-水组分为不易发泡体系故取精馏段又板上不设进口堰hd=0.153（u0')2=0.153×0.06672=0.00068m液柱Hd=0.170+0.06+0.00068=0.231m液柱=0.269提馏段hd=0.153（u0')2=0.153×（0.272）2=0.0113Hd=0.126+0.06+0.0113=0.197m液柱=0.262。故在本设计中不会发生液泛现象第六章塔板负荷性能图6.1精馏段塔板负荷性能图6.1.1漏液线=0.785×0.0052×2378×7.73=0.361m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.1.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0482how=2.84/1000×1.04×(3600LS/0.792)2/3=0.928LS2/3则hf=0.121+2.32LS2/3HT-hf=0.4-0.121+2.32LS2/3=0.279-2.32LS2/3解得VS=1.595-13.27LS2/3 Ls/(m3/s) 0.002 0.004 0.006 0.008 Vs/(m3/s) 1.385 1.261 1.158 1.065可作出液沫夹带线26.1.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作最小液体负荷标准，由=EE=1.04,则据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.6.1.4液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.1.5液泛线令，，，联立得整理得：0.071=0.194-328.5-1.433列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.004 0.006 0.008 0.010 Vs/(m3/s) 1.466 1.378 1.277 1.155由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：精馏A）在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max=1.46m3/sVs，min=0.5m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min=2.926.2提馏段塔板负荷性能图6.2.1漏液线=0.785×0.0052×2378×9.16=0.427m3/s据此可以做出与流体流量无关的水平漏液线16.2.2液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：hf=2.5hL=2.5（hw+how），hw=0.0366how=2.84/1000×1.074×(3600LS/0.65)2/3=0.958LS2/3则hf=0.0915+2.395LS2/3HT-hf=0.4-0.0915-2.395LS2/3=0.309-2.395LS2/3解得VS=1.768-13.70LS2/3 Ls/(m3/s) 0.002 0.004 0.006 0.008 Vs/(m3/s) 1.551 1.423 1.316 1.221可作出液沫夹带线26.2.3液相负荷下限线=E=1.074据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。6.2.4液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。6.2.5液泛线0.0452=0.204-776.2-1.513列表计算如下 Ls/(m3/s) 0.001 0.004 0.006 0.008 0.010 Vs/(m3/s) 2.040 1.842 1.67 1.441 1.116由此表数据即可做出液泛线5。根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下线为漏液控制。由图查得Vs，max=1.45m3/sVs，min=0.427m3/s故操作弹性为Vs，max/Vs，min=3.40第7章各接管尺寸的确定及选型7.1进料管尺寸的计算及选型料液质量流体：进料温度tf=84.9℃，在此温度下乙醇=732.5Kg/m3水=968Kg/m3则Kg/m3则其体积流量：取馆内流速：则进料管管径：则可选择进料管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.874m/s7.2釜液出口管尺寸的计算及选型釜液质量流率：出料温度tw=97.2℃，在此温度下乙醇=719Kg/m3水=960Kg/m3则Kg/m3体积流率：取釜液出塔的速度ul=0.5m/s则釜液出口管管径：则可选择釜液出口管热轧无缝钢管，此时管内液体流速1.279m/s7.3回流管尺寸的计算及选型回流液质量流率：回流温度td=78.4℃，在此温度下乙醇=734Kg/m3水=974Kg/m3则Kg/m3体积流率：取釜液出塔的速度uw=1.5m/s则釜液出口管管径：则可选择回流管热轧无缝钢管，此时管内液体流速0.441m/s7.4塔顶蒸汽出口径及选型Kg/m3塔顶上升蒸汽的体积流量：取适当流速u=16m/sd=所选规格为：承插式铸铁管，此时管内流速14.25m/s7.5水蒸汽进口管口径及选型进入塔的水蒸气体积流量Kg/m3取适当流速u=20m/sd=则可选择水蒸气进口管承插式铸铁管，此时管内流速16.41m/s第八章精馏塔的主要附属设备8.1冷凝器（1）冷凝器的选择：强制循环式冷凝器冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。（2）冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量塔顶全凝器的热负荷：Q=qm1r1=cpcqm2(t2-t1)qm1=(R+1)DMDQ—单位时间内的传热量，J/s或W；qm1,qm2—热、冷流体的质量流量，kg/s;r1,r2—热，冷流体的汽化潜热，J/kgt=78.4℃时查表得r=1100.2KJ/Kg则Q=qm1r1=（2+1）×67.8×40.96×1100.2/3600=2546KJ/s取水为冷凝器介质其进出冷凝器的温度为20℃和30℃平均温度25℃下水的比热Cpc=4.203KJ/Kg.K于是冷凝水用量：qm2又Q=KAK取700W·m-2/℃所以，传热面积：A====53.2℃∴A==68.48.2预热器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=(84.9+35)/2=60.0℃（设原料液的温度为35度）在进出预热器的平均温度以及tfm=60℃的情况下可以查得比热cpf=3.485KJ/kg.℃，所以，Qf=10.8×1000×3.845×(84.9-35)=2072000KJ/h釜残液放出的热量若将釜残液温度降至tw2=45℃那么平均温度twn=(97.2+45)/2=71.1℃其比热为cpw=4.213KJ/kg.℃，因此，Qw=18,56×629.7×4.213×(97.2-45)=2570000KJ/h可知，，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点设计结果一览表 项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提留段 各段平均温度 ℃ 81.7 91.1 平均流量 气相 VS m3/s 1.373 1.377 液相 LS m3/s 0.00144 1.079 实际塔板数 N 块 23 8 板间距 HT m 0.4 0.4 塔的有效高度 Z m 9.2 2.8 塔径 D m 1.0 1.0 空塔气速 u m/s 1.749 1.754 塔板液流形式 单流型 单流型 溢流装置 溢流管型式 弓形 弓形 堰长 lw m 0.65 0.65 堰高 hw m 0.0482 0.0366 溢流堰宽度 Wd m 0.12 0.12 管底与受液盘距离 ho m 0.0332 0.0216 板上清液层高度 hL m 0.06 0.06 孔径 do mm 5.0 5.0 孔中心距 t mm 15.0 15.0 孔数 n 孔 2378 2378 开孔面积 m2 0.462 0.462 筛孔气速 uo m/s 29.51 29.60 塔板压降 hP kPa 1.4 1.1 液体在降液管中停留时间 τ s 14.83 5.59 降液管内清液层高度 Hd m 0.231 0.197 雾沫夹带 eV kg液/kg气 0.0879 0.0641 负荷上限 液沫夹带控制 液沫夹带控制 负荷下限 液相负荷下限控制 漏液控制 气相最大负荷 VS·max m3/s 1.46 1.45 气相最小负荷 VS·min m3/s 0.5 0.427 操作弹性 2.92 3.40设计小结精溜塔的设计，在化工行业有较广的应用，通过短短两周的设计，使我认识到精溜在应用是十分广泛的，但是，要把此塔设计好，是有一定难度的，它不仅要求我们拥有较高的理论基础，还要求我们掌握一定的实践基础。本次课程设计比上次难难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为过控专业的学生，不仅要学好《化工原理》《化工计算》等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解决问题。由于是上的问题，我们设计的不能像理论上那样准确，存在误差是在所难免的，计算过程中数字的一步步地四舍五入逐渐积累了较大的计算误差，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小。在计算中，精馏段和提留段有一定的差别，这就要综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。致谢在此次设计过程中，方继德老师给予我热情的指导，使得我顺利完成课程设计。也感谢和我一起参加设计的同组成员吴亚和张亚同学，我们一起探讨，一起学习，一起进步，这是非常难忘的一个过程，复杂但充实，在此特别感谢！参考文献[1]王志魁.化工原理（第三版）[M].北京：化学工业出版社，2005、1[2]刘雪暖、汤景凝.化工原理课程设计[M].山东：石油大学出版社，2001、5[3]贾绍义、柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津：天津大学出版社，2002、8[4]夏清、陈常贵.化工原理（下册）[M].天津：天津大学出版社，2005、1[5]《化学工程手册》编辑委员会.化学工程手册—气液传质设备[M]。北京：化学工业出版社，1989、7[6]陈敏恒化工原理（下）[M].北京：化学工业出版社，1989[7]姚玉英.化工原理（下）[M].天津：天津科技出版社，1999[8]谭天恩化工原理（下）[M].北京：化学工业出版社，1994�EMBED\*MERGEFORMAT����EMBED\*MERGEFORMAT����EMBED\*MERGEFORMAT����EMBED\*MERGEFORMAT����EMBED\*MERGEFORMAT���第1页，共37页第17页共19页_1234568022.unknown_1234568086.unknown_1234568150.unknown_1234568182.unknown_1234568198.unknown_1234568206.unknown_1234568210.unknown_1234568214.unknown_1234568216.unknown_1234568218.unknown_1234568219.unknown_1234568220.unknown_1234568217.unknown_1234568215.unknown_1234568212.unknown_1234568213.unknown_1234568211.unknown_1234568208.unknown_1234568209.unknown_1234568207.unknown_1234568202.unknown_1234568204.unknown_1234568205.unknown_1234568203.unknown_1234568200.unknown_1234568201.unknown_1234568199.unknown_1234568190.unknown_1234568194.unknown_1234568196.unknown_1234568197.unknown_1234568195.unknown_1234568192.unknown_1234568193.unknown_1234568191.unknown_1234568186.unknown_1234568188.unknown_1234568189.unknown_1234568187.unknown_1234568184.unknown_1234568185.unknown_1234568183.unknown_1234568166.unknown_1234568174.unknown_1234568178.unknown_1234568180.unknown_1234568181.unknown_1234568179.unknown_1234568176.unknown_1234568177.unknown_1234568175.unknown_1234568170.unknown_1234568172.unknown_1234568173.unknown_1234568171.unknown_1234568168.unknown_1234568169.unknown_1234568167.unknown_1234568158.unknown_1234568162.unknown_1234568164.unknown_1234568165.unknown_1234568163.unknown_1234568160.unknown_1234568161.unknown_1234568159.unknown_1234568154.unknown_1234568156.unknown_1234568157.unknown_1234568155.unknown_1234568152.unknown_1234568153.unknown_1234568151.unknown_1234568118.unknown_1234568134.unknown_1234568142.unknown_1234568146.unknown_1234568148.unknown_1234568149.unknown_1234568147.unknown_1234568144.unknown_1234568145.unknown_1234568143.unknown_1234568138.unknown_1234568140.unknown_1234568141.unknown_1234568139.unknown_1234568136.unknown_1234568137.unknown_1234568135.unknown_1234568126.unknown_1234568130.unknown_1234568132.unknown_1234568133.unknown_1234568131.unknown_1234568128.unknown_1234568129.unknown_1234568127.unknown_1234568122.unknown_1234568124.unknown_1234568125.unknown_1234568123.unknown_1234568120.unknown_1234568121.unknown_1234568119.unknown_1234568102.unknown_1234568110.unknown_1234568114.unknown_1234568116.unknown_1234568117.unknown_1234568115.unknown_1234568112.unknown_1234568113.unknown_1234568111.unknown_1234568106.unknown_1234568108.unknown_1234568109.unknown_1234568107.unknown_1234568104.unknown_1234568105.unknown_1234568103.unknown_1234568094.unknown_1234568098.unknown_1234568100.unknown_1234568101.unknown_1234568099.unknown_1234568096.unknown_1234568097.unknown_1234568095.unknown_1234568090.unknown_1234568092.unknown_1234568093.unknown_1234568091.unknown_1234568088.unknown_1234568089.unknown_1234568087.unknown_1234568054.unknown_1234568070.unknown_1234568078.unknown_1234568082.unknown_1234568084.unknown_1234568085.unknown_1234568083.unknown_1234568080.unknown_1234568081.unknown_1234568079.unknown_1234568074.unknown_1234568076.unknown_1234568077.unknown_1234568075.unknown_1234568072.unknown_1234568073.unknown_1234568071.unknown_1234568062.unknown_1234568066.unknown_1234568068.unknown_1234568069.unknown_1234568067.unknown_1234568064.unknown_1234568065.unknown_1234568063.unknown_1234568058.unknown_1234568060.unknown_1234568061.unknown_1234568059.unknown_1234568056.unknown_1234568057.unknown_1234568055.unknown_1234568038.unknown_1234568046.unknown_1234568050.unknown_1234568052.unknown_1234568053.unknown_1234568051.unknown_1234568048.unknown_1234568049.unknown_1234568047.unknown_1234568042.unknown_1234568044.unknown_1234568045.unknown_1234568043.unknown_1234568040.unknown_1234568041.unknown_1234568039.unknown_1234568030.unknown_1234568034.unknown_1234568036.unknown_1234568037.unknown_1234568035.unknown_1234568032.unknown_1234568033.unknown_1234568031.unknown_1234568026.unknown_1234568028.unknown_1234568029.unknown_1234568027.unknown_1234568024.unknown_1234568025.unknown_1234568023.unknown_1234567958.unknown_1234567990.unknown_1234568006.unknown_1234568014.unknown_1234568018.unknown_1234568020.unknown_1234568021.unknown_1234568019.unknown_1234568016.unknown_1234568017.unknown_1234568015.unknown_1234568010.unknown_1234568012.unknown_1234568013.unknown_1234568011.unknown_1234568008.unknown_1234568009.unknown_1234568007.unknown_1234567998.unknown_1234568002.unknown_1234568004.unknown_1234568005.unknown_1234568003.unknown_1234568000.unknown_1234568001.unknown_1234567999.unknown_1234567994.unknown_1234567996.unknown_1234567997.unknown_1234567995.unknown_1234567992.unknown_1234567993.unknown_1234567991.unknown_1234567974.unknown_1234567982.unknown_1234567986.unknown_1234567988.bin_1234567989.unknown_1234567987.unknown_1234567984.unknown_1234567985.unknown_1234567983.unknown_1234567978.unknown_1234567980.unknown_1234567981.unknown_1234567979.unknown_1234567976.unknown_1234567977.unknown_1234567975.unknown_1234567966.unknown_1234567970.unknown_1234567972.unknown_1234567973.unknown_1234567971.unknown_1234567968.unknown_1234567969.unknown_1234567967.unknown_1234567962.unknown_1234567964.unknown_1234567965.unknown_1234567963.unknown_1234567960.unknown_1234567961.unknown_1234567959.unknown_1234567926.unknown_1234567942.unknown_1234567950.unknown_1234567954.unknown_1234567956.unknown_1234567957.unknown_1234567955.unknown_1234567952.unknown_1234567953.unknown_1234567951.unknown_1234567946.unknown_1234567948.unknown_1234567949.unknown_1234567947.unknown_1234567944.unknown_1234567945.unknown_1234567943.unknown_1234567934.unknown_1234567938.unknown_1234567940.unknown_1234567941.unknown_1234567939.unknown_1234567936.unknown_1234567937.unknown_1234567935.unknown_1234567930.unknown_1234567932.unknown_1234567933.unknown_1234567931.unknown_1234567928.unknown_1234567929.unknown_1234567927.unknown_1234567908.unknown_1234567918.unknown_1234567922.unknown_1234567924.unknown_1234567925.unknown_1234567923.unknown_1234567920.unknown_1234567921.unknown_1234567919.unknown_1234567914.unknown_1234567916.unknown_1234567917.unknown_1234567915.unknown_1234567912.unknown_1234567913.unknown_1234567910.unknown_1234567911.unknown_1234567909.unknown_1234567900.unknown_1234567904.unknown_1234567906.unknown_1234567907.unknown_1234567905.unknown_1234567902.unknown_1234567903.unknown_1234567901.unknown_1234567893.unknown_1234567895.unknown_1234567897.unknown_1234567899.unknown_1234567898.unknown_1234567896.unknown_1234567894.unknown_1234567891.unknown_1234567892.unknown_1234567890.dwg