前言转眼之间，我们已经结束了大三的学习。

在这三年的学习当中，我们系统的学习了化工原理，物理化学，无机化学，有机化学，分析化学，化工设备与机械基础，机械制图，化工热力学等方面的知识，初步掌握了化学生产与化学设备之间的相互关系。

在李志礼老师的指导下，我们开始了化工原理课程设计。

实践是检验真理的唯一标准，学习了那么多的理论知识以后，终于有机会在现实过程中运用自己学习到的知识。

在这次设计过程中，我们得到了老师学长学姐们很多的帮助，在此对他们表示衷心的感谢，由于我们所知识的有限和能力的不足，在设计过程中难免会遇到设计不合理，考虑不周全的地方，希望老师给予理解与指导，我们会更加努力，争取做得更好。

设计者：目录第一章设计题目与要求设计题目…………………………………………………………………………任务要求与数据……………………………………………………………第二章筛板式精馏塔的工艺设计与计算塔板数的确定塔径的确定第一章设计题目与要求设计题目：乙醇—水溶液连续板式精馏塔设计任务要求与数据：1、设计一连续精馏塔分离乙醇和水，具体工艺参数如下：（1）原料乙醇含量：质量分率40%（2）年产量：30000t（3）摩尔分率：x D=；x W=2、工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝，泡点进料，泡点回流，R=（~2）R min。

3、设备形式筛板塔。

4、设计工作日每年330天，每天24小时连续运行。

第二章筛板式精馏塔的工艺设计与计算塔板数的确定全塔物料衡算原料液中：设乙醇（A）; 水（B）查附表得: M A = M B=由已知条件可知：x F = x D= x W=年产量：30000t 每年330天，每天24小时连续运行由F = D + Wx F*F =xD*D+x W*W得 F=（kmol/h）， W=（kmol/h），由t-x(y)图用内插法可知: 塔顶温度tD = ℃，塔底温度tw= ℃平均温度进料温度：℃相对挥发度的确定当t=℃时：1(1)0.17(10.019)(1)(10.17)0.019BAABy xy xy xy xα-⨯-===--⨯=当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时：5(1)0.5058(10.1661)(1)(10.5058)0.1661BAABy x y xy xy xα-⨯-===--⨯=当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时：9(1)0.6122(10.3965)(1)(10.6122)0.3965BAABy x y xy xy xα-⨯-===--⨯=当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时： 当t=℃时：14(1)0.7815(10.7472)(1)(10.7815)0.7472BAABy x y xy xy xα-⨯-===--⨯=平均相对挥发度n n αααα...21==29.321.135.1...20.858.1014=⨯⨯⨯⨯泡点进料，泡点回流 x D =α=∴0.69x 11x *y qq q =+=）—（αα 46.0min =--=qq q D x y y x R回流比系数我们取折中值R==根据理论板数的捷算法有=由吉利兰关联图→得5.01min=+-NNN →N=10块操作方程的确定精馏段：V =(R+1)D =+1)⨯=（kmol/h ），L =RD =× =（kmol/h ），提馏段：V =V –(1-q)F =h ），-L =L ＋qF = + 1×=（kmol/h ）， 则精馏段操作线方程： 111+++=+R x x R Ry D n n = ＋ 提馏段操作线方程：y n+1 = 0128.0-639x .1x x n n =-+VF D X V L FD 全塔效率塔顶温度t D = ℃， 塔底温度t w = ℃ ， 进料温度：℃平均温度[8]由表用内差法求℃ 下的粘度：μA = ，μB =①则平均粘度μL = x F μA ＋（1－x F ）μB=*+（）*=αμL =*=②求全塔效率E T由αμL =，由《化学化工物性数据手册》164页图10-20查得③求实际板数由TTE N N =得N=≈22块 精馏段物料衡算 物料组成：塔顶温度t D = ℃， 塔底温度t w = ℃ ， 进料温度：℃平均温度查表2-1 得(1)塔顶 y 1= X D = α=nnn y y )1(x --=αα x 1=(2)进料 x f = y f =平均分子量 m M（1）塔顶：MVDm=⨯⨯（mol g /）MLDm=⨯⨯（mol g /）(3)(2)进料: MVFm=⨯⨯（mol g /）MLFm=⨯⨯（mol g /）平均分子量MVm =2VFmVDm M M +=（mol g /）MLm =2LFMLDM M M +=（mol g /）平均密度m ρ 由书]3[：1/LM ρ=a A /LA ρ+a B /LB ρ 塔顶：在℃下：LA ρ=(3/m kg ) LB ρ=(3/m kg )LMDρ1=+ 则LMD ρ=(3/m kg )进料:在进料温度℃下：LA ρ= (3/m kg ) LB ρ=(3/m kg )a A =627.002.18)3965.01(07.46*3965.007.46*3965.0=-+LMFρ1=4.971)627.01(5.741627.0-+则LMF ρ=(3/m kg ) 即精馏段的平均液相密LM ρ=+/2=(3/m kg ) 平均气相密度VM ρ=RT PM VM =30.1)8.8615.273(*314.837.38*325.101=+(3/m kg ) 液体表面张力m σ(1)塔顶: 查图表求得在℃下：（物化手册）(m N/m )00.2689.62*18.09.17*82.0=+=MD σ(m mN /)(2) 进料: 在℃下：m mN MF /78.4447.62*)3965.01(86.17*3965.0=-+=σ (m mN /)则 m σ=(MD σ+MF σ)/2=+/2=(m mN /)气液负荷的计算由已知条件V =h kmol / L =h kmol / 得S V =VM VMvm ρ3600=31.130.1*360037.38*75.159= (s m /3) S L =LM LM LM ρ3600=00075.018.795*360072.31*41.67= (s m /3)塔径D 的计算两相流动参数计算如下LV F =VsLs ∴LV F =0142.030.118.79531.100075.0= 参考化工原理下表10-1(p129)，我们取板间距 H T = m 6.00=L h H T -m 39.0=L h参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：C 20f =f C =2.02020⎪⎭⎫⎝⎛σf C =091.0)2035.39(081.02.0=u =f 5.02.02020⎪⎪⎭⎫⎝⎛-⎪⎭⎫ ⎝⎛VVL f C ρρρσ=s m /25.2)30.130.118.795(*091.05.0=- 本物系不易起泡,取泛点百分率为85%，可求出设计气速n u '=⨯s m /根据塔设备系列化规格，将D '圆整到D=1m 作为初选塔径，因此重新校核流速u实际泛点百分率为%3.74250.2668.1==f n u u 塔板详细设计由于S L =3m s ，D=1m ，所以（m3/h ）<45(m3/h).根据《化工原理（下）》表10-2选择单溢流,弓形降液管，不设进口堰。

因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于米的塔中。

(1)溢流装置取堰长w l ==×1=, 选择平流溢流堰 出口堰高=w h OW L h h -,已取L h =W h 0=×310-E 3/2)(wh l L 由5.2)(w hl L =×3600/查化工原理下图10-48得：E=W h 0=×310-×××3600/2/3==w h OW L h h -=取=w h 是符合的。

∴h L =h W +h OW =+=修正后h L 对u n 影响不大,故塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度W d 与降液管面积A f 由w l /D=查化工原理下图10-40得:∴ d W =×1= (3) 降液管底隙高度h O为了保证降液管底端有良好的液封。

h O 要小于h W .同时为了防止因安装偏差而使液流不畅造成液泛，h O 一般不宜小于20-25mm 。

而h O ='l ow Su L ，取液体通过降液管底隙速度ou '=s. m u l L h o w S 015.070.0*70.000075.0*'0===过小,取h o = (4)塔板布置 取安定区宽度W S =, 取边缘区宽度W C =，从图10-40求出W d == m 。

(5)筛板数n 与开孔率ϕ按设计经验取塞班孔径mm d o 5=，因空心t 与o d 的比值过小会使气流易相互干扰，过大则鼓泡不均匀，会影响传质效率。

故选择推荐值内的0.3=od tt =mm 1550.3=⨯ 呈正三角形排列 依下式计算塔板上的开孔率ϕ=ϕ101.0)5/15(907.0/907.0220==）（d t =% 则每层塔板上的开孔面积o A 为： n =420d A π=220.04880.048824860.0050.0154π===⨯孔 筛板能校塔流体力学校核板压降的校核气体通过筛板压降相当的液柱高度：h p =h c +h l +h σ (1)干板压降相当的液柱高度 取板厚mm 3=δ，6.00.50.3==od δ,=ϕ101.0)5/15(907.0/907.0220==）（d t =% 查化工原理下图10-45得:C o =s m A V u S /84.260488.031.100===m/s h c =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛L v o o Cu ρρ2=m 1097.0)18.79530.1()74.084.26(051.02=液柱 (2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h l相应的气体动能因子 080.230.1*824.15.05.0===ρa a u F (m ·s -1·kg ·m -3)1/2查化工原理下图10-46得：β=m h h h h L ow w l 0396.00682.058.0)(=⨯==+=ββ液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ ∴ 板压降 σh h h h l c p ++==++=本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。