化工原理课程设计

目录

一、 设计题·······································1 二、 原始数据及条件·······························1 三、 绪论·········································1 四、 装置的工艺计算·······························4 五、 筛板的流体力学计算···························15 六、 塔附件的设计·································19 七、 塔顶空间·····································22 八、 附件设备设计你·······························22 九、 设计结果—览表·······························25 十、 心得体会·····································25 十一、参考文献································26 十二、附图········································27

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化工原理课程设计

化工原理课程设计任务书

一、 设计题目

设计用于乙醇——水溶液分离的常压筛板精馏塔 二、 原始数据及条件

生产能力：处理量为6000kg/h

原料：原料为含有乙醇20%（摩尔分数，下同）的泡点液体 分离要求：馏出液体中含乙醇86% 釜液中含乙醇不大于2%

要求：取回流比为1.7倍的最小回流比，总板效率为0.6 已知条件：x D=86% xF=20% xw=2%

q=1 R=1.7Rmin

ET=0.6

三、 绪论：

《化工原理》课程设计是学生在学完基础知识后所安排的

工程实践性教学环节，是培养学生综合利用本门课程和有关选修课程知识去解决一次任务的一次训练，它是不仅与化工原理课程内容紧密相连，而且还与先修的物理化学，化工机械基础，计算机在化工中的应用等课程内容密切相关。

课程设计不同于平时的作业，它是通过设备的设计的基础

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程序和方法，选择流程，具备正确使用有关技术资料的能力，应用所学知识特别是本课程的有关知识解决化工实际问题的工作能力，使学生得到一次学习化工设计技能的初步训练，同时也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

精馏操作时液体混合物分离方法之一，它是是根据混合物

中的各组分的挥发度不同而达到分离的目的。在工业上，这需要塔才能实现分离。塔设备是化工，石油化工，生物化工，制药等生产过程中广泛采用的传质设备，根据塔内气体液体接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。在传统的设计中，蒸馏过程多采用板式塔，而吸收过程多选用填料塔。近年来随着塔设备设计水平的提高及新型塔构件的出现，上述传统已逐渐被打破。 筛板塔：

筛板与泡罩板的区别在于取消了泡罩与升气管而直接在板

上开很多小直径的筛孔；操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层。筛板塔的优点是：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，缺点是筛孔是堵塞，不易清理，易结晶，黏度大的物料。 填料塔：

填料塔内装填一定高度的填料层，液体沿填料表面成膜状向

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下流动，作为连续相得气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相得组分浓度沿塔高成连续变化。填料塔德主要部件包括塔件，塔体支座，除沫器，接管，人孔和手孔以及塔内件。填料时填料塔中气液接触的基础构件，其性能的尤略直接决定了填料塔的操作性能。填料根据装填方式可以分为散装填料和规整填料两大类。散装填料是一个具有一定几何形状和尺寸的颗粒体，一般以随机的方式堆置在塔内。根据结构特点，散装填料可分为还体填料，环鞍型填料及球形填料等，规整填料时按一定几何图形排列，整齐堆砌的填料。根据其集合结构可分为格栅填料，波纹填料，脉冲填料等。填料塔根据塔内的填料种类的不同，可以分为多种类型。

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说明：精馏操作是借混合液中各组分挥发度性的差异而达到分离的

目的，经过多次部分冷凝，多次部分冷凝，多次部分汽化而完成，一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段，塔上半部分完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的重组分，因而称为精馏段，塔的下部分完成了下降液体中重组分的提浓即提出了轻组分，因而称为提馏段。设置精馏段的目的是除去蒸汽中的重组分，设置提馏段的目的是脱除体中的轻组分，提馏段内的上升蒸汽量与下降液量的相对比值大，有利塔底产品的提纯。 根据全塔物料衡算，有F=D+W和FxF=DxD+wxw,可以进行

各种细节的计算。 四、 装置的工艺计算 1、 精馏塔全塔物料衡算

F:进料量 xF原料组成 D：塔底产品流量 xD：塔顶组成 xw:塔底组成 W:塔底残留液流量 由已知条件：xF=20% xD=86% xW=2% F=6000kg/h 处理数据：MF= xF *Mc+(1-xF )*MW=20%*46+(1-0.2)*18=23.6kg/mol F=6000/23.6=254.24kmol/h=0.0706kmol/s 由物料衡算：

F*xF=DxD+Wxw

F=D+W

代人数据得:

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D=0.0151kmol/s

W=0.0555kmol/s

2、 常压下乙醇——水气平衡组成（摩尔分数）与温度的关系

（1）温度：

xF=20% xD=86% xW=2% 由表中数据由内插法求得

tF:

(23.37-16.61)/(82.7-84.1)=(20-16.610/(tF-84.1)

tF=83.40℃

tD (89.43-74.72)/(78.15-78.41)=(86-74.72)/（ tD-78.41） tD78.21

tw:

7.211.921.9 tw95.3℃8

8995.5tw95.5精馏段平均温度：E1(tFtD)/280.80℃ 提馏段平均温度：E2(tFtW)/289.39℃

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（2）密度：

已知：混合液密度：1/LA/AB/B

（为质量分数，M为平均相对分子质量） 混合气体密度：VT0P/(22.4TP0) 塔顶温度：tD78.21℃ 用内插法求得 气体组成yD：

78.4178.1578.4178.21 yD0.86 878.1589.4378.15100yD进料温度：tF83.40℃ 气体组成yF：

84.182.784.183.4 yF0.527 50.8954.4550.89100yF塔底温度：tw95.38℃ 气相组成yw：

95.589.095.595.38 yw=0.174 1738.9117100yw① 精馏段组成：

x1(xDxF)/2(0.860.2)/20.53y1(yDyF)/2(0.8680.527)/20.70

②提留段组成：

ML1460.53(10.53)1832.84kg/molML2460.70(10.70)1837.60kg/molx2(xwxF)/2(0.200.02)/20.11y2(ywyF)/2(0.5270.174)/20.35

ML1460.11(10.11)1821.08kg/molML2460.35(10.35)1827.83kg/mol

摩尔分数转化为质量分数：xF20% xD86% xW2%

0.2460.390.246(10.2)180.8646 wcD0.94

0.8646(10.86)180.0246wcW0.050.0246(10.02)18wcF6

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由同温度下乙醇和谁的密度表：

由内插法求的在tD、tF、tw温度下的乙醇和谁的密度（单位：kg.m3）

tF83.40℃

85808583.4 cF731.6 0730735730cF85808583.4 wF969.6 2968.6971.8968.6wF10.390.61 F860.45 731.6969.624

FtD78.21℃

1008010078.21 cD736.70 716735716cD1008010078.21 wD973.00 958.4971.8958.4wD0.9410.94 D747.60 736.7005972.9993 tw95.38℃

1D1009510095.38 cW719.70 958.4961.85716cW1009510095.38 wW961.59 958.4961.85958.4wW10.0510.05 w945.70 719.696961.5878w由此可得：L1(FD)/2804.02 L2(Fw)/2903.07

MLD46xD48(10.86)460.8618(10.86)42.08 McF46xF18(1xF)460.218(10.2)23.60

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MLw46xw18(1xw)460.0218(10.02)18.56 ML1(McDMcF)/2(42.0823.06)/232.84 ML2(MLFMLF)/2(23.618.56)/221.08 MVD46yD18(1yD)460.86818(10.868)42.30 MVF46yF18(1yF)460.52718(10.527)32.76 MVw46yw18(1yw)460.17418(10.174)22.86 由此可得：MV1(MVDMVF)/2(42.332.76)/237.53 MV2(MVwMVF)/2(22.8732.76)27.81 VF则 VD Vw273.1532.761.12

22.4(273.1583.40)273.1542.301.47

22.4(273.1578.21)273.1522.870.76

22.4(273.1595.38)得 V1(VFVD)/2(1.121.47)/21.30 V2(VFVw)/2(1.120.76)0.94 （3）混合液体表面张力：

VcDMc/cD461000/736.7062.44ml VcWMc/cW461000/719.0063.92ml

VcF=Mc/ρcf=46*1000/721.60=62.88ml

VwFMW/WF181000/969.6218.56ml VwDMw/wD181000/973.0018.50ml VwWMw/wW181000/961.5918.72ml

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不同温度下乙醇和水的表面张力：

可求得：tF、 tD、 tw温度下乙醇和水的表面张力（单位：103N.m）

tD78.21℃ tF83.40℃ tw95.38℃

① 乙醇表面张力：

80708078.21 cD17.30 17.151817.15cD90809083.4 cF16.83 16.217.1516.2cF1009010095.38 cW15.66 16.217.1515.2cW ②水表面张力： ② 塔顶表面力：

80708078.21 cD62.90 62.664.362.6wD90809083.4 wF61.95 60.762.660.7wF1009010095.38 wW59.68 58.860.758.8wW2wD(1xD)VwD(10.86)18.50.002219CDxDVCD(1xD)VwDxDVCD0.8662.44(10.86)18.50.8662.442wDBlg0.2654

CD229

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2/3qCDVCD2/3对于乙醇：q2 Q0.441CDVCD0.42 TqABQ3.07

2SWF2联立方程组：Alg SWDSCD1

SCD1/41/4可解得: 1/4DSWDSWDSCDCD2.12 D20.20

同理： SCD0.169 SWF0.831 F51.10 SCW0.141 SWW0.859 W50.67 所以：精馏段的平均表面张力：1(FD)/235.65 提馏段的平均表面张力：2(FD)/250.89 (4)混合物的粘度：E180.81℃ C0.41 W0.33

'' E289.39℃ C0.31 (单位：mpa.s) 0.36 WN由 mxii

i1所以：提馏段黏度：20.360.110.31(10.11)0.32

精馏段黏度：10.410.530.33(10.53)0.37 （单位：mpa.s） （5）相对挥发度：

对于气相服从道尔顿分压定律（yipy）的混合液有

(yA/yB)/(xA/xB)

所以：xF20% xD86% xW2% yF0.0527 yD0.868 yw0.174 算得： F0.457 D1.070 W10.322 精馏段：1(FD)/22.76 提馏段：2(FW)/27.39

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3、 理论塔板数的计算

理论板：指离开此板的气液两相平衡。而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可用图解法，捷算法，逐板法，本书采用先用捷算法估算，再由逐板法精算。 由前述可知R4.34.

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及物体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。 已知：精馏段操作方程：yn1提馏段操作方程：yn1xRxnD0.998xn0.01 R1R1RDFWxnxw1.688xn0.688xw

(R1)D(R1)D① 捷算法：Nminx1xwlgDxw1xD6.267 lgRRmin0.335 R1NNminRRmin0.9()0.17 根据 lgN1R1得 N=11

②逐板法：应用Excel得：

精馏段 板xn=yn/(2.73-1.73yn) 数 1 2 3 4 0.692 0.449 0.229 0.096 yn+1=0.998xn-0.001 0.86 0.69 0.447 0.227 提馏段 板yn+1=1.688xn-0.01376 数 5 6 7 8 0.15 0.142 0.084 0.078 0.038 0.034 xn=yn/(2.88-1.88yn) 0.0923 0.058 0.055 0.031 0.029 0.014 11

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可得到理论板NT10块（包括再沸器），加料板为第5块理论板。 故：精馏板实际层数：N

提馏段实际层数：N

精

=10/0.6=17 =（4-1）/0.6=5

精

提

实际所需塔板数：NP=N4、 塔径的初步设计： （1）.气液相体积流量计算：

+N提=17+5=22

由乙醇——水的平衡组成图有：xexF0.2 ye52.68% 则：RminxDye0.860.52682.554 R1.7Rmin4.34 yexe0.52680.2①、 精馏段：LRD4.340.01510.065534kmol/s V(R1)D5.340.01510.080634kmol/s 已知：ML132.84kg/mol MV137.60kgmol L1804.02kg/m3 V11.2943kg/m3 则质量流量：L1ML1L32.840.0655342.152kg/s V1MV1V37.600.0806343.032kg/s 体积流量：LS1L1/L12.152/804.022.68103m3/s

VS1V1/V13.032/1.29432.343m3/s

③ 提馏段：因本设计为泡点液体进料，所以q1

L'LqE0.0655340.9421.007534 V'V(q1)F0.080634

已知：ML221.08kg/kmol MV227.828kg/kmol L1903.071kg/m3 V20.939kg/m3

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则质量流量：L2ML2L'21.2387kg/s V2MV2V'2.2439kg/s 体积流量：LS2L2/L20.0235m3/s VS2V2/V22.3897m3/s 5、

（1） 精馏段

由 （安全系数）max 安全系数0.6~0.8

maxc(VL)/V ，式中c可由史密斯关联图查出。 横坐标数值:

LS1/VS1(L1/V1)1/22.68103/2.343804.02/1.2920.0285

取板间距：HT0.45 hL0.0 7 HThL0.3 8查图可知：CC20(1/20)0.20.76(35.65/20)0.20.085

max0.085(804.021.3)/1.32.11m/s

0.510.7max0.72.111.48m/s

D14VSL42.3431.42m

3.141.481园整：D1=2m 横截面积：AT0.78522=3.14 空塔气速：13.185/7.0651.035m/s (2)提馏段： 横坐标数值：

LS2/VS2(L2/V2)1/20.0235/2.3897(903.071/0.939)0.305

取板间距：HT0.45m hL0.0m7 HThL0.3m8 查图可知：C200.060

CC20(2/20)0.20.060(50.89/20)0.20.072

max0.072(903.070.94)/0.942.23m/s

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20.7max0.72.231.56m/s

D2(4VS1//2)0.543.251/3.14/1.561.38m

圆整：D2=2 横截面积：AT0.785223.14 空塔气速：u23.251/3.141.035m3/s 6、 溢流装置： （1） 堰长lW 取 lW0.65D1.3m

出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度hOW按下式计算：

hOW2.84/1000E(Lh/lW)2/3

① 精馏段：hOW2.84/10001(36003.580103/1.3)2/30.060

hWhLhOW0.070.0600.010m

②、 提馏段：hOW2.84/10001(36004.246103/1.95)2/30.0112m hWhLhOW0.070.01120.0588m

（2） 弓形降液管宽度和截面积： 由 lW0.65D

0.12查图得： AT/AF007 2 1Wd/D 43则 AF0.07 50927.065m0.Wd0.12430.372

验算降液管内停留时间：

精馏段：AFHT/LS10.5090.45/(3.58103)85.47s 提馏段：AFHT/LS20.5090.45/(4.246103)9.75s 停留时间5s，故降液管可用

（3） 降液管底隙高度：

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① 精馏段：取降液管底隙的流速:00.07m/s 则：h0LS1/(LW.0)3.580103/(1.950.07)0.020m ②精馏段：去降液管底隙的流速0'0.07m/s

'则：h0LS2/(LW.0)4.246103/(1.950.07)0.172m

6.塔板布置，筛板数目与排列： （1）塔板布置，筛板数目与排列

本设计塔径D=2.6，采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。

（2）边缘区宽度确定： 取 WS0.1m0 WC0.0m6 （3）开孔区面积计算：

开孔区面积Aa可按下式计算：

220.52Aa2x(rx)r/180.arcsin(x/r)

xD/2(WdWs)1.5(0.3720.10)1.028

其中 rD/2Wc1.50.061.44m

1.4421.028221/2故Aa21.028(1.441.028)arcsin5.431 1801.44（4） 筛孔计算及排列：

乙醇水物无腐蚀性，可选用3mm碳钢管， 控制直径d05mm

筛孔按正三角形排列，去孔中心距t3，d03515mm 筛孔数目 n1.155Aa/t21.1555.431/(0.015)227299 取 n27300

开孔率 0.907(d0/t)20.907(0.005/0.015)210.08%

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化工原理课程设计

气体通过筛孔的起速为：

精馏段：01VS1/Aa2.343/(0.1015.431)4.271 提留段：02VS2/Aa2.3897/(0.1015.431)4.357 五、 筛板的流体力学计算 1、 塔板压降：

（1）、干板阻力由下式计算：hC0.051(0/C0)2(V/L) 由d0/5/31.67 查图得：C00.772

精馏段：hC10.051(57.46/0.772)2(1.3/804.02)0.186m液柱 提馏段 hC10.051(58.52/0.772)2(0.94/903.07)0.120m液柱 （2）气体通过液层的阻力hL1计算 气体通过液层的阻力hf由下式计算：

精馏段： a1VS1/(ATAF)2.343/(7.0650.509)0.357m/s Fa10.357(1.3)1/20.407kg1/2/(s.m1/2) 查图得：0.55

hL1hL(hWhOW)0.55(0.0600.010)0.0385

提馏段：a2VS2/(ATAF)2.3897/(7.0650.509)0.365m/s Fa20.365(0.94)1/20.354kg1/2kg/(s.m1/2) 查图得：0.56

得 hL2hL2(hWhOW)0.56(0.05880.0112)0.0392m （3）液体表面张力的计算

液体表面张力所产生的阻力h0由下式计算：h04L/Lgd0 精馏段：

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h14L1/L1gd0435.65103/804.029.810.0050.0036m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度可hP可按下式计算

hP1hC1hL1h10.1860.03850.00360.132m液柱 PP1hP1L1g0.132804.029.811041.4Pa

提馏段：h24L2/L2gd0450.89103/(903.079.810.005)0.0046m

hP2hC2hL1h20.1280.02130.00460.0809m液柱 PP2hP2L2g0.0809903.079.81716.70

2、 液面落差：

对于筛板塔，液面落差很小，且设计任务的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3、 液沫夹带，

液沫夹带量可由下式计算：eV5.710/L1a/(HThf)

63.2精馏段

eV15.7106/(35.65103)2.23/(0.450.175)3.20.074kg液/kg气＜0.1kg

提馏段：

eV25.7106/(50.89103)2.17/(0.450.175)3.20.074kg液/kg气<0.1kg

故在本设计中液沫夹带在允许范围内。

4、 漏液：对筛板塔，漏液点气速可由下式计算：

0，max4.4C(0.00560.13hLh)L/V

4.40.772(0.00560.130.080.0036)804.02/1.309.47m/s

0.5实际孔速：057.98m/s＞0,min 稳定系数 K57.99/9.4076.161.5 故在本设计中无明显漏液。

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5、 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应满足：

Hd(HThW)

乙醇-水物系属于一般物系，取(hThW)0.5(0.450.050)0.25m 而

HdhPhLhd板上不设置进口堰：

hd0.153020.1530.0720.0008m

Hd0.08680.033850.00080.1245m 所以 Hd(hThW)

在本设计中不会发生液泛的现象。 6，板负荷性能图 (1) 漏液线

由 0,min4.4C0(0.00560.13hLhC)L/V

0,minVS,min/A0hLhWhOW

0.5 hOW2.84E(hL/lW)2/3/1000

得Vs.min4.4C0A0{0.00560.13[hw2.48/1000E(lh/lw)2/3h]}L/V

4.40.7720.7770.101{0.00560.13[0.07082.84/1000(3600Ls0.84)2/30.0036 0.066(8.8758.72L2/3)0.5

S在操作范围内在取L2值做出漏液线1 （2）液沫夹带线

以eV0.1为上线，求VSLS关系如下：

eV5.7106L(aHTHf)3.2

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由aVSVS0.975VS ATAf1.130.104 8hf2.5hL2.5(hWhOW) hOW0.070hOW2.84Lh2/32/3E()0.718LS2/3 HThf0.282.L2 S1000lW代入数据整理得：VS2.1616.87LS2/3 在操作线范围内取做液沫带线2 （3）液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW0.006m作为最小液体负荷标准

hOW2.84E(3600LS/lW)2/3/10000.006m

LS,min(0.0061000/2.84)2/30.84/36000.00295m

据此可以做出气体流量无关的液相负荷下线3 （4）液相负荷上限线

以45作为液体在降液管中停留时间的下限

ATHT/LS4 得 LS,mi40.45/4n0.103m/0s0 570.据此可作出液相负荷上限线4 （5）液泛液：

d Hd(HThW) HdhphLhhphChLh hLhL hLhWhOW

联立可得：HT(1)hW(1)hOWhChdh 忽略h 将hOW与LS，hd与LS，hC与VS的关系代入 可解得：VS3.6838500.82LS254.5LS2/3 由此可作出液泛线5

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六，塔附件的设计

1、 接管

① 进料管 进料管结构类型很多，有直管进料管，弯管进料管，T型料管。

管径计算如下：D4VS F1.m /6s/ L903.k0g7m3.14FVS0.00123m3/s D32mm

查标准系列选择取404

0 3.14R4L1② 回流管 采用直管回流管。管径计算如下：D取 R1.m6s/ D48mm

查标准系列选取：654

4wMLW③ 塔底出料管 管径计算如下：DW1.6m/s D30mm

W 3.14W查标准系列选取：404 ④ 塔底蒸汽出料管，管径计算如下：D取20m/s D314mm 查标准系列选取3509 ⑤塔底进气管 管径计算如下：D取20m/s D388mm 查标准系列选取4009

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4VSL 3.144VS2 3.14化工原理课程设计

⑥ 法兰

由于常压操作，所有的法兰均采用，平焊法兰，由于不同的公称直径，选法兰。

（1） 进料管接管法兰：g6Dg40HG501058 （2） 回流管接管法兰：g6Dg40HG501058 （3） 塔底出料管接管法兰：g6Dg40HG501058 （4） 塔顶蒸汽出料管接管法兰：g6Dg40HG501058 （5） 塔底进料管接管法兰：g6Dg40HG501058 2 筒体和封头

（1） 筒体5mm,壁厚选6mm，所用材质A3

（2） 封头 封头分为椭圆形封头等中，本设计采用椭圆形封头，由

公称直径1200mm，选合适的封头。 3 除沫器。

在孔塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作，本设计采用丝网除沫器，其具有比面积大，质量轻，空隙及使用方便等优点。

6s/设计气速选取uk'(LV)/V 系数k'0.107 u2.6m

除沫器直径：D(4VS/3.14/F)0.50.7110m

选取不锈钢除沫器，类型：表型；规格40-100；材料：不锈钢丝网 4、裙座

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，

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化工原理课程设计

所以它是塔设备的支要支座形式，为了支座方便，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小。

基础环内径：Dbi(1200216)(0.2~0.4)103832mm 16mm 基础环外径：Db0(1200216)(0.2~0.4)1031632mm

园整：Dbi1000mm Db01800mm ；基础环厚度，考虑到腐蚀余量考虑到腐蚀余量18mm; 考虑到再沸器，裙座高度去3mm，底角螺栓直径取M30。 5、 吊柱

对于较高的室外无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料，安装和拆卸内件，一般取15m以上的塔物设吊柱，本设计中塔度大，因此吊柱，因设计塔径为1200mm，可取用吊柱500kg,材料A3 6、 人孔

人孔是安装或检修进出塔德唯一通道，人孔德设置应便于进入塔板，由于设置人孔塔检举大，设备过多会使制造难以达到要求，本塔有12块板，需要在加料板。 七、塔总体高度的设计 1、塔顶空间

乙醇-水体系不需要安装除沫器。塔顶空间取1.7HT,即

1.70.450.765m

2、 塔底空间

乙醇-水体系不易结焦，采用直接蒸汽加热，不需要再沸器，取塔底间距为2m

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化工原理课程设计

3、 塔立体高： H1HT441500.605m HHH封H顶H6.8 71HB裙八、附件设备设计

1、冷凝器的选择

冷却剂的选择：常用冷却剂是空气和水，本设计选择水。原因是冷却方便容易得到升温线较高，℃用水量较小，平均温度差小，传热面积大。

有机物蒸汽冷凝器的选择设计选用的总体传热系数一般范围500~1500kcal/(m2.h.℃)

本设计取k700cal/(m2.h.℃)2926J/(m2.h.℃)

进料温度：78.21℃（饱和气）→78.21℃（饱和液） 冷却水温度：20℃→35℃

逆流操作：t158.2℃ t243.21℃ tmt1t250.34℃ t1lnt2

冷凝器的热负荷 QC(R1)D(IVDILD)

IVD——顶塔上升蒸汽的焓； ILD——塔顶馏出液的焓;

1Tr20.38) IVDILDxD.HVC(1xD).HVW HV2HV1(1Tr1物质 乙醇 水 沸点/℃ 78.29 100 蒸发潜热△HV/KJ.kg-1 846 2257 TC/K 516.25 648.15 83.40℃时，

乙醇：Tr2T2/TC0.6806 Tr1T1/TC0.6808

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化工原理课程设计

蒸发潜热：HVC836.034kJ/kg 水：Tr2T2/TC0.5421 Tr1T1/TC0.576

蒸发潜热：HVW2360.313kJ/kg1 D=1699.72kg/h W=633.28kg/h

IVDICD1275.65kJ/kg

Q(R1)D(IVDICD)(4.341)1699.721275.6511.57106kJ/h

冷却水的消耗量：WCQC/CPC(t2t1) CPC4.25kJ/(kg.℃)

WC1.81105

传热面积：AQ/(Kt1m)78.57m2 2、再沸器的选择

加热介质的选择：常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，由于饱和水蒸气冷凝时的传质系数很高，可以通过改变蒸气压力准确地控制加热温度。本设计采用水蒸汽作为加热剂。水蒸汽容易获得，清洁，不容易结洉，不容易腐蚀加热管，不但成本会降低，塔结构也不复杂，饱和水蒸汽冷凝放热值大。 再沸器有卧式和立式两种，由于卧式再沸器，物料在壳程通过难以清洗，且自然循环的效果差，占地面积大。而立式再沸器无此缺点，它仅需要较大的支座，以保证物料循环所需的压头，所以，再此选择立式再沸器，另外，对自然循环压头不组或黏度高的物料。可用泵采用强制循环。再沸器的安装位置可在底部。

选用120℃饱和水蒸汽加热，传热系数K=2926J/(m2.h.℃) 料液温度：95.38℃-100℃，水蒸汽温度：120℃-120℃

t120℃ t224.62℃

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t2mt1t222.23℃ t1lnt2IVWILW(1xW)HVCxWHVW866.31

QC(R1)W(IVWILW)2.92107

水蒸汽消耗量：WCQC/CPC.(t2t1) CPC4.2kJ5kg/(℃ . WC1.49106 传热面积：A

九，设计结果—览表

项目 实际塔板数/块 塔高/m 塔径/m 平均气温/℃ 气相流量m3/s 液相流量m3/s 板间距m 溢流形式 降液管形式 堰长m 堰高m 堰上液层高度m 降液管底隙高度m 数值 22 9.67 3 85.1 3.186 3.58×10-3 0.45 单溢流 弓形 1.95 项目 开孔区面积m2 边缘区宽度m 筛孔直径m 筛孔数目 个 孔中心距m 开孔率% 空塔气速m/s 筛孔气速m/s 每层板压降kpa 液沫夹带kg液/kg气 气相负荷上限m3/s 气相负荷下限m3/s 冷凝传热面积m2 数值 5.431 0.1 0.005 27300 0.015 10.08 0.454 1.035 0.718 0.074 0.0057 0.00295 78.57 Q448.92m3 K/tm0.06 0.0092 0.03

十、心得体会

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时光飞逝，转眼间我们走过大三一半的路程，同时这也是我们用这一年所学的知识对化工原理这门课程进行总结与设计，通过这一年来对化工原理的学习，自己或多或少掌握了一些有关化工方面的知识，对化工的研究有了深入的了解。同时也增加了我对化工这个专业的兴趣。随着各种专业课的陆续开设，我感觉自己以前知道的太少太少。通过一星期的课程设计，让我更深刻的对化工原理设计这门课有了进一步的认识。它包含了我们学过的好多门课的知识来完成。表面上是化工原理的课程设计，但它还包括《计算机在化工中的应用》《化工制图》《化工机械基础》《物理化学》等。

本次化工原理课程设计历时一周。通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原理及方法。在这一周里，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。

通过这次的课程设计，对我继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。对于自己那微不足道的知识储备我只能去努力的去完善它，多去看书学习各种各样的知识来充实自己。

十一：主要参考文献

1.《化工原理》、上册，陈敏恒等主编，化学工业出版社。2006 2.《化工原理》、下册，陈敏恒等主编，化学工业出版社。2006 3．《化工原理课程设计》，王国胜主编，大连理工大出版社，2006

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化工原理课程设计

4. 《化工热力学》第三版，陈新志，蔡振云等编著、化学工业出版社

4、《化工机械基础》，陈国恒主编，化学工业出版社，2006 5、《化工制图》、《化工原理实验》、《计算机在化工中的应用》 十二、附图

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