《化工原理》精。馏。
塔。化工原理教研室。
一、设计目的。
化工原理课程设计是一个综合性和实践性较强的教学环节，也是培养学生独立工。
作的有益实践，更是理论联系实际的有效手段。通过课程设计达到如下目的：
1．巩固化工原理课程学习的有关内容，并使它扩大化和系统化；
2．培养学生计算技能及应用所学理论知识分析问题和解决问题的能力；
3．熟悉化工工艺设计的基本步骤和方法；
4．学习绘制简单的工艺流程图和主体设备工艺尺寸图；
5．训练查阅参考资料及使用图表、手册的能力；
6．通过对“适宜条件”的选择及对自己设计成果的评价，初步建立正确的设计。
思想，培养从工程技术观点出发考虑和处理工程实际问题的能力；
7．学会编写设计说明书。
二、浮阀塔设计程序。
一）前言（设计方案的确定，对本设计概要介绍和有关说明）
二）流程图及流程说明。
三）工艺计算。
1．物性数据及相平衡数据。
查图表、化工数据手册确定相关物性数据。（ａ组分的液相密度、汽化潜热。
表面张力、黏度等）
2．物料衡算求d、w
参照教材例题。
1）将质量分数换算成摩尔分数。
2）求平均摩尔质量，3）物料衡算求d、w
将f、d、w的单位由kg/h换算成kmol/h及kg/m3
3．求最小回流比r小 （教材158页）
1）作y-x图（20×20）；t-x-y图（10×10）
用t-x-y图查t泡，根据由t-x-y图中查ya、yb、xa、xb，算出。
由作y-x图。
2）计算液化分率q值
教材152页例题7-4
3）在y-x图上作q线，求yq、xq
教材155页、教材159页例题7-5
4）求式中yq、xq由y -x查取
教材例题。4．确定操作回流比r
r=（1.1~2）r小。
讨论回流比的变化对精馏操作的影响。
5．确定实际塔板数和实际进料板位置。
1）**理论塔板数n理
2）确定全塔效率et
et也可由下式计算。a）式中
ya、xa根据由t-x-y图中查取。
μl=μaxa+μbxb=μaxa+μb(1-xa)
xa为进料液的摩尔分数（xa=xf）
μa、μb查下纯a、b组分的黏度mpa·s
图7-18和式（a）只限于泡罩塔和筛板塔，对浮阀塔应乘以1.1~1.2进行修正。
设→选取（单板压降）→求→计算→→→
比较和，相近为止。
（3）确定实际塔板数n实和实际进料板位置。
6．计算塔径 （分段计算）
式中 ——塔径，m；——塔内汽相流量，m3/s；
——空塔汽速，m/s。
1）求气液相负荷。
精馏段 （以塔顶操作状态计算）
l=rd kmol/h v=l+d=(r+1)d kmol/h
提馏段 （以塔釜操作状态计算）
lˊ=l+qf kmol/h vˊ=v+(q﹣1)f kmol/h
将l、v、lˊ、vˊ 的单位kmol/h换算成m3/h、m3/s
换算关系为
2）初选板间距ht和板上液层高度hl
和hl选经验值参照。
ht选取参照教材。
hl选取参照教材。hl为板上清液层高度m,对常压塔一般为50～100mm，常用。
50～80mm；减压塔hl＜25mm。
3）计算最大空塔气速umax，确定适宜空塔气速u
4）计算塔径d，并圆整。
圆整时，d<1m间隔为100mm，必要时d<700mm可用50mm为间隔；d>1m间隔为。
200mm，必要时d<2m可用100mm为间隔。
5）验算。核对圆整后的塔径d与前面设的板间距ht是否符合表7-2的对应关系。
验算实际空塔气速u实是否在（0.6~0.8）umax之间。
7．塔板结构设计。
1）溢流装置
确定溢流管类型和溢流形式。
本设计选用弓形溢流管、单溢流。
选堰长lw 单溢流取lw=(0.6~0.8)d
计算堰上液层高度how
先选平直堰，按平直堰公式教材169页式（7-55）计算how，若算得how<6mm应。
改用齿形堰，再用齿形堰公式计算how，齿形堰计算how的公式参考有关资料。
确定出口堰高hw hw=hl﹣how
求降液管底隙高度ho
受液盘及进口堰（本设计可不设置进口堰，采用平形受液盘）
验算液体在降液管中的停留时间θ 要求θ≥3~5s
2）浮阀数目的计算
选动能因数fo fo=9~12
计算阀孔气速uo
浮阀型式的选定
本设计采用f－1型重阀。
阀孔直径d0=39mm，阀片外径48m m，最小开度2.5mm，阀重约33g
浮阀数目的计算
3）塔板布置。
确定塔板形式塔板可分整块式和分块式两种，d<900mm的塔采用整块塔板，d>800mm的塔采用分块塔板，d=800~900mm时，根据制造和安装的具体情况两种均可。
采用。确定安定区（破沫区）宽度ws、无效区宽度wc
确定浮阀排列方式
本设计采用三角形叉排。
画塔板布置图，确定实际浮阀数。
4）验算。验算动能因数f0是否在8~12之间
验算开孔率ф是否在10%~14%之间
8．计算塔高z
z=h顶+（n实﹣2）ht+hf+h底。
式中 h顶——塔顶空间（不包括顶盖），取经验值，一般为1.3~1.5m；
n实——实际塔板数；
ht——板间距，m；
hf——进料段高度，m；
h底——塔低空间（不包括底盖），取经验值，一般为1.3~2m。h底也可根据塔釜。
液体停留时间进行计算。教材166页。
9．计算塔的进出口管直径，并选取进出口管规格。
四）流体力学计算（塔板校核）
1．计算气体通过塔板压降hp，并看hp是否符合要求。
2．淹塔（液泛）验算
3．雾沫（液沫）夹带验算
五）绘制塔板负荷性能图
1）雾沫夹带上限线。
2）液泛线。
3）液相负荷上限线。
4）液相负荷下限线。
5）气相负荷下限线（泄漏线）
6）操作负荷线（标出设计点和气相负荷上、下限）
7）计算操作弹性气相负荷上、下限之比称为塔板的操作弹性，浮阀塔的操。
作弹性一般为3~4。
六）精馏塔的热量衡算
1．塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积。
2．塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积。
七）计算结果总表。
八）设计成果评价及讨论。
九）主体设备工艺条件图。
十）参考书目录。
1．《化学工程手册》第一篇化工基础数据化学工业出版社2024年12月。
2．《化工原理课程设计》 天津大学化工原理教研室
柴诚敬刘国维李阿娜编天津科学技术出版社 2024年10月。
3．《化工原理》王振中编化学工业出版社 2024年8月。
三、设计中的有关问题。
一）精馏方案的确定
精馏方案的确定包括流程的安排、设备结构类型的选择和操作条件的确定等。
下面就有关内容加以分析。
1．操作压力的选择。
塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应。
根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。
加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另。
外，压力增加使溶液的泡点和**温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离。
困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增。
大，需要的塔径增加，因此设备费用增加。对热敏性物料可采用减压蒸馏，如苯乙烯。
乙苯溶液。对常压下呈气态的混合物应采用加压蒸馏，如从空气中分离氧和氮。而。
对于苯-甲苯、乙醇-水、甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所。
以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷。
凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液。
可采用常压蒸馏。
2．加料方式的选择。
加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。用泵直接加料，简单易。
行，但用高位槽加料流量稳定，以免受泵操作波动的影响。
3．进料热状态的选择。
进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节。
气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器。
使设备费用增加。
4．加热方式的选择。
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压。
强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽。
加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多。
采用间接蒸汽加热。
5．回流方式的选择。
液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台。
回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。
二）精馏塔接管管径的计算。
管径尺寸由管内流体的体积流量和流速决定，管径按下式计算并选取。
式中 qv——管内流体的体积流量，m3/s；
u——管内流体的流速，m/s，取经验值。
各管内流速的经验值可按如下选取：
1．蒸气管流速。
常压时u=12~20m/s
13.3~6.7kpa（绝压） u=30~45m/s
6.7kpa（绝压）以下 u=45~60m/s
2．回流液管流速。
借助位差重力回流 u=0.2~0.5m/s
用泵强制回流u=1.0~2.5m/s
3．加料管流速。
由高位槽进料u=0.4~0.8m/s
用泵直接加料u=1.5~2.5m/s
4．料液排出管流速。
塔釜溶液出塔流速 u=0.5~1.0m/s
5．饱和水蒸气管流速。
表压为295kpa以下 u=20~40m/s
表压为785kpa以下 u=40~60m/s
表压为2950kpa以上 u=80m/s
三）精馏塔的热量衡算。
1．塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积。
设塔顶为全凝器并忽略热损失 q水=q顶气。
即qm水c水（t2—t1）=v r
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