1. 化工原理課程設計，苯甲苯精餾塔，5萬噸每年，原料含苯35%，塔頂產品苯94%，苯回收率99%，
時間300天，冷卻水30度，加熱介質0.6MPa飽和蒸汽
2. 跪求 化工原理課程設計： 分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔 的 設計書的 緒論 和總結
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3. 化工原理管殼式換熱器的課程設計！！！100分要具體過程
這只是個模板，你還要自己修改數據，其中有些公式顯示不出來。不明白的問我。qq83229427
一．設計任務和設計條件
某生產過程的流程如圖所示，反應器的混合氣體經與進料物流患熱後，用循環冷卻水將其從110℃進一步冷卻至60℃之後，進入吸收塔吸收其中的可溶組分。已知混和氣體的流量為227301㎏/h，壓力為6.9MPa ,循環冷卻水的壓力為0.4MPa ，循環水的入口溫度為29℃，出口溫度為39℃ ，試設計一台列管式換熱器，完成該生產任務。
物性特徵：
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度
二． 確定設計方案
1． 選擇換熱器的類型
兩流體溫的變化情況：熱流體進口溫度110℃ 出口溫度60℃；冷流體進口溫度29℃，出口溫度為39℃，該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時，其進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫度和殼體溫度之差較大，因此初步確定選用浮頭式換熱器。
2． 管程安排
從兩物流的操作壓力看，應使混合氣體走管程，循環冷卻水走殼程。但由於循環冷卻水較易結垢，若其流速太低，將會加快污垢增長速度，使換熱器的熱流量下賤，所以從總體考慮，應使循環水走管程，混和氣體走殼程。
三． 確定物性數據
定性溫度：對於一般氣體和水等低黏度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。故殼程混和氣體的定性溫度為
T= =85℃
管程流體的定性溫度為
t= ℃
根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。對混合氣體來說，最可靠的無形數據是實測值。若不具備此條件，則應分別查取混合無辜組分的有關物性數據，然後按照相應的加和方法求出混和氣體的物性數據。
混和氣體在35℃下的有關物性數據如下（來自生產中的實測值）：
密度
定壓比熱容 =3.297kj/kg℃
熱導率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循環水在34℃ 下的物性數據：
密度 =994.3㎏/m3
定壓比熱容 =4.174kj/kg℃
熱導率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算傳熱面積
1． 熱流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均傳熱溫差 先按照純逆流計算，得
=
3.傳熱面積 由於殼程氣體的壓力較高，故可選取較大的K值。假設K=320W/(㎡k)則估算的傳熱面積為
Ap=
4.冷卻水用量 m= =
五． 工藝結構尺寸
1．管徑和管內流速 選用Φ25×2.5較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速u1=1.3m/s。
2．管程數和傳熱管數 可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數
Ns=
按單程管計算，所需的傳熱管長度為
L=
按單程管設計，傳熱管過長，宜採用多管程結構。根據本設計實際情況，採用非標設計，現取傳熱管長l=7m，則該換熱器的管程數為
Np=
傳熱管總根數 Nt=612×2=1224
3.平均傳熱溫差校正及殼程數 平均溫差校正系數按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按單殼程，雙管程結構，查圖3-9得
平均傳熱溫差 ℃
由於平均傳熱溫差校正系數大於0.8，同時殼程流體流量較大，故取單殼程合適。
4.傳熱管排列和分程方法 採用組合排列法,即每程內均按正三角形排列,隔板兩側採用正方形排列。見圖3-13。
取管心距t=1.25d0，則 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到離其最.近一排管中心距離按式（3-16）計算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相鄰管的管心距為44㎜。
管數的分成方法，每程各有傳熱管612根，其前後關鄉中隔板設置和介質的流通順序按圖3-14選取。
5．殼體內徑 採用多管程結構，殼體內徑可按式（3-19）估算。取管板利用率η=0.75 ，則殼體內徑為
D=1.05t
按卷制殼體的進級檔，可取D=1400mm
6．折流板 採用弓形折流板，去弓形之流板圓缺高度為殼體內徑的25%，則切去的圓缺高度為
H=0.25×1400=350m，故可 取h=350mm
取折流板間距B=0.3D，則 B=0.3×1400=420mm，可取B為450mm。
折流板數目NB=
折流板圓缺面水平裝配，見圖3-15。
7．其他附件
拉桿數量與直徑按表3-9選取，本換熱器殼體內徑為1400mm，故其拉桿直徑為Ф12拉桿數量不得少於10。
殼程入口處，應設置防沖擋板，如圖3-17所示。
8．接管
殼程流體進出口接管：取接管內氣體流速為u1=10m/s，則接管內徑為
圓整後可取管內徑為300mm。
管程流體進出口接管：取接管內液體流速u2=2.5m/s，則接管內徑為
圓整後去管內徑為360mm
六． 換熱器核算
1． 熱流量核算
（1）殼程表面傳熱系數 用克恩法計算，見式（3-22）
當量直徑，依式（3-23b）得
=
殼程流通截面積，依式3-25 得
殼程流體流速及其雷諾數分別為
普朗特數
粘度校正
（2）管內表面傳熱系數 按式3-32和式3-33有
管程流體流通截面積
管程流體流速
普朗特數
（3）污垢熱阻和管壁熱阻 按表3-10，可取
管外側污垢熱阻
管內側污垢熱阻
管壁熱阻按式3-34計算，依表3-14，碳鋼在該條件下的熱導率為50w/(m•K)。所以
（4） 傳熱系數 依式3-21有
（5）傳熱面積裕度 依式3-35可得所計算傳熱面積Ac為
該換熱器的實際傳熱面積為Ap
該換熱器的面積裕度為
傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。
2． 壁溫計算
因為管壁很薄，而且壁熱阻很小，故管壁溫度可按式3-42計算。由於該換熱器用循環水冷卻，冬季操作時，循環水的進口溫度將會降低。為確保可靠，取循環冷卻水進口溫度為15℃，出口溫度為39℃計算傳熱管壁溫。另外，由於傳熱管內側污垢熱阻較大，會使傳熱管壁溫升高，降低了殼體和傳熱管壁溫之差。但在操作初期，污垢熱阻較小，殼體和傳熱管間壁溫差可能較大。計算中，應該按最不利的操作條件考慮，因此，取兩側污垢熱阻為零計算傳熱管壁溫。於是，按式4-42有
式中液體的平均溫度 和氣體的平均溫度分別計算為
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
傳熱管平均壁溫
℃
殼體壁溫，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=85℃。殼體壁溫和傳熱管壁溫之差為 ℃。
該溫差較大，故需要設溫度補償裝置。由於換熱器殼程壓力較大，因此，需選用浮頭式換熱器較為適宜。
3．換熱器內流體的流動阻力
（1）管程流體阻力
, ,
由Re=35002，傳熱管對粗糙度0.01，查莫狄圖得 ，流速u=1.306m/s,
,所以，
管程流體阻力在允許范圍之內。
（2）殼程阻力 按式計算
, ,
流體流經管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流體流過折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
總阻力
75468+43218=1.19× Pa
由於該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。
（3）換熱器主要結構尺寸和計算結果見下表：
參數 管程 殼程
流率 898560 227301
進/出口溫度/℃ 29/39 110/60
壓力/MPa 0.4 6.9
物性 定性溫度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定壓比熱容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
熱導率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特數 4.96 1.773
設備結構參數 形式 浮頭式 殼程數 1
殼體內徑/㎜ 1400 台數 1
管徑/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管長/㎜ 7000 管子排列 △
管數目/根 1224 折流板數/個 14
傳熱面積/㎡ 673 折流板間距/㎜ 450
管程數 2 材質 碳鋼
主要計算結果
管程 殼程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面傳熱系數/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢熱阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
熱流量/KW 10417
傳熱溫差/K 48.3
傳熱系數/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
七． 參考文獻：
1． 劉積文主編，石油化工設備及製造概論，哈爾濱；哈爾濱船舶工程學院出版社，1989年。
2． GB4557.1——84機械制圖圖紙幅面及格式
3． GB150——98鋼制壓力容器
4． 機械工程學會焊接學會編，焊接手冊，第3卷，焊接結構，北京；機械工業出版社 1992年。
5． 杜禮辰等編，工程焊接手冊，北京，原子能出版社，1980
6． 化工部六院編，化工設備技術圖樣要求，化學工業設備設計中心站，1991年。
4. 化工原理課程設計苯-甲苯
篩板式或浮閥式精餾塔的設計
這個CAD圖紙,估計不少人懂
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5. 化工原理課程設計
化工原理課程設計
題 目 乙醇-水溶液連續精餾塔優化設計
目 錄
設計任務書………………………………………………………………3
英文摘要前言……………………………………………………………4
前言………………………………………………………………………4
精餾塔優化設計…………………………………………………………5
精餾塔優化設計計算……………………………………………………5
設計計算結果總表………………………………………………………22
參考文獻…………………………………………………………………23
課程設計心得……………………………………………………………23
精餾塔優化設計任務書
一、設計題目
乙醇—水溶液連續精餾塔優化設計
二、設計條件
1．處理量： 15000 （噸/年）
2．料液濃度： 35 （wt%）
3．產品濃度： 93 （wt%）
4．易揮發組分回收率： 99%
5．每年實際生產時間：7200小時/年
6. 操作條件：①間接蒸汽加熱；
②塔頂壓強：1.03 atm（絕對壓強）③進料熱狀況：泡點進料；
三、設計任務
a) 流程的確定與說明；
b) 塔板和塔徑計算；
c) 塔盤結構設計
i. 浮閥塔盤工藝尺寸及布置簡圖；
ii. 流體力學驗算；
iii. 塔板負荷性能圖。 d) 其它
i. 加熱蒸汽消耗量；
ii. 冷凝器的傳熱面積及冷卻水的消耗量e) 有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統工藝流程圖和精餾塔裝配 圖，編寫設計說明書。
乙醇——水溶液連續精餾塔優化設計
（南華大學化學化工學院，湖南衡陽 421001）
摘要：設計一座連續浮閥塔，通過對原料，產品的要求和物性參數的確定及對主要尺寸的計算，工藝設計和附屬設備結果選型設計，完成對乙醇-水精餾工藝流程和主題設備設計。
關鍵詞：精餾塔，浮閥塔，精餾塔的附屬設備。
（Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001）
Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, proct requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme.
Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.
前 言
乙醇在工業、醫葯、民用等方面，都有很廣泛的應用，是很重要的一種原料。在很多方面，要求乙醇有不同的純度，有時要求純度很高，甚至是無水乙醇，這是很有困難的，因為乙醇極具揮發性，也極具溶解性，所以，想要得到高純度的乙醇很困難。
要想把低純度的乙醇水溶液提升到高純度，要用連續精餾的方法，因為乙醇和水的揮發度相差不大。精餾是多數分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程，因此可使混合液得到幾乎完全的分離。化工廠中精餾操作是在直立圓形的精餾塔內進行的，塔內裝有若干層塔板或充填一定高度的填料。為實現精餾分離操作，除精餾塔外，還必須從塔底引入上升蒸汽流和從塔頂引入下降液。可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，還必須有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還要配原料液預熱器、迴流液泵等附屬設備，才能實現整個操作。
浮閥塔與20世紀50年代初期在工業上開始推廣使用，由於它兼有泡罩塔和篩板塔的優點，已成為國內應用最廣泛的塔型，特別是在石油、化學工業中使用最普遍。浮閥有很多種形式，但最常用的形式是F1型和V-4型。F1型浮閥的結果簡單、製造方便、節省材料、性能良好，廣泛應用在化工及煉油生產中，現已列入部頒標准（JB168-68）內，F1型浮閥又分輕閥和重閥兩種，但一般情況下都採用重閥，只有處理量大且要求壓強降很低的系統中，才用輕閥。浮閥塔具有下列優點：1、生產能力大。2、操作彈性大。3、塔板效率高。4、氣體壓強降及液面落差較小。5、塔的造價低。浮閥塔不宜處理易結焦或黏度大的系統，但對於黏度稍大及有一般聚合現象的系統，浮閥塔也能正常操作。
精餾塔優化設計計算
在常壓連續浮閥精餾塔中精餾乙醇——水溶液，要求料液濃度為35%，產品濃度為93%，易揮發組分回收率99%。年生產能力15000噸/年
操作條件：①間接蒸汽加熱
②塔頂壓強：1.03atm（絕對壓強）
③進料熱狀況：泡點進料
一 精餾流程的確定
乙醇——水溶液經預熱至泡點後，用泵送入精餾塔。塔頂上升蒸氣採用全冷凝後，部分迴流，其餘作為塔頂產品經冷卻器冷卻後送至貯槽。塔釜採用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產品經冷卻後送入貯槽。工藝流程圖見圖
二 塔的物料衡算
查閱文獻，整理有關物性數據
⑴水和乙醇的物理性質
名稱
分子式
相對分子質量
密度
20℃
沸 點
101.33kPa
℃
比熱容
(20℃)
Kg/(kg.℃)
黏度
(20℃)
mPa.s
導熱系數
(20℃)
/(m.℃) 表面
張力
(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
⑵常壓下乙醇和水的氣液平衡數據，見表
常壓下乙醇—水系統t—x—y數據如表1—6所示。
表1—6 乙醇—水系統t—x—y數據
沸點t/℃ 乙醇摩爾數/% 沸點t/℃ 乙醇摩爾數/%
氣相 液相 氣相 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
乙醇相對分子質量：46；水相對分子質量：18
25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力與乙醇濃度之間的關系為：
式中 σ——25℃時的乙醇和水的混合液的表面張力，N／m；
x——乙醇質量分數，％。
其他溫度下的表面張力可利用下式求得
式中 σ1——溫度為T1時的表面張力；N／m；
σ2——溫度為T2時的表面張力；N／m；
TC——混合物的臨界溫度，TC＝∑xiTci ，K；
xi——組分i的摩爾分數；
TCi——組分i的臨界溫度， K。
料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數
X==0.174
X==0.838
X==0.0039
平均摩爾質量
M=0.17446.07+（1-0.174）18.02=22.9 kg/kmol
M= 0.83846.07+ (1-0.838) 18.02=41.52kg/kmol
M=0.003946.07+（1-0.0039）18.02=18.12kg/kmol
物料衡算
已知：F==74.83
總物料衡算 F=D+W=74.83
易揮發組分物料衡算 0.838D+0.0039W=74.830.174
聯立以上二式得：
D=15.25kg/kmol
W=59.57kg/kmol
三 塔板數的確定
理論塔板數的求取
⑴根據乙醇——水氣液平衡表1-6，作圖
⑵求最小迴流比Rmin和操作迴流比
因為乙醇-水物系的曲線是不正常的平衡曲線,當操作線與q線的交點尚未落到平衡線上之前,操作線已經與平衡線相切,如圖g點所示. 此時恆濃區出現在g點附近, 對應的迴流比為最小的迴流比. 最小迴流比的求法是由點a(,)向平衡線作切線，再由切線的斜率或截距求
作圖可知 b=0.342 b==0.342 Rmin =1.45
由工藝條件決定 R=1.6R
故取操作迴流比 R=2.32
⑶求理論板數
塔頂，進料，塔底條件下純組分的飽和蒸氣壓
組分 飽和蒸氣壓/kpa
塔頂 進料 塔底
水 44.2 86.1 101.33
乙醇 101.3 188.5 220.0
①求平均相對揮發度
塔頂 ===2.29
進料 ==2.189
塔底 ==2.17
全塔平均相對揮發度為
===2.23
===2.17
②理論板數
由芬斯克方程式可知
N===7.96
且
由吉利蘭圖查的 即
解得 =14.2 （不包括再沸器）
③進料板
前已經查出 即
解得 N=6.42
故進料板為從塔頂往下的第7層理論板 即=7
總理論板層數 =14.2 （不包括再沸器）
進料板位置 =7
2、全塔效率
因為=0.17-0.616lg
根據塔頂、塔釜液組成，求塔的平均溫度為，在該溫度下進料液相平均粘計劃經濟為
=0.1740.41+（1-0.174）0.3206=0.336
=0.17-0.616lg0.336=0.462
3、實際塔板數
精餾段塔板數：
提餾段塔板數：
四、塔的工藝條件及物性數據計算
以精餾段為例：
操作壓力為
塔頂壓力： =1.04+103.3=104.34
若取每層塔板壓強 =0.7
則進料板壓力： =104.34+130.7=113.4kpa
精餾段平均操作壓力 =kpa
2、溫度
根據操作壓力，通過泡點方程及安托因方程可得
塔頂 =78.36
進料板=95.5
=
3、平均摩爾質量
⑴ 塔頂==0.838 =0.825
= 0.83846.07+（1-0.838）18.02=41.52 kg/kmol
=0.82546.07+（1-0.825）18.02=41.15 kg/kmol
⑵ 進料板： = 0.445 =0.102
= 0.44546.07+（1-0.445）18.02=30.50 kg/kmol
=0.10246.07+（1-0.102）18.02=20.88 kg/kmol
精餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
4、平均密度
⑴液相密度
=
塔頂： = =796.7
進料板上 由進料板液相組成 =0.102
=
=
=924.2
故精餾段平均液相密度=
⑵氣相密度
=
5、液體表面張力
=
=0.83817.8+(1-0.838)0.63=15.0
=0.10216.0+(1-0.102)0.62=2.20
=
6、液體粘度
=
=0.8380.55+(1-0.838)0.37=0.521
=0.1020.34+(1-0.102)0.29=0.295
=
以提餾段為例
平均摩爾質量
塔釜 = 0.050 =0.0039
=0.05046.07+(1-0.050)18.02=19.42 kg/kmol
=0.003946.07+(1-0.0039)18.02=18.12 kg/kmol
提餾段的平均摩爾質量
= kg/kmol
= kg/kmol
平均密度
塔釜，由塔釜液相組成 =0.0039
=0.01
=
∴ =961.5
故提餾段平均液相密度
=
⑵氣相密度
==
五 精餾段氣液負荷計算
V=（R+1）D=(2.32+1)15.25=50.63
== m
L=RD=2.3215.25=35.38
= m
六 提餾段氣液負荷計算
V』=V=50.63
=0.382 m
L』=L+F=35.38+74.83=110.2
=0.0006 m
七 塔和塔板主要工藝尺寸計算
1塔徑
首先考慮精餾段：
參考有關資料，初選板音距=0.45m
取板上液層高度=0.07m
故 -=0.45-0.07=0.38m
==0.0239
查圖可得 =0.075
校核至物系表面張力為9.0mN/m時的C，即
C==0.075=0.064
=C=0.064=1.64 m/s
可取安全系數0.70，則
u=0.70=0.71.64=1.148 m/s
故 D==0.645 m
按標准，塔徑圓整為0.7m，則空塔氣速為0.975 m/s
2 精餾塔有效高度的計算
精餾段有效高度為
=(13-1)0.45=5.4m
提餾段有效高度為
=(20-1)0.45=8.55m
在進料孔上方在設一人孔，高為0.6m
故精餾塔有效高度為:5.4+8.55+0.6=14.55m
3 溢流裝置
採用單溢流、弓形降液管
⑴ 堰長
取堰長 =0.75D
=0.750.7=0.525m
⑵ 出口堰高
=
選用平直堰，堰上液層高度由下式計算
=
近似取E=1.03,則
=0.017
故 =0.07-0.017=0.053m
⑶ 降液管的寬度與降液管的面積
由查《化工設計手冊》
得 =0.17,=0.08
故 =0.17D=0.12 =0.08=0.031
停留時間 =39.9s (>5s符合要求)
⑷ 降液管底隙高度
=-0.006=0.053-0.006=0.047m
塔板布置及浮閥數目擊者及排列
取閥孔動能因子 =9
孔速 ===8.07m
浮閥數 n===39(個)
取無效區寬度 =0.06m
安定區寬度 =0.07m
開孔區面積
R==0.29m
x==0.16m
故 ==0.175m
浮閥排列方式採用等腰三角形叉排
取同一磺排的孔心距 a=75mm=0.075m
估算排間距h
h===0.06m
八 塔板流體力學校核
1、氣相通過浮塔板的壓力降，由下式
⑴ 干板阻力 ==0.027
⑵ 液層阻力 取充氣系數數 =0.5,有
==0.50.07=0.035
⑶ 液體表面張力所造成阻力此項可以忽略不計。
故氣體流經一層浮閥塔塔板的壓力降的液柱高度為：
=0.027+0.035=0.062m
常板壓降
=0.062860.59.81=523.4(<0.7K,符合設計要求)。
淹塔
為了防止淹塔現象了生，要求控制降液管中清液層高度符合，其中
由前計算知 =0.061m,按下式計算
=0.153=0.153=0.00002m
板上液層高度 =0.07m,得：
=0.062+0.07+0.00002=0.132m
取=0.5,板間距今為0.45m,=0.053m,有
=0.5(0.45+0.053)=0.252m
由此可見：<，符合要求。
霧沫夾帶
由下式可知 <0.1kg液/kg氣
===0.069
浮閥塔也可以考慮泛點率，參考化學工程手冊。
泛點率=100%
=D-2=0.7-20.12=0.46
=-2=0.3875-20.031=0.325
式中——板上液體流經長度，m;
——板上液流面積，；
——泛點負荷系數，取0.126;
K——特性系數，取1.0.
泛點率=
=36.2% (<80%,符合要求)
九 塔板負荷性能圖
1、霧沫夾帶線
按泛點率=80%計
100%=80%
將上式整理得
0.039+0.626=0.0328
與分別取值獲得一條直線，數據如下表。
0.00035 0.00085
0.835 0.827
2、泛液線
通過式以及式得
=
由此確定液泛線方程。
=
簡化上式得關系如下
計算數據如下表。
0.00035 0.00055 0.00065 0.00085
0.8215 0.8139 0.8105 0.8040
3、液相負荷上限線
求出上限液體流量值（常數）
以降液管內停留時間=5s
則
4、漏夜線
對於型重閥，由，計算得
則
5、液相負荷下限線
去堰上液層高度=0.006m
根據計算式求的下限值
取E=1.03
經過以上流體力學性能的校核可以將精餾段塔板負荷性能圖劃出。如圖
由塔板負荷性能圖可以看出：
① 在任務規定的氣液負荷下的操作點
P（0.00083，0.630）（設計點），處在適宜的操作區內。
② 塔板的氣相負荷上限完全有霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。
③ 按固定的液氣比，即氣相上限=0.630 ，氣相下限=0.209 ，求出操作彈性K，即
K==3.01
十 精餾塔的主要附屬設備
1 冷凝器
（1）冷凝器的選擇：強制循環式冷凝器
冷凝器置於塔下部適當位置，用泵向塔頂送迴流冷凝水，在冷凝器和泵之間需設迴流罐，這樣可以減少台架，且便於維修、安裝，造價不高。
（2）冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量
熱流體為78.36℃的93%的乙醇蒸汽，冷流體為20℃的水
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
r1=600 kJ/㎏ r2=775 kJ/㎏ qm1=0.153kg/s
Q=qm1r1=0.153×600000=91800J/s
Q=qm2r2=775000 qm2=91800
∴ qm2=0.12 kg/s
傳熱面積：
A=
==21.2
K取700W·m-2/℃
∴ A=
2 再沸器
（1）再沸器的選擇：釜式再沸器
對直徑較大的塔，一般將再沸器置於踏外。其管束可抽出，為保證管束浸於沸騰器液中，管束末端設溢流堰，堰外空間為出料液的緩沖區。其液面以上空間為氣液分離空間。釜式再沸器的優點是氣化率高，可大80%以上。
（2）加熱蒸汽消耗量
Q=qm1r1 Q=qm2r2
Q—單位時間內的傳熱量，J/s或W；
qm1, qm2—熱、冷流體的質量流量，kg/s;
r1 ,r2—熱，冷流體的汽化潛熱，J/kg
∵ r1=2257 kJ/㎏ r2=1333 kJ/㎏ qm2=0.43kg/s
∴ Q=qm2r1=0.43×1333=573.2 kJ/s=2257 qm1
∴ 蒸汽消耗量qm1為0.254 kg/s
表 浮閥塔板工藝設計計算結果
序號 項目 數值
1 平均溫度tm，℃ 86.93
2 平均壓力Pm，kPa 108.89
3 液相流量LS，m 3/s 0.00035
4 氣相流量VS，m 3/s 0.375
5 實際塔板數 33
6 塔徑，m 0.70
7 板間距,m 0.45
8 溢流形式 單溢流
9 堰長，m 0.525
10 堰高，m 0.053
11 板上液層高度，m 0.07
12 堰上液層高度，m 0.047
13 安定區寬度，m 0.07
14 無效區寬度，m 0.06
15 開孔區面積，m2 0.175
16 閥孔直徑，m 0.039
17 浮閥數 39
18 孔中心距，m 0.075
19 開孔率 0.147
20 空塔氣速，m/s 0.8
21 閥孔氣速，m/s 8.07
22 每層塔板壓降，Pa 700
23 液沫夾帶，（kg液/kg氣） 0.069
24 氣相負荷上限，m 3/s 0.00356
25 液相負荷上限，m 3/s 0.00028
26 操作彈性 3.01
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課程設計心得
通過這次課程設計使我充分理解到化工原理課程的重要性和實用性，更特別是對精餾原理及其操作各方面的了解和設計，對實際單元操作設計中所涉及的個方面要注意問題都有所了解。通過這次對精餾塔的設計，不僅讓我將所學的知識應用到實際中，而且對知識也是一種鞏固和提升充實。在老師和同學的幫助下，及時的按要求完成了設計任務，通過這次課程設計，使我獲得了很多重要的知識，同時也提高了自己的實際動手和知識的靈活運用能力。