冷油塔课程设计范文

第一篇：冷油塔课程设计范文

脱硫塔设计

1、 筒体壁厚计算(所选材料为Q235B)。

筒体承受内压

pcDi2pc

t式中 ：计算厚度 mm

pc：计算压力 157.6MPa

：焊接接头系数 =0.85 t：设计温度下的材料许用应力157.6MPa，在工作压力下材料的许用应力为 157.6MPa Di：筒体内径 3000mm

工作压力Pw=1010.353毫米汞柱=1010.353×13.6×9.8=0.135MPa，所以设计压力P=1.1Pw=0.1485MPa，Pc=P=0.1485MPa pcDi2pct0.148530002157.60.850.14852.07mm

由《塔器设计技术规定》中有关规定，min28002/10005.6mm，所以5.6mm。

负偏差 C10.8mm

腐蚀裕量 C22mm

名义厚度为nC1C28.4mm，做塔设备时综合考虑取n12mm.

2、塔顶处封头壁厚计算(所选材料为Q235B)

选用半顶角为α=45°的折边锥型封头，由公式

pcDc21

tpccosα

式中 Dc—锥壳计算内直径，mm δ—锥壳计算厚度，mm α—锥壳半顶角，(°)。

0.148530002157.60.850.14851cos452.03mm

因min5.6mm，所以5.6mm。

名义厚度为nC1C28.4mm，选取锥形封头壁厚与筒体的壁厚相同，n12mm，由《化工设备机械基础》表8-30查得，公称直径为2800mm的折边锥形封头，H=0.562×2800=1573.6mm，直边高度为h25mm。

3、各管管径的计算 1)半水煤气进口

u：半水煤气流速，取u=14 m/s Vs：半水煤气流量，Vs=16866.57 m/h di4Vs3600u416866.5736003.14140.65m

3管子规格：φ720×8mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN700-0.6 RF 2)半水煤气出口

u：半水煤气流速，取u=13 m/s Vs：半水煤气流量，Vs=16866.57 m/h di4Vs3600u416866.5736003.14130.68m

3管子规格：φ720×8mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN700-0.6 RF 3)人孔的设计

由《化工设备设计全书》中关于人孔的有关规定，选取人孔公称直径DN=500mm，公称压力PN=1.0 外伸接管规格：φ530×8mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN500-1.0 RF 人孔手柄：选用φ20mm圆钢 4)脱硫液进口

u：脱硫液流速，取u=1m/s Vh：脱硫液流量，Vh=333m/h di4Vh3600u433336003.1410.343m

3管子规格：φ400×4mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN400-0.6 RF 5)脱硫液出口

u：脱硫液流速，取u=1 m/s

Vh：脱硫液流量，Vh=333 m/h di4Vh3600u433336003.1410.343m

3管子规格：φ400×4mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN400-0.6 RF 6)排净口设计

根据工艺计算数据，综合考虑各因素，选取排净口公称直径DN=80mm，公称压力PN=1.0MPa 管子规格：φ89×4mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN80-1.0 RF 7)液位计口设计

选取公称直径DN=20mm，公称压力PN=1.0MPa 管子规格：φ25×2mm

管法兰：HG20592-97 法兰 PLDN20-1.0 RF

第二篇：浮阀式连续精馏塔设计

课 程 设 计

题

目： 浮阀式连续精馏塔设计

教 学 院： 化学与材料工程学院 专

业： 生 物 化 工 工 艺 学

号： 学生姓名：

2008年 6月 18日

目

录

1.课程设计任务书…………………………………………………5 1.课程设计的目的…………………………………………………6 2.课程设计题目描述和要求………………………………………6 3.课程设计报告内容………………………………………………6 3.1 流程示意图……………………………………………………6 3.2 流程和方案的说明及论述……………………………………7 3.2.1流程的说明…………………………………………………7 3.2.2 方案的说明和论证…………………………………………7 3.2.3 设计方案确定………………………………………………8 4.精馏塔的工艺计算………………………………………………8 4.1 精馏塔的物料衡算……………………………………………8 4.1.1 物料衡算……………………………………………………8 4.1.2 相对挥发度的计算…………………………………………8 4.2 塔板数的确定…………………………………………………10 4.2.1 理论板数的计算……………………………………………10 4.2.2 精馏塔塔效率的计算………………………………………12 4.2.3 实际塔板数的计算…………………………………………12 4.3 塔的工艺条件及物性数据计算………………………………12 4.3.1 混合液平均摩尔质量计算…………………………………12 4.3.2 温度计算……………………………………………………13 4.3.3 平均密度计算………………………………………………13 4.3.4 液体平均张力计算…………………………………………14 4.3.5 气液相体积流量的计算……………………………………14 4.4 塔体工艺尺寸计算……………………………………………15 4.4.1 精馏段塔径计算……………………………………………15 4.4.2 提馏段塔径计算……………………………………………16 4.4.3 精馏塔有效高度计算………………………………………17 4.4.4 溢流装置计算………………………………………………17 4.4.5 弓形降液管宽度和截面积…………………………………18 4.4.6 弓形降液管底隙高度………………………………………19 4.4.7 塔板布置……………………………………………………19 4.4.8 边缘区宽度的确定…………………………………………19 4.5 浮阀计算及其排列……………………………………………20 4.5.1浮阀计算及其排列…………………………………………20 4.6 塔板流体力学计算……………………………………………20 4.6.1塔板压降……………………………………………………20 4.7 塔板负荷性能图………………………………………………23 4.7.1 雾沫夹带……………………………………………………23 4.7.2 液泛线………………………………………………………24 4.7.3 液相负荷上限线……………………………………………24 4.7.4 气相负荷下限线……………………………………………25 4.7.5 液相负荷下限线……………………………………………25 4.7.6 液相负荷下相线……………………………………………25 4.7.7塔板负荷性能图…………………………………………….25 4.8塔板负荷性能图分析………………………………………….26 5.辅助设备计算与选型……………………………………………26 5.1 冷却器的热负荷………………………………………………26 5.2 冷却器的传热面积……………………………………………26 5.3 冷却介质的消耗量……………………………………………27 5.4再沸器的计算和选型…………………………………………27 5.5离心泵的计算和选型…………………………………………28 5.6搅拌器的设计及选型…………………………………………28 6.设计结果汇总……………………………………………………29 7.课程设计的心得体会……………………………………………30 8.主要参考文献……………………………………………………

311. 课程设计的目的

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。

⒉ 课程设计题目描述和要求

本设计的题目是苯-氯苯浮阀式连续精馏塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔，板空上安装浮阀，具体工艺参数如下：

生产能力：70000吨/年(料液) 年工作日：320天

原料组成： 46% 苯，54%氯苯(质量分率，下同) 产品组成： 馏出液97%苯， 釜液2%氯苯 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点

加热方式：间接蒸汽加热 回流比：R=(1.2～2)Rmin

3. 课程设计报告内容

3.1 流程示意图

冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯

↑ ↓回流

原料→原料罐→原料预热器→精馏塔

↑回流↓

再沸器← → 塔底产品冷却器→氯苯的储罐→氯苯

3.2 流程和方案的说明及论证

3.2.1 流程的说明

首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。

3.2.2 方案的说明和论证

浮阀塔之所以广泛应用，是由于它具有下列特点：

1.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，

生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。

2.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操 作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长， 而雾沫夹带量小，塔板效率高。

4.气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及 液面落差比泡罩塔小。

5.塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的 50%～80%，但是 比筛板塔高 20%～30%。

浮阀塔盘的操作原理和发展: 浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高(防止浮阀锈死在塔板上)，所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。

3.2.3设计方案的确定 1.操作压力：

精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和氯苯为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况：

进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。本次设计采用泡点进料，即q=1。 3.加热方式

精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间接蒸汽加热是合适的。

4.冷却方式

塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。如果要求的冷却温度较低。可考虑使用冷却盐水来冷却。

5.热能利用

精馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。 4.精馏塔的工艺计算 4.1精馏塔的物料衡算 4.1.1物料衡算：

苯的摩尔质量：MA=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量：MB =112.5kg/kmol

原料液的平均摩尔质量

MF=0.55*78.11+(1-0.55)*112.5=42.9605+50.625=93.59kg/kmol 塔顶产品的平均摩尔质量

MD=0.98*78.11+(1-0.98)*112.5=78.80kg/kmol 塔液产品的平均摩尔质量

MW=0.03*78.11+(1-0.03)*112.5=114.47kg/kmol 原料处理量：F=

料液中苯的质量分数：xf =0.46

则其摩尔分数为xF=0.55 塔顶产品苯的质量分数：xd=0.97 则其摩尔分数为xD=0.98 塔底产品氯苯的质量分数：xw=0.02 则其摩尔分数为xW=0.03 总物料衡算：F=D+W

① 苯的物料衡算：F* xf=D*xd+W*xw

② 联立①②式得：D=1.17kg/s W=1.36kg/s

4.1.2 相对挥发度的计算： Antoine蒸汽压方程

lnP°=A- 式中 P°——在T时的饱和蒸汽压，mmHg;

T——温度，K;

A、B、C——安托因(Antoine)常数

Tmax、Tmin——应用安托因方程的最低和最高温度限，K。 查《化学工程手册》(第一册)P164常用物质的物性和热力学数据表得

A

B

C

Tmax

Tmin 苯

15.9008

2788.51

-52.36

377

280 氯苯

16.0676

3295.12

-55.60

420

320

①、各温度下苯和氯苯的饱和蒸汽压列表：

查《化学工程手册》(第一册)P4 压力单位换算表得

1mmHg=133.3Pa 温度(oC)

80

90

100

110

120

130 苯(PA0)/kpa

100.524

135.502

179.280

233.217

298.735

377.291 氯苯(PB0)/kpa

19.544

28.06

39.285

53.944

72.692

96.289 ②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表： 计算公式为： XA=

温度(oC)

80

90

100

110

120

130 XA

0.682

0.443

0.26

0.127

0.018 YA

0.912

0.784

0.598

0.374

0.067 ③、计算各温度下的苯对氯苯的相对挥发度： 计算公式为：

理想状态下相对挥发度：

温度(oC)

80

90

100

110

120

130 XA

0.682

0.443

0.26

0.127

0.018

5.14

4.83

4.56

4.32

4.11

3.92 ④计算苯的平均相对挥发度：

苯的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示。

≈4.456

4.2塔板数的确定

4.2.1理论板层数的求算 (1)平衡线方程的求算

(2)q线方程

进料状态由五种，即过冷液体进料(q>1),饱和液体进料(q=1)，气液混合进料(1>q>0)和过热蒸汽进料(q<0)，本设计选用的为泡点进料，故q=1。则xF=xq (3)最小回流比

①

②

将②式代入①式得：Rmin=0.4576 因为R=(1.1~2.0)Rmin 所以取R=0.5491 (4)精馏段操作线方程

(5)理论塔板数的确定

先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下： = =0.98 相平衡

=0.9166 操作线

=0.9575

=0.8350

=0.9286

=0.7448

=0.8966

=0.6606

=0.8668

=0.5935

=0.8430

=0.5465< =0.55 所以本设计共有五块精馏板，第六块为进料板。

精馏段液相质量流量：L=R*D=0.5491*1.17=0.6424kg/s 精馏段气相质量流量：V=(R+1)*D=(0.5491+1)*1.17=1.8124kg/s 提馏段液相质量流量：L’=L+q*F=0.6427+1*2.53=3.1724kg/s 提馏段气相质量流量：V’=V-(1-q)*F=1.899kg/s 则提馏段的操作线方程为： =

=1.671x-0.0215

以下替使用相平衡方程和提馏段操作线方程计算如下： =0.7469 相平衡 =0. 5091

操作线

=0.6313

=0.4220

=0.4097

=0.2775

=0.1907

=0.1348

=0.0610

=0.0502

=0.0060

=0.0144< =0.03

因为本设计采用间接加热方式，所以共需十二块塔板，其中精馏段五块，提馏段七块。 4.2.2 精馏塔塔效率的计算 查《化学工程手册》(第一册)P164常用物质的物性和热力学数据表得 苯的沸点为353.3K;氯苯的沸点为404.9K 塔的平均温度为Tm= 查《化学工程手册》(第一册)P164常用物质的物性和热力学数据表得 苯的粘度系数： A=545.64 B=265.34 氯苯的粘度系数： A=477.76 B=276.22 粘度计算公式：

lg =

计算得

苯=0.2415 氯苯=0.3393 则液相在此温度下的平均粘度为：

=0.55 苯+(1-0.55) 氯苯=0.2855 则精馏段的效率为：

ET=0.17-0.616lg =0.17-0.616*0.2855=0.5053 4.2.3 实际塔板数计算

精馏段：N精=5/0.5053=9.895 取10块 提馏段：N提=7/0.5053=13.853 取14块

4.3 塔的工艺条件及物性数据计算 4.3.1 混合液的平均摩尔质量计算

(1) 塔顶的平均摩尔质量计算 xd=y1=0.98

据气液相平衡方程

得x1=0.9166

气相平均摩尔质量： MV.Dm=M苯*y1+M氯苯*(1-y1)=78.80kg/kmol ML.Dm=M苯*x1+M氯苯*(1-x1)=80.98kg/kmol (2) 进料板苯的摩尔分数

在塔板数计算中得进料板的苯的摩尔分数为： y=0.8430 x=0.5465 (3) 进料板的平均摩尔质量：

MV.Fm=M苯*yF+M氯苯*(1-yF)=83.51kg/kmol ML.Fm=M苯*xF+M氯苯*(1-xF)=93.71kg/kmol 则精馏段的平均摩尔质量 MV.M精=(78.80+83.51)/2=81.15kg/kmol ML.M精=(80.98+93.71)/2=87.33kg/kmol (4) 塔底的平均摩尔质量

已知xW=0.03 根据平衡方程得 yw=0.12 MV.Wm= M苯*yw+M氯苯*(1-yw) =108.37kg/kmol

MV.Wm= M苯*xw+M氯苯*(1-xw)=111.47kg/kmol

则提馏段的平均摩尔质量：

MV.M提=(83.51+108.37)/2=95.94kg/kmol ML.M提=(111.47+93.71)/2=102.59kg/kmol 4.3.2 温度计算

(1) 塔顶温度

T=353K PA°=100.524KPa PB°=19.544KPa xa=1.0

T=363K PA°=135.502 Kpa PB°=28.06Kpa xa=0.682

内插法得 xa=0.92 TD=82.7℃

(2) 进料板的温度

T=363K PA°=135.502 Kpa PB°=28.06Kpa xa=0.682

T=373K PA°=179.280KPa PB°=39.285KPa xa=0.443

内插法得 xa=0.55 TF=95.5℃

(3) 塔釜的温度

T=393K PA°=298.735 Kpa PB°=72.692Kpa xa=0.127

T=403K PA°=377.291 Kpa PB°=96.289Kpa xa=0.018

内插法得 xa=0.03 TW=129.0℃

(4) 精馏段和提馏段的平均温度

t精=(tD+tF)/2=(82.7+95.5)/2=89.1℃

t提=(tW+tF)/2=(129.0+95.5)/2=112.25℃ 4.3.3 平均密度计算

(1) 精馏段和提馏段的平均压力：

Pm精=【101.325+(0.7*6+101.325)】/2=103.425Kpa

Pm提=【(0.7*6+101.325)+ (0.7*6+105.325)】/2=107.625Kpa (2) 精馏段和提馏段气体密度：

kg/m3

kg/m3 (4) 精馏段和提馏段液体的平均密度：

tD=82.7℃时， =813.4kg/m3 =1035.7 kg/m3

tF=95.5℃时， =798.2kg/m3 =1022.9 kg/m3 tW=129.0℃时， =758.3kg/m3 =986.2 kg/m3 根据公式 得

kg/m3 kg/m3 kg/m3 精馏段液体的平均密度：

=(818.7+905.6)/2=862.15 kg/m3 提馏段液体的平均密度: =(905.6+980.3)/2=942.95 kg/m3 4.3.4 液体的平均张力

由液体表面平均张力计算公式

tD=82.7℃ =21.02mN/m =25.98 mN/m =0.92*21.02+0.08*25.98=21.42 mN/m tF=95.5℃ =18.02mN/m =24.13 mN/m =0.55*18.02+0.45*24.13=20.77 mN/m tW=129℃ =14.49mN/m =20.02 mN/m =0.03*14.49+0.97*20.02=19.85 mN/m 所以平均表面张力 mN/m=0.02110N/m mN/m=0.02031N/m 4.3.5 气液相的体积流量

对精馏段： 1.899/2.866=0.663m3/s 0.729/862.15=0.000846m3/s 对提馏段： 1.899/3.222=0.589m3/s 3.259/942.95=0.00346m3/s

4.4 塔体工艺尺寸计算 4.4.1 精馏段塔径计算 (1)气相负荷因子C

不同塔径的板间距

塔径/mm

800～1200

1400～2400

2600～6600

板间距/mm

300,350,400, 450,500,

400,450,500, 550,600,650, 700

450,500,550, 600,650,700, 750,800

若取HT=0.45m hL=0.06m(hL为板上层液体高度，一般为0.05～0.08) 查史密斯关联图的 C20=0.086 则C=C20* = =0.087 (2)最大气体流速

m/s 取安全系数为0.7(一般为0.6～0.8) 则空塔气速为

u=0.7*1.506=1.0542m/s

按标准塔径圆整后得：D=0.8m

塔截面积为 =0.5024m

实际空塔气速为 u= =1.320m/s

4.4.2提馏段塔径计算 (1)气相负荷因子C

若取HT=0.45m hL=0.06m(hL为板上层液体高度，一般为0.05～0.08) 查史密斯关联图的 C20=0.079 则C=C20* = =0.0791 (2)最大气体流速

m/s 取安全系数为0.7(一般为0.6～0.8) 则空塔气速为

u=0.7*1.351=0.9457m/s

经标准圆整后 塔径D=0.8m

塔截面积为 =0.5024m

实际空塔气速为 u= 4.4.3 精馏塔高度计算

(1)精馏段有效高度计算：

Z精=(N精-1)*HT=(10-1)*0.45=4.05m (2)提馏段有效高度计算：

Z提=(N提-1)*HT=(14-1)*0.45=5.85m

如进料板上面开一人孔，其高度为0.6m (3)精馏塔的有效高度为：

Z有=Z精+Z提+0.8=4.05+5.85+0.6=10.5m .(4) 精馏塔的实际高度为：

塔两端空间，上封头留1.5m. 下封头留1.5m. Z实= Z有+1.5*2=10.5+3=13.5m 4.4.4 溢流装置的计算

因塔径为0.8m,故可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形液盘。

(1) 堰长的计算

精馏段： =0.8*0.7=0.56m

提馏段： =0.8*0.7=0.56m

溢流堰的高度：hw=hl-how Fransic公式

一般取E=1 便可满足工艺误差要求，则取E=1。

精馏段： ( )2/3=0.00878m

已取hl=0.06m 则 =0.06-0.00878=0.05122m

提馏段： ( )2/3=0.02246m

已取hl=0.06m 则 =0.06-0.02246=0.0375m

4.4.5 弓形降液管宽度和截面积

由 =0.7 根据下图查得降液管的系数为：

=0.087 =0.142

精馏段：Af=AT*0.087=0.5024*0.087 =0.0437m2

Wd=D*0.142=0.8*0.142=0.1136m2 验算液体在降液管中的停留时间：

T= 23.24s>5s 故符合要求。 提馏段：Af=AT*0.087=0.5024*0.087 =0.0437m2

Wd=D*0.142=0.8*0.142=0.1136m2 验算液体在降液管中的停留时间：

T= 5.68s>5s 故符合要求。 4.4.6 弓形降液管底隙高度 = -0.006=0.05122-0.006=0.04522m = -0.006=0.0375-0.006=0.0315m 又因塔径D=0.8m>0.6m，所以采用凹形受液盘，深度 =0.05m 4.4.7 塔板布置

因为0.8m D 1.2m，故采用分块板式塔板。

查下表

塔径/mm

800-1200

1400-1600

1800-2000

分块数

得塔板分为三块。 4.4.8 边缘区宽度的确定

对于提馏段：

开孔区面积计算:

精馏段： =0.5*0.8-(0.1136+0.052)=0.2344m

r=D/2-wc=0.5*0.8-0.035=0.365m 故 =0.3169m2 提馏段： =0.5*0.8-(0.1136+0.075)=0.0.2114m

r=D/2- =0.5*0.8-0.06=0.34m 故 =0.2676m2 4.5 塔板负荷性能图 4.5.1 浮阀计算及其排列 由上知： kg/m3

kg/m3 0.663m3/s

=0.589m3/s

则 kg/m3

2000-2400

=0.626 m3/s

选择F1型32g重型浮阀，阀孔动能因子可取8~11 此处取 F。=10

参考《化工原理单元设计》 孔速 UO= =5.732m/s

浮阀数 n= = =82.76 取n=83个

其中孔径取d=0.041，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距a=65mm=0.065m 开孔率：

4.6 塔板的流体力学计算 4.6.1塔板压降 (1)干板阻力 计算

=5.34 =0.03016m (2)气体通过液层的阻力 计算 = 取充气系数 =0.45 = =0.45 0.06=0.027 m(液柱) (3)液体表面张力所造成阻力

mN/m=0.02110N/m， mN/m=0.02031N/m 平均表面张力 =0.020705 N/m

气体流经一层浮阀塔板的压力降的液柱高度为 = + =0.027+0.03016=0.05716 = = =0.0019m

=0.05716 902.55 9.81=506.10pa <0.7kpa (4)液面落差

对于板塔液面落差很小，塔径和液流量不大，故可忽略。 (5)液沫夹带 = = = =1.365m/s =2.5 =2.5*0.06=0.15m = * =0.03511<0.1 (4)漏液

取阀孔动能因数 =5 取 = = =2.866m/s (5)表面张力压头

m 6.337m/s 其中 =0.78 =0.907/9*0.308=0.037m2 =0.663/0.037=17.92m/s 稳定系数为 k= = =2.829>1.5，表明塔板具有足够的弹性。 (6)液泛的计算

为了防止液泛现象发生要控制液管中清液层高度

= =0.001537m

=0.8*0.7=0.56m 由上知 =0.000846m3/s =0.00346m3/s =0.00878m

=0.02246m =0.05122m

=0.0375m =0.04522m =0.0315m 则 =(0.000846+0.00346)/2=0.002153 m3/s =(0.04522+0.0315)/2=0.03836m =(0.05122+0.0375)/2=0.04436m =(0.00878+0.02246)/2=0.01562m

=

=0.001537+0.04436+0.01562+0.05716=0.118677m

取 =0.6

=0.118677/0.04436-0.152425<0.45，所以不会发生降液管液泛。 (7)浮阀塔泛点率计算

化工手册浮阀塔泛点率要求小于80%， 泛点率= m2 =0.5024-2 0.0437=0.415m2

取泛点负荷系数 =0.12 泛点率=

=76.49%<80% 根据计算，符合设计要求 4.7塔板负荷性能图 4.7.1雾沫夹带线

按泛点率=80%计算：

=0.8 将上式整理得：

=0.6849-13.391Ls

在操作范围内，取几个 值，求得 的值列于附表如下 ，

0.0000001

0.001

0.005

0.01

0.015 ，

0.6849

0.6715

0.6179

0.5510

0.4840

依表中数据在图中做出液泛线，可得到e线。 4.7.3漏液线

取动能因数 ，以限定气体的最小负荷：

=0.3139m3/s 即为气相下限线a线。

4.7.4液相负荷上限线

以t=4s作为液体在降液管中停留时间为下限

= =0.0049m3/s

液相负荷上线 在图中做线即为液相负荷下限线,即为c线。 4.7.7塔板负荷性能图

4.8塔板负荷性能图分析 设计点(P点)流量 L=0.002153 m3/s V=0.626 m3/s 由塔板负荷性能图可以看出：

①气相负荷上限由雾沫夹带控制，上限 Vmax=2.1638 m3/s ②气相负荷下限由漏液线控制 Vmin=0.3139 m3/s ③设计点P点处于适中位置

④塔板操作弹性K=2.1638/0.3139=6.8 气相负荷上、下限之比称为塔板的操作弹性 5 辅助设备计算与选型

设精馏塔的馏出液温度由 =82.7℃冷却到 =40℃ 冷却水由 =20℃升到 =35℃ 5.1冷却器的热负荷

= ( - )=0.536*1965*(82.7-40)=44973.35W 式中

——冷凝器热负荷.J∕h.

——塔顶产品的比热容.J∕(㎏ K)

=2480 J∕(㎏ K)

——塔顶产品冷凝前的温度.

——塔顶产品冷凝的温度 5.2冷凝器的传热面积

㎡

式中

——冷凝器热负荷.J∕h.

K——总传热系数. W∕(㎡ ℃)

据有机蒸气冷凝K在[500——3000 W∕(㎡ ℃)],取K=500 W∕(㎡.℃)

= = =28.82℃

式中

——对数平均温度差.℃

根据传热面积在《化工基本过程与设备设计教科书》中查表得： 选用TOCT15118——79型列管式冷凝器。 5.3冷却介质消耗量 = =0.72㎏∕s.

式中

——冷凝器热负荷

——冷却介质的比热容

——冷却介质的入口温度

——冷却介质的出口温度 5.4再沸器的计算和选型

塔底氯苯的汽化热为188.3kg/(kmol/k) r=31024.2kJ/kmol 加热蒸汽用量的计算

平均汽化热：Cp=0.55*160+0.45*174.2=166.39kg/(kmol*k) 原料液的焓：hf =Cp*tF=166.39*95.5=1.59*104kJ/kmol 原料带入的热量：Qf=F* hf= *1.59*104J/mol=1.17*106kJ/h 塔顶蒸汽的热焓取近似纯苯蒸汽的焓

Hv=r+ Cp*tD=31024.2+166.39*82.7=4.48*104 kJ/kmol 蒸汽带出去的热量：Qv= Hv*V=43.88*4.48*104=1.97*106 kJ/h 塔底产品的焓近似取氯苯的焓 Qw= Cp*Tw=188.3*402=7.57*104 kJ/h 回流液的焓近似取纯苯的焓

Hr= Cp* tD=166.39*82.7=1.376*104 kJ/kmol 回流液带入的热量：QR=R*D* Hr=0.5492*53.52*1.376*104 =4.04*105kJ/h 再沸器中加热剂带入的热量：QB= Qv+ Qw- Qf- QR 所以：QB=1.97*106+7.57*104-1.17*106-4.04*105=4.717*105 kJ/h 加热水蒸气的汽化热：r=3.63*104 kJ/kmol 水蒸气的用量GB= QB/ r=4.717*105/3.63*104=12.99 kmol/h=233.82 kg/h 查表得水蒸气温度为t=151.78℃取k=650(w/m2*k)则再沸器的传热面为: A= = =34.41 m

5.5离心泵的计算和选型

设进料温度tF=95.5℃时， =798 kg/m3 =1.022.9 kg/m3

ρD=1/(qA /ρA+qB/ρB)= 0.8187g/ml=818.7kg/m3 计算得

苯=0.2657 mPa.s 氯苯=0.3689 mPa.s 则液相在此温度下的平均粘度为：

=0.55 苯+(1-0.55) 氯苯=0.3121 mPa.s 已知进料F=2.53Kg/s q v=F/ρD =2.53/818.7=0.00253 m3/s 取管内流速为u=1.8m/s 则： 管径 =0.0423m=42.3mm 可采用GB3091-93 Φ42.3*3.25型管 内径d=42.3-3.25*2=0.0358m 代入得u=2.515m/s Re=duρD/μ=0.0358*2.515*818.7/0.3121*10-3=2.36* 105 取绝对粗糙度为ε=0.35mm

则相对粗糙程度为ε/d=0.35*10-3/0.0358=0.01103 摩擦系数λ

λ-1/2=1.81*lg〔(ε/d/3.7) 1.11+6.9/Re〕得 λ=0.044损失压头得计算

进料口位置高度h=14*0.45+0.8=7.1m ∑Hf=〔λh/d〕*u2/g=(0.044*7.1/0.0358)*2.515*2.515/9.81=5.625m 扬程H>∑Hf+h=5.625+7.1=12.725m 可以选择的泵为IS50-32-200.

5.6搅拌器的设计及选型

反应器里安装搅拌器的作用是使两种或两种以上的物料混合均匀，接触好。他能强化罐内物料的传质和传热效果，改善工作情况。船只增强可以促进化学放反应，强化传热。对于放热反应可是反应放出的热量通过夹套的冷却剂顺利带走;对于吸热反应，同样可使载热体顺利供热。当反应器里的液体含有悬浮的固体时，如不进行搅拌，这些悬浮的固体就会沉降下来，使操作难以正常的进行。由此可见搅拌器的作用有着很重要的作用，对产品和设备都有好处，因此有必要再本设计中设计一个搅拌器。根据需要本设计选用桨式搅拌器。

6 设计结果汇总表

项目

符号

单位

计算数据

平均流量

气相

VSm

m3/s

0.663

液相

LSm

m3/s

0.002153 实际塔板数

N

块

24 板间距

HT

m

0.45 塔的有效高度

Z有

m

10.5 塔的实际高度

Z实

m

13.5 塔径

D

m

0.8 空塔气速

u

m/s

1.172 塔板液流形式

单流型

溢流管型式

弓形

堰长

lw

m

0.56

堰高

hw

m

0.06

溢流堰宽度

Wd

m

0.1136

降液管底隙高度

ho

m

0.03836 板上清液层高度

hL

m

0.06 孔径

do

m

0.041 孔间距

t

m

0.065 阀孔气速

uo

m/s

5.732 塔板压降

hP

Pa

0.7 液体在降液管中停留时间

τ

s

23.24 降液管内清液层高度

Hd

m

0.118677 雾沫夹带

F

kg液/kg气

0.0061 负荷上限

雾沫夹带控制 负荷下限

漏液控制

7、课程设计心得体会

本次课程设计通过给定的生产操作工艺条件自行设计一套苯-氯苯物系的分离的浮阀式连续精馏塔设备。通过两周的努力，反复计算和优化，小组成员终于设计出一套较为完善的浮阀式连续精馏塔设备。其各项操作性能指标均能符合工艺生产技术要求，而且操作弹性大，生产能力强，达到了预期的目的。

课程设计需要我们把平时所学的理论知识运用到实践中，使我们对书本上所学理论知识有了进一步的理解，更让我们体会到了理论知识对实践工作的重要的指导意义。课程设计要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计，而不是像以往课程那样一切都由教材和老师安排。因此，课程设计给我们提供了更大的发挥空间，让我们发挥主观能动性独立地去通过书籍、网络等各种途径查阅资料、查找数据，确定设计方案。通过这次课程设计提高了我们的认识问题、分析问题、解决问题的能力。更重要的是，该课程设计需要我们充分发挥团队合作精神，组员之间必须紧密合作，相互配合，才可能在有限的时间内设计出最优的设计方案。总之，这次课程设计既是对我们课程知识的考核，又是对我们思考问题、解决问题能力的考核，课程设计让我们学到了很多东西。

在这次课程设计中，给我们印象最深的是，这期间由于我们对设计的流程和具体要求理解地不够深入，在设计的初期，我们曾因为没有清晰的设计思路，而无法开始，后来在计算的过程中，由于组员的疏忽，计算上出现了错误，特别是第二次，设计已完成过半，发现前面的基础数据出现了问题，看着几天的劳动成果就这样被自己否定，我们没有气馁，没有相互抱怨，而是在一起冷静分析思考错误，认真总结经验教训，重新制定了设计方案，在接下来的设计中，我们采用了两组同时进行计算的办法，发现问题之后，可以马上解决，避免了同样错误的再次出现。本次课程设计中，大家相互配合，齐心协力，克服重重困难，坚持不懈的工作，终于完成了本次课程设计!

8、主要参考文献

[1].王志魁 .化工原理[M]. 第三版.北京：化学工业出版社，2004 [2].化学工程手册[M] .(第一册). 第一版.北京：化学工业出版社，1989 [3].贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M].第二版.北京：化学工业出版社，2002 [4].周志安，尹华节，魏新利.化工设备设计基础[M].第一版. 北京：化学工业出版社，1996 [5].路秀林，王者相. 第一版. 北京：化学工业出版社，2004 [6].化工生产流程图解[M].第二版.北京：化学工业出版社，1983

第三篇： 精馏塔设计心得体会

041140404 谢恒

通过本门课程设计，以下能力得到了较大的提高：

1、了解了筛板精馏塔的分离原理原理，以及筛板精馏塔的使用的注意事项。

2、 培养具有综合应用相关知识来解决测试问题的基础理论;

3、 培养在实践中研究问题，分析问题和解决问题的能力; 我们必须坚持理论联系实际的思想，以实践证实理论，从实践中加深对理论知识的理解和掌握。实验是我们快速认识和掌握理论知识的一条重要途径。

我们认为，在这学期的实验中，在收获知识的同时，还收获了阅历，收获了成熟，在此过程中，我们通过查找大量资料，请教老师，以及不懈的努力，不仅培养了独立思考、动手操作的能力，在各种其它能力上也都有了提高。更重要的是，在实验课上，我们学会了很多学习的方法。而这是日后最实用的，真的是受益匪浅。要面对社会的挑战，只有不断的学习、实践，再学习、再实践。

在本次设计中，我结合书本与网上的一些知识来完成了自己的课程设计。其中的设计评述、塔板结构与选型参考课本上的模板。在此次设计中虽然自己做了近两周时间,深深体会到计算时的繁锁。首先是对塔的操作压强认识不足，在老师的帮助下自己很快的解决了。其次是再计算时有许多是根据老师指定数据来算的如：塔板间距、上液层高度、加热蒸汽压

强，质量流量等，这些对于我们这些只学了一些简单的理论知识的学生来说简直是难上加难，以至于自己再算到这些时，算了一次又一次，才满足了工艺要求。

虽然，自己经过很长时间来完成自己的设计内容的计算，一遍又遍，但还是觉得不算苦，必定有一句“千里之行，始于足下”。再完成设计内容后那就是选择工艺流程图，然而自己对工艺流程图的绘制却不知无从下手。最后，工艺流程是自己在结合书本上和老师给的参考图形，根据我们的设计要求选择了这个工艺流程。在确定此次工艺流程图之后，自己也用CAD画一遍花了一天的时间把工艺流程图画完。也感觉到自己CAD的不行，以后要花时间来练习。

第四篇：湿法脱硫塔设计 Microsoft Word 文档

湿法脱硫塔设计

一般吸收塔的结构如下图2-2：

图2-2 填料料式吸收塔结构示意图

1—气体出口;2—液体分布器;3—壳体;4—人孔;5—支承与液体分布器之间的中间加料位置;6—壳体连接法兰;7—支承条;8—气体入口;9—液体出口;10—防止支承板堵塞的整砌填料;11—液体再分布器;12—液体入口

包括塔体(筒体，封头)、填料、填料支承、液体分布器、除雾器等。

5.4.1引言

根据前人的研究成果， 我们可得出以下结论[11]：(1) 萘醌法用于脱除沼气中硫化氢时,对吸收液的组成进行适当改进, 可以使脱硫率达到99 %～99.5 %(2) 吸收和再生操作都可以在常温、常压下进行。 (3) 吸收液的适宜配方为:Na2CO3 为2.5 % ,NQS浓度为1.2 mol/m3 ,FeCl3 浓度为1.0 % ,EDTA 浓度为0.15 % ,液相pH 值8.5～8.8 ,吸收操作的液气比 (L/ m3) 为11～12[3]。 5.4.2吸收塔的设计(分子栏目)(1号图1张)

根据前期计算沼气产气量为60.83 m3沼气/h。 设定沼气的使用是连续性的，缓冲罐设置成容纳日产气量的1/12，为121.66 m3;吸收塔处理能力121.66 m3沼气/h。

在沼气成分中甲烷含量为55%～70%[12]、二氧化碳含量为28%～44%、,因此近似计算沼气的平均分子密度为1.221㎏/ m3 ，惰性气(CH

4、CO2)的平均分子量为25.8，混合气量的重量流速为121.661.2219.8≈1456kgf/h, 硫化氢平均含量为0.6%,回收H2S量为99%。

1.浓度计算 硫化氢总量

14560.006=8.736kgf/h，

8.736=0.257kmol/h 34硫化氢吸收量

8.7360.99=8.649 kgf/h，

8.649=0.254 kmol/h 34惰气量

1520-8.736=1511.26 kgf/h，硫化氢在气相进出口的摩尔比为：

Y1=Y2=

0.257=0.0044 58.581511.26=58.58kmol/h 25.80.2570.254=0.000051

58.58硫化氢在进口吸收剂中的浓度为X2=0 设出口吸收剂中硫化氢浓度为8%, 则硫化氢在出口吸收剂中的摩尔比X1=由此可计算出吸收剂的用量：

8/17=0.0092 92/18VmLmY1Y20.00440.00051=27.7kmol/h=27.7*18=498.658.58X1X20.00920kgf/h 根据混合气的物性算得：气相重度 v =5.2kgf/ m3

硫化氢在气相中的扩散系数：DG=0.0089㎡/h 液相重度L=998kgf/m3; 液相粘度L=7.85105kgf•s/㎡ 表面张力 =0.0066kgf/m;

溶剂在填料表面上的临界表面张力C=0.0034kgf/m 2.塔径计算

气相平均重量流率

145614568.649=1451.68 kgf/h

2液相平均重量流率

498.6498.68.649=502.92 kgf/h

2V=

(2-1)

D2u

4V=121.66 m3沼气/h=0.0338 m3沼气/s , u取0.5m/s;

所以，代入式(2-1)中得

121.663.14D20.5 4得 D=0.293m , 取D=0.3m 3.填料高度计算

填料高度

Z=HOG*NOG[4] 传质单元数：用近似图解法求得：NOG=4.25 (1)因H2S在吸收剂中的溶解过程，可看作气膜控制过程，按传质系数公式得：

GvkGRTBagaDGG(2-2) 式中 B—常数，对一般填料B=5.23 a—填料比表面积

0.73600Gg2adDvG1

3G—气相粘度

d—填料尺寸，选用25mm金属矩鞍环

v—气相重度

DG—硫化氢在气相中的扩散系数

Gv=GVagG0.71451.68=5.71kg/㎡s 236000.7850.30.75.71=197.22 61941.58109.813600Gg36001.58109.81=1.06 D5.20.0089VG13613ad21940.0252=0.0425 kGGVaDGBagRTG0.73600Gg1940.00892ad5.23197.221.060.0425D0.082325vG13

=3.01kmol/㎡h*at

(2)

GL=

502.92=0.879

36000.7850.450.450.05GL2a2gL0.8792194=99829.810.750.05=1.741

c0.750.0034=0.0066=0.608，

GL2ag0.20.87929980.00661949.810.87951947.85109.810.20.144

GLagL0.10.11.194

aw=194{1-exp[-1.450.6081.1941.7410.144]}

=44.998m2/m3

Ky=ky=PkG=11.533.01=34.70kmol/㎡h Vm58.58829 kmol/㎡h ,于是得传质单元高度： 20.7850.3HOG填料高度：

Vm8290.53 m kyaw34.7044.998ZHOGNOG0.534.252.25 m 考虑到填料塔上方还要安装液体分布器和除雾器等设备，选取填料塔高度为4.0m。

此时沼气经过填料塔的时间约为11秒，符合工程设计的要求。

2.2.3 吸收塔的塔体圆筒及封头设计

1、内压圆筒的计算

本设计采取沼气经罗茨风机加压后进入吸收塔进行吸收，罗茨风机的出口压力选49.0kpa，设计压力取工作压力的2.0倍，则设计压力为98.0kpa(以下计算按照设计压力为98kpa计算)

(1)设计温度下圆筒的计算厚度按(2-3)式计算，公式的适用范围为pc≤0.4[σ]tφ[4]。

0(2-3)

pcDi2[]tpc

其中Di=0.3m;

pc=98kpa

[σ]t =1250kgf/cm2=12500 kpa

其中塔体的焊接采用单面对焊，局部无损探伤，取φ=0.7 所以

0980.3

2125000.798=0.00168m=1.68mm (2)设计温度下圆筒的实际厚度按(2-4)式计算：

0C1C2C3(2-4)

C3可取零

其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

0C1C2C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造填料塔的圆筒筒体。

(3)设计温度下圆筒的计算压力按(2-5)式计算：(应力校核) 必须满足t[]t

t(2-5)

pc(Di0)20

Di=0.3m;

pc=98kPa;

δ0=1.68mm=0.00168m;

所以 t98(0.30.00168)=8799kPa

20.00168[]t=12500kPa ,满足条件t[]t。

(4)设计温度下圆筒的最大允许工作压力按(2-6)式计算：

[pw](2-6)

20[]t(Di0)

Di=0.3m; δe=1.68mm=0.00168m;

φ=0.7 [σ]t =12500kPa 计算得

[p]20.00168125000.797.45 kPa

(0.30.00168)

2、受内压标准椭圆形封头的计算： 吸收塔采用标准椭圆封头

(1)标准椭圆形封头的计算厚度按(1-7)式计算[4]：

pcDi

(2-7)

2[]t0.5pcDi=0.3m; pc=98kPa; [σ]t =12500kPa

φ=0.7

所以得

0980.3=0.00168m=1.68mm

2125000.70.598按照规定，标准椭圆形封头的有效厚度应不小于封头内直径的0.15%。 经验证，δ°取1.68mm符合标准。

(2) 标准椭圆形封头的实际厚度按(2-8)计算：

δ=δ°+C

(2-8)

壁厚附加量C=C1+C2+C3 C3可取零[5] 其中当腐蚀裕量C2取1mm时，如果钢板的负偏差按2mm厚的钢板选取，即C1=0.18mm,则算出的δ=1.68+1+0.18=2.86mm,超过了2mm,所以钢板的负偏差不能按2mm厚的钢板选取。由表可见厚度在2.8mm至3.0mm的钢板其负偏差均为0.22mm，故此处应取C1=0.22mm,于是

δ=δ°+ C1+C2+C3=1.68+1+0.22=2.9mm 取厚度为3.0mm的钢板制造塔体的椭圆形封头。 (3) 椭圆形封头的最大允许工作压力按(2-9)式计算：

[pw]2[]t

(2-9)

(Di0.5)δ°=1.68mm;

[σ]t =12500kPa φ=0.7(DG<800mm, 采用单面对焊，局部无损探伤，取φ=0.7)

Di=0.3m=300mm;

所以 [p]2.2.4.填料塔附属结构及选型

1.液体分布器

主要有以下几种型式[13][14][15]：

管式喷淋器，液体直接由管口流出，为避免水力冲击瓷环，下面加一块圆形挡板。适用于塔径<300mm的填料塔，优点是便宜，易于安装。缺点是喷淋不均匀，液体流向塔壁，大塔中的顶部填料无效。

莲蓬式喷洒器，适用于塔径<600mm的填料塔。优点是便宜，易于安装。缺点是易于产生雾沫夹带;往往有大量液体喷到塔壁，以致无效。

多孔直管式，适用于塔径<300mm的填料塔，优点是便宜，易于安装。缺点是喷洒不均匀。要求液体清洁，否则小孔易堵。

多孔盘管式，适用于塔径<1200mm的填料塔，优点是便宜，缺点是开孔方向超过45°，易产生雾沫夹带。要求液体清洁。

21.68125000.7=97.73kPa

3000.51.68溢流管式，盘上装有Φ>15mm的溢流管，分布盘的直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm以上，液体为清液，液体负荷变化不大的填料塔。优点是分布较均匀，缺点是对分布板的水平度要求高。

筛孔盘式，盘上开Φ3-10mm的筛孔，盘直径为塔径的0.6～0.8倍，气体由盘和塔壁之间通过。适用于塔径〉800mm的填料塔，优点是液体分布均匀，缺点是板面水平度要求高，有固体或污垢时，孔眼容易堵塞。

槽式，用一个或几个有V形开口的槽以接受进口液体，在槽下边再装设几个槽。以近乎方形的排列。每75-150mm槽长开一个口。适用于塔径〉1mm的大塔，优点是简单、便宜、液体没有喷溅，缺点是对水平度要求高[4]。

本设计的塔径为300mm，综合考虑各种液体分布器的优缺点，采用莲蓬式喷洒器。结构如图2-1所示：

图2-1 莲蓬式喷洒器

2.除雾器

可分为折板式和丝网式。

折板式的除雾板由50×50×3的角钢组成，板间距25mm，造价便宜但效率低。

丝网式一般取丝网厚度H=100～150mm。除雾效率高，可达99%，但价格贵。 因此综合考虑，本设计选取丝网式除雾器。 3.液体再分布器

主要有以下几种形式[16]：

截锥式，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单但喷洒不均匀，只适宜于小塔。

升气管式，气相由升气管的齿缝走，液相由小孔及齿缝的底部溢流下去。适用于大中型塔，优点是气相通过的截面积较大，可超过塔横截面积的100%，缺点是结构复杂。

边圈槽形，适用于塔径为300～1000mm的填料塔。结构简单，气体通过截面较大，但是喷洒不均匀。

金属全截面式，气体上升的方形槽间以液体溢液的孔板，适用于大型塔。优点是可起支承板与在分布器的双重作用，液体分布均匀，缺点是自由截面较低。

罗赛脱式，，适用于塔径小于600mm的塔，结构简单，气液通道大，不易液泛，但只适宜于小塔，大塔洒液不均。

本设计填料塔的塔径为300mm，属于小型塔，综合造价等因素，此处采用罗赛脱式液体再分布器。

4.填料支承板

分为三种：栅条式、升气管式和多孔板式。

栅条式多用竖扁钢制造，结构简单、强度大，但是自由截面较低，可能小于65%，气速大时易于引起液泛。

多孔板式结构简单，但自由截面小，强度低。

综合本设计的特点，为免引起液泛，我们采用多孔板式来作为填料支承板。

5.填料的主要类型及选用

填料的主要类型有拉西环、弧鞍形填料、矩鞍形填料、鲍尔环、阶梯环、十字环、螺旋环、以及网形填料等等[17]。

其中拉西环为最普通的填料形式设计，使用经验丰富，价格便宜，易于形成壁流和内部沟流。

弧鞍形填料和矩鞍形填料传质效率比拉西环高，对塔壁形成的侧压力比拉西环低，但容易破碎，价格较贵。

鲍尔环是性能优良的填料之一，传质效率高，液体分布均匀，流通截面积大，液泛点高，压力降小，处理量大。

阶梯环与鲍尔环相似，但比表面积和空隙率都比较大，填料之间呈点接触。

十字环常用整齐排列，作为支撑板上的第一层填料，与其他整砌填料相比，沟流减少。没有侧压力。

螺旋环气液接触有产生漩涡的优点，接触表面比拉西环、十字环更大。压力降高，结构复杂价格高，目前很少采用。

网形填料的空隙率大，比表面积大，表面润湿率高，液流分布均匀，传质效率高，压力降小，处理量大，操作弹性大，适于高精度的分离过程。但价格昂贵，不适用于有腐蚀性及污垢物料[17]。

综合考虑设备的性能和造价，选取矩鞍环为填料。

第五篇：板式精馏塔设计软件说明书

板式精馏塔的设计是高等院校化工类专业在进行课程设计时的一项必要的、综合的技能训练内容，是培养学生综合运用有关课程的理论和专业知识解决实际问题，按照科学的研究方法，建立正确的设计思想，对于培养学生理论联系实际的能力和分析问题解决问题的能力，活跃思维、开阔思路、提高创新能力起着积极的作用。所以课程设计环节质量的高低，直接影响到学生创新思维和综合能力的培养。为适应社会的发展，培养高素质的人才，全国各高校都在进行教学改革尝试，加强教学实践环节。

然而在设计过程中，繁杂的公式计算、大量的资料收集，庞大的数据处理占据了学生大部分时间，严重的制约了学生的思维、创作能力，使其在有限的课时内仅做了大量的基础计算，而不是完成应具有的创造性设计。随着计算机技术的迅猛发展，多媒体教学已成为主要的教学手段。它不仅使传统的课堂变成为不受时间和空间限制的虚拟教室，使以讲解和板书为主的教学模式变成为文本、图像、动画、音频和视频等多种媒体共存的新型教学模式;而且也使学生从被动接受转为主动学习，从呆板、单

一、顺序的教学内容安排转变为生动、多彩、跳跃式的教学内容安排。因此，为结合实际教学、提高教学质量，我们选择了BORLAND公司的RAD工具C++BUILDER，同时还涉及一些多媒体创作工具，如Dreamweaver

4、 Photoshop6.0、Flash5.0,开发了“板式精馏塔课程设计软件”。这套软件把板式精馏塔的整个工艺设计过程在计算机上实现，通过友好的交互性能，帮助使用者轻松完成设计任务。它把学生设计期间需要掌握的专业知识、技术参数、理论公式以及要用到的图表、物性参数等进行了归纳总结，减轻了学生查找资料的负担，为学生进行进一步的思考提供了机会，使得设计变得更加有意义。有了这套软件，学生可以随时检验自己设计结果的合理性，为学生在设计过程中进行参数的优选及多设计方案的比较提供了强有力的工具。这对培养学生的思维能力、分析判断能力和设计能力起到了良好的促进作用，为以后专业课的课程设计和毕业设计打下了良好的基础。

一、系统的主要功能特点: (1)查阅板式精馏塔的设计知识。课程设计内容、要求、步骤及计算方法等知识，制作成网页格式，层次清晰，查找方便，学生在设计过程中，可随时查阅有关的内容。 (2)动态进行二元物系精馏塔设计计算。系统运用可视化程序设计语言，采用窗口化管理，界面友好，通过人机交互方式进行操作，操作者只要按照提示，输入有关的数据，用鼠标按动“计算”、“上一步”、“下一步”等按钮，引导学生完成整个设计计算。 (3)对不同设计方案进行比较。选择不同的方案，不同的参数进行设计，比较各参数之间的相互影响，有助于对整体内容的理解。

(4)理论塔板数的精确计算。

(5)以文本格式保存设计结果，退出系统，也可查看或打印结果。

二、软件的组成部分

本系统主要由四部分组成：设计计算、设计教程、设备装配图和设计结果。设计计算部分是本软件的核心，用户根据屏幕提示输入相应的数值，系统一步步进行设计计算,动态完成计算任务;设计教程部分向用户提供设计要求、计算方法及所使用的公式，内容包括概述、

1 设计方案、工艺设计、塔的结构、附属设备、附录等;设备装配图部分是系统提供设计图例;设计结果部分列出主要的设计结果。这四部分之间的关系如图所示：

软件操作说明

(一) 启动

方式一：双击桌面上快捷图标，即可启动。

方式二：从“开始”菜单中启动。单击“开始”按钮，将鼠标指针移动到“程序”命令，在“化工基础实验仿真与工程设计”子菜单中选择“化工工程设计”—“板式精馏塔的工艺设计”，点击“板式精馏塔”，首先出现如图所示的窗口。

显示本软件的名称、版本号及制作发行单位等相关信息，随即进入板式精馏塔设计软件主界面，如图所示。

在主界面的中心区有反映学校特色的图片在随机切换，在主界面窗口中有四个圆形按钮分别为：“教程”、“计算”、“样图”和“退出”。点击不同的按钮分别执行不同的任务。

(二) 教程部分

一、板式精馏塔设计教程主要内容

板式精馏塔的工艺设计教程向设计者提供设计计算过程中所涉及到的专业知识、技术参数、理论公式以及所需的图表、物性参数等内容，以文本、图像、动画的形式生动地展现出来。考虑到学生的使用方便和便于更新维护，“教程”部分我们选用Macromedia 公司的

3 Dreamweaver 4.0工具制作成图文并茂的网页文件，配之以生动形象的动画，利用网页的交互性来实现学生对所需要知识内容的快捷查找。

根据塔设备设计的要求和内容，我们经过归纳整理，把精馏塔设计过程中所涉及到的有关内容分为六部分：

① 概述，简要介绍精馏操作对塔设备的要求、板式塔的类型、精馏装置的设计内容。 ② 设计方案，主要包括流程和操作条件(温度、压力、进料状态和加热方式)的确定。 ③ 工艺设计，是整个教程中的重点内容，主要包括：物料衡算与操作线方程的确定;理论塔板数的求取;塔主要部位的压力和温度的确定;实际塔板数的确定;塔的有效高度和板间距的初选;塔径的计算;液流型式的选择及溢流装置的设计;塔板布置;塔板流体力学验算;塔板负荷性能图等计算内容。

④ 塔的结构，主要包括：板式塔的总体结构;塔体总高度计算;塔板结构;接管结构。 ⑤ 附属设备，包括全凝器、再沸器的计算及选型，以及接管尺寸的计算。 ⑥ 附录，包括工艺设计过程中所涉及的参数查取所需的参数表。

二、板式精馏塔设计教程操作说明

1、在板式精馏塔软件主界面，点击左侧“教程”按钮，进入如图所示的教程主界面

在教程界面中，右上方有四个绿色圆按钮，分别为“后退”、“前进”、“计算”和“返回”，用鼠标左键点击“后退”或“前进”按钮，可在教程中向后返一页或向前返一页，如点击“计算”按钮，则进入到计算界面，点击“返回”按钮，则返回到精馏塔设计软件主界面。中心区图下方的“概述”、“设计方案”、“工艺设计”、“塔的结构”、“附属设备”、“附录”，是教程的六个部分，点击每一部分，可进入相应的内容。每一部分又分成若干子项目。

2、点击“概述”，进入如图所示的界面，右上方的四个绿色圆按钮“后退”、“前进”、“计算”和“返回”，与教程主界面上面的功能一样。在中心区最上方，有六个可操作的命令按钮，连接教程的不同内容，左边“概述”的背景颜色与中心区的一致，表示中心区所列子项目属于概述部分，其余按钮为紫色，如用鼠标点击，可进入其它部分的内容。

3、中间所列内容为概述的三个子项目，将鼠标移动到每一子项目时，字体的颜色变为红色，点击鼠标即可进入每一子项目的详细内容，如图所示。

在中心区下方，深蓝色一行为该页面的状态栏，左边

表示中心区内容所在位置，右边

有三个可操作的命令按钮，“上一页”“下一页”向前返一页或向后返一页，点击“回主页”按钮，返回到教程主界面。

4、如果子项目下的有些内容需要专门介绍或用动画显示的，还可点击相应的链接查看更详细的内容。如进入“概述”的“板式塔类型”看到如图所示的界面。

5、将鼠标移到“浮阀塔”上时，鼠标箭头变为手型，表示有与浮阀塔相关的内容，点

5 击，进入如图的界面，可查阅到与浮阀塔相关的内容。

6、其中“F-1型(V-1型)浮阀”为红色，点击可进入与之相关的结构图，如图所示，点击右下角“返回”按钮，返回到上一层内容的界面。

7、如将鼠标移到中心区的图片上时，出现“点击可放大”的说明，点击图片，出现放大图，如图所示。

再次点击放大图，可返回上一层内容。点击“筛板塔”，出现与筛板塔相关的内容。点击动画按钮，出现如图所示界面，演示筛板塔的动画效果。

(三) 计算部分

一、板式精馏塔设计主要内容

精馏是气(汽)、液两相之间的传质，精馏塔是精馏的主要设备之一。气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。本次设计的内容是板式塔。板式塔的种类很多，每种类型的塔在处理量和各项性能上都有自己的特点。目前，使用最多的浮阀塔和筛板塔。精馏塔的设计的内容主要分为：

① 确定设计方案。设计方案包括对所有初始状态的设计和选型，以及整个工艺流程的设计。

② 精馏塔的工艺计算。由任务书给定的工艺条件，进行物料衡算，计算塔的液相流量和汽相流量等工艺参数，求出实际塔板数，确定整个塔的基本结构。

③ 塔板和塔主要工艺尺寸的设计。塔板和塔的工艺尺寸是设计的核心部分，具体计算每块塔板的各项参数。

④ 结构设计。结构设计在塔板各项尺寸已定的情况下，考虑塔的安装、维修、制造等因素，设计出塔的具体结构。

⑤ 辅助设备设计。辅助设备设计包括冷凝器、再沸器和加热蒸汽鼓泡管等附属设备的设计。

二、板式精馏塔设计计算操作说明

1、在板式精馏塔软件主界面，点击左侧“计算”按钮，进入如图所示的设计计算主界面

2、在左上侧，有一个输入框图，要求用户根据设计内容，输入相应的数据后，点击“下一步”，给出计算结果，进入如图所示的界面，为计算输出的相关项目。

3、再点击“下一步”，出现如图界面。

4、在上方输入框中，第一行为下拉列表框，可选择不同的进料状态，并根据相应的进料状态选择适当的q值，如果选择的进料与q值不匹配，则出现如图界面。

5、直到用户输入正确的参数后，点击“计算”按钮，出现如图所示界面。

6、在输入框中，需要给出最小回流比的系数，其范围已经给出，用户只需根据所给范围输入一个数据即可，再点击“计算”按钮，执行计算操作，给出计算结果。点击“下一步”按钮，根据用户给出的参数进行计算，如果输入的数据有误，点击“上一步”按钮，返回前一页面，用户可修改输入的参数。总之，在计算部分，输入的数据有以下三种：一是根据任务书中的给定条件输入，如产品组成，大气压等参数。这一类数据输入时需要用户认真对待，因为输入这类参数时，不给出提示信息;二是在某一数值范围中选择一适宜的数值，这类数据输入后，计算机首先进行判断，看其是否合乎要求;三是在下拉列表框中选择一种。用户只要按要求输入正确的参数，点击“计算”或“下一步”按钮，就会一步一步往下计算，如需修改数据，点击“上一步”。

7、当计算到流体力学验算时，还可查看负荷性能图。如图所示。

8、点击“负荷性能图”按钮，出现如图所示的界面，自动绘制出负荷性能图。

9、如需保存负荷性能图，点击“保存”按钮，出现如图所示的界面，用户可选择路径，以.BMP格式保存文件,供以后查阅或打印。点击“关闭”，回到计算界面。

10、在附属设备计算过程中，需要对全凝器、预热器、再沸器的公称直径、管程数、管子数、换热管长度、换热面积等参数进行选择。

11、此时用户只要点击图中的“选择参数”按钮，就会打开程序内部所附的数据库，出现供用户选择的系列参数。如图所示，用户用鼠标指针点击相应的参数时，白色背景变为兰色，同时对应栏下端显示所选参数的数值。全部参数选择完成以后，点击“确定”，返回到原来窗口，各参数栏显示刚才所选参数值。点击“取消”，返回到原来窗口，各参数栏显示原来参数值。

12、对全凝器、预热器、再沸器的各参数选择完以后，需要计算接管尺寸，出现如图所示界面。

10

13、输入流速，计算出管子的直径，点击“选择参数”，出现如图所示的界面，根据计算值选择适宜的管子参数。

14、当把塔顶蒸汽管、回流管、进料管、釜液排除管等接管的各参数全部计算完成以后，出现设计结果汇总界面，如图所示。点击“保存”按钮，即以*.txt格式保存设计结果。

(四) 样图部分

1、在板式精馏塔软件主界面，点击左侧“样图”按钮，进入如图所示的样图主界面。

2、在样图主界面上，右上侧有三个按钮，分别为“计算”、“教程”、和“返回”，点击“计算”按钮，连接到设计计算部分，点击“教程”，连接到教程部分的内容，点击“返回”回到软件主界面。在样图主界面中心区，左侧为板式精馏塔的装配图，右侧为“技术要求”、“技术特性表”“接管表”等内容，中间为塔设备的七处局部放大图。其中，装配图和局部放大图可以放大，将鼠标置于其上，点击即可弹出局部放大图，再点击恢复原状。如图所示。

(五) 软件的退出

在任意状态下，点击“返回”按钮，即回到主界面下，然后点击“退出”按钮，即可退出本设计软件，返回Windows操作界面。