化工原理课程设计指导书

化工原理课程设计指导

西北农林科技大学生命科学学院

生物工程教研室 编 2010年6月

目 录

第1章 概论 ....................................................... 1

1.1化工原理课程设计的目的和要求 ............................... 1 1.2化工原理课程设计的内容和步骤................................ 1 第2章 列管式换热器设计 ............................................ 5

2.1设计和选用时应考虑的问题 ................................... 5 2.2管壳式换热器的给热系数 ..................................... 6 2.3流体通过换热器的阻力损失 ................................... 8 2.4对数平均温差的修正 ......................................... 8 2.5管壳式换热器的设计和选用步骤 ............................. 10 第3章 筛板精馏塔设计 ............................................. 12

3.1收集基础数据 3.2 工艺流程的选择 3.3 做全塔的物料平衡 3.4 确定操作条件 3.5 确定回流比 3.6 理论板数与实际板数

3.7 确定冷凝器与再沸器的热负荷 3.8 初估冷凝器与再沸器的传热面积 3.9 塔径计算及板间距确定 3.10 堰及降液管的设计

3.11 塔板布置及筛板塔的主要结构参数 3.12筛板塔的水力学计算 3.13塔盘结构 3.14 塔高 主要参考文献 附录

1. 设计任务书格式 2. 设计说明书格式

第一章 绪 论

1.1化工原理课程设计的目的和要求

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。

通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养：

(1)查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； (2)树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； (3)迅速准确的进行工程计算的能力；

(4)用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 1.2化工原理课程设计的内容和步骤 （1）课程设计的基本内容

①设计方案简介 对给定或选定的工艺流程，主要的设备型式进行简要的论述；

②主要设备的工艺设计计算 包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸计算及结构设计；

③典型辅助设备的选型和计算 包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定；

④带控制点的工艺流程简图 以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量、能流量和主要化工参数测量点；

⑤主体设备工艺条件图 图面上应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表；

完整的课程设计由说明书和图纸两部分组成。说明书是设计的书面总结，也是后续设计工作的主要依据，应包括以下主要内容：

①封面（课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间 ）； ②目录； ③设计任务书； ④设计方案简介； ⑤工艺设计计算； ⑥辅助设备的计算及选型； ⑦设计结果汇总表；

⑧设计评述及设计者对本设计有关问题的讨论；

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⑨工艺流程图及设备工艺条件图； ⑩参考资料。 （2）课程设计的步骤 ①动员和布置任务； ②阅读指导书和查阅资料； ③设计计算,绘图和编写说明书；

④考核和答辩。

整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果。

(3) 带控制点的工艺流程图的绘制

带控制点的工艺流程图是一种示意性的图样,它以形象的图形、符号、代号表示出化工设备、管路、附件和仪表自控等，借以表达出一个生产中物料及能量的变化始末。工艺流程图绘制范围如下：

必须反映出全部工艺物料和产品所经过的设备；

①应全部反映出主要物料管路，并表达出进出装置界区的流向；

②冷却水、冷冻盐水、工艺用的压缩空气、蒸汽(不包括副产品蒸汽)及蒸汽冷凝液系统等的整套设备和管线不在图内表示，仅示意工艺设备使用点的进出位置；

③标出有助于用户确认及上级或有关领导审批用的一些工艺数据(例如:温度、压力、物流的质量流量或体积流量、密度、换热量等)；

④包括绘制图例，图画上必要的说明和标注，并按图签规定签署；

⑤必须标注工艺设备，工艺物流线上的主要控制点符及调节阀等。这里指的控制点符包括被测变量的仪表功能(如调节、纪录、指示、积算、连锁、报警、分析、检测及集中,就地仪表等)。

流程图的绘制步骤如下：

①用细实线(0.3mm)画出设备简单外形，设备一般按1:100或1:50的比例绘制，如某种设备过高(如精馏塔)，过大或过小，则可适当放大或缩小；

②常用设备外形可参照图1-1所示，对于无示例的设备可绘出其象征性的简单外形，表明设备的特征即可；

③用粗实线(0.9mm)画出连接设备的主要物料管线，并注出流向箭头； ④物料平衡数据可直接在物料管道上用细实线引出并列成表； ⑤辅助物料管道(如冷却水、加热蒸汽等)，用中粗实线(0.6mm)表示；

⑥设备的布置原则上按流程图由左至右，图上一律不标示设备的支脚、支架和平台等，一般情况下也不标注尺寸。

工艺物料的介质代码自行编制，一般以分子式及其编写字母表示。辅助物料如公用系统介质代号规定如表1-1。

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表1-1 辅助物料和共用系数介质代号

代号 W BW BR BRR BRS CW CWR RW (用于零度以上) 中文名称 水 锅炉给水 盐水 盐水回水 盐水补给水 (循环)冷却水 (循环)冷却回水 冷却水 RW 冷冻回水 代号 S HS LS MS C PWW CS 中文名称 蒸汽 高压蒸汽 低压蒸汽 中压蒸汽 冷凝液 生产废水 化学污水 图上应标注单元设备的代号，单元设备分类代号见表1-2。

表1-2 单元设备分类代号

单元设备 现场装置,基础,混凝土构件 转化器,反应器,再生器 槽、储罐 泵、压缩机、风机、驱动机和鼓风机 特殊装置 仪表 代号 A D F J L Q 单元设备 炉子 换热器 塔 管道 电气 代号 B C E M N (4)主体设备工艺条件图(此部分内容教师可根据具体题目有选择的要求)

主体设备是指在每个单元操作中处于核心地位的关键设备，如传热中的换热器，蒸发中的蒸发器，蒸馏和吸收中的塔设备(板式塔和填料塔)，干燥中的干燥器等。一般，主体设备在不同单元操作中是不同的，即使同一设备在不同单元操作中其作用也不相同，如某一设备在某个单元操作中为主体设备，而在另一单元操作中就可变为辅助设备。例如，换热器在传热中为主体设备，而在精馏或干燥操作中就变为辅助设备。泵、压缩机等也有类似情况。

主体设备工艺条件图是将设备的结构设计和工艺尺寸的计算结果用一张总图表示出来。图面上应包括如下内容:

①设备图形 指主要尺寸(外形尺寸、结构尺寸、连接尺寸)、接管、人孔等；

②技术特性 指装置的用途、生产能力、最大允许压强、最高介质温度、介质的毒性和爆炸危险性；

③设备组成一览表 注明组成设备的各部件的名称等。

应予以指出，以上设计全过程统称为设备的工艺设计。完整的设备设计，应在上述工艺设计基础上再进行机械强度设计，最后提供可供加工制造的施工图。这一环节在高等院校的教学中，

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属于化工机械专业中的专业课程，在设计部门则属于机械设计组的职责。

图1-1 流程图设备外形图例

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第二章 管壳式换热器的设计和选用

化工生产中所用的换热器类型很多，按其用途分，有加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等。按其结构分，有列管式、板式等。不同类型换热器，其性能各异，因此要了解各种换热器的特点，以便根据工艺要求选用适当类型，同时还要根据传热的基本原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力等。

本章着重对列管式换热器的设计进行详细介绍。 2.1 概述

列管式换热器是目前应用最广泛的一种换热设备， 2.1设计和选用时应考虑的问题 (1) 冷热流体流动通道的选择

a、不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便，但U形管式的不宜走管程； b、腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀； c、压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力；

d、饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出； e、被冷却的流体宜走壳程，便于散热；

f、若两流体温差大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的流体通入壳程，以减小热应力；

g、流量小而粘度大的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re100即可达到湍流。但这不是绝对的，如果流动阻力损失允许，将这种流体通入管内并采用多管程结构，反而会得到更高的给热系数。

以上各点常常不可能同时满足，而且有时还会相互矛盾，故应根据具体情况，抓住主要方面，作出适宜的决定。

(2) 流动方式的选择

除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，对流传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正。 (3) 换热管规格和排列选择

换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。因此对于洁净的流体可完管径可取得小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用19×2mm和25×2.5mm两种规格，管长有1.5、2.0、3.0、6.0m，排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见图2-1。

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图2-1 换热管排列方式

各种排列方式的优点：

正方形排列：易清洗，但给热效果较差 正方形错列：可提高给热系数等边三角形：排列紧凑，管外流体湍流程度高，给热系数大(4)折流挡板

安装折流挡板的目的是为提高壳程对流传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。

对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图2-2可以看出，弓形缺口太大或太小都会产生\"死区\"，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。

a.切除过少 b.切除适当 c.切除过多

图2-2挡板切除对流动的影响

2.2管壳式换热器的给热系数

给热系数包括管内流动的给热系数和壳程给热系数，管内流体的给热系数前面已经学过，而壳程的给热系数与折流挡板的形状、板间距，管子的排列方式、管径及管中心距等因素有关。

壳程中由于设有折流挡板，流体在壳程中横向穿过管束，流向不断变化，湍动增强，当

Re100即可达到湍流状态。

2.2.1流体在圆形直管内的强制湍流

Nu0.023Re0.8Prk

0.023du0.8cpk()() d使用范围：Re>10000，0.750

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注意事项：

（1）定性温度取流体进出温度的算术平均值tm； （2）特征尺寸为管内径di；

（3）流体被加热时，k＝0.4，流体被冷却时，k＝0.3；

上述n取不同值的原因主要是温度对近壁层流底层中流体粘度的影响。当管内流体被加热时，靠近管壁处层流底层的温度高于流体主体温度；而流体被冷却时，情况正好相反。对于液体，其粘度随温度升高而降低，液体被热时层流底层减薄，大多数液体的导热系数随温度升高也有所减少，但不显著，总的结果使对流传热系数增大。液体被加热时的对流传热系数必大于冷却时的对流传热系数。大多数液体的Pr>1,即Pr0.4>Pr0.3。因此，液体被加热时，n取0.4；冷却时，n取0.3。对于气体，其粘度随温度升高而增大，气体被加热时层流底层增厚，气体的导热系数随温度升高也略有升高，总的结果使对流传热系数减少。气体被加热时的对流传热系数必小于冷却时的对流传热系数。由于大多数气体的Pr<1，即Pr0.4通过以上分析可知，温度对近处层流底层内流粘度的影响，会引起近壁流层内速度分布的变化，故整个截面上的速度分布也将产生相应的变化。

（4）特征速度为管内平均流速。 以下是对上面的公式进行修正： a．高粘度

du0.8cp0.330.14 0.027()()()dw要考虑壁面温度变化引起粘度变化对的影响（是在tm下；而W是在tw下）。在实际中，由于壁温难以测得，工程上近似处理为： 对于液体，加热时：(b．过渡区

2300f1.06105Re0.81

0.140.14)1.05，冷却时：()0.95

ww 过渡区内流体比剧烈的湍流区内的流体的Re小，流体流动的湍动程度减少，层流底层变厚，减小。

c．流体在弯管中的对流传热系数 先按直管计算，然后乘以校正系数f

df(11.77)

R式中 d──管径；

R──弯管的曲率半径。

由于弯管处受离心力的作用，存在二次环流，湍动加剧，增大。

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2.2.2流体在圆形直管内的强制层流

特点：1）物性特别是粘度受管内温度不均匀性的影响，导致速度分布受热流方向影响。2）层流的对流传热系数受自然对流影响严重使得对流传热系数提高。3）层流要求的进口段长度长，实际进口段小时，对流传热系数提高。

（1）Gr<25000时，自然对流影响小可忽略

d0.14Nu1.86(RePr)1/3()

lwd适用范围：Re<2300，(RePr)10，l/d>60

l定性温度、特征尺寸取法与前相同，w按壁温确定，工程上可近似处理为： 对于液体，加热时：(0.140.14)1.05，冷却时：()0.95

ww（2）Gr>25000时，自然对流的影响不能忽略时，乘以校正系数f0.8(10.015Gr1/3) 在换热器设计中，应尽量避免在强制层流条件下进行传热，因为此时对流传热系数小，从而使总传热系数也很小。

2.2.3流体在换热器管壳间流动

一般在列管换热器的壳程加折流挡板，折流挡板分为圆形和圆缺形两种。由于装有不同形式的折流挡板，流动方向不断改变，在较小的Re下（Re=100）即可达到湍流。

圆缺形折流挡板，弓形高度25%D，的计算式：

Nu0.36Re0.55Pr3(10.14) w适用范围：Re=2×103～106。

定性温度：进、出口温度平均值；tw→μw。 特征尺寸：（1）当量直径de 参图2-3

4(t20.785d0) 正方形排列：de

d0 图2-3 de的计算

24( 正三角形排列：de322t0.785d0)2

d0（2）流速u根据流体流过的最大截面积Smax计算 SmaxhD(1d0) t- 8 -

式中 h——相邻挡板间的距离； D——壳体的内径。

提高壳程的措施：提高壳程u，但hfu2，hf；de；加强壳程的湍动程度，如加折流挡板或填充物。

2.3流体通过换热器的阻力损失 2.3.1 管程阻力损失

包括各程直管阻力损失hf1、回弯阻力损失hf2及换热器进出口阻力损失hf3构成，其中hf3可忽略不计。

hft(hf1hf2)ftNp

式中 ft—— 管程结垢校正系数，对三角形排列取1.5，正方形排列取1.4；

Np——管程数；

hf1式中 l——换热管长度，m；

lui2 di2hf2ui2 32（hf2包括回弯和进出口局部阻力及封头内流体转向的局部阻力之和，取阻力系数为3）

管程阻力损失也可写成

lui2ptd3ftNp2

i3由于uiNp，所以ptNP。

对同一换热器，若单程改为双程，阻力损失剧增为原来的8倍，而给热系数只增为原来的1.74倍，因此在选择换热器管程数时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。 2.3.2壳程阻力损失

壳程由于流动状态比较复杂，结构参数较多，提出的公式较多，但可归结为

2uo hfs2不同的计算公式，决定和uo的方法不同，计算结果往往不一致。 2.4对数平均温差的修正

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前面学过的对数平均温差tm仅适用于纯并流或纯逆流的情况，当采用多管程或多壳程时，由于其内流动形式复杂，平均推动力tm的计算式相当复杂。为了方便，可将这些复杂流型的平均推动力的计算结果与进出口温度相同的纯逆流相比较，求出修正系数，即

tmtm逆

其中的求法为：

f(P,R)PR＝t2t1冷流体温升 T1t1两流体最初温差T1T2热流体温降t2t1冷流体温升根据P，R值由图查出各种情况的值。

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图2-4 对数平均温度差校正系数的值 （a）单壳程 (b)二壳程 (c)三壳程 (d)四壳程

在设计时注意应使>0.8，为什么？

因为①经济上不合理；②操作温度略有变动，则下降很快，使操作不稳定。

2.5管壳式换热器的设计和选用步骤

① 由已知条件计算传热量及逆流平均温差tm逆

QKAtmKAtm逆

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由上式可知，要求A，必须知道K，；而K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。因此，在冷、热流体的流量及进出口温度已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算。

② 初选换热器的尺寸规格

a、初步选定流体流动方式，由冷热流体的进出口温度计算温差修正系数，应使>0.8，否则应改变流动方式，重新计算；

b、依据经验估计总传热系数K估，估算传热面积A估；

c、根据A估，根据系列标准选定换热管的直径、长度及排列；如果是选用，可根据A估在系列标准中选用适当的换热器型号；

③ 计算管程的压降和给热系数；

a、根据经验选定流速，确定管程数目，并计算管程压降pt，若pt>pt允，必须调整管程数目重新计算。

b、计算管内给热系数2，若2pt>pt允，则应重新估计K估，另选一换热器型号进行试算。

④ 计算壳程压降和给热系数；

a、根据流速范围确定挡板间距，并计算壳程压降ps，若ps>ps允，可增大挡板间距。 b、计算壳程给热系数1，若1太小可减小挡板间距。 ⑤ 计算传热系数，校核传热面积。

根据流体性质选择适当的垢层热阻R，由R、再由传热基本方程计算A计。2计算K计，1、当A计小于初选换热器实际所具有的传热面积A，则计算可行。考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有15%~25%的裕度，即A/A计=1.15~1.25，否则应重新估计一个K估，重复以上计算。

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第三章 筛板精馏塔设计

3.1 概述

3.1.1 精馏塔的设计要求

①生产能力大；

②操作弹性大，分离效率高； ③流体流动阻力小，操作费用低；

④结构简单，造价低，制造、安装、维修方便等。 3.1.2 筛板塔的特性

优点：

①结构简单，易于加工，造价低； ②处理量大； ③板效率高； ④压降低。 缺点：

①操作弹性较小； ②安装水平度要求较高； ③筛孔易堵。

3.1.3 设计步骤和设计说明书内容 （1）设计步骤

①确定设计方案和操作流程； ②进行工艺计算；

③塔板设计，计算塔板主要工艺尺寸，进行流体力学校核，画出塔的操作性能图； ④板式塔结构设计；

⑤管路和附属设备的计算与选型； ⑥图纸绘制； ⑦编制设计说明书。

3.1收集基础数据

设计所需的基础数据包括： ①进料流量及组成。 ②分离要求。 ③原料的热力学状态。

④冷却介质及其温度、加热介质及温度。 ⑤物性数据（如密度、表面张力等）。

上述基础数据中①、②两项由设计任务给出。③、④两项若任务中未曾给出，则应根据具体情况确定。物性数据可从有关资料中查取。

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3.2工艺流程的选择

精馏装置一般包括塔顶冷凝器，塔釜再沸器，原料预热器及流体输送泵等。流程选择应结合实际进行，考虑经济性、稳定性。如进料是否需要预热、冷凝器的型式及布置、及再沸器的型号等。

当塔顶需汽相出料时，采用分凝器，除此之外，一般均采用全凝器。对于小塔，通常将冷凝器放于塔顶，采用重力回流。对于大塔，冷凝器可放至适当位置，用泵进行强制回流。

再沸器的型式有立式与卧式、热虹吸式与强制循环式之外。当传热量较小时，选用立式热式再沸器较为有利。传热量较大时，采用卧式热虹吸式再沸器。当塔釜物料粘度很大，或易受热分解时，宜采用泵强制循环型再沸器。几种再沸器型式如图3.1所示。

精馏装置中，塔顶蒸汽的潜热和塔釜残液的显热可以被用于预热进料。塔顶蒸汽潜热大，而温度较低，塔釜残液温度高，而显热的热量少。在考虑这些热量的利用时要注意经济上的合理性及操作上的稳定性。

3.3做全塔的物料平衡

对于双组分的连续精馏塔，由总物料平衡及分物料平衡有

DWF DxDWxWFxF（1） 根据进料流量F及组成xF，分离要求，解方程组（1）即可求得馏出液流率D及残液流率W。

3.4确定操作条件（压力、温度）

精馏操作最好在常压下进行，不能在常压下进行时，可根据下述因素考虑加压或减压操作。 （1）、对热敏性物质，为降低操作温度，可考虑减压操作。

（2）、若常压下塔釜残液的泡点超过或接近200℃时，可考虑减压操作。因为加热蒸汽温度一般低于200℃。

（1）立式热虹吸型 （2）泵强制循环型 加热介质加热介质 - 15 -

产品

（a） (b)

（3）卧式再沸器 图3.1 几种再沸器型式

（3）、最方便最经济的冷却介质为水。若常压下塔顶蒸汽全凝时的温度低于冷却介质的温度时可考虑加压操作。

还应该指出压力增大时，操作温度随之升高，轻、重组分相对挥发度减少，分离所需的理论板数增加。

在确定操作压力时，除了上面所述诸因素之外，尚需考虑设备的结构、材料等。 通常按下述步骤确定操作压力。

（1）、选择冷却介质，确定冷却介质温度。

最为方便、来源最广的冷却介质为水。设计时应了解本地区水的资源情况及水温。 （2）确定冷却器及回流罐系统压力P冷。

塔顶蒸汽全部冷凝时的温度一般比冷却介质温度高10～20℃。冷却器和回流罐系统压力即为该温度下的蒸汽压（平衡压力），可由泡点方程式得。

cKxii1Di1 （2）

（2）查得。 式中Ki—平衡指数。烃类Ki可由资料（1）

（3）、确定塔顶和塔釜压力。

塔顶压力P顶等于冷凝器压力P冷加上蒸汽从塔顶至冷凝器的流动阻力P顶冷凝器，即

P顶P冷P顶冷凝器 （3）

塔釜压力P底等于塔顶压力加上全塔板阻力P塔。全塔阻力P塔等于塔板阻力乘实际板数，即

P底P顶P塔P顶nP板 （4） 式中：P板—塔板阻力，通常为3～5（mm汞柱）

在确定了操作压力之后，塔顶温度可由式（5）确定，塔釜温度由式（6）确定。

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ckt1yttxDt1 （5） ktKxi1ciWi1 （6）

3.5确定回流比

对于平衡线向下弯曲的物系，最小回流比的计算式为：

RmxDyqyqxq （7）

式中：xq,yqq线与平衡线交点座标。

当进料为饱和液体时，最小回流比也可用式（8）计算，进料为饱和蒸汽时，按式（9）计算。

Rm1xD1xD （8）

1x1xFF1xD1xD1 （9）

1xF1xFRm汽液混合进料时，最小回流比的计算式为：

Rmq(Rm)q1(1q)(Rm)q0 （10）

式中：

(Rm)q1——泡点进料时的Rm，按式（8）计算。 (Rm)q0——露点进料时的Rm，按式（9）计算。

由上式可知，最小回流比和进料液化分率q有关。当泡点进料时，q=1。露点进料时，q=0。若进料压力高于塔的操作压力，且原料温度较高时，进入塔内后可因压力降低而产生绝热汽化。绝热汽化温度T及液化分率可由绝热汽化方程组（11）计算。

cxFiK(1K)1i1iiq （11） qHhFHh式中：H、h—汽相、液相焓。

hF—原料液焓。

方程（11）可由试差法解得，方法如下： a、 根据进料温度及组成，求得hF； b、 假设汽化温度，查得Ki；

c、 由方程（11）的第一式求得q及汽、液相组成；

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d、 由假设温度及求得的汽、液相组成计算汽、液相焓H及h；

e、 将H、h、hF代入方程（11）的第二式，若等式成立，则计算正确；若等号不 成立，则重设温度，重复（b）至（e）过程。

适宜回流比通常为最小回流比的1.2～2倍，设计时应根据理论板和回流比的关系图（图3.2）确定。

N

Rm R适宜 R

图3.2 理论板和回流比关系图

图3.2是在假设若干个不同的回流比下，分别用简捷法求出相应的理论板数，然后，由计算结果作图而得到的。显然适宜回流比应在图中曲线斜率变化最大处。

3.6理论板数与实际板数

对于双组份精馏塔，求解理论板数可用图解法或简捷法。若理论板数较多，且溶液接近理论溶液时，可作简捷法计算。

简捷法求理论板数时，有吉利兰（Gilliland）法和埃尔巴—马道克斯（Erbar—Maddox）法。据称埃尔巴法比吉利兰法精度要高，但埃尔巴法只能用于泡点进料，且指明回流比为最适宜回流比，而一般回流比大多高于这个数值。

图解法和简捷法的具体操作法可参考参阅教材，此处不再讨论。 实际板数等于理论板数除以总板效率，即

N实N理 （12） ET式中：N实——实际板数

N理——不包括分凝器、再沸器在内的理论板数。

ET——总板效率（全塔效率）

影响总板效率的因素较多，目前尚无准确的关联式可用于计算，只能根据经验估计。对于双组份精馏塔，多在0.5～0.7左右[6]。

3.7确定冷凝器和再沸器的热负荷QC、Qr

对于全凝器，由冷凝器热平衡可得：

- 18 -

QC(R1)D(H1hD) （13）

式中： R—回流比 D—馏出液流率。

H1、hD—塔顶蒸汽、馏出液焓。 对全塔做热平衡有

QrDhDWhWQCFhF （14）

式中：hW—塔釜残液焓。 （其它符号同前）

3.8初估冷凝器和再沸器的传热面积

传热面积A可由传热方程计算，即

A式中：Q—热负荷。

K—传热系数。

tm—冷热流体平均温度差。

Q （15） Ktm对于低沸点烃类，冷凝介质为水时，传热系数为390～980（千卡/m2·时·℃）。加热介质为水蒸汽时，再沸器的传热系数为390～880（千卡/m2·时·℃）。

3.9塔径的计算及板间距的确定

在精馏塔的设计中，应当对精馏段和提馏段分别进行设计。通常精馏段根据塔顶第一块板的条件进行设计，提馏段根据塔底条件进行设计。

精馏段汽、液相负荷分别按式（16）、（17）计算。 V(R1)D

(16) (17) LRD

式中：D—馏出液流率（Kmol/h）。

R—回流比。

提馏段的汽相流率可由再沸器热负荷计算，即

V'Qr/rW （18）

式中：rW—残液的摩尔潜热。

提馏段的液相流率有

L'V'w （19）

式中：W—残液流率。

以上求得的流率为摩尔流率，在塔径的计算中应换算成体积流率。

- 19 -

在板式塔的设计中，最大汽速（泛点汽速）可采用下式计算[7] 。

UmaxCLV （20） V式中：L、V—分别为液相、汽相密度。 C—经验系数。由图3.3查取。

在查取经验系数时，先确定板间距HT和清液层的高度hL。

当塔径大于1[米]时，板间距HT通常可取0.4[米]、0.45 [米]、0.6 [米] 。在具体确定时考虑以下因素：

（1）、大塔应取较大的板间距。 （2）、液量较大时，应取较大的板间距。 （3）、物料易起泡时，应取较大板间距。 （4）、塔板数多时，板间距应取较小值。

清液层高度hL通常为40～90毫米。对于加压塔和常压塔，可取大值。对减压塔，为减小塔板阻力，一般取小值。板间距大时，hL取大值；HT小时，hL取小值。

图3.3 经验系数C图

图中：V、L—分别为汽相、液相流率（m3/h）。 V、L—分别为汽相、液相密度（Kg/m3）。

- 20 -

C20—表面张力为20（达因/厘米）时的系数C。 HT、hL—分别为板间距、板上清液层高度（m）。 当表面张力σ为其它值时的系数C按下式校正：

CC20200.2 （21）

在求得泛点后，设计气速可取泛点气速的（0.6～0.8）倍，即

U'(0.6～0.8)Umax （22）

对于设计气速，大塔、加压塔可取大值；小塔、减压塔取小值。 在求得了设计气速U'之后，塔径D'即可按下式估算。

D'Vx （23）

0.785U'式中：Vx—汽相流率（m3/s）。

U'—设计速度（m/s）。 D'—塔径计算值（m）

塔径按计算值D'进行圆整，1米以上的塔，按0.2米的间隔圆整。 塔的截面积AT及空塔气速U分别按式（24）和（25）计算。

AT0.785D2 （24）

式中：D—园整后的直径（米）。

UVx/AT （25）

上述计算塔径的方法（史密斯泛点关联法）对于石油类液量较大的塔常偏于保守。此时可按有效截面法计算。

有效截面法计算塔径的步骤如下[8] ： （1）、有效截面上的最大允许速度U'max

U'max0.055gHT12LVLVLV [m/s] （26） V式中：L、V—分别为液体、气体流率(m3/h)。 L、V—分别为液体、气体密度（Kg/m3） HT—板间距（m）。 g —重力加速度。

（2）、有效截面上的设计气速Ua按下式计算。

- 21 -

UaKKgU'max [m/s] （27）

式中：K—安全系数，K=0.6～0.8，对于大塔、加压塔或板间距较大时，取大值。对于小塔

或减压时，取小值。

Kg—系统因素，由物系泡程度决定。

表3.1 系统因素Kg表

系统名称 正常下起泡物系下 轻度起泡物系（如氟利昂） 中度起泡（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔） 重度起泡（如胺和乙二醇吸收塔） 严重起泡（如甲乙酮装置） 形成稳定泡沫系统（如碱再生塔）

（3）、有效截面积Aa

在求得有效截面上的气速Ua之后，即可按下式计算有效面积Aa

AaVx/Ua [m2] （28）

系统因素Kg 1 0.9 0.84 0.73 0.60 0.30 式中：Vx—气体流率(m3/s)。 （4）、降液管面积Af

液体在降液管流速Ur按以下两式计算，取小值。

Uf0.17KKx （29）

和 Uf0.00798KKxHT(LV) （30）

式中符号同前。

在求得了液体在降液管的流速Uf之后，降液管面积Af即可由式（31）求得。

AfLs/Uf （31）

式中：Lx—液体流率(m3/s)。 （5）、塔径D

塔截面积为有效面积和降液管面积之和，由此即可求得塔径的计算值D'。即

- 22 -

D'AaAf0.785 （32）

由计算值D'园整，即可求得塔径D。

3.10堰及降液管的设计

液体在塔板上的流动型式单溢流、双溢流和多溢流。当塔径小于2米时，通常采用单溢流，塔径在2米～4米时采用双溢流，塔径大于4米时，一般应考虑采用多溢流[9]。

几种溢流型式如图3.4所示。由图可知，边上降液管呈弓形，中间降液管为矩形（或梯形）。 对于单溢流，溢流堰长度通常为（0.6～0.8）D，对双溢流（或溢流）两侧的降管，堰长取塔径D的0.5～0.7倍。中间降液管的堰长通常为0.9D左右，塔板上的总堰长为该板上各堰的长度之和。

堰上液流强度在20～40[m3/h.m]左右时，操作情况最好。一般来说，最大堰上液流量不宜超过100～130[m3/h.m]。实际生产中，也有少数塔，其堰上液流量超过200[m3/h.m]。

a. 单溢流 b. 四溢流 c. 双溢流

图3.4 几种常见的溢流型式

对于弓形降液管，堰长一经确定之后，降液管宽和面积可按图3.5计算。双溢流或多溢流的中间降液管。宽度一般可取200～300[mm]。降液管面积可按矩形计算。

在降液管的设计中，应注意液体在降液管的停留时间不得少于3～5s。液体在降液管的停留时间τ按下式计算。

AfHTLS （33）

- 23 -

式中各符号同前。

出口堰是为保证塔板上有一定的液层。出口堰的高度hW为板上清液层高度hL减去堰上液层高度hOW,即

hWhLhOW （34） 堰上液层高度由下计算：

LhOW2.84ElW式中：L-液体流率（m3/s）。

E-液流收缩系数，通常可取E≈1。

3 （35） 1023 降液管底端与塔板之间的距离hS若过大，则不易形成液封;若过小，液体在降液管出口阻力过大，易液泛。hS通常可按下式确定。

hSLS （36）

lWus式中：LS—液体流率（m3/s）

uS—液体在降液管出口流速，通常可取0.1～0.3（m/s）左右。

hS—一般不宜小于20～25（mm）,以免因堵塞而造成液泛。

图3.5 弓形的宽度与面积

图中：IW--堰长; D--塔径; Wd--弓形宽; Af--弓形面积; AT--塔截面积。

- 24 -

3.11塔板布置及筛板塔的主要结构参数

（1）筛板布置

塔板上在靠近塔壁的部分，应留出一圈边缘区，供塔板安装之用，通常边缘区宽度WC为50～70mm。塔板上液体的入口和出口需设安定区。以避免大量含有气泡的液体进入降液管而造成液泛。一般，安定区的宽度WS可取50～100 mm。边缘区和安定区中的塔板不能开孔。

（2）筛孔直径d0

筛孔直径的大小对塔板压降及塔板效率无显著影响;但随着孔径的增大，操作弹性减小（在开孔率、空塔气速及液流强度一定的情况下，若孔径增大，则漏液量和雾沫夹带量都随之增大，因此，孔径增大，操作下限上升，操作上限降低，导致操作弹性减少）。此外，孔径大，不易堵塞;且孔径大，制造费用低。

一般碳钢的筛板厚度为3～4 mm，合金钢塔板的厚度为2～2.5 mm。筛孔孔径与塔板厚度的关系，主要应考虑加工的可能性。当用冲孔加工时，对于碳钢塔板，孔径不应小于板厚;对于不锈钢塔板，孔板不应小于（1.5～2）倍的板厚。

筛孔直径应根据上述因数进行选择。工业生产中一般用3～10 mm的孔径。推荐用4～5 mm的孔径。

（3） 开孔率、孔中心距和板厚

开孔率和孔中心距对筛板的影响远比筛孔孔径的影响大。通常采用2.5～5倍直径的中心距。该值过小，易使气流互相干扰，过大则易鼓泡不均，两者都将影响塔板的效率。设计时应按所需的开孔面积来确定中心距，尽可能在3～4倍的孔径范围内。

筛孔面积和开孔区面积之比称为开孔率，在同样的空塔气速下，开孔率大，雾沫夹带小，但易漏液，操作弹性小;开孔率小，雾沫夹带大，且塔板阻力大，易液泛。因此，开孔率对塔板的设计十分重要。通常，开孔率在5～15﹪之间。在确定开孔率时，往往需同时联系孔径和孔心距，进行多次试算。

筛板一般按正三角形排列。此时，若选定孔径和孔心距，则筛孔面积A0和开孔区面积Aa

之比可按下式计算。

Ao0.907 （37）

Aat2d0式中：A0—筛孔面积，m2；

Aa—开孔区面积，m2；

t —孔中心距，mm； d0—筛孔孔径，mm。

- 25 -

开孔区面积Aa，对于单溢流型塔板可用下式计算：

xAa2xr2x2r2sin1 （38）

r式中：xD2(WdWS),m；

rD2WC,m； sin1xr为以弧度为单位的反三角函数; Wd—降液管宽，m； WS—安定区宽，m； WC—边缘区宽，m。

（Wd、WS、WC的设计见后）； 对于双流型塔板，开孔区面积按下式计算：

A2r2sin1x1x1a2[xr2xr]2[x1r2x21r2sinr] 中：x1Wd2WS 筛孔数按下式计算：

1158103nt2Aa 式中：n—筛孔数;

Aa—开孔区面积，m2; t—孔中心距，mm。

3.12筛板塔的水力学计算 （1）塔板阻力

气相通过塔板的阻力为干板阻力与液层阻力之和。即

hPhChl 式中：hP—气体通过每一层塔板的阻力，m液柱； hC—干板阻力，m液柱;

h1—塔板上的液层阻力，m液柱。 筛孔塔板的干板可用下式计算。

2h0.051u0CC 0VL- 26 -

（39）式

（40）

（41） （42）

式中：u0—筛孔气速，m/s。

C0—流量系数，可由图3.6查得;

3

V、L—分别为气相和液相的密度，Kg/m。

2 4 6 8 10 d0/ hLm液柱 图3.6 干板孔的流量系数 图3.7液层的有效阻力 液层阻力与通过筛孔的气体动能因子Fc(UsV)有关，可由图3.7查取。

（2）漏液点

当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔泄漏，这将严重影响塔板效率。因此，漏液点气速为下限气速。筛孔的漏液点气速按下式计算：

uOM4.4CS(0.00560.13hLhW)L （43）

V式中：uOM—漏夜点筛孔气速，m/s；

h4—表面张力压头，m液柱; 9810Ld0—液体表面张力，dyn/em。

当板上清液层高HL小于30mm,或筛孔孔径dS小于3 mm时，用下式计算：

uOM4.4CS(0.00510.05hL)L （44）

V（3）雾沫夹带

雾沫夹带量的计算有两类，一类直接用板上参数表，如下式：

3.20.0057uGeVHThf- 27 -

 （45） 

式中：eV—雾沫夹带量，Kg/Kg气；

uG—液层上部气速，m/s；

uGVS

ATA0该法只能用于常压塔，若用加压塔，计算值偏小。 另一种方法用泛点百分率来关联。如Fair法，方法如下： 用下式求得泛点气速uF：

uF0.305CSSLV （46） VCSS由图3.8查得，当A0/Aa<0.1时，CSS应乘以以下校正系数C

A0/A3[a] C 1.00 0.90 0.80 0.10 0.08 0.06

当液体表面张力不等于20dyn/cm时，CSS应乘以(/20)0.2

当操作气体u和泛点之比作为液泛分率，由图3.9查得雾沫夹带分率，再由下式求得雾沫夹带量：

eVL' （47） (1)V'式中：L＇、V＇-分别为液相和气相流量，Kg/h。

（4）液泛的校核

降液管内液面的高度按下式计算。

HdhWhOWhdhr （48） 式中：Hd—降液管液面的高，m;

hd—液体在降液管出口阻力，按式（49）计算；  hd0.153LKlhW0 [m液柱] （49） 2为了避免液泛，降液管中液面高不得超过（0.4～0.6）倍的（HThW），即

hd≤（0.4～0.6）（HThW） （50）

- 28 -

图3.8 CSS系数 图3.9雾沫夹带分数 雾沫夹带分数ψ AfHTLH（5）液体在降液管的停留时间

为使降液管中液体的气泡能够脱除，液体在降液管的停留时间不得少于3～5秒，即

≥3～5 （51）

（6）负荷性能图

对于一个结构已定的塔板，将有一个适宜操作区。它综合地反映了塔板的操作性能，把不同的气、液流率下塔板上出现的各种流体力学的界限综合地表达出来。上述反映气、液负荷和塔板性能的关系图称为负荷性能图。负荷性能图的作法如下：

（1）、按式（43）作漏液线①；

（2）、按式（44）或（45）取泛点率为（65～82﹪）时作雾液夹带线②; （3）、按式（48），取Hd=（0.4～0.6）（HT+Hw）时作液泛线③; （4）、按式（51）作最大液量线④; (5) 、 按式（52）作量小液量线⑤。

L2.84ElW式中：L—液体流率，m3/h;

 （52） 623LW—堰长，m;

E—液流收缩系数，通常可取1。一个设计合理的塔，负塔性能图如图3.10所示。图中阴影部分为适宜操作区。以气、液相流率作图所得的操作点B应在适宜操作区中。图中操作上限为A。

设计说明书的书写方式可参阅参考文献。

- 29 -

图3.10负荷性能图

3.13塔盘结构

直径大于0.8m的塔，通常采用分块式塔板，以便于从入孔进入塔内。塔盘结构可参阅资料。

[9]

（1）、塔板型式

理想的塔板应在满足工艺操作的条件下，要求结构简单、有足够的刚性、便于加工、安装和检修。根据上述要求，推荐自身梁式塔板和槽式塔板（见图3.11）。槽式塔板的模具制造较自身梁式简便，但自身梁式塔板更便于上、下均可拆连接。一般设计可用自身梁式塔板，在制造设备条件所限下宜用槽式塔板。自身梁式塔板的结构尺寸见图3.11。其厚度S对于碳钢可取2～4mm，不锈钢为2～3 mm。压弯半径R=（1～1.5）S，R1=S。塔板宽度应能从Φ450 mm入孔进出。塔板梁高h表3.2。

表3.2 自身梁式塔板梁高（mm）

塔板长度 A型梁高h1 B型梁高h2

小于1000 60 1000～1400 80 1400～1800 80 1800以上 90

（a）、A型

- 30 -

（b）、B型

图3.11自身梁式塔板

（2）、塔板固定件

受液盘有平形受液盘和凹形受液盘。凹形受液盘在低液量时仍能造成液封，且有改变液体流向的绶冲作用和便于液体的侧线采出。塔径大于800毫米时常采用凹形受液盘。若物料易聚合或含有悬浮固体时，凹形受液盘易造成死角而堵塞，应采用平形受液盘。

用平形受液盘时，为使上一层流入的液体在板上均匀分布，常设进口堰。用凹形受液盘时一般不设进口堰。受液盘一般为50 mm。

塔板固定件由以下部件组成：固定的受液盘和降液管、支持圈、支持板、支持角钢。塔板固定件的名称、结构、焊接方式见文献[9]。各部件尺寸见表3.3和表3.4。表中括号内数值系指不锈钢塔板。

（3）、为便于安装、检修或检查塔板腐蚀、堵塞等，须设置内部通道板。

内部通道板最好位于塔盘中央同一垂直位置上，并能上、下均匀可拆。其最小尺寸为300×400 mm，最重不应超过30kg，其长度一般不得大于1m。

（4）、塔板紧固件

①塔板与支持圈的连接采用卡子，卡子由下卡（包括卡板下螺柱）、椭圆垫板及M10螺母等零件组成。卡子连接见图3.12。这些零件已标准化（JB-68），其材料、型号见表3.5。

表3.3 单流塔板固定件尺寸（mm）

*塔径 DS 支撑园 截面尺寸 支撑板截面尺寸 降液板厚 受 液板厚 受 液 盘 受液盘深度 支撑 面宽 无 测线 有 测线 Φ8 泪 孔 数 支持角钢 尺 寸 - 31 -

800 1000 1200 1400 1600 1800 2000 2200 2400

40×8 40×10 50×8 50×10 4 4 100 1 56 50×10 50×10 6 6 （4） （4） 50 150 2 56×56×4 60×12 50×12 表3.4 双溢流塔板固定件尺寸（mm）

支撑塔径 角 钢 园截（中间梁） DS 面尺尺 寸 寸 2000 2200 2400 2600 2800 90×56×8 60×10 50×10 6 2 8 3200 110×56×8 3400 125×56×8 3600 140×56×8 3800 140×56×10 4000 4500 5000 160×56×12 160×56×12 180×56×12 70×12 50×12 8 （6） 10 （8） 3 3 4 4 8 （6） 3 3 30 2 2 2 25 90×56×6 6 6 1 1 支撑板截面尺寸 Φ10 降液板 降受液板厚 泪孔数 支撑板数 液板两侧 中间 两侧 中间 两侧 中间 厚 梁 端 间 隙 3000 100×56×8

表3.5 卡子型号及材料

型 式 Ⅰ Ⅱ Ⅲ 卡板 A3F 材 料 螺柱 2Cr13 垫板 A3F 螺母 A3F Cr17 4 ⅠA4 ⅡA4 ⅢA4 6 ⅠA6 ⅡA6 ⅢA6 卡板尺寸下的卡子型号 8 ⅠA8 ⅡA8 ⅢA8 10 ⅠA10 ⅡA10 ⅢA10 12 ⅠA12 ⅡA12 ⅢA12 14 ⅠA14 ⅡA14 ⅢA14 1Cr18Ni9 1Cr18Ni9 1Cr18Ni9 Cr18Ni12 Cr18Ni12 Cr18Ni12 Mo2Ti Mo2Ti Mo2Ti - 32 -

图3.12 卡子连接

图注： 1.支撑圈 2.螺柱 3.卡板 4.M10螺圈 5.椭圆垫板 6.塔板

②塔板与支持板连接（或与支持角钢连接） 上可拆连接采用卡子连接，塔板上的卡子孔通 常为长圆形，如图3.13。目前塔板与支持板间的上可

拆连接也常采用图3.14所示的连接方法。 图3.13 塔板上的卡子孔

塔板与支持板间的上、下均可拆连接如图3.15所示。双面可拆连接件由螺柱、异形垫板及螺母等组成，目前已标准化(JB1120-68)。

- 33 -

图3.14 塔板与支持板间的上可拆连接 图注：1、降液管 2、支持板 3、垫块

4、螺柱 5、螺母 6、垫片 7、塔板

图3.15 塔板与支持板间的双面可拆连接

图注：1、降液管 2、螺母 3、异形垫板

4、支持板 5、塔板 6、垫块 7、螺柱

③塔板之间的连接

塔板之间的连接如图3.16和3.17所示，图3.16为上可拆连接。图3.17为上、下均可拆连接。

图3.16 塔板之间的上可拆连接

- 34 -

图3.17 塔板之间的双面可拆连接

④塔板紧固件的间距

用于塔板与支持圈（或支持板）连接的紧固件（包括卡子、双面可拆连接件），其间距为150 mm左右。

用于自身梁式塔板之间连接的紧固件（包括螺栓、双面可拆连接），其间距为150～200mm。

3.14塔高

为便于安装、检修，直径800mm以上的塔都应设人孔。人孔处的塔板间距不应小于600mm。 塔的最上层塔板到封头的距离为0.6m左右，最下层塔板到封头的距离为2.5m左右。根据以上数据可确定除了封头之外的塔高度。

- 35 -

设计任务书

姓名： 专业： 班级： 同组人姓名： 设计题目： 筛板塔设计

设计任务： 设计条件：

1、处理量： （万吨/年）。 2、进料组成（mol﹪）:

组份 组成

3、进料状态： 4、分离要求： 5、年开工时间： （小时） 6、完成日期： 年 月 日

∑ - 36 -

主要参考文献

[1] 华东理工大学化工原理教研室编，化工过程设备及设计。 广州：华南理工大学出版社.

1996.02

[2] 天津大学化工原理教研室编。 化工原理。天津：天津大学出版社. 1999.04 [3] 《化学工程手册 第一篇 化工基础数据》化学工业出版社（1980） [4] 《化学工程手册 第十三篇 气液传质设备》化学工业出版社（1979） [5] 《塔的工艺计算》 石油工业出版社（1977）

[6] 《化工原理上、下册》朱家骅、叶世超等，科学出版社（2002） [7] 《化工过程及设备设计》华南工学院化工原理教研室（1987） [8] 《 化工原理课程设计》贾绍义等，天津大学出版社（2003）

- 37 -