传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过 大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。 2.1.4冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水 作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度 由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小， 传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50℃，否则 溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 2.1.5热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏 过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合 理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。 若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器 所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而 损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料， 可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。 此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和 中间冷凝器的流程，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温 度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 22确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产 达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此， 必须具体考虑如下几点： ()满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要 时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线 计算传热面积和选取梁作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装 置的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生 产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2)满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地 利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水 出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对 操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种 11
11 传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过 大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。 2.1.4 冷却剂与出口温度 冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水 作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度 由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小， 传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过 50℃，否则 溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。 2.1.5 热能的利用 精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏 过程本身的热能是十分重要的。 选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合 理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。 若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器 所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而 损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料， 可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。 此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和 中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温 度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 2.2 确定设计方案的原则 确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产 达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此， 必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定， 这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。 其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要 时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。 计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装 置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生 产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地 利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水 出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对 操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种
加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽 可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省 就很重要：在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传 热面积。 (3)保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又 如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏， 因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应 作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 第三节板式精馏塔的工艺计算 精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置， 塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 31物料衡算与操作线方程 通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。 物料衡算主要解决以下问题： (1)根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的 浓度)计算出每小时塔顶、塔底的产量： (2)在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和 下降液体量： (3)写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料 的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔 板结构参数提供依据 通常，原料量和产量都以gh或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmo/h。 在设计时，汽液流量又须用m⅓米表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位 3.1.1常规塔 常规塔指仅有一处进料和塔顶、塔底各有一个产品，塔釜间接蒸汽加热的精馏塔。 (1)全塔总物料衡算 总物料 F=D+W (3.1 易挥发组分 FXE=DXD+WXW (3-2) 若以塔项易挥发组分为主要产品，则回收率为 D%卫x100% n二WXw (3.3) 式中F、D、W一一分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kolh:
12 加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽 可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省 就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传 热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又 如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏， 因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应 作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 第三节 板式精馏塔的工艺计算 精馏塔的工艺设计计算，包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置， 塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。 3.1 物料衡算与操作线方程 通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的关系。 物料衡算主要解决以下问题： （1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度及分离要求（塔顶、塔底产品的 浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量； （2）在加料热状态 q 和回流比 R 选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和 下降液体量； （3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料 的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以及塔径和塔 板结构参数提供依据。 通常，原料量和产量都以 kg/h 或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为 kmol/h。 在设计时，汽液流量又须用 m 3 /s 来表示。因此要注意不同的场合应使用不同的流量单位。 3.1.1 常规塔 常规塔指仅有一处进料和塔顶、塔底各有一个产品，塔釜间接蒸汽加热的精馏塔。 （1）全塔总物料衡算 总物料 F = D + W （3-1） 易挥发组分 FχF = DχD + WχW （3-2） 若以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率η为 D 100% W D W = （3-3） 式中 F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；
一分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由(3-1)和(3-2)式得： D=FXE-Xw (3-4) XD-Xw W=FXD-%E (3-5) XD-XW (2)操作线方程 (i)精馏段 上升蒸汽量： V=(R+1)D (3-6) 下降液体量： L=RD (3-7) 操作线方程： D (3-8) 或： R y=R+1*+R+1Xp (3-8a) 式中R 回流比： X 精馏段内第n层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率： 精馏段内第+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 (ⅱ)提馏段 上升燕汽量： =(R+1)D-I-q)F (3-9) 或： V=L+gF-W (3-10) 下降液体量： L'=RD +gF (3-11) 操作线方程： L+qF W y=L+qF-W*-L+gF-W*w (3-12) 式中：xm一一提馏段内第m层板下降液体中易挥发组分摩尔分率： ya+ 一提馏段内第m+/层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率 (3)进料线方程(q线方程) q y 9支 (3-13) q-1 3.1.2直接蒸汽加热 (1)全塔总物料衡算 总物料 F+V。=D+W (3-14) 3
13 χF、χD、χW——分别为原料液、馏出液和釜残液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-1）和（3-2）式得： D W F W x x x x D F − − = （3-4） D W D F x x x x W F − − = （3-5） （2）操作线方程 （ⅰ）精馏段 上升蒸汽量： V = (R +1)D （3-6） 下降液体量： L = RD （3-7） 操作线方程： n n D x V D x V L y +1 = + （3-8） 或： 1 1 1 1 n n D R y x x R R + = + + + （3-8a） 式中 R —— 回流比； χn —— 精馏段内第 n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； Уn+1——精馏段内第 n+1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 （ⅱ）提馏段 上升蒸汽量： V' = (R +1)D − (1− q)F （3-9） 或： V ' = L + qF −W (3-10) 下降液体量： L' = RD + qF （3-11） 操作线方程： m m W x L qF W W x L qF W L qF y + − − + − + + = ' ' 1 （3-12） 式中：χ’ m—— 提馏段内第 m 层板下降液体中易挥发组分摩尔分率； У’ m+1——提馏段内第 m+1 层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率。 (3) 进料线方程（ q 线方程） 1 −1 − − = q x x q q y F （3-13） 3.1.2 直接蒸汽加热 （1）全塔总物料衡算 总物料 * F V D W + = + 0 （3-14）
易挥发组分 FXE +Voyo=Dxp +Wxw (3-15) 式中。一一直接加热蒸汽的流量，kmol/h: V。一—加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般V0: 旷一直接蒸汽加热时釜液流量，m0M: x”W一一直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 由(3-14)和(3-15)式得： W'=W+Vo (3-16) W 坊=w+w (317) (2)操作线方程 (ⅰ)精馏段（同常规塔） (3-18) =R+R希 R 式中R 一回流比： xm一精馏段内第层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率： y 精馏段内第+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 (ⅱ)提馏段 操作线方程： (3-19) 与间接加热时一样，所不同的是间接加热时提馏段操作线终点是(x儒xw),而直接蒸 汽加热时，当Vm+=0时，xm=x,因此提馏段操作线与X轴相交于点(xW,0)。 第四节板式塔主要尺寸的设计计算 板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢 流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。 板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。 设计时，先选取某一塔板（例如进料或塔顶、塔底）条件下的参数作为设计依据，以此确 定塔的尺寸，然后再作适当调整：或分段计算，以适应两段的气液相体积流量的变化，但 应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。 所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和 气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程 14
14 易挥发组分 * * Fx V y Dx W x F D W + = + 0 0 （3-15） 式中 V0 ——直接加热蒸汽的流量，kmol/h； У0 ——加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分率，一般У0=0； W * ——直接蒸汽加热时釜液流量，kmol/h； χ* W——直接蒸汽加热时釜液中易挥发组分的摩尔分率。 由（3-14）和（3-15）式得： W * = W + V0 （3-16） * 0 W W W x x W V = + （3-17） (2) 操作线方程 （ⅰ）精馏段（同常规塔） 1 1 1 n n D D n L D y x x V V R x x R R + = + = + + + （3-18） 式中 R —— 回流比； χn————精馏段内第 n 层板下降液体中易挥发组分的摩尔分率； Уn+1————精馏段内第 n+1 层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率。 （ⅱ）提馏段 操作线方程： * * ' ' 1 0 0 m m W W W y x x V V + = − （3-19） 与间接加热时一样，所不同的是间接加热时提馏段操作线终点是（χW,χW），而直接蒸 汽加热时，当У′m+1=0 时，χ′m=χ* W，因此提馏段操作线与 X 轴相交于点（χ* W ，0）。 第四节 板式塔主要尺寸的设计计算 板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢 流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计等工艺计算。 板式塔为逐级接触式的气液传质设备，沿塔方向，每层板的组成、温度、压力都不同。 设计时，先选取某一塔板（例如进料或塔顶、塔底）条件下的参数作为设计依据，以此确 定塔的尺寸，然后再作适当调整；或分段计算，以适应两段的气液相体积流量的变化，但 应尽量保持塔径相同，以便于加工制造。 所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和 气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程