2022年乙醇水溶液连续精馏塔课程设计 .pdf

目录绪论-1第一章精馏原理及化工上的应用 - 2第二章设计方案的确定及流程说明- -42.1 塔型选择-42.2 操作流程-5第三章 塔的工艺计算 .63.1 整理有关数据 .63.2 全塔物料衡算 .63.3 最小回流比与操作回流比.63.4 理论塔板数的确定 .73.5 全塔效率的估算与实际塔板数的求取.8第四章 塔的工艺条件及物性计算.104.1 操作压强 Pm.104.2 温度 tm .114.3 平均摩尔质量 .114.4 平均密度 .124.5 液体表面张力 .144.6 平均粘度的计算 .154.7 汽液相体积流率 .154.8 塔径的计算 .164.9 精馏塔高度的计算 .18第五章 塔板主要工艺尺寸的计算.195.1 溢流装置 .195.2 塔板布置 .21第六章 塔板的流体力学验算.236.1 气体通过塔板的压力降hp 液柱 .236.2 液面落差 .256.3 液沫夹带（雾沫夹带）.256.4 漏液 .266.5 液泛 .26第七章 塔板负荷性能图 .28名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 1 页，共 39 页 - - - - - - - - - 7.1 漏液线 .287.2 液沫夹带线 .287.3 液相负荷下限线.297.4 液相负荷上限线.307.5 液泛线 .31第八章 各接管尺寸的确定及选型.328.1 进料管尺寸的计算及选型.328.2 釜液出口管尺寸的计算及选型.328.3 回流管尺寸的计算及选型.328.4 塔顶蒸汽出口径及选型 .33第九章 精馏塔的主要附属设备.349.1 冷凝器 .349.2 预热器 .349.3 再沸器 .35设计小结.36参考文献.36名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 2 页，共 39 页 - - - - - - - - - 绪论摘 要：本设计是以乙醇水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为11 块，回流比为1.8 算出实际板数为27 块，进料位置为第18 块，通过板式塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键字： 乙醇、水、二元精馏，筛板式连续精馏精馏塔Abstract : The design is based ethanol - water system for the design of object-based, with the float valve tower distillation equipment for the separation of ethanol and water. Float valve tower is the main chemical production gas-liquid mass transfer equipment, the design for the Binary System for analysis of ethanol distillation water problem, select, computing, accounting, graphics, etc., is more complete distillation design process. By-plate number of theoretical plates calculated for 11, a reflux ratio of 1.8 calculated the actual number plates for 27, the feed position for the first 18, through fluid dynamics 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 3 页，共 39 页 - - - - - - - - - checking plate tower to prove each index data are in line with standards. The design process is normal, proper operation. Keywords:ethanol, water, binary distillation, continuous distillation sieve distillation column第 1 章精馏原理及化工上的应用1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液( 气相冷却而成 ) 是沸点低的 B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2 精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4 常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 4 页，共 39 页 - - - - - - - - - 本次课程设计是分离乙醇 水二元物系。在此我选用连续精馏筛板塔。具有以下特点：(1) 筛板塔的操作弹性小，对物料的流量要求非常平稳精确，不利于实际生产中使用(2) 筛板塔盘较浮阀塔盘的优点是结构简单抗堵，压降较小，造价便宜。(3) 筛板塔盘现在很少用了，比浮阀塔的效率低，操作弹性小。(4) 筛板塔盘也有溢流堰和降液管。优点是结构简单，压降较小，造价便宜，抗堵性强。第 2 章设计方案的确定及流程说明根据生产任务，若按年工作日300 天，每天开动设备24 小时计算，产品流量为 1.5 万 t/ 年，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。2.1 设计思路首先，乙醇和水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乙醇的储罐，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，完成乙醇和水的分离。2.1 设计流程乙醇水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐, 塔釜采用直接蒸汽加热 , 塔底产品冷却后 , 送名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 5 页，共 39 页 - - - - - - - - - 入贮罐 ( 附流程图 )。第 3 章塔的工艺计算3.1 原料液中：设 A 组分乙醇； B 组分水乙醇的摩尔质量： M 乙=46.07 kg/kmol；水的摩尔质量：M 水=18.02 kg/kmol查阅文献，整理相关的物性数据水和乙醇的物理性质（表 2）名称分子式相对分子质量密度203/kgm沸点101.33kPa比热容(20)Kg/(kg.)黏度(20)mPa.s导热系数(20)/(m.)表面张力(20)N/m水2H O18.029981004.1831.0050.59972.8乙醇25C H OH46.0778978.32.391.150.17222.8名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 6 页，共 39 页 - - - - - - - - - 27.002.18/)5.01 (07.46/5.007.46/5 .0Fx82.018/008.046/92.046/92.0Dx3.2 物料衡算已知： F=5.81720084.251000100005.1/kmol h总物料衡算F=D+W 易挥发组分物料衡算DxD+WxW=FxF 有回收率99.0FDBFxDx联立以上二式得： D=26.57kg/kmol W=55.23kg/kmol，xw=0.004kg/kmol3.3 回流比的确定3.3.1 平均相对挥发度的计算查1由相平衡方程得1(1)xyx(1)(1)y xx y由常压下乙醇 - 水溶液的平衡数据2.1.1 乙醇和水的汽液平衡数据（101.3KPa即 760mmHg）液相摩尔分数 x气相摩尔分数 y温度/ 液相摩尔分数 x气相摩尔分数 y温度/ 0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇与水的t-x （y）相平衡图（图2）及乙醇与水的x-y （图 3）：名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 7 页，共 39 页 - - - - - - - - - 70758085909510000.20.40.60.81x(y)温度()图 3由道尔顿分压定律及iyppAAAiBBBPxPx得11ABABiABAByyyyxxxx将上表数据代入得：序号123453.68153.15692.72542.35012.1263序号6789101.91551.72281.54081.41961.3207则10123103.04ii名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 8 页，共 39 页 - - - - - - - - - 3.043.041113.04112.04xxxyxxx3.4 最小回流比的计算和适宜回流比的确定xF0.275 ，xD0.82, xw0.004 =3.04 因为泡点进液，所以q=1 所以Xe= xF0.27由相平衡方程3.043.041113.04112.04xxxyxxxYp =0.53最小回流比13.127.082.053.082.01minminminRXXYXRRPDPD操作回流比取最小回流比的1.8 倍=1.8=2.034RminR精馏段： L=RD=2.034x26.57=54.04 V=(R+1)D=80.61提馏段： V=L+qF=54.04+81.5=135.54 L=V+(q-1)F=V=80.61则精馏段操作线方程：=D1xxyVDVLnn2788.067.082.034.067.0nnxx提馏段操作线方程：0016.068.1x1mwmmxVwxVLy3.5 逐板法确定理论板数及进料位置名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 9 页，共 39 页 - - - - - - - - - ：根据以上求解结果得：总理论板数为 11 （包括再沸器）进料板位置为 8 精馏段理论板数 7提馏段理论板数 4 3.6 全塔效率由进料组成 xF=0.27名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 10 页，共 39 页 - - - - - - - - - 经查表得 泡点温度78.24dT99.32wT在此温度下查文献得 ：0.55583.Aamp s0.28767.Bamp s则进料液再该温度下的平均粘度为：0.555830.28767 /20.42175则板效率 E 由计算0.2450.49Ea=0.401E则 实际塔板数： N=11/0.401=27精馏段: N1=7/0.401=17提馏段: N2=4/0.401=10名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 11 页，共 39 页 - - - - - - - - - 第 4 章 塔的工艺条件及物性计算4.1 操作压强 Pm塔顶压强 PD =101.3 kpa，取每层塔板压强P=0.7 kpa，则进料板压强 PF =101.3+20*0.7=115.3 kpa 塔釜压强 PW=115.3+7*0.7=120.2 kpa精馏段平均操作压强Pm 精=(101.3+115.3)/=103.75kpa提馏段平均操作压强Pm 提=(106.2+115.3)/2=110.75kpa4.2 温度 tm根据乙醇与水的 t-x （y）相平衡图可知：塔顶=78.12进料板=82.2DtCoFtCo=mt精16. 082FDtt4.3 平均摩尔质量M根据乙醇与水的 t-x （y）相平衡图可知：塔顶=0.82 =0.843Dx1yDy = 0.82 46+ (1-0.82) 18=kg/kmolVDM=0.817 46+（1-0.817）18=40.88 kg/kmolLDM进料板：= 0.56 =0.28FyFx= 0.56 46+（1-0.56）18=33.68kg/kmolVFM=0.28 46+（1-0.28）18=25.84 kg/kmolLFM塔釜： yW=0.443 xW=0.1 = 0.443 46+ (1-0.443) 18=30.4kg/kmolVwM=0.1 46+（1-0.1）18=20.8 kg/kmolLwM精馏段的平均摩尔质量= 37.55kg/kmol,VM精268.3342.41= =33.36 kg/kmol,LM精284.2588.40提馏段的平均摩尔质量名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 12 页，共 39 页 - - - - - - - - - =32.04kg/kmol,VM提24 .3068.33=23.32kg/kmol,LM提28.2084.254.4 平均密度m乙醇密度表4温度5060708090100110765755746735730716703图 9水的密度表四405060708090100992.2988.1983.2977.8971.8965.3958.4图 10依下式（为质量分数）iiLw1D=(0.8246)/(0.8246+0.1818)= 0.921w=(0.146)/(0.146+0.918)=0.221根据 t- 图可知：塔顶：3LDD/80.7514.973079.04.737921.011921.0/4 .973,/4.737mkgwwwkmolkgkmolkgBBAAmABA得：进料板：333/33.8335.970495.03 .734505.01505. 0/5.970,/3.734mkgwmkgmkgLFmABA得：塔釜：名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 13 页，共 39 页 - - - - - - - - - 333/28.8996.963779.0728221.01221.0/2 .968,/4.732mkgwmkgmkgLFmABA得：精馏段液相平均密度：3精/565.792233.83380.751mkgLm提馏段汽相平均密度：3/305.866233.83328.899mkgVm提汽相密度根据，VmRTMVm精馏段汽相平均密度3精/303.1)16.8015.273(314. 836.88103.75mkgRTMVmmVm提馏段汽相平均密度3/943.0)2.8215.273(314.8168.2575.110mkgVm提液相平均密度的计算如下图：B973.43/ mkgB968.2Aw0.921Aw0.221表6塔顶737.4/mkg塔釜732.4/ mkgLDm751.803/mkgLWm899.28A734.33/ mkg精馏段汽相平均密度Vm3/303.1mkg精馏段液相平均密度Lm565.7923/mkgB970.53/ mkg提馏段汽相平均密度Vm3/943.0mkgAw0.505进料板LFm833.333/mkg提馏段液相平均密度Lm3/305.866mkg名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 14 页，共 39 页 - - - - - - - - - 4.5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力按下式计算：Lmiix塔顶：，由化工原理（王志魁）附录三和二十知：CtD12.78，mmN/17.8乙醇m/9m.62N水则：mmNxxDDLDm/9.259.6282.0-117.882.0-1水乙醇进料板：，查手册：，CtF2 .82mmN/1.17乙醇m/.9m16N水则：mmNxxFFLFm/8 .499.61)27.01 (17.127.0-1水乙醇塔釜：，查附录：，CtW6.99mmN/.161乙醇m/59.0mN水则：mmNxxWWLWm/1.603 .60004.0-116.1004.0-1水乙醇精馏段液体表面平均张力：mmNLFmLDmLm/65.3928.499.252提馏段液体表面平均张力：mmNLFmLWmLm/95.5428 .491 .602表 71t78.12wt99.6A17.91/mN mA17.45/mN mB62.9/mN mB60.87/mN m塔顶LDm25.9 /mN m塔釜LWm60.1 /mN m进料板Ft82.2精馏段液体表面平均张Lm39.65 /mN m名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 15 页，共 39 页 - - - - - - - - - A17.7/mN m力B61.16/mN mLFm49.8 /mN m提馏段液体表面平均张力Lm54.95 /mN m4.6 平均黏度的计算 Lm液体平均黏度的计算按下式计算：液体平均黏度的计算按下式计算：lglgLmiix塔顶：tD=78.12xD=0.82 由化工原理原理上册查A、BA=0.45mPas B=0.4mPasLDm=10 xi lgi=10（0.82lg0.45+(1-0.82)lg0.4）=0.437mPas进料板：tF=82.2xF=0.27 由化工原理原理上册查A、BA=0.42mPas B=0.35mPasLFm=10 xi lgi=10（0.27lg0.42+(1-0.27)lg0.35）=0.369mPas塔釜：tW=99.6xW=0.004由化工原理原理上册查A、BA=0.28mPas B=0.20mPasLwm=10 xi lgi=10（0.004lg0.28+(1-0.004)lg0.20）=0.267mPas精馏段液体平均黏度：Lm精=(LDm+LFm)/2=0.403 mPas提馏段液体平均黏度：Lm提=(Lwm+LFm)/2=0.318 mPas4.7 气液相体积流率计算精馏段气相体积流率：V=(R+1)D=(2.034+1)26.57 =80.613kmol/h名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 16 页，共 39 页 - - - - - - - - - m3/s634. 0303.1360036.88613.803600 mmVMVvs液相体积流率：L=RD=2.034 26.57=54.04kmol/h0.626*10-3 m3/s792.565360033.08204.543600LmmLMLsLLh= 3600Ls=36000.62610-3= 2.26m3/h提馏段 ：L=RD+qF =2.03426.57+1 81.5=135.54 kmol/h=0.436*10-3 m3/ssLLmm3600 LML305.8663600168.2504.54提馏段：= 3600=36002.79310-3= 1.57m3/hhLsL气相体积流率：=135.54-55.23 =80.31 kmol/hWLVaa液相体积流率：m3/s43. 09.03600168.5254.1353600LmmMLLLs表 9 汽液相体积流率计算sV0.6343/mssV0.872 m3/sSL0.626*10-33/mssL0.436*10-3 m3/s4.8.塔径的计算板间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT/mm200300250300300450350600400600表 10塔径的确定，需求，C由下式计算：,由maxLmvmvmuC0.2120()20CC20Csmith 图查取，取板间距HT=0.35m，板上液层高度，则10.05hm10.35 0.050.30THhm名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 17 页，共 39 页 - - - - - - - - - 史密斯关联图图 11图中 HT 塔板间距， m ； hL 板上液层高度， m ；V ,L 分别为塔内气、液两相体积流量， m3/s；V，L 分别为塔内气、液相的密度，kg/m3 。4.8.1 精馏段塔径的确定：图的横坐标为：=0.02445 . 0)(VLssVL5.0-3)1.431819.915)(1.55210786.1(查 smith 图得：=0.0720C C=C20（）0.2=0.07 （）0.2=0.08202039.65umax=C=0.08=1.97m/sVVL1.3031.303792.565取安全系数为 0.6 ，则空塔气数为： u=0.60umax=0.60 1.97=1.182m/s则精馏段塔径 D=0.827muVs4182. 114. 3634.044.8.2 提馏段塔径的确定：图的横的坐标为：=0.0155. 0)(VLssVL5.0-3)0.943866.305)(0.87210436.0(查 smith 图得：= 0.07120C=0.071（）0.2=0.087C2054.95max=0.087=2.635m/su0.9430.943866.305名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 18 页，共 39 页 - - - - - - - - - 取安全系数为 0.6 ，则空塔气速为=0.60max=0.60 2.635=1.581 m/suu则提馏段塔径=0.84mD581.114. 3872.04（3）按标准塔径圆整后，D=0.9m塔截面积：=0.64m2TA4D2精馏段实际空塔气速为：=0.99m/s0.640.634AVsuT提馏段实际空塔气速为：=1.363 m/s0.640.872AsVuT4.9 精馏塔高度的计算塔的高度可以由下式计算：(2)PTTFWZHNS HSHHH- 塔顶空间（不包括头盖部分）PH- 板间距THN- 实际板数S- 人孔数- 进料板出板间距FH-塔底空间（不包括底盖部分）wH已知实际塔板数为N=27块，板间距 HT=0.35由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔 6 块板设一个人孔，则人孔的数目为：S个31672S取人孔两板之间的间距，则塔顶空间，塔底空间0.6THmm1.2HP，进料板空间高度，那么，全塔高度：2.5WHmm8.0HFm145.28.06 .0335.0)3272(.21Z名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 19 页，共 39 页 - - - - - - - - - 第 5 章塔板主要工艺尺寸的计算5.1 溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。塔径：D=0.9m溢流堰长 lw单溢流：，取堰长lw=0.6D，即0.6 0.8wlDlW=0.60.9=0.54 m溢流堰出口堰高 hWhW=hL-hOW选用平直堰，堰上液层高度可用 Francis 计算，即=0.003owh232.841000howwLhEl精馏段：Lh= 2.26m3/h,所以 Lh/lW2.5=10.55,=0.62.545 .02.260.945.0Dlw液流收缩系数计算图图 12查上图得 :E=1.038，则依式hOW=，得32)(100026.2WhlLE名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 20 页，共 39 页 - - - - - - - - - hOW=0.00296m32)54.02.26(0.40110002.84取板上清夜层高度，故hW=0.05-0.00296=0.04704 m0.05lhm提馏段：m2/h1.573600102.793-3hLLh/lW2.5=10.552.584.043.6查得:E=0.401，则hOW=0.0083m32)45 .055 .10(0.401100084.2取板上清夜层高度，故=0.05-0.0083=0.0417m0.05lhmwh降液管宽度 Wd和截面积 Af弓形降液管参数图图 13因为，查上图得：Wd/D=0.115,Af/AT =0.055，所以0.6wlDWd=0.115D=0.115 0.9=0.104mAf=0.0550.64=0.0352m2由式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即sTfLHA名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 21 页，共 39 页 - - - - - - - - - 精馏段：=19.68s5ssTfLHA3-100.62635.00352.0提馏段：=26.61s5ssTfLHA3-100.46335.00352.0故降液管设计合理。降液管底隙高度取液体通过降液管底隙的流速为 0.05m/sou依式得：owsoulLh精馏段：=0.029m,即20mmowsoulLh40.00.54100.626-3oh提馏段：=0.021 m，即20mmoh40. 00.54100.463-3oh故降液管底隙高度设计合理。5.2.塔板布置塔板的分块本设计塔径 D= 0.9 m ，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。查表得，塔板分为4 块。表十一塔板分块数塔径 /mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456边缘区宽度的确定取边缘区宽度： Wc=0.03m ，溢流堰前的安定区宽度：Ws=0.07m开孔区面积计算开孔区面积按下式计算：22212sin180arxAx rxr其中= =0.19 m)(2sdWWDx)07.0253.0(29.0=0.42 mcWDR203.029.0RxRxRxAa1222sin1802名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 22 页，共 39 页 - - - - - - - - - =0.345 m242.019.0sin45.018019.045.019.021222筛板的筛孔和开孔率因乙醇 - 水组分无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛空直径d0=5mmmm3筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=35=15mm 筛孔数目1776345.0)151158000(1158000n22tAa开孔率（在 5-15%范围内）%07.103907.0)/(07.9022dt气体通过筛孔的气速为asAVu0则精馏段s/m3.250.3450.10070.872uJ0提馏段smuoT/37.18345.01007.0634.0名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 23 页，共 39 页 - - - - - - - - - 名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 24 页，共 39 页 - - - - - - - - - 第 6 章 塔板的流体力学验算6.1 气体通过塔板的压力降液柱ph气体通过塔板的压力降 ( 单板压降 )1pchhhh气体通过每层塔板压降相当的液柱高度，m液柱ph气体通过筛板的干板压降，m液柱ch气体通过板上液层的阻力，m液柱lh克服液体表面张力的阻力，m液柱h干板阻力ch干板压降=chchLvCu200)(51.00筛孔气速， m/s0u孔流系数0C分别为气液相密度， Kg/m3Lv塔板孔流系数图 14根据 d2/=5/3=1.67 查干筛孔的流量系数图C0 =0.78名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 25 页，共 39 页 - - - - - - - - - 精馏段液柱mhc090.0)565.792303.1()78.03.25(051.02提馏段液柱mc031.0)305.866943.0()78.037.18(051.0h2板上充气液层阻力1h板上液层阻力用下面的公式计算：lh)(00owwLlhhhhLh板上清液层高度， m反映板上液层充气程度的因数，可称为充气因数0降液管横截面积=0.209m2, 塔横截面积=1.539m2fATA充气系数 与动能因子 Fa 的关系图 15精馏段66. 0209.0539.1872.0fTsaAAVu动能因子75. 0303.166.0Favau查充气系数 与 Fa 的关联图可得=0.570则hl=hL=0.570.05=0.0285m0提馏段48.0209.0539.1634.0fTSaAAVu名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 26 页，共 39 页 - - - - - - - - - 动能因子Fa=462. 0943.048.0vau查充气系数与 Fa的关联图可得=0.5900则hl=0.590.05=0.0295mhl0由表面张力引起的阻力h液体表面张力的阻力04gdhL精馏段m00384.0005.08.9565.79210274.374h3提馏段mh00497.0005.08 .9305.86610745.5243故 精馏段hp=0.09+0.0285+0.00371= 0.122m 液柱压降=792.5659.8 0.122=0.95KPap提馏段 hp=0.031+0.0295+0.00497= 0.066m压降=866.3059.80.066=0.56KPa p6.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响6.3 液沫夹带（雾沫夹带）板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，为保证板式塔能维持正常的操作效果，Kg 液/Kg 气1 .0ev2.36107.5fTaLvhHue（1）精馏段气液气液g/1.0g/0118.06.00.5240.099.01065.39107.52.336KKgKKgev（2）提馏段气液气液g/1.0g/0234.06.00.524.036.11095.54107.52. 336KKgKKgev故在本设计中液沫夹带常量ev 在允许范围内，不会发生过量液沫夹带。名师资料总结 - - -精品资料欢迎下载 - - - - - - - - - - - - - - - - - - 名师精心整理 - - - - - - - 第 27 页，共 39 页 - - - - - - - - - 6.4 漏液漏液验算VLLowhhCu/)13.00056.0(4.40K=1.5-2.0owuu0u0 筛孔气速 uow漏液点气速（1）精馏段smhhCVLLo/33. 6303.1/565.79200371.00285.013. 00056.078.04. 4/13. 00056.04 .4u0min实际孔速w00/155.16usmuJ稳定系数为5.156.26.3316.155K（2）提馏段smhhCVLLo/9 .5943.0/305.86600482. 00295.013. 00056. 078.04. 4/13.00056.04. 4u0min,稳定系数为5 .122.39.5028.19K故在本设计中无明显漏液。6.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应服从的关系乙醇-水组分为不易发泡体系故取wTdhHH（1）精馏段mhHwT233. 0038