分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺设计.doc

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1、化工原理课程设计题目分离丙酮-水连续浮阀式精馏塔工艺设计板式精馏塔的工艺设计系（院）专业班级学生姓名学号指导教师职称讲师二一二年 六 月 十三 日目目录录一、化工原理课程设计任务书.1二任务要求.1三主要设计内容.11、设计方案的选择及流程说明.12、工艺计算.13、主要设备工艺尺寸设计.14、设计结果汇总.15、工艺流程图及精馏塔工艺条件图.2第第 1 1 章章 前言前言.2 21.1 精馏原理及其在化工生产上的应用.21.2 精馏塔对塔设备的要求.3第二章流程的确定和说明第二章流程的确定和说明.3 32.1 设计思路.32.2 设计流程.4第三章第三章精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算.5

2、53.1 物料衡算.63.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率.63.1.2 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VDt、LDt、Ft、Wt7 73.1.3 相对挥发度的计算.73.2 回流比的确定.83.3 热量恒算.83.3.1 热量示意图.83.3.2 加热介质的选择.93.3.3 热量衡算93.4 板数的确.113.4.1 精馏段与提馏段操作线方程及q线方程113.4.2 全塔效率.133.4.3 实际塔板数.143.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.153.5.1 操作温度的计算.153.5.2 操作压强的计算.173.5.3 塔内各段气液两相的平均分子量.173.5

3、.4 各段组成（摩尔百分量）.193.5.5 精馏塔各组分密度.193.5.6 平均温度下液体表面张力的计算.223.5.7 气液负荷的计算.223.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.233.6.1 塔径的计算.233.6.2 精馏塔塔有效高度的计算.253.6.3 溢流装置的计算.253.6.4 塔板布置.293.7 浮阀板的流体力学验算.323.7.1 塔板压降.323.7.2 淹塔.343.7.3 雾沫夹带.353.7.4 漏液363.7.5 液泛363.3.8 8 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.383.8.1 液沫夹带线关系式383.8.2 液相负荷下限线关系式393.8.3 漏液线系式3

4、93.8.4 液相负荷限线关系式403.8.5 降液管液泛线关系式40第第四章附属设备四章附属设备.42421.冷凝器.422.再沸器.43第五章第五章 结果列表结果列表.4545一 主要符号说明45二 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表47参考文献48塔图塔图5050工艺流程图工艺流程图5151化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书一、设计题目设计题目分离丙酮-水混合液（混合气）的连续浮阀 式精馏塔二、设计数据及条件设计数据及条件生产能力：年处理丙酮-水混合液（混合气）：80000万吨（开工率 300天/年）；原料：原料加料量F11111.1kg/h丙酮含量为30%（质量百分率，下

5、同）的常温液体（气体）；分离要求：塔顶 丙酮 含量不低于（不高于）98.0%；塔 底丙 酮含 量 不 高 于（不 低 于）2.0%。塔顶压力p0.101325Mpa（绝压）塔釜采用 0.5Mpa（表压）饱和蒸汽间接加热2 2工艺操作条件工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，冷进料，泡点回流。三主要设计内容1 1、设计方案的选择及流程说明、设计方案的选择及流程说明2 2、工艺计算、工艺计算3 3、主要设备工艺尺寸设计、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及 精、提馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学核算（3）塔板的负荷性能图4 4、设计结果汇总设计结果汇总5 5、工艺流程图及精馏塔工

6、艺条件图、工艺流程图及精馏塔工艺条件图引言引言本设计是以丙酮水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。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丙酮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。通过画图计算得出理论板数为 7 块，回流比为 0.432,算出塔效率为 0.3056，实际板数为 17 块，进料位置为第 7 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 0.8 米，有效塔高 12.80 米，浮阀数（提馏段每块 50）。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。第 1 章 前言1.11.1 精馏原理

7、及其在化工生产上的应用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 及 A-B 共沸物物质，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。1.21.2 精馏塔对塔设备的要求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

8、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。1.1.3常用板式塔类型及本设计的选型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。而浮阀塔具有很多优点，且加工方便，故有关浮阀塔

9、板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用第二章第二章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算一一.操作条件及基础数据操作条件及基础数据2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa。2.1.2 汽液平衡时，x、y、t 数据理想系统Antoine方程CTBAPlg式中:P在温

10、度T 时的饱和蒸汽压 mmHg；T温度,；A、B、CAntoine 常数表2-1-2 丙酮的Antoine 常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系统表 2-1-2 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮（mol分率）温度丙酮(mol 分率)温度丙酮（mol分率）温度液相气相液相气相液相气相0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.20.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.40.950.96357.00.05

11、0.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0注：摘自化工原理课程设计 P32 表 3-9二二.精馏塔工艺简介精馏塔工艺简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分

12、由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。原料预热器精馏塔冷凝器贮槽冷却器贮槽再沸器残液贮槽第三章第三章精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算3.13.1 物料衡算物料衡算3.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量58.08/AMkg kmol水的摩尔质量18.02/BMkg kmol原料加料量F80000t/a进料组成xF30%(质量百分数，下同)馏出液组成 xD98%釜液组成xw2%塔顶压力p0.101325Mpa所以F=380000 10300 24kg/h=11111.1kg/h进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为Fx、Dx、Wx：Fx=117.002.18

13、/7008.58/3008.58/30Dx=938.002.18/208.58/9808.58/98Wx=0063.002.18/9808.58/208.58/2进料平均相对分子质量:FM=0.11758.08+(1-0.117)18.02=22.71kg/kmol原料液：F=11111.122.71=489.26kmol/h总物料：F=W+D（1）易挥发组分：FFx=DDx+WWx（2）由（1）、（2）代入数据解得：D=58.134/kmol hW=431.126/kmol h塔顶产品的平均相对分子质量：DM=58.080.938+18.02（1-0.938）=55.60kg/kmol塔顶产

14、品质量流量：D=DMD=55.6058.134=3232.256kg/h塔釜产品平均相对分子质量：WM=58.080.0063+18.02（1-0.0063）=18.272kg/kmol塔釜产品质量流量：W=WWM=431.12618.272=7877.534kg/h物料衡算结果表 3-1-1(1)物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）3232.2567877.53411111.1质量分数/%98230摩尔流量/(kmol/h)58.134431.126489.26摩尔分数/%93.80.6311.73.1.2 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：VDt、LDt、Ft、W

15、t查表 3-1-1（1），用内插法算得：塔顶：5.570.575.5790.095.090.0938.0LDtLDt57.125.570.570.57935.0963.0938.0963.0VDtVDt57.45塔釜：7.9210010001.000063.00WtWt95.40进料：5.665.664.6310.0117.010.015.0FtFt65.45精馏段平均温度：1t=2FVDtt=245.6545.57=61.45提馏段平均温度：2t=245.6540.952FWtt=80.403.1.3.平均相对挥发度在Ft温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为：精馏段：1t=61.45830.08

16、15.0830.030.020.030.00.611.620.6145.6111yx%39.82%,91.2511yx提馏段：2t=80.4022220.050.62480.4075.803.71%,61.11%86.5075.800.020.050.4250.624xyxy将2121,yyxx分别代入xxy)1(1得：78.40,38.132136.2378.4038.13213.23.2回流比的确定回流比的确定3.2.1回流比的确定泡点进料：FxxqRmin=123.36 1 0.938110.9380.271126.36 1 0.1171 0.117axdxqaxfxf因为R/Rmin=

17、1.6所以R=Rmin*1.6=0.4323.33.3热量恒算热量恒算3.3.1 热量示意图（图略）3.3.2 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。本设计选用 300kPa（温度为 133.3）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。（1）冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气

18、温限制，冷却水一般为 1025.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳，沈阳市夏季最热月份日平均气温为 25。故选用 25的冷却水，选升温 10，即冷却水的出口温度为 35。3.3.3 热量衡算已求得：LDt57.12VDt57.40Wt95.40Ft65.45精馏段平均温度：1t=2FVDtt=245.6545.57=61.45提馏段平均温度：2t=245.6540.952FWtt=80.40LDt温度下:1pC=135.91kJ/(kmolK)；2pC=76.04kJ/(kmolK)；DpDppDxCxCC121=135.910.938+76.04

19、(1-0.938)=132.20kJ/(kmolK)；Wt温度下：1pC=143.46kJ/(kmolK)；2pC=76.40kJ/(kmolK)；WpWppWxCxCC121=143.460.0063+76.40(1-0.0063)=76.82kJ/(kmolK)LDt温度下：1=525kJ/kg；2=2812.5kJ/kg；DDxx121=5250.938+2812.5（1-0.938）=666.83kJ/kg塔顶：DDDxMxMM121=58.080.938+18.02(1-0.938)=55.60kg/kmol（1）0时塔顶气体上升的焓VQ塔顶以 0为基准，DDpDVMVtCVQ=83

20、.248132.2330.27+83.248666.8355.60=6721230.57kJ/h（2）回流液的焓RQVDt57.40温度下：1pC=135.91kJ/(kmolK)；2pC=76.04kJ/(kmolK)；DpDppxCxCC121=135.910.938+76.04(1-0.938)=132.20kJ/(kmolK)VDpRtCLQ=25.114132.20330.55=1097449.92kJ/h（3）塔顶馏出液的焓DQ因馏出口与回流口组成一样，所以LDpDtCDQ=58.134132.20330.27=1097449.40kJ/h（4）冷凝器消耗的焓CQDRVCQQQQ=

21、6721230.57-1097449.40-2538228.92=3085552.25kJ/h（5）进料口的焓FQFt温度下：1pC=135.66kJ/(kmolK)；2pC=75.68kJ/(kmolK)；FpFppxCxCC121=135.660.117+75.68(1-0.117)=82.70kJ/(kmolK)所以FpFtCFQ=489.2682.70338.60=13700366.16kJ/h(6)塔底残液的焓WQWpWtCWQ=431.12676.82368.55=12206044.05kJ/h（7）再沸器BQ塔釜热损失为 10%，则=0.9设再沸器损失能量BQQ1.0损，DWCF

22、BQQQQQQ损加热器的实际热负荷FDWCBQQQQQ9.0=3085552.25+12206044.05+2538228.92-13700366.16=4129459.064BQ=4588287.85kJ/h（8）热量衡算结果表 3-3-1（1）热量衡算表3.3.4 4板数的确定板数的确定3.4.1 精馏段与提馏段操作线方程及q线方程精馏段操作线方程：10.11860.655011DnnDnnxLDRyxxxxVVRR提馏段操作线方程：16.1790.0326FDnnwnFxDxLyxxxVV气液平衡方程：11nnnnxyyay由于塔顶为全凝器，从塔顶最上一层塔板（序号为 1）上升的蒸汽全部

23、冷凝成饱和温度下的液体，故镏出液和回流液的组成均为离开第一层理论版的气相组成 y，即1Dyx=0.938,根据理论板的概念，自第一层塔板下降的液相组成 x1 与 y1 互成平衡，则111110.9380.39310.93823.26 1 0.938xyyay从第二层理论板上升的气相组成 y2 与 x1 符合精馏段操作线方程关系，由 x1 可求的 y2，即210.1186 0.3930.65500.77411DxRyxRR同理项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热/11KkmolkJ82.70132.2076.82热量 Q/1 hkJ13700366.163085552.52253822

24、8.9212206044.054588287.85222210.7740.12810.77423.36 1 0.774xyyay320.1186 0.1280.65500.69411DxRyxRR30.6940.0880.69423.36 1 0.694x 30.117x 则第三层理论塔板为进料板进行提馏段理论塔板的计算46.179 30.03266.179 0.0880.03260.511yx40.5110.04280.51123.361 0.511x 56.179 40.03266.179 0.04280.03260.232yx50.2320.01280.23223.361 0.232x

25、656.1790.03266.179 0.01280.03260.0465yx60.04650.00210.046523.361 0.0465x 由于60.0063x 所以此塔理论板数为 5（不含再沸器），第三层为进料板，精馏段塔板数为 2，提馏段塔板数为 3。0.432 58.13425.114LD R25.1141 489.26514.374/LLq Fkmol h(1)1.432 58.13483.248/VVRDkmol hW=437.126kmol/h3.4.2 全塔效率由进料组成0.117Fx 表 3-4-2）不同温度下丙酮-水黏度（mPas）温度60708090100丙酮0.23

26、30.2150.1980.1850.171水0.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均温度：240.9512.572WDttt=76.26由表 2-2-3（1），利用内插法计算得：丙酮：215.0198.0215.070807026.76丙酮丙酮0.204 mPas水：406.0355.0406.070807026.76水水0.374 mPa因为LiiLx所以，215.0374.0938.01204.0938.0LDmPas373.0374.00063.01204.00063.0LWmPas410.0435.0117.01223.0117.0FmPas全塔液体平均黏度：294

27、.02373.0215.02LWLDLmPas已知26.76t，由表 2-1-2（2），利用内插法计算得：624.0624.0425.005.005.002.08.7526.768.755.86yx因此：x=4.87%y=61.54%已求得23.36全塔效率245.049.0LTE245.0294.036.2349.0=30.56%3.4.3.3.4.3.实际塔板数实际塔板数实际塔板数：530.56%TPTNNE=17 块（不含塔釜）第 7 块理论板为加料版表 3-4-3 丙酮-水在不同温度下的密度溫度1/mlg丙酮1/mlg水Dt=57.120.7410.985Wt=95.400.6850.

28、962Ft=65.450.7270.980见化工原理书附录五 P361 及附录三 P359经查表得 泡点温度78.27dT99.86wT在此温度下查文献得：0.38.Aamp s0.31.Bamp s则进料液再该温度下的平均粘度为：(0.31 0.38)/20.3145umpa s则板效率 E 由0.2450.49Ea计算E 0.3871则 实际塔板数：18N1450.3871 第 14 块理论板为加料版3.53.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.5.1 操作温度的计算表 3-5-1（1）丙酮-水在不同温度下的密度溫度1/mlg丙酮1/mlg水Dt

29、=57.120.7410.985Wt=95.400.6850.962Ft=65.450.7270.9801.)塔顶温度计算查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.90 和 0.95时,其沸点分别为 57.5、57.0塔顶温度为DT,则由内插法:0.938Dx，57.50.9380.900.950.9057.057.5LDT57.12LDT同理0.9630.93857.00.9630.93557.057.557.45LDTT2.)进料板温度查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.11766.50.1170.100.150.1063.466.5FT 65

30、.45FT3.)塔釜的温度查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.00 和 0.02 时,其沸点分别为 100和 99.3设塔顶温度为WT,则由内插法:0.0063Wx，0.001000.01 0.0092.7 100WWxT,95.40WT则精馏段的平均温度:257.4565.4561.452mT提馏段的平均温度:195.4065.4580.402mT3.5.2 操作压强塔顶压强：PD=101.325 kpa 取每层塔板压降:P=0.6 kpa则进料板压力:2101.3250.617105.40515FPkpa塔釜压力:101.3250.6(1)112.125WPPNk

31、pa则精馏段的平均操作压强:12101.325 20.6175103.3652mPkpa 提馏段的平均操作压强:2320.6175108.7652WmPPkpa 3.5.3 气液两相的平均分子量丙酮的摩尔质量58.08/AMkg kmol水的摩尔质量18.02/BMkg kmol由 公 式得1.)对于塔顶0.938Dx 对于液相平均分子量:1LDDADBMx MxM0.938 58.081 0.93818.0255.5963/kg kmol对于气体平均分子量：58.08 0.9483 18.021 0.948356.0083/gMkg kmol2.)对于进料板0.1321Fx,对于液相平均分子

32、量:1LFFAFBMx MxM0.117 58.081 0.11718.0222.7070/kg kmol3.)对于塔釜0.0063Wx对于液相平均分子量:1LWWAWBMx MxM1iiiiMx M0.0063 58.081 0.006318.0218.2724/kg kmol4.)平均温度下的平均分子质量平均温度/oc液相组分气相组分精馏段61.450.25910.8239提馏段80.400.03710.6111故平均温度下各段气相的平均相对分子质量精馏段58.08 0.8239 18.02(1 0.8239)51.03gMkg提馏段58.08 0.6111 18.02(1 0.6111)

33、42.50/gMkg koml平均温度下各段液体的平均相对分子质量精馏段0.2591 58.081 0.259118.0228.3918/LMkg kmol提馏段0.0371 58.081 0.037118.0219.5062/LMkg kmol3.54 各段摩尔组成（百分含量）0.9380.1170.0063DFWxxx平均温度下各段组成（摩尔百分量），经查附表（丙酮和水的平衡数据）平均温度/oc液相组分气相组分精馏段61.450.25910.8239提馏段80.400.03710.6111各段的组成（质量百分量）塔顶：0.938MDx进料板：0.117MFx塔釜：0.0063MWx精馏段平

34、均温度下的含量：58.08 0.25910.52990.2591 58.081 0.259118.02x提馏段平均温度下的含量：0.0371 58.080.11060.0371 58.08 18.021 0.0371!x3.5.5 精镏塔各组分的密度1.）平均压力下气相平均密度由PMRT计算：精馏段的气相平均密度：1111mVmVmmp MRT3103.356 51.031.896/8.31461.45273.15kg m提馏段的气相平均密度：2222mVmVmmpMRT3108.765 42.501.573/8.31480.40273.15kg m2.）液相的平均密度 由11iiin计算（1

35、.）对于塔顶057.12DTC查文献3741/Akg m，3985/Bkg m质量分率0.98A10.02BA 则1ABDABABALBD1LD31744.689/0.980.02741985kg m（2.）对于进料板65.45oFTC查文献3727/Akg m，3980/Bkg m质量分率0.300A10.700BA 则1ABFABABALB1FLF31887.3583/0.3000.700727.0980kg m（3.）对于塔釜095.40WTC0.00063wx 查文献3685/Akg m，3962/Bkg m质量分率0.002A10.998BA 则1ABWABABALB1wLw3196

36、1.222/0.0020.998685962kg m平均温度下精馏段的液相平均密度：311832.8116/0.52990.4701733.7982.4Lmkg m提馏段的液相平均密度：321932.3206/0.11060.8894706.04971.02Lmkg m丙酮相对密度（相对于4oc水）塔顶：0.7410 进料：0.7270 塔釜：0.6850精馏段平均温度下：0.7373提馏段平均温度下：0.70603.5.6 平均温度下液体表面张力的计算由1iiinx计算则精馏段的液体平均表面张力：061.45TC0.2591Dx 查经查附表（表面张力）23.0/AmN m 66.22/BmN

37、 m 则0.2591 23.01 0.259166.2255.02/mN m提馏段的液体平均表面张力：080.40TC0.0371x 查附表（表面张力）21.0/AmN m 62.82/BmN m 0.0371 211 0.037162.8261.27/mN m3.4.6 气液负荷计算均温下精馏段气液负荷计算：431125.114 28.39189.378 10/36003600 832.8116VmsVmLMLms383.248 51.030.6224/36003600 1.896VsVVMVms均温下提馏段气液负荷计算：32283.248 42.500.6248/36003600 1.57

38、3VmsVmVMVms322514.374 19.50620.002989/36003600 932.3206LmsLmVMLms3.63.6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1 塔径的计算精馏段液气流动参数11422229.378 10832.81160.0800.62241.896sLmLVsVmLFV取板间距0.45THm，板上清液高度0.05Lhm，0.450.050.40TLHhm则查史密斯关联图得200.068fc又液体的表面张力20/mN m0.22020cc0.20.22055.020.0680.08332020ccmax832.8116 1.8960.

39、08331.2689/1.896VLLucm s取安全系数为 0.7，则空塔气速：max0.70.7 1.26830.8882/uum s则44 0.62240.79483.14 0.8882sVDmu按标准塔径园整后为：0.80Dm塔截面积TA：220.50244TADm空塔气速0.62241.2389/0.5024um s提馏段液气流动参数11322222.9894 10932.30260.11650.62481.573sLmLVsVmLFV取板间距0.45THm，板上清液高度0.05Lhm，0.450.050.40TLHhm则查史密斯关联图得200.077c又液体的表面张力20/mN m

40、0.22020cc0.20.22061.270.0770.09632020ccmax923.3206 1.5730.09632.3425/1.573VLLucm s取安全系数为 0.7，则空塔气速：max0.70.7 2.34251.6397/uum s则344 2.9894 100.60673.14 1.6397sVDmu按标准塔径园整后为：0.70Dm，则塔截面积TA：220.38464TADm空塔气速1.6245/um s3.6.2精馏塔有效高度的计算板式塔的有效塔高按下式计算初选板间距 HT=0.45m精馏塔有效高度有 Z 提=（N 提-3）Ht=(3/0.3056-3)*0.45=3

41、.072(1)(1)0.452.500.30560.3056TNZHm精精在进料板处开一个人孔，其高度为 0.8m，故精馏塔有效高度为 Z=(Z 精+Z 提)+0.8+0.8=2.50+0.8+0.8+3.07=7.17m3.6.3 溢流装置计算提馏段：因为 D=0.7 米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长wl取0.660.66 0.60.46wlDm2.）溢流堰高度wh由wLowhhh选用平直堰，堰上液层高度 how由下式计算（一般设计时，堰上液层高度不超过6070mm，可取范围6070mm）232.841000howwLhEl近似取 E=1，则232.8436000.00

42、2989410.61610000.46owhmmmm（）而堰高wh需满足0.10.050.082390.03939owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高wh一般在0.030.05m范围内，故取0.03939whm精馏段：因为 D=0.8 米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长wl取0.660.66 0.80.528wlDm2.）溢流堰高度wh由wLowhhh选用平直堰，堰上液层高度 how由下式计算（一般设计时，堰上液层高度不超过6070mm，可取范围6070mm）232.841000howwLhEl近似取 E=1，则232.8436000.00093788.

43、54610000.528owhmmmm（）而堰高wh需满足0.10.050.091460.04146owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高wh一般在0.030.05m范围内，故取0.04146whm3.）弓形降液管宽度dW和截面积fA提馏段：弓形降液管的宽度dW及截面积fA可根据堰高于塔径之比得到（查化工原理 163 页图3.12）由0.66wlD查 弓形降液管的参数得0.10fTAA,0.18dWD故20.100.10 0.38460.03846fTAAm0.180.18 0.70.126dWDm降液管内液体的停留时间依式336003600 0.03846 0.455.79

44、 52.9894 103600fThA HssL故降液管设计合理精馏段：弓形降液管的宽度dW及截面积fA可根据堰高于塔径之比得到（查化工原理 163 页图3.12）由0.66wlD查 弓形降液管的参数得0.0722fTAA,0.2086dWD故20.07220.0722 0.50240.03627fTAAm0.200.20 0.80.16dWDm降液管内液体的停留时间依式36003600 0.03627 0.4568.64 50.0009378 3600fThA HssL故降液管设计合理4.）降液管底隙 44 高度0h03600hoWLhl u取00.07/um s提馏段：则302.9894

45、1036000.0308203600 0.46 0.08hmmm0.03940.03180.00760.006womhh故降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离1h不小于oh选用凹形受液盘，深度131hmm精馏段：03600hoWLhl u取00.07/um s提馏段：则409.378 1036000.02644203600 0.528 0.07hmmm0.041460.026440.015260.006womhh故降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离1h不小于oh选用凹形受液盘，

46、深度127hmm3.6.4 塔板布置1.）边缘宽度的确定提馏段：取60sWmm，50cWmm2.）开孔区面积计算开孔区面积aA按下式计算22212sin180arxAx rxr其中：0.70.1260.060.16422dsDxWWm0.70.050.3022cDrWm故22210.300.16420.164 0.300.164sin1800.30aA20.2209m精馏段：取60sWmm，50cWmm开孔区面积计算开孔区面积aA按下式计算22212sin180arxAx rxr其中：0.80.5280.060.235222dsDxWWm0.80.050.3522cDrWm故22210.350

47、.235220.164 0.350.2352sin1800.35aA20.3025m3.）浮阀个数及其排布丙酮-水对设备无腐蚀性，可选用3mm的碳钢板，在塔板上按等边三角形叉排排列浮阀，选取 F1 型浮阀，重型，其阀孔直径0.039od m提馏段：00/10/1.5737.97/vuFm s用式22000.6248660.785 0.0397.974SVndu浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距 t=75mm，则可按下式估算排间距式，即0.0450(70125)aAtmmmNt考虑到塔的直径不大，必须采用整块式塔板，排间距不宜采用 45mm,而应采用 60mm。得阀数：0.22

48、1500.06 0.075aAtNt按 50 个重新核孔速及阀孔动能因数02200.624810.47/0.785 0.039504SVum sdn0010.47/1.57311.93/vFum s阀孔动能因数变化不大，仍在 912 范围内塔板开孔率22050 0.785 0.03940.15520.3846TndA精馏段：00/10/1.8967.26/vuFm s用式22000.6248530.785 0.0397.264SVndu浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距 t=75mm，则可按下式估算排间距式，即0.0761(70125)aAtmmmNt塔板开孔率22053 0

49、.785 0.03940.12600.5024TndA3.73.7 浮阀板的流体力学验算浮阀板的流体力学验算3.7.1 塔半压降气体通过一层塔板的压降ClPPPP 常将这些压降折合成塔内液体的液柱高度由pclhhhh；1.）提馏段：干板阻力Ch的计算干板阻力ch可计算如下：对1F型重阀可用以下经验公式求算ch阀全开前（oocuu）0.17519.9ocluh 阀全开后（oocuu）25.342vocLuhg临界气速1.83573.18.6012/8.5455/ocovum sum s故0h按浮阀未全开计算：0.175019.90.0322cLUhm精馏段：干板阻力Ch的计算干板阻力ch可计算如

50、下：对1F型重阀可用以下经验公式求算ch阀全开前（oocuu）0.17519.9ocluh 阀全开后（oocuu）25.342vocLuhg临界气速1.83573.18.5914/8.5455/ocovum sum s故0h按浮阀未全开计算：0.175019.90.0338cLUhm2.）气体通过液层的阻力lh计算提馏段：气体通过液层的阻力lh由loLhh 计算lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm精馏段：气体通过液层的阻力lh由loLhh 计算lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm3.)液体表面张力所造成的阻力提馏段：因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此，气体流