乙醇丙醇二元物系筛板精馏塔课程设计报告.doc

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1、化 工 学 院化 工 学 院化化 工工 原原 理理 课程设计课程设计题目题目乙醇乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计丙醇二元物系筛板精馏塔设计教教 学学 院院 化学与制药工程学院化学与制药工程学院专业班级专业班级学生学生学生学号学生学号指导教师指导教师计海峰计海峰II/532013年年 6 6 月月 2121 日日课程设计任务书课程设计任务书1 1、设计题目：、设计题目：乙醇-丙醇二元物系筛板精馏塔设计2 2、工艺操作条件、工艺操作条件(1)加料量为:100kmol/h(2)加料状态：泡点进料(3)分离要求：进料组成 x=0.429馏出液组成 xd=0.929釜液组成 xw=0.019（以上均为摩

2、尔分率）III/53加料热状况q=1.0(4)操作压力：常压atmP1（绝压），单板压降0.7KPa(5)回流比min(1.12.0)RR3 3、设计任务、设计任务：（1）完成该精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算。（2）画出带控制点的工艺流程图(2 号图纸)、精馏塔工艺条件图(2 号图纸)。（3）写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。IV/53目录摘要.3第一章前言.61.1 精馏原理与其在工业生产中应用.61.2 精馏操作对塔设备的要求.61.3 常用板式塔类型与本设计的选型.61.4 本设计所选塔的特性；.6第二章流程的确定和说明.72.1 设计思路

3、.72.1.1 精馏方式的选定.72.1.2 操作压力的选取.72.1.3 加料状态的选择.72.1.4 加热方式.72.1.5 回流比的选择.72.1.6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择.72.2 流程说明图.7第三章精馏塔的设计计算.83.1 物料衡算.83.1.1 原料液与塔顶、塔底的平均摩尔质量.93.1.2 温度计算.93.1.3 密度计算.103.1.4 表面力计算.123.1.5 黏度的求取.133.1.6 相对挥发度的求取：.133.2 塔板数的确定.143.2.1 回流比的确定.143.2.2 汽液负荷计算：.143.2.3 理论塔层数 NT 的求取.143.2.4 实

4、际板数的求取.153.3 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算.163.3.1 气液相体积流量记算.163.3.2 塔径计算与选择.173.3.3 溢流装置的计算.193.3.4 塔板布置.20V/533.3.5 筛孔计算与其开孔率.203.3.6 塔总体高度计算.213.4 筛板的流体力学计算.223.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度.223.4.2 液面落差.233.4.3 液沫夹带量的验算.233.4.4 漏液的盐验算.243.4.5 液泛的验算.243.5 塔板负荷性能图.243.5.1 液沫夹带线.243.5.2 液泛线：.273.5.3 液体负荷上限线.283.5.4 液相负荷下限线

5、.293.5.5 漏液线.293.6 塔的接管.303.6.1 进料管.303.6.2 回流管.313.6.3 塔底出料罐.31参考文献.33附录（一）.33附录（二）程序.36结束语.37化工原理课程设计教师评分表.381/53摘要摘要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之

6、一。本次设计的筛板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，该设计方法被工程技术人员广的采用。精 馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算 物料衡算xF=0.429 xD=0.929 xW=0.019 实际塔板数精馏段 16 块，提馏段 17 块。工艺参数的选定泡点进料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的计计算塔高为 20.94m,筛孔数目为 7643 个，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件与物性参数是合理的，各种

7、接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：乙醇；丙醇；精馏段；提馏段；筛板塔。2/53绪论绪论1.1.精馏塔概述精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。泡罩塔板泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，

8、制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。3/53 浮阀塔板浮阀塔板浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。筛孔塔板筛孔塔板筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。舌形塔板舌形塔板舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降

9、。网孔塔板网孔塔板网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。垂直浮阀垂直浮阀垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。多降液管塔板多降液管塔板在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。林德浮阀林德浮阀林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。无溢流塔板无溢流塔板4/53无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛

10、孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.2.仪器的选用仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。筛板塔制造维修方便，一样条件下生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏

11、；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。5/53第第 1 1 章设计方案章设计方案1.11.1 装置流程的确定装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏通过物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却

12、质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离6/53也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制与安全诸因素。1.21.2 操作压力的选

13、择操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。乙醇和丙醇在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.31.3 进料状况的选择进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便

14、，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.41.4 加热方式的选择加热方式的选择加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔。由于重组分是丙醇，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。1.51.

15、5 回流比的选择回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较困难。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流7/53冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不易安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，故操作回流比为最小回流比的 2 倍。8/53第第 2 2 章工艺计算章工艺计算2.2.1 1 物料衡算物料衡算已知 F=100kmol/h,xF=0.429,xD=0.929,xW=0.019

16、乙醇的摩尔质量MA=46kgkmol丙醇的摩尔质量MB=60kgkmol2 2.1.11.1 原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量kmolkgMXMXMkmolkgMXMXMkmolkgMXMXMBWAWWBDADDBFAFF/734.59)1(/994.46)1(/994.53)1(2.1.22.1.2 物料衡算原料处理量物料衡算原料处理量原料液：100/Fkmolh总物料流量衡算：FDW易挥发组分：FDWFxDxWx联立求解得：hkmolW/95.54hkmolD/05.45表表 2 21 1 物料衡算结果表物料衡算结果表温度（露点）-气相组成关系式：0

17、00BAABppxpp(1)温度-饱和蒸汽压关系式（安托因方程）：乙醇：进料塔顶出料塔底出料平均摩尔质量/(kg/kmol)53.99446.99459.734摩尔分数/%0.4290.9290.019摩尔流量/(kmol/h)10045.0554.959/531652.05lg7.33827231.48Apt(2)丙醇：1375.14lg6.74414193.0Bpt(3)各层塔板压力计算公式：1AABAppxpx(4)塔顶：已知乙醇的气相组成 y 为产品组成 0.929，操作压力为常压，则通过联立（1）、（2）、(3)可求得操作温度与组分饱和蒸汽压；塔底：已知乙醇组成 0.019，操作压力

18、经初步计算为。通过联立（2）、（3）、(4)并进行迭代可得实际操作温度与组分饱和蒸汽压。（计算过程使用 excel 软件进行迭代计算）结果如下：塔顶：79.58Dt 106.47Apkpa50.03Bpkpa塔底：96.66wt 201.22Apkpa99.25Bpkpa进料：86.89Ft 138.62Apkpa67.76Bpkpa2.1.32.1.3 平均相对挥发度平均相对挥发度ABpp，根据上文求出的数据可得：塔顶：2.128D塔底：2.027w进料板：2.046F平均相对挥发度：32.067DWF 2.1.42.1.4 回流比的确定回流比的确定10/53最小回流比minDqqqxyRy

19、x(5)q10.429Fxx因为，2.067y1(1)1.0671xxxx(7)（6），（7）联立得：0.429ex 0.608ey 代入式（5）可以求得：min0.9290.6081.7930.6080.429R取操作回流比min22 1.793 3.586RR 2.2.2 2 热量衡算热量衡算2.2.2.2.1 1 加热介质的选择加热介质的选择常用的介质有饱和水蒸汽和烟道气。饱和水是一种应用最广的加热剂。由于饱和水蒸汽冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温可达 1001000，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容与传热系数很低，加热温度控制困

20、难。本设计采用 300kPa(温度 133.3)的饱和水蒸气作为加热物质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。2.2.2.2.2 2 冷却剂的选择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。本设计建厂地区，夏季最热月份日平均气温为 25。故选用 25的冷凝水，选温升 10，即冷却水的出口温度为 35。2.2.32.2.3 比热容与汽化潜热的计算比热容与汽化潜热的计算乙醇丙醇比热容与汽化潜热与温度关系表乙醇丙醇比热容与汽化潜热与温度关系表温度60708090100乙醇汽化热879.17859.32828.05815.79792.52比热容2.76

21、2.883.013.143.29丙醇汽化热757.6741.78725.34708.20690.3011/53比热容2.692.792.892.922.96(1)(1)、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算）、比热容的计算（根据上表，利用插值法计算）塔顶温度 tD 下的比热容（79.58）80708079.583.01 2.883.01pC乙醇求得 Cp乙醇=3.005kj/(kg.k)=138.23KJ/(Kmol.k)同理求得 Cp丙醇=173.65KJ/(Kmol.k)1-138.23 0.929 173.65140.744pDpDpDCCxCx乙醇丙醇（）（1-0.929）KJ/(K

22、mol.k)同理分别求得进料温度 tF=86.89Cp 乙醇=142.58KJ/Kmol.kCp 丙醇=174.64 KJ/(Kmol.k)=(1)=0.493522WFWFABxxxxmPasL2塔底温度 tW=96.66Cp 乙醇=149.04(KJ/Kmol.k)Cp 丙醇=176.80(KJ/Kmol.k)1-149.04 0.019 176.80 0.981176.273pWpWpWCCxCx乙醇丙醇（）KJ/(Kmol.k)(2)(2)、汽化潜热的计算（方法与比热熔的算法一样）、汽化潜热的计算（方法与比热熔的算法一样）79.58829.363/726.030/DtkJ kgkJ k

23、g乙醇丙醇86.89819.603/713.531/FtkJ kgkJ kg乙醇丙醇96.66800.292/696.279/WtkJ kgkJ kg乙醇丙醇2.2.42.2.4 热量衡算热量衡算0时塔顶上升的热量：Qv，塔顶以 0为基准（(1)206.600/,161.549/VRDkmol h LRDkmol h）206.66149.177 79.58829.363 46.1310356862.31/VpD DDVDQVC tVMkJ h（）回流液的热量：Qr,tD=79.58此温度下140.744/()PRCkJkmolkQR=LPRCtR=161.549140.74479.58=180

24、9414.634KJ/h塔顶流出液的热量：DQ因为塔顶流出液与回流液组成一样PDC=140.744 KJ/（Kmolk）45.05 140.744 79.58504578.3588/DpD DQDC tkJ h12/53进料的热量：QF100 160.886 86.891397938.454/FpF FQFC tkJ h塔底残液的热量：WQ54.95 176.273 96.66936268.2225/WpW WQWC tkJ h冷凝器消耗的热量：CQ8042869.317/CVRDQQQQkJ h再沸器提供的热量：BQ（全塔围列衡算式）塔釜热损失为 10%，则Q损=0.1BQBFCWDQQQQ

25、QQ损再沸器的实际热负荷：0.98042869.317936268.2225504578.3588 1397 938.454=8085777.444/BCWDFQQQQQkJ h计算得 QB=8984197.16kJ/h热量衡算计算结果：项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器平均比热容KJ/Kmol.k160886_140.744176.273_热量 Q/(KJ/h)1397938.4548042869.317504578.3588936268.22258984197.162.32.3 理论塔板数的计算理论塔板数的计算2.3.12.3.1 精馏塔的气、液相负荷精馏塔的气、液相负荷161.549

26、/(1)206.600/161.549 1 100261.549/(1)206.600/LRDkmol hVRDkmol hLLqFkmol hVVqFkmol h 2.3.22.3.2 求操作线方程求操作线方程精馏段操作线方程DxRxRRynn1111，代入数据得：10.78190.2026nnyx（8）13/53精馏段操作线方程WxVWxVLymm 1，代入数据得：11.265970.00505mmyx（9）=2.067，则相平衡方程为(1)2.067 1.067yyxyy（10）2.3.32.3.3 用逐板法计算理论层板数用逐板法计算理论层板数联立（8）、（9）、（10）yn-1xn-1

27、ynxnyn+1xn+1在同一塔板上的计算运用相平衡方程，上下塔板间的计算，运用操作线方程表表 2-22-2 塔板物料数据塔板物料数据层数y 值x 值备注10.9290.8636塔顶20.87780.766330.80180.661840.72010.554550.63620.458360.56090.3875进料板70.48550.313480.39170.237590.29560.1688100.20860.1131110.13810.0719120.085970.0435130.05000.0248底层塔板140.02630.0129塔釜（4）实际板层数的求取表表 2-32-3 乙醇、正

28、丙醇黏度表乙醇、正丙醇黏度表14/53物质t/6080100乙醇0.6010.4950.361正丙醇0.8990.6190.444精馏段平均温度 t1=83.23510080=0.47330.361 0.495mPas（）（100-83.235）（）（0.361-）=0.5907mPas（100-80）（100-83.235）（0.444-0.619）（0.361-）提馏段平均温度 t1=93.69=0.4161m.Pas（100-80）（100-91.775）（0.361-0.495）（0.361-）(10080)(10091.775)0.5159.(0.4440.619)(0.444)mP

29、a s 精馏段粘度：提馏段粘度：板效率：精馏段：2.0870.2450.2450.490.492.0870.51090.377rEL1提馏段：0.2450.490.4801rEL2精馏段实际板层数：1=(1)=0.506422dFdFABxxxxmPasL=(1)=0.485522WFWFABxxxxmPasL215/536=15.9160.377NrNEr精提馏段实际板层数：8=16.663170.4801NrNEr提全塔所需总板数：+=33NpNN精提块(不包括塔底再沸器)全塔效率：r141100%39.39%33rpNEN加料板位置在615.23160.3939块板处16/53第第 3

30、3 章章 板式塔主要工艺尺寸的计算板式塔主要工艺尺寸的计算3.13.1 塔的工艺条件与物性数据计算塔的工艺条件与物性数据计算乙醇和丙醇物性数据乙醇和丙醇物性数据表表 3-13-1 液相密度液相密度温度 t,708090100110A,kg/m3754.2742.3730.1717.4704.3B,kg/m3759.6748.7737.5726.1714.2表表 3-23-2 液体的表面力液体的表面力 温度 t,6080100A,mN/m20.2518.2816.29B,mN/m21.2719.4017.50表表 3-33-3 液体的粘度液体的粘度L L温度 t,6080100LAmPa0.89

31、90.6190.444LBmPa0.6010.4950.3613.1.13.1.1 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算塔顶x0.929D 0.9643Dy146.50k/VDMDADBMy MyMgkmol146.99/LDMDADBMx MxMkgkmol进料板 0.429Fx 0.6083Fy151.48k/VFMFAFBMy MyMgkmol17/53153.99/LFMFAFBMx MxMkgkmol塔釜 0.019Wx 0.0385Wy159.46k/VWMWAWBMy MyMgkmol159.73/LWMWAWBMx MxMkgkmol精馏段10.548.99/VMVDMVFMMMM

32、kgkmol10.550.49/LMLDMLFMMMMkgkmol提馏段20.555.47/VMVDMVFMMMMkgkmol20.556.86/LMLDMLFMMMMkgkmol3.1.23.1.2 平均密度计算：平均密度计算：液相平均密度塔顶 79.58Dt，通过差法：33380708079.58=742.8/742.3754.2742.380708079.58=749.2/748.7759.6748.710.9290.071743.3/742.8749.2ADADBDBDDDkgmkgmkgm进料板 86.89Ft33390809086.89=733.9/730.1742.3730.19

33、0809086.89=740.9/737.5748.7737.510.4290.571737.9/733.9740.9AFAFBFBFFFkgmkgmkgm18/53进料板 96.66Wt3AWAW3BWBW3FW1009010096.66=717.8kg/m717.4730.1717.41009010096.66=729.9kg/m726.1737.5726.110.0190.981729.7kg/m717.8729.9精馏段液相平均密度LM1LDMLFM()/2740.63kg/m提馏段液相平均密度1()/2730.8LMLDMLFM3/kgm气相平均密度塔顶压强：101.325kPaPD

34、精馏段：101.3250.710103.325kpaFP101.325108.325104.8252MPkpa提镏段：101.3250.716112.525kpaWP103.325113.525110.4252MPkpa有理想状态方程计算，即311104.82548.991.733/8.314(83.235273.15)mVMVMmP MkgmRT*2110.425 55.4722.01938.314(91.775273.12)Pm MvmkglmmRTm3.1.33.1.3 液相表面力计算液相表面力计算19/53塔顶 79.58Dt,用差法有：80608079.58=18.32/18.282

35、0.2518.2880608079.58=19.44/19.4021.2719.40(1)18.39/ADADBDBDLDMAADABDmNmmNmxxmNm进料板 86.89Ft:1008010086.8917.59/16.2918.2816.291008010086.8918.75/17.5019.4017.50(1)18.25/AFAFBDBDLFMAAFABFmNmmNmxxmNm进料板 96.66Wt:1008010096.6616.62/16.2918.2816.291008010096.6617.59/17.5010.4017.50(1)17.57/AWAWBWBWLWMAAWA

36、BWmNmmNmxxmNm精馏段平均表面力18.39 17.57117.982mNlmm提馏段平均表面力217.91mNlmm3.1.43.1.4 精馏塔负荷计算精馏塔负荷计算摩尔流量精馏段液相流量:20/53 1311131113(1)206.600/1.62/360036001.733161.549/161.54950.490.0031/36003600740.611.16/hVMsMLMsLMVRDkmolhVMVmsVLRDkmolhLMLmsLmh提馏段液相流量:h23VM2s2M23LM2s2LM23LLqF261.549 kmol/hVV(q1)F206.600kmol/hV M

37、55.47V1.57m/s3600 V36002.019LM56.86L0.0056m/s36003600730.8L20.16m/h3.23.2 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.2.1.3.2.1.塔径的计算塔径的计算1/21/20.00313600 740.6()()0.03961.6236001.733hLhLVv取板间距 HT=0.40m,板上液层高度 hL=0.05m,则0.40.050.35TLHhm查史密斯关联图得 C20=0.0740.20.22017.98()0.074()0.0722020LCCLVVmax740.61.733uC0.0721.487m/

38、s1.733取安全系数为 0.7，则空塔气速为max0.70.71.4871.0409/uums21/53441.621.4083.141.0409sVDmu按标准塔径圆整后 D=1.5m。精馏段塔截面积为222(1.5)1.7744TADm实际空塔气速为 0.92m/s提镏段：1/21/220.16730.8()()0.0681.573600 2.019hLhLVv取板间距 HT=0.40m,板上液层高度 hL=0.05m,则0.40.050.35TLHhm查史密斯关联图得 C20=0.0700.20.22017.91()0.070()0.06852020LCCmax730.82.0190.

39、06851.30/2.019LVVuCms取安全系数为 0.7，则空塔气速为max0.70.71.300.91/uums441.371.483.140.91sVDmu按标准塔径圆整后 D=1.5m。精馏段塔截面积为222(1.5)1.7744TADm22/53实际空塔气速为 0.89m/s3.2.2.3.2.2.精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为(1)(161)0.46TZNHm精精提馏段有效高度为(1)(171)0.46.4TZNHm提提在进料板上方开一个人孔，其高度为 0.8 米故精馏塔的有效高度为0.813.2ZZZm精提3.3.3.3.塔板的工艺尺寸计算塔板的工艺

40、尺寸计算3.3.1.3.3.1.溢流装置计算溢流装置计算塔径 D=1.5 米可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。（1）堰长 lW0.70.71.51.05WlDm5（2）溢流堰高度 hW由 hW=hL-hOW,选用平直堰，堰上液层高度由弗朗西斯公式2/32.84()1000hOWwLhEl计算，近似取 E=1 则则2/32.8411.161()0.013710001.05OWhm取板上清液层高度 hL=50mm,故 hW=hL-hOW=0.05-0.0137=0.363m同理：提镏段23/53（1）堰长 lW0.70.71.51.05WlDm5（2）溢流堰高度 hW由 hW=hL-hOW,

41、选用平直堰，堰上液层高度由弗朗西斯公式2/32.84()1000hOWwLhEl计算，近似取 E=1 则则2/32.8420.161()0.0203610001.05OWhm取板上清液层高度 hL=50mm,故 hW=hL-hOW=0.05-0.02036=0.2964m（3）弓形降液管宽度dW和截面积fA由/0.7wlD0.076fTAA0.14dWD故2220.0760.0761.770.1345=1.774fTTAAmADm0.140.141.50.21dWDm依式(35)fTA HLs验算液体在降液管中的停留时间,36000.13450.4=17.3550.0031fThA HssL（

42、符合要求）36000.13450.4=9.6150.0056fThA HssL（符合要求）故降液管设计合理。24/53（4）降液管底隙高度 h00,0wLshl u取 u0=0.1 m/s则000.00310.02951.050.13600wLshml u同理：提镏段0h=0.0533m3.3.2.3.3.2.塔板布置塔板布置（1）塔的分块因1500800Dmmmm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 4 块表 3-4塔径,mm8001200140016001800200022002400塔板分块数3456(2)边缘区宽度确定S0.07SWWm，WC=0.04m（3）开孔区面积计算2222(s

43、in)180arxAxrxarcr1.5()(0.210.07)0.6122dsDxWWm1.50.040.7122CDrWm故25/5322222222(sin)1800.710.612(0.610.710.61)sin1.4851800.71arxAxrxarcrarcm（3）筛孔计算与其排列本设计选用3mm碳钢板，取筛孔直径05dmm取空中心 t 为033515tdmm筛孔数目221.1581.1581.48576430.015aAnt个开孔率为220.0050.907()0.907()10.1%0.015odt气体通过筛孔的气速001.6210.80/0.1011.485sVumsA同

44、理提镏段：001.5710.47/0.1011.485sVumsA3.4.3.4.筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算3.4.1.3.4.1.塔板压降塔板压降（1）干板阻力ch计算筛板开孔率15%，干板阻力ch由式2000.051()()vcluhc计算由0/5/31.67d，查干筛孔的流量系数图得00.794c故210.801.7330.051()()0.02210.794740.6chm液柱同理提镏段：210.472.0190.051()()0.02450.794730.8chm液柱（2）气体通过液层的阻力lh计算气体通过液层的阻力lh可由式：lLhh计算26/531.620.9905/1

45、.77-0.1345saTfVumsAA112200.99051.7331.304/()aFuvkgsm查充气系数关联图得 0.62故()0.620.050.031lLwowhhhhm液柱同理求得lh=0.031（3）液体表面力的阻力h计算04LLhgd304417.57100.00193740.69.810.005LLhmgd液柱提镏：304417.91100.00199730.89.810.005LLhmgd液柱气体通过每层塔板的液柱高度ph可按下式计算，即1pchhhh0.02210.0310.001930.05503pxhm液柱0.02450.0310.001990.05749pxhm

46、液柱气体通过每层塔板的压降为PpLPh g 0.055039.81740.8399.810.7PpLPh gpakpa（设计允许值）提镏段：0.057499.81730.8412.150.7PpLPh gpakpa3.4.2.3.4.2.液面落差液面落差对于1600Dmm的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的15001600Dmmmm,故液面落差可忽略不计。3.4.3.3.4.3.液沫夹带液沫夹带27/53液沫夹带量由式63.25.710()avLTfueHh计算2.52.50.050.125fLhhm故63.235.7100.9905()0.0196/0.1/0.400.12

47、517.5710vekgkgkgkg液气液气63.235.7100.9599()0.0174液/气0.1液/气0.400.12517.9110vekgkgkgkg故本设计液沫夹带量在允许围3.4.4.3.4.4.漏液漏液对于筛板,漏液点气速 可由式：0,min04.4(0.00560.13)/LLVuchh计算0,min04.4(0.00560.13)/LLVuchh4.40.794(0.00560.130.050.00193)740.6/1.7 335.28/ms实际孔速00,min10.80/umsu稳定系数为00,min10.802.0（5 1.5)5.28uku提镏段：对于筛板,漏液点

48、气速 可由式：0,min04.4(0.00560.13)/LLVuchh计算0,min04.4(0.00560.13)/LLVuchh4.40.794(0.00560.130.050.00199)730.8/2.0 195.14/ms实际孔速00,min10.47/umsu稳定系数为00,min10.472.045.14uku（1.5)3.4.5.3.4.5.液泛液泛28/53为防止塔发生液泛,降液管液层高度dH应服从式()dTWHHH的关系苯-甲苯物系属一般物系,取0.5则()0.5(0.400.0363)0.21815TWHHm而dpldHhhh 200.153()0.0.1530.100

49、0.00153dhum液柱0.055030.050.001530.10656dHm液柱()dTWHHH故在本设计中不会发生液泛现象.同理测得提镏段()dTWHHH故在本设计中不会发生液泛现象.3.5.3.5.塔板负荷性能图塔板负荷性能图3.5.1.3.5.1.漏液线漏液线由0,min04.4(0.00560.13)/LLVuchh,min0,min0sVuA0LWWhhh2/302.48()1000hWwLhEl得：2/3,min00232.844.40.00560.13()/100036002.84740.84.40.7940.14990.00560.130.03631()0.0019310

50、001.051.733hSWLVwsLVc AhEhlL整理得2/34.88 0.035850.3588SL29/53提镏段：,minSV2/34.88 0.027010.3038SL在操作围,任取几个 值,依上式计算 值结果列于表中3,/SLms0.00010.0100.00100.0403,/sVms0.9331.1180.9691.3613,/sVms0.8050.9890.8451.22由上表数据即可作出漏液线 13.5.2.3.5.2.液沫夹带线液沫夹带线以0.1/vekgkg液气为限,求SSVL关系如下:63.25.710()avLTfueHh由0.611.770.1345ssas