丙酮水物系分离课程设计.doc

武汉工程大学化工原理课程设计说明书 摘要本文通过设计筛板式精馏塔达到分离丙酮-水二元混合物，需要满足年处理量70000吨。原料中丙酮含量80%，塔顶产品要求丙酮含量不低于99.5%，塔底丙酮含量不高于0.5%，常压操作，泡点进料。本次设计采用连续精馏过程，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。该物系属于易分离混合物，采用塔釜直接蒸汽加热法。塔顶上升蒸汽采用全凝器，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。本次设计结果为理论板数12块，实际板数25块，塔效率为44.0%，第17块板为进料板。在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径1.8米，全塔高度19.5米。各项设计均通过流体力学验算满足设计要求。关键词：板式精馏塔；板式塔；丙酮-水；设计计算AbstractIn this paper, through the design of plate distillation column to achieve separation of acetone / water mixture needs two yuan, the annual handling capacity of 70000 tons. 80% acetone content in raw material, the product requirements of acetone content of not less than 99.5%, the bottom of the tower and acetone content of not more than 0.5%, normal operation, the bubble point feed.The design of a continuous distillation process, the raw material liquid through a preheater after heated to soak into the distillation tower. The system is easy to separate mixtures, the tower kettle direct steam heating method. The rise of the condenser steam, condensate point back to the next part of the tower, the rest part of products to the storage tank after cooling.The design results of theoretical plate number 12, the actual plate number 25, column efficiency was 44%, seventeenth boards for the feed plate. In the design and calculation of main parameters of plate tower in the tower diameter of 1.8 meters, the tower height of 19.5 meters. The design of fluid mechanics checked through to meet the design requirements.Keywords: distillation column; plate ;acetone - water ; design and calculationII 目 录摘要IAbstractII引 言1第一章 设计条件与任务21.1设计条件21.2设计任务2第二章 设计方案的确定32.1精馏方案的选定32.1.1操作压力32.1.2进料状态32.1.3加热方式32.1.4冷却剂与出口温度42.1.5回流比的选择42.1.6回流方式的选择42.1.7热能的利用42.2确定设计方案的原则52.2.1 满足工艺和操作的要求52.2.2满足经济上的要求52.2.3 保证安全生产6第三章 塔的工艺计算73.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数73.2 最小回流比的计算73.2.1 气液相平衡数据73.2.2 最小回流比的计算83.3全塔物料衡算与操作线方程93.4 实际回流比93.5 精馏段和提馏段理论板数的计算103.6精馏塔平均温度的计算113.7物性参数计算113.7.1 气相密度113.7.2 液相密度113.7.3 表面张力113.7.4 粘度123.8塔效率的计算133.9实际塔板数的计算143.9.1 精馏段143.9.2 提馏段143.10塔径的估算153.10.1 板间距的初选153.10.2塔径的估算153.10.2.1精馏段163.10.2.2提馏段17第四章塔板工艺尺寸的计算184.1精馏段塔板工艺尺寸计算184.1.1 溢流装置的设计184.1.1.1降液管的类型与溢流方式184.1.1.2 溢流装置的设计计算184.1.1.3 溢流堰184.1.1.4弓形降液管194.1.1.5受液盘204.1.2塔板设计214.1.2.1 塔板布置214.1.2.2 筛孔的计算及其排列214.1.2.3筛孔的排列与筛孔数224.1.2.4开孔率224.1.2.5筛孔分布图224.2提馏段塔板工艺尺寸设计234.2.1溢流装置计算234.2.1.1溢流堰高度234.2.1.2弓形降液管宽度和截面积234.2.1.3降液管底隙高度234.2.2塔板设计244.2.2.1 塔板布置244.2.2.2 筛孔的计算及其排列244.2.2.3筛孔的排列与筛孔数244.2.2.4开孔率244.2.2.5筛孔分布图254.3板的流体力学性能验算254.3.1 精馏段254.3.1.1塔板压降254.3.1.2液面落差274.3.1.3液沫夹带274.3.1.4漏液274.3.1.5液泛284.3.2提馏段284.3.2.1塔板压降284.3.2.2液面落差294.3.2.3液沫夹带304.3.2.4漏液304.3.2.5液泛304.4塔板的负荷性能图314.4.1精馏段314.4.1.1漏液线314.4.1.2液沫夹带线314.4.1.3液相负荷下限324.4.1.4液相负荷上限324.4.1.5液泛线324.4.2提馏段334.4.2.1漏液线334.4.2.2液沫夹带线344.4.2.3液相负荷下限344.4.2.4液相负荷上限344.4.2.5液泛线34第五章 接管尺寸的确定365.1进料管365.2釜残液出料管365.3回流液管375.4塔顶上升蒸汽管375.5加热蒸汽管37第六章 附属设备396.1冷凝器396.2原料预热器396.3原料泵406.4 塔釜40第七章 板式塔的结构427.1塔体结构427.1.1筒体427.1.2封头427.1.3塔顶空间427.1.4人孔427.1.5塔高427.2塔板结构43第八章 设计结果汇总44第九章 设计评价46参考文献47V 引 言塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。为满足工业生产的需要，塔设备需满足以下要求：.生产能力大；.操作稳定，弹性大；.流体流动阻力小；.结构简单，材耗用量少，制造和安装容易；.耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。因为板式塔处理量大，效率高，清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔，因而本课程设计用板式塔。本次化工原理课程设计的主要内容包括：精馏方案的选定，丙酮-水体系的相平衡关系，工艺计算，精馏塔的工艺条件及相关物性参数的计算，精馏塔和塔板主要尺寸的设计，塔体总高以及辅助装置的设计；其中，精馏方案选定包括操作压力，进料状态，加热方式等；相平衡关系包括乙醇-水体系常压下各组分T-XY曲线，YX曲线和相对挥发度的确定；工艺计算包括物料衡算，热量衡算，回流比选定，理论板数和实际板数的确定等；精馏塔的工艺条件及相关物性参数的计算主要包括操作压力，操作温度，平均摩尔质量，平均密度，液体平均表面张力计算等；精馏塔主要尺寸设计包括塔板尺寸选取，筛孔大小的选定，流体力学计算和校核以及塔负荷性能图等；塔辅助设备设计包括塔体总高度，回流冷凝器选型等。 第一章 设计条件与任务1.1设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离丙酮-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理丙酮-水混合液70000吨(300天/年）原 料：丙酮含80%(质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶丙酮含量为99.5% 塔底丙酮含量为0.5%操作条件：塔顶压力：4kPa(表压)； 进料热状态：自选； 回流比：自选； 单板压降 0.7kPa。建厂地址：武汉1.2设计任务1 全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。2 计算冷凝器和再沸器热负荷。3 计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。4 估算塔径。5 板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。6 塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7 绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、液沫夹带线和溢流液泛线确定。 8 塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔(手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9 塔的附属设备选型,包括塔顶冷凝器、塔底(蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵的选型(视情况而定）。10 精馏塔各接管尺寸的确定。11 绘制精馏塔系统工艺流程图。12 绘制精馏塔工艺条件图。13 编写设计说明书。14计算机要求：编写程序、CAD绘图等。15 英语要求：撰写英文摘要。16 设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第二章 设计方案的确定2.1精馏方案的选定精馏方案的选定主要目的在于确定整个精馏装置的流程，主要设备的结构型式和操作条件。工艺设计中选定的方案必须符合以下几点：能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；操作平稳，易于调节；经济合理；安全生产。由于在本次化工原理课程设计的任务以及要求中，已经确定了相关的条件。2.1.1操作压力精馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行精馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。丙酮-水体系设计中，由于丙酮沸点351.4K，水沸点373.2K,此外丙酮和水在常压下都是液体，而且都不是热敏性物料，同时根据课程设计要求，丙酮-水体系选择操作压力为101.325kPa,即常压精馏。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。从精馏原理来讲，如果要使回流充分发挥作用，全部冷液从塔顶进料，全部热量从塔釜进入是最佳的进料状态。但是考虑到实际过程中操作费用、设备费用以及操作平稳性等，将进料预热到饱和液体状态。丙酮-水体系选择泡点进料，q=1。2.1.3加热方式精馏塔经常设置再沸器，采用塔釜间接蒸汽加热，保证能提供足够的热量，有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽优于简接蒸汽加热的几点：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。对于丙酮-水的二元混合液，丙酮是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。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回流比的选择回流比是精馏操作中的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选择合适的回流比，也可参考同类生产的经验值，必要时可迭用若干个R值，利用逐板计算法求出对应的理论板数N,作出R/Rmin -(R+1)N曲线，从中找出适宜的回流比R。2.1.6回流方式的选择在精馏塔的设计中，塔顶回流有的采用加回流泵强制回流，有的是设置塔顶冷凝器自然回流，两种回流方式的选择原则，采用强制回流，回流量稳定，操作性好，塔顶冷凝器和塔顶罐安装位置低，适合于塔比较高的情况，框架等基础设施投资较低，需要回流泵，需消耗能量。自回流适合于塔高较低的情况，回流量波动较大，可操作性差，冷凝器和塔顶罐位置较高，设备规模受到限制，适合于规模较小的装置。选取强制回流！回流比可控，操作强度大！2.1.7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。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：2.2.1 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。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。2.2.2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。2.2.3 保证安全生产丙酮属易挥发物料，不能让其蒸汽弥漫车间。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。第三章 塔的工艺计算3.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数丙酮的摩尔质量 MA=58.08 kg/kmol水的摩尔质量 MB=18.02 kg/kmol釜液组成 进料组成 塔顶组成 平均摩尔质量进料平均相对分子量kg/kmol塔顶平均相对分子量kg/kmol塔釜平均相对分子量kg/kmol原料处理量 3.2 最小回流比的计算3.2.1 气液相平衡数据丙酮-水的气液相平衡数据见表3-1.表3-1 丙酮-水的气液相平衡数据XYt001000.010.25392.70.020.42586.50.050.62475.80.10.75566.50.150.79363.40.20.81562.10.30.8361.00.40.83960.40.50.849600.60.85959.70.70.874590.80.89858.20.90.93557.50.950.963571156.13将表中x,y数据进行拟合得到以下方程X=0.03957y (0y0.253)X=0.8967y3_0.9179y2+0.3647y-0.0380 (0.253y0.755)X=15.949y2-23.373y+8.6555 (0.755y0.815)X=-7166.6y3-117987y2-15037y+4187.4 (0.815y0.849)X=201.08y3-580.29y2+559.47y-179.27 (0.849y1.000)3.2.2 最小回流比的计算丙酮-水的汽液平衡组成图图3-1丙酮-水的汽液平衡组成根据101.325KPa下，丙酮-水的汽液平衡组成关系绘出丙酮-水t-x-y和x-y图，因为是料液是泡点进料，所以Xe=Xq，由 3.3全塔物料衡算与操作线方程总物料衡算方程 其中 操作线方程的计算：精馏段操作线提馏段操作线3.4 实际回流比不同回流比下的N与R间的关系见表3-2。表3-2 最优回流比确定回流比R理论塔板数N（N+1)R1.491625.3301.6214.0000 24.3001.7612.0000 22.8801.8912.0000 24.5702.0311.0000 24.3602.1611.0000 25.9202.310.0000 25.3002.4310.0000 26.7302.5710.0000 28.2702.79.0000 27.000由表格可知R=1.76。有上述可得: D=135.51kmol/h W=479.95kmol/h S=373.33kmol/h 精馏段: 精馏段操作线： =0.6370x+0.3572提馏段： 提馏段操作线： 3.5 精馏段和提馏段理论板数的计算逐板计算法所得计算表格3-3表3-3塔板组成分布表塔板数xy10.9611 0.9841 20.9406 0.9694 30.9240 0.9564 40.9100 0.9458 50.8964 0.9369 60.8810 0.9282 70.8598 0.9184 80.8221 0.9049 90.7221 0.8809 100.0732 0.8172 110.0036 0.0921 120.0001 0.0027 利用上述数据表格二通过Excel程序，根据相平衡线和精馏段和提馏段段操作线方程做Excel程序，直到与板块的液体组成小于0.020为止，由此，得到理论板12块，加料板为第9块理论板。精馏段理论板数为九块，提馏段理论板数为三块。3.6精馏塔平均温度的计算塔顶温度 塔釜温度 进料温度 精馏段平均温度提馏段平均温度3.7物性参数计算3.7.1 气相密度用理想气体状态方程计算：查化工原理下册书温度组分密度表可知 丙酮在塔顶温度下所对应的密度是0.756。3.7.2 液相密度 其中、为组分A与B的质量分数，、分别为组分A与B的液相密度。3.7.3 表面张力对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算： W、O分别为纯水与纯有机物的表面张力,mN/m。纯有机物的表面张力查有机液体的表面张力共线图。xW、xO分别为水与有机物的液相摩尔分数VW、VO分别为水与有机物的液相摩尔体积,cm3/molT温度,K3.7.4 粘度液体平均黏度计算公式： 物性参数计算结果见表3-3表3-3物性参数塔顶精馏段进料板提馏段塔釜温度（）56.4258.15559.8979.69599.5气相密度（）2.2162.0961.9770.7200.680液相密度（）756.88772.12787.35817.92956.49表面张力（）19.4121.5423.3025.1255.79黏度（）0.2520.2950.3410.3130.285相对平均分子量（）57.3640.2118.103.8塔效率的计算塔效率： OConnel公式(适用于非碳氢物系如甲醇-水物系，丙酮-水物系)丙酮-水精馏段 式中：精馏段平均温度下的相对挥发度；L精馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 提馏段 式中：提馏段平均温度下的相对挥发度；L提馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 3.9实际塔板数的计算全塔效率：OConnel公式(适用于非碳氢物系)式中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L塔顶与塔底平均温度下的液相粘度, mPa.s3.9.1 精馏段 式中：精馏段平均温度下的相对挥发度；L精馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 3.9.2 提馏段 式中：提馏段平均温度下的相对挥发度；L提馏段平均温度下的液相粘度, mPa.s 全塔所需塔板数：全塔效率： 理论精馏段的有效高度 理论提馏段的有效高度 3.10塔径的估算3.10.1 板间距的初选板间距NT的选定很重要。选取时应考虑塔高、塔径、物系性质、分离效率、操作弹性及塔的安装检修等因素。对完成一定生产任务，若采用较大的板间距，能允许较高的空塔气速，对塔板效率、操作弹性及安装检修有利；但板间距增大后，会增加塔身总高度，金属消耗量，塔基、支座等的负荷，从而导致全塔造价增加。反之，采用较小的板间距，只能允许较小的空塔气速，塔径就要增大，但塔高可降低；但是板间距过小，容易产生液泛现象，降低板效率。所以在选取板间距时，要根据各种不同情况予以考虑。如对易发泡的物系，板间距应取大一些，以保证塔的分离效果。板间距与塔径之间的关系，应根据实际情况，结合经济权衡，反复调整，已做出最佳选择。设计时通常根据塔径的大小，由表4-1列出的塔板间距的经验数值选取。表3-4 塔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，mm200300250350300450350600400600化工生产中常用板间距为：200，250，300，350，400，450，500，600，700，800mm。在决定板间距时还应考虑安装、检修的需要。例如在塔体人孔处，应留有足够的工作空间，其值不应小于600mm。3.10.2塔径的估算 式中：C操作物系的负荷因子; L操作物系的液体表面张力，mN/m；HT板间距；hL板上液层高度。图3-2史密斯关联图3.10.2.1精馏段查史密斯关联图，横坐标为：取板间距为 查图可得 取安全系数为0.7 则空塔流速为估计塔径 则取值1.8m截塔面积为：实际塔气速：3.10.2.2提馏段查史密斯关联图， 横坐标为：取板间距为 查图可得 取安全系数为0.7 则空塔流速为估计塔径 则取值1.6m截塔面积为：实际塔气速：综上所述，由于要设计方便制作圆柱形设备则可知板间距取值0.5m，D取值1.8m，截塔面积取值为第四章塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸计算4.1.1 溢流装置的设计为维持塔板上有一定高度的流动液层，必须设置溢流装置。板式塔的溢流装置包括溢流堰、降液管和受液盘等几部分，其结构与尺寸对塔的性能有重要的影响。4.1.1.1降液管的类型与溢流方式降液管的类型：圆形降液管一般用于小直径塔；对于直径较大的塔，常用弓形降液管。溢流方式： U形流、单溢流、双溢流及阶梯式双溢流。根据塔径大小和液体流量选取合适的溢流方式。选取单溢流方式。4.1.1.2 溢流装置的设计计算溢流装置的设计包括堰长lW、堰高hW、弓形降液管的宽度Wd、截面积Af，降液管底隙高度h0，进口堰的高度与降液管间的水平距离hl等。4.1.1.3 溢流堰1)堰长 弓形降液管的弦长。其值据经验定。单溢流： 双溢流：若采用单溢流取2)堰高 降液管端面高出塔板面的距离hw堰上液层高度太小液体在堰上分布不均匀，影响传质效果，设计时应使hOW6mm，低于此值应采用齿形堰。堰上液层高度太大增大塔板压降及液沫夹带量，hOW6070mm时改用双溢流堰。 式中：hL板上清液层高度, m；hOW堰上液层高度,m对于平直堰： 图4-1 E-液相流率比图 式中：E液流收缩系数，根据设计经验可取1。hw的确定：4.1.1.4弓形降液管降液管的宽度Wd及截面积Af 图4-2弓形降液管的确定关系查图可知 方法： 则设计合理降液管底隙高度h0 ： 式中：液体通过底隙时的流速，m/s。根据经验，一般取=0.070.25m/s。空隙流速： 式中：F0,min漏液点动能因子，F0,min的适宜范围为810。稳定系数K： 则可算得K的适宜范围为1.52。4.1.1.5受液盘受液盘有平受液盘和凹受形液盘两种形式。平受液盘：一般需在塔板上设进口堰，但进口堰既占用板面，又易使沉淀物淤积此处造成阻塞。凹形受液盘：既可在低液量时形成良好的液封，又有改变液体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线的抽出。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。凹形受液盘的深度一般在50mm以上，有侧线采出时宜取深些。凹形受液盘不适于易聚合及有悬浮固体的情况，因易造成死角而堵塞。由上述数据查文献选用凹形受液盘，并且取深度为90mm。4.1.2塔板设计4.1.2.1 塔板布置塔板板面根据所起作用不同分为四个区域：开孔区、鼓泡区、安定区、边缘区(无效区)。图4-3塔板结构开孔区 上图虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以Aa表示。对单溢流型塔板，开孔区面积按下式计算： 式中：m； m；为以角度表示的反正弦函数。4.1.2.2 筛孔的计算及其排列表面张力为负系统的物系 do=1025mm(常用45mm) 大孔径，取do为10mm。碳钢塔板： 厚度=34mm且do不锈钢塔板：厚度=22.5mm且do(1.52)孔中心距 相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。一般t=(2.55)do。t/do过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。取t为30mm。4.1.2.3筛孔的排列与筛孔数 筛孔按正三角形排列。按正三角形排列时，筛孔数目的计算式为：式中：Aa鼓泡区面积，m2；t筛孔的中心距，m。4.1.2.4开孔率当按正三角形排列时 气体通过筛孔的气速为：4.1.2.5筛孔分布图图4-4 精馏段筛孔分布图4.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算4.2.1.1溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度：取板上清液层高度 4.2.1.2弓形降液管宽度和截面积 查图可知： ；故 验算液体在降液管中停留时间,即： 故降液管设计合理。4.2.1.3降液管底隙高度 取，则故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度4.2.2塔板设计4.2.2.1 塔板布置塔板板面根据所起作用不同分为四个区域：开孔区、鼓泡区、安定区、边缘区(无效区)。开孔区 上图虚线以内的区域为布置筛孔的有效传质区，亦称鼓泡区。开孔区面积以Aa表示。对单溢流型塔板，开孔区面积按下式计算： 式中：m； m；为以角度表示的反正弦函数。4.2.2.2 筛孔的计算及其排列表面张力为负系统的物系 do=1025mm(常用45mm) 大孔径，取do为10mm。碳钢塔板： 厚度=34mm且do不锈钢塔板：厚度=22.5mm且do(1.52)孔中心距 相邻两筛孔中心的距离称为孔中心距，以t表示。一般t=(2.55)do。t/do过小易使气流相互干扰，过大则鼓泡不均匀，都会影响传质效率。取t为30mm。4.2.2.3筛孔的排列与筛孔数 筛孔按正三角形排列。按正三角形排列时，筛孔数目的计算式为：式中：Aa鼓泡区面积，m2；t筛孔的中心距，m。4.2.2.4开孔率当按正三角形排列时 气体通过筛孔的气速为：4.2.2.5筛孔分布图图4-5筛孔提馏段分布图4.3板的流体力学性能验算塔板流体体力学验算的目的在于检验初步设计的塔板计算是否合理，塔板能束正常操作。验算内容有：塔板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛等。4.3.1 精馏段4.3.1.1塔板压降气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压降。 式中：与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度,m液柱； 与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,m液柱； 与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱； （1）干板阻力按经验公式估算: 由所选用筛板，查得 液柱式中：uo气体通过筛孔的速度,m/s；Co流量系数,Co=f(do/)。（2）气体通过液层的阻力 查图得： 充气系数，反映板上液层的充气程度。=f(F0)，通常可取0.50.6（3）液体表面张力的阻力液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）4.3.1.2液面落差流体横向流过塔板时，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮阀等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D1600mm的筛板，液面落差可忽略不计。对于液体流量很大及D2000mm的筛板，需要考虑液面落差的影响。4.3.1.3液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量eV=0.1kg液/kg气。亨特关联图或亨特关联式由所以4.3.1.4漏液当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以uo,min表示。 =5.89m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。4.3.1.5液泛液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况。设计中已对液沫夹带液泛进行了验算，故在筛板塔的流体力学验算中通常只对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。降液管内液层高度用来克服相邻两层板间的压降、板上清液层的阻力和液体流过降液管的阻力。为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 取而，板上不设进口堰，则有液柱可知，本设计不会发生液泛。4.3.2提馏段4.3.2.1塔板压降气体通过筛板时，需克服筛板本身的干板阻力、板上充气液层的阻力及液体表面张力造成的阻力，这些阻力即形成了筛板的压降。式中：与气体通过筛板的干板压降相当的液柱高度,m液柱； 与气体通过板上液层的压降相当的液柱高度,m液柱；与克服液体表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱； （1）干板阻力按经验公式估算:由所选用筛板，查得 液柱式中：uo气体通过筛孔的速度,m/s；Co流量系数,Co=f(do/)。 (2)气体通过液层的阻力 查图得： 充气系数，反映板上液层的充气程度。=f(F0)，通常可取0.50.6 (3)液体表面张力的阻力液柱 气体通过每层塔板的高度可计算： （700Pa=设计允许值）4.3.2.2液面落差流体横向流过塔板时，克服板上的摩擦阻力和板上部件(如泡罩、浮阀等)的局部阻力，需要一定的液位差，在板上形成由液体进入板面到离开板面的液面落差。筛板上由于没有突起的气液接触构件，故液面落差较小。在正常的液体流量范围内，对于D1600mm的筛板，液面落差可忽略不计。对于液体流量很大及D2000mm的筛板，需要考虑液面落差的影响。4.3.2.3液沫夹带液沫夹带造成液相在塔板间的返混，严重的液沫夹带会使塔板效率急剧下降，为保证塔板效率的基本稳定，通常将液沫夹带量限制在一定范围内，设计中规定液沫夹带量eV=0.1kg液/kg气。 亨特关联图或亨特关联式由所以4.3.2.4漏液当气体通过筛孔的流速较小，气体的动能不足以阻止液体向下流动时，便会发生漏液现象。根据经验，当漏液量小于塔内液流量的10%时对塔板效率影响不大。故漏液量等于塔内液流量的10%时的气速称为漏液点气速，它是塔板操作气速的下限，以uo,min表示。 =5.89m/s 实际空速： 稳定系数： 故在本实验中无明显漏液。4.3.2.5液泛液泛分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况。设计中已对液沫夹带液泛进行了验算，故在筛板塔的流体力学验算中通常只对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。降液管内液层高度用来克服相邻两层板间的压降、板上清液层的阻力和液体流过降液管的阻力。为防止塔内发生液泛，降液管内液高度应服从式子 取 而，板上不设进口堰，则有 液柱 可知，本设计不会发生液泛。4.4塔板的负荷性能图4.4.1精馏段4.4.1.1漏液线 得 式中：hw堰高；how堰上液高；lw溢流堰长度；hL以清液高表示的液层阻力；h液体表面张力的阻力。4.4.1.2液沫夹带线 4.4.1.3液相负荷下限对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于是0.006m。，就可作出液相负荷下限。4.4.1.4液相负荷上限 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s,取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：4.4.1.5液泛线由式可得Vs和Ls的关系，就可在操作范围内任意取若干点，从而绘出液泛线。其中 联立解得: 由上述方程组合可以得到精馏段操作负荷图4-6 图4-6精馏段操作负荷图由图4-4可知 操作弹性为： 4.4.2提馏段4.4.2.1漏液线 得 式中：hw堰高；how堰上液高；lw溢流堰长度；hL以清液高表示的液层阻力；h液体表面张力的阻力。4.4.2.2液沫夹带线54.4.2.3液相负荷下限 对于平直堰，其堰上液层高度必须要大于0.006m，就可作出液相负荷下限。4.4.2.4液相负荷上限液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3s,取作为液体在降液管中停留时间的下限，则：4.4.2.5液泛线由式可得Vs和Ls的关系，就可在操作范围内任意取若干点，从而绘出液泛线。其中 由上述方程组合可