甲醇水溶液常压筛板精馏塔化工原理课程设计

1、化工单元过程及设备课程设计设计题目： 专业班级： 姓名：学号：指导教师： 完成时间：筛板精馏塔设计化工1303班XXX1315010xx张亚刚2016年1月14日化学与化工学院化工原理课程组 制化工单元过程及设备课程设计设计题目筛板精馏塔的设计设 计 任 务 及 要 求设计用于甲醇一水溶液分离的常压筛板精馏塔，原料中含甲醇 17%（质 量分数，下同），泡点进料，要求塔顶出液浓度 98%塔釜出料浓度0.04%, 处理量为9000kg/h,塔效率为0.8。综合运用化工原理和相关先修课程的知识，联系化工生产实际，完 成精馏操作过程的设备设计。要求有详细的工艺设计过程（包括计算机辅助 计算程序）、工艺

2、尺寸设计、辅助设备选型、设计结果概要及工艺设备条件 图（CADS），编写设计说明书。指 导 教 师 评 语成绩：优良中指导教师签名：日期：2016年 月日化工单元过程及设备课程设计摘要本设计采用浮阀精馏塔分离甲醇-水溶液。通过对原料产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对甲醇-水精馏工艺流程和主体备设计。乙醇-水溶液为非理想物系，禾I用作图法求出最小回流比为1.2075 ； 由精馏费用模型编程得到最优回流比为 2.1735，理论板数为15块，计算出全塔效率为 0.8%,则实际板数为19块，其中精馏段7块，提馏段12块，进料位置为第6块。得到 精馏塔的

3、塔径2.7米，总高14.48米；板开孔率为10.1%,精馏段操作弹性为3.05，提 馏段操作弹性为2.35，塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。强度校核表明， 该精馏塔满足强度、刚度及稳定性等要求。3目录摘要 I1. 绪论 11.1设计任务 11.2分离原料简介 12. 筛板精馏塔原理及设备简介 22.1精馏原理2.2.2精馏设备2.2.3工业上对塔设备的主要要求 22.4筛板塔的特点23. 装置设备的工艺计算 33.1设计方案图（见附录）33.2精馏塔的条件选取33.3精馏的工艺流程图的确定（见附录） 43.4筛板精馏塔设计计算43.4.1题目所给数据43.4.2精馏塔的物料衡算43

4、 4.3塔板数的确定53.4.4精馏塔的气液相负荷83.4.5操作线方程的求取83.4.6逐板法求取理论板层数83.4.7实际塔板数的求取93.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 93.5.1操作温度的计算93.5.2 平均摩尔质量 103.5.3液体平均表面张力计算 113.5.4平均密度的计算113.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 133.6.1塔径的计算133.6.2精馏塔有效高度的计算 153.7塔板的主要尺寸计算 163.7.1溢流装置计算 163.8塔板布置173.8.1塔板的分块173.8.2开孔面积计算173.8.3筛孔计算及其排列183.9筛板的流体力学验算 183.9.1干

5、板阻力h计算18化工单元过程及设备课程设计392气体通过液层的阻力 hl计算 193.9.3液体表面张力的阻力计算20394液面落差213.9.5液沫夹带的校核213.10塔板负荷性能图223.10.1漏液线223.10.2液沫夹带线233.10.3液相负荷下限线243.10.4液相负荷上限线253.10.5液泛线253.10.6操作弹性264. 附属设备及主要附件的选型计算 284.1附属设备设计 284.1.1再沸器 284.1.2冷凝器 284.2塔附件设计 294.2.1 接管 294.2.2 人孔 304.3塔总体高度的设定 304.3.1塔的顶部空间高度Ha 304.3.2塔的底部

6、空间高度Hb 304.3.3裙座高度HS的确定 314.3.4塔顶封头HF的确定 314.3.5有效塔高的HP确定 314.3.6塔立体高度 314.4辅助设备的选型 314.4.1估计换热面积 314.4.2原料预热器 315. 设计结果一览表 336. 参考文献 367. 附图 378. 主要符号说明 39结束 42iii化工单元过程及设备课程设计1. 绪论1.1设计任务本次化工原理课程设计我的任务是设计常压筛板精馏塔分离甲醇和水的混合物， 其中，甲醇的含量为17%质量分数，下同)，要求的处理量为9000 (kg/h),泡点进料, 要求塔顶出液浓度98%塔釜出料浓度0.04%,塔效率为0.

7、8.分离甲醇和水对现实有着 很重要的意义。1.2分离原料简介甲醇：系结构最为简单的饱和一元醇，分子量32.04，沸点64.7 C。因在干馏木材中首次发现，故又称“木醇”或“木精”。是无色有酒精气味易挥发的液体。用于制造 甲醛和农药等，并用作有机物的萃取剂和酒精的变性剂等。通常由一氧化碳与氢气反应 制得。甲醇由甲基和羟基组成的，具有醇所具有的化学性质。甲醇可以在纯氧中剧烈燃 烧，生成水蒸气和二氧化碳。另外，甲醇也和氟气会产生猛烈的反应。水：水在常温常压下为无色无味的透明液体。水通常多是酸、碱、盐等物质的溶液，习惯上仍然把这种水溶液称为水。水是一种可以在液态、气态和固态之间转化的物质。 固态的水称

8、为冰；气态叫水蒸汽。水汽温度高于374.2 C时，气态水便不能通过加压转化为液态水。 在20E时，水的热导率为0.006 J/s ?cm?K,水的密度在3.98 C时最大， 为1X103kg/m3,温度高于3.98 C时，水的密度随温度升高而减小，在03.98 C时,水不服从热胀冷缩的规律，密度随温度的升高而增加。水在0C时，密度为0.99987 X103 kg/m3，水在通电的条件下会离解为氢和氧水。具有很大的内聚力和表面张力，除 汞以外，水的表面张力最大，纯水有极微弱的导电能力，但普通的水含有少量电解质而 有导电能力。 水本身也是良好的溶剂，大部分无机化合物可溶于水。192. 筛板精馏塔原

9、理及设备简介2.1精馏原理本设计所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点 64.7 C）和水（沸点96.0 C） 的混合物时，由于甲醇的沸点较低，即挥发度较高，所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝 过程，即可将甲醇和水分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易 挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。2.2精馏设备在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏,萃取等单元操作中， 气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目 的的气液传质设备之一。根据塔内气液

10、接触件的结构型式可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量塔板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传 递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层液 体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上也有并流向下者与液相接触进行质、热传递， 气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。2.3工业上对塔设备的主要要求1. 生产能力大。2. 传质、传热效率高。3. 气流的摩擦阻力小。4. 操作稳定，适应性强，操作弹性大。5. 结构简单，材料消耗少。6. 制造安装容易，操作维修方便。2.4筛板塔的特点筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，

11、分 为小孔径筛板（孔径为3 8mm和大孔径筛板（孔径为10 25mm两类。工业应用小以小 孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合 （如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低，安装容易，也便于清洗检修；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。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当， 易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降因此过去工业上应用较为谨慎。近年 来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛板的操作非常精确，弥补了上述不足，故 应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前

12、提下，设计中可大胆选用，因 此，本设计采用筛板塔比较合适。3. 装置设备的工艺计算3.1设计方案图（见附录）3.2精馏塔的条件选取321 操作条件：常压：101.325kPa.（确定因素：塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取 有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚导致设备费用增加，压力增加，组分 间的相对挥发度降低，常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和 操作费用，提高经济效益，在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压 下操作。）3.2.2进料状态：泡点进料

13、。（确定因素：进料状态与塔板数，塔径，回流比以及塔的热负荷有关。进料热状况有五种。一般都将料液预热到泡点或者接近泡点才送入塔内，这样塔操作容易被控制 饱和液体进料时进料温度不受季节，气温变化和前段工序波动的影响。塔的操作比较 容易控制。此外，泡点进料，提馏段和精馏段塔径大致相同。在设备制造上比较方便。 冷液进塔虽可减少理论板数，使塔高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。 所以根据设计要求，选择泡点进料 q=1。）3.2.3回流比：取最小回流比的1.8倍，即R=1.8Rmin.（确定因素：选择回流比主要从经济观点出发，力求设备费用和操作费用最低。实际 操作的R必须大于R最小值，但并无上限

14、限制。选定操作 R时应考虑随R选值的增大， 塔板数减少，设备投资减少。但因塔内气、液流量L，V，L'，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比 之间的关系如右图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为R=1.22Rmin本设计综合考虑以上 原则选用R=1.8Rmin）3.3精馏的工艺流程图的确定（见附录）3.4筛板精馏塔设计计算3.4.1题目所给数据进料中甲醇含量为17%（质量分数），分离后塔顶出液浓

15、度为 98%塔釜出.料浓度为 0.04%，处理量为 9000（ kg/h）3.4.2精馏塔的物料衡算甲醇的摩尔质量：M甲醇=32.04 kg/kmol水的摩尔质量：M水=18.02 kg / S。1XfXdXW0.2670.9890.17/32.040.17/32.04 0.83/18.020.98/32.040.98/32.04 0.02/18.020.0007110.0004/32.040.0004/32.04 0.9996/18.02已知 F=9000kg/h,XF=0.267,XD=0.989, Xw =0.000711原料液及塔顶，塔釜产品的平均摩尔质量MF=0.267X 32.04

16、+(1-0.267) X 18.02 kg/kmo1 =21.763 kg / kmo1MD=0.989 X 32.04+(1-0.989) X 18.02 kg/ kmol =31.886 kg / kmolM=0.000711 X 32.04+(1-0.000711) X 18.02 kg / kmol =18.02997 kg/kmol 总物料衡算F=D+WFXf =DXd + WXWF=9000/21.763 =413.546 kmol/h联立解得 D=111.428 Kmol/hW=302.118 Kmol/h平均相对挥发度a的计算:a 1 = a 2=y(iX(Tx)T)a 1 的

17、计算：x=0.989 y=0.9954所以 a 1=0.9954* (1-0.989 ) /0.989*(1-0.9954)=2.407用内插法：9640 -10°.°0 tw 100.°0:0020.000711查表得 tw =99.872 C在tw=99.872 C下求相应的x, y同理用内插法:96.40-100.000.0299.872-100.00x96.40-100.000.13499.872-100.00解得 x=0.000711y=0.004766.7220.00476 (1-0.0007110.000711 (1-0.0047$所以a =、 1

18、2 =4.0223.4.3塔板数的确定理论板层数的求取常压下水和甲醇的汽液平衡表tXytXy100.000075.300.400.72996.400.020.13473.100.500.77993.500.040.23471.200.600.82591.200.060.30469.300.700.87089.300.080.36567.600.800.91587.700.100.41866.000.900.95884.400.150.51765.000.950.97981.700.200.57964.501.001.00甲醇加呦图刘t-Kt-y臼諄水X呼相平衡图10908073.500.10.

19、20.3040.50.60.70.S0.91x，nt-y I最小回流比的计算和适宜回流比的确定:由相平衡方程:当 a =4.022 时，y =0.594故最小回流比Rmin = (Xd yF)/( xD - X f)Rmi n 1=(0.989-0.594)/(0.989-0.267) =0.547Rmin =1.2075因此操作回流比为 R=1.8 Rmin =1.8 X 1.2075=2.1735捷算法求取：全回流下的最少理论板数Nminlg X D /1 X D 1 Xw / Xwlg将上述的a =4.022代入得Nmin =8.441R Rmin 2.1735-1.2075 0 304

20、R 12.1735 1. I AF 孔証由 4U Di- -if. d jI 一弘挣和兰羌联羽查吉利兰关联图得N Nmin 0.4315N 1解得 N=15.61=16 块3.4.4精馏塔的气液相负荷L=RX D=2.1735X 111.428kmol/h =242.189kmol/hV=(R+1)X D=(2.1735+1) x 111.428kmol/h =353.617kmol/hL'=L+F=242.189+413.546kmol/h =655.735kmol/hV'=V=353.617kmol/h3.4.5操作线方程的求取精馏段操作线方程Yn 1=卫 Xn + r+1

21、XDR+1=0.6849Xn +0.3116提馏段操作线方程：Yn 1L'L' W XnwL' WXw=1.8544Xn -0.0006075式中Xn 提馏段内第n层板下降液体中易挥发组分摩尔分率;Yn 1 提馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分摩尔分率3.4.6逐板法求取理论板层数a x相平衡方程y =1+( a -1)x 则人=yn/ a -( a -1) yn=yn /(4.022-3.022yn)第一块塔板上升气相组成yi=X=0.989第一块塔板下降液体组成 x仁y i /(4.022-3.022y J=0.957同理求得Y2=0.9672X2=0.879丫

22、3= 0.9143X3= 0.726Y4=0.8089X4= 0.5128丫5=0.6628X5=0.3283丫6= 0.536X6=0.223 < 0.267由于X6< xq,所以第七块塔板上升气相组成用提馏段操作线方程计算。丫7=0.4135X丫8=0.2759X丫9=0.1599XYi0 = 0.0832XYii =0.0403X7=0.1498=0.08669=0.0452i0 =0.02211 =0.0103312 = 0.00468"0.00807X 13=0.0020220.00314X14=0.00078"0.00084 X15=0.000201

23、<xw =0.000711Y12 =0.0186X,提馏段理论因此总理论板数为15,第六块为加料板，其中精馏段理论板数为 板数为10块（包括釜）3.4.7实际塔板数的求取精馏段实际板层数：N （精）=5/0.8=6.25=7层提馏段实际板层数：N （提）=9/0.8=11.25=12层全塔数为19层3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.5.1操作温度的计算用内插法求得进料温度(64.5-65.0)/( 1-0.95)=( 64.5- tD )/(1-0.989)解得塔顶温度tD =64.61 T用内插法求得进料温度(78-81.70 ) /(0.30-0.20)=(tF -81.

24、70 ) /(0.267-0.20)解得 tF =79.22 C用内插法求得塔釜温度(96.4-100.00 ) /0.02= (tW -100.00 ) /0.000711解得 tW =99.872 C精馏段平均温度：tm 仁(64.61+79.22)/2=71.92 C提留段平均温度：tm2=(79.22+99.872)/2=89.55 C3.5.2平均摩尔质量(1) .塔顶平均摩尔质量由y1=X=0.989，计算得出x1=0.957MVdm=0.989 x 32.04+(1-0.989) x 18.02=31.886 kg/kmolMd=0.957 x 32.04+(1-0.957) x

25、 18.02=31.437 kg/kmol(2) .进料板平均摩尔质量的计算由图解理论板可以得出Xf=0.267，计算得出Yf=0.594Mrf0.594 x 32.04+(1-0.594) x 18.02=26.35 kg/kmolMLfm=0.267 x 32.04+(1-0.267) x 18.02=21.76 kg/kmol(3) .塔釜平均摩尔质量的计算Xw=Y=0.000711 , X14=0.000177MVw=0.000711 x 32.04+(1-0.000711) x 18.02=18.030kg/kmolMLwm=0.000177 x 32.04+(1-0.000177)

26、 x 18.02=18.022 kg/kmol(4) .精馏段平均摩尔质量的计算Mh=(31.886+26.35)/2=29.118 kg/kmolMLM=(31.437+21.76)/2=26.599kg/kmol(5) .提馏段平均摩尔质量的计算M'v=(26.35+18.030)/2=22.19 kg/kmolM、LM=(21.76+18.022)/2=19.891kg/kmol3.5.3液体平均表面张力计算A为甲醇，B为水(1) :塔顶液相平均表面张力计算查求得tD =64.61 C(T A=19.732mN/mc B=65.219mN/m(T LDh=0.989 X 19.7

27、32+(1-0.989) X 65.219=20.232mN/m(2) :进料液相平均表面张力计算查得tF=79.22 C下c A=49.458mN/mc B=62.639mN/mc lr=0.267 X 49.458+(1-0.267) X 62.639=59.119mN/m塔釜液相平均表面张力计算查得t w=99.872 C下c A =58.610 mN/m c B=58.816 mN/mc lw=0.000711 X 58.610+ (1-0.000711 ) X 58.816 mN/m=58.816 mN/m 因此：精馏段液相平均表面张力c LM=(20.232+59.119)/2=3

28、9.68 mN/m 提馏段液相平均表面张力c 'LM=(59.119+58.816)/2=58.97 mN/m3.5.4平均密度的计算气相平均密度的计算：由理想气体状态方程得T=(Td+Tf)/2=71.92 C101.325 29.118_ PM VMVM =/RT 8.314 (71.92273.15)31.028 kg/m3液相平均密度的计算:1/LM =aA /LA +aB / LB塔顶液相平均密度的计算:由 t d =64.61 T，查得甲醇=736.3 kg/m3水=980.71 kg/m3塔顶液相质量分数0.99380.989 32.040.989 32.04 0.011

29、 18.02131 737.44 kg/m(0.9938 / 736.3)(0.0062 / 980.71)塔釜液相平均密度的计算:由 t w=99.872 C查得3甲醇=704.12 kg/m°3水=958.275 kg / m塔釜液相质量分数0.000711 32.040.000711 32.04 0.9993 18.020.00126-957.84 kg / m3(0.00126/704.12) (0.9987/958.275)进料板液相平均密度的计算:由 t f =79.22 °C 查得33甲醇=721.78 kg / m 水=972.27 kg / m进料板液相质

30、量分数0.267 32.040.267 32.04 0.733 18.020.3931855.58 kg / m3(0.393/721.78)(0.607 / 972.27)因此：精馏段液相平均密度为=(737.44+855.58 ) /2=796.51 kg / m 3提馏段液相平均密度为3=(855.58+957.84 ) /2=906.71 kg / m 33.5.5液体平均粘度的计算液相平均粘度依下计算公式lg lm xlg i(1)塔顶液相平均粘度的计算：由 t d =64.61 C，查得da = 0.3286 mpa sDB =0.439 mpa slg LD =0.989 lg(

31、0.3286)+0.011lg(0.439)则 ld =0.3296 ( mpa s)(2)进料液相平均粘度的计算:由t f =79.22 C 查得FA =0.2796 mpa sFB =0.3534 mpa slg lf =0.267 lg(0.2796)+0.733lg(0.3534)则 LF =0.332( mpa s)(3) 塔釜液相平均粘度的计算:由 t w=99.872 C 查得WA =0.2283 mpa sWB =0.3165 mpa slg LW =0.000711 lg(0.2283)+0.9993lg(0.3165)则 LW =0.3164( mpa s)因此：精馏段液相

32、平均粘度为L=( LD + LF )/2=0.3308 mpa s提馏段液相平均粘度为L=( LF + LW)/2=0.3242 mpa s3.5.6气液体积流率的计算(1) 精馏段的气相与液相体积流率分别为：由已知条件 V =353.617 kmol / h L =242.189 kmol / h 得VS= VMvm =353.617 29.1182.7823( m3/s)3600 vm 3600 1.028LS = LMlm =242.189 26.5990.00225 ( m3/s)3600 LM 3600 796.52(2) 同理可以求得提馏段的气相与液相体积流率分别为：由已知条件 V

33、 =353.617 kmol / h L =655.735 kmol / h 得VS'=XMm=353.617 22.192.1203 (m/s)3600 vm 3600 1.028LS = lMlm =655.735 19.8910.0034(m3/s)3600 LM 3600 906.713.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径的计算设计中，板上液层高度h1由设计者选定，对常压塔一般取0.05 0.1m，因此取h1=0.06m,取塔板间距HT =0.45m那么分离空间：HT- h1=0.45-0.06=0.39m(1)精馏段两相流动参数计算如下所以 Flv =0.002252.

34、7823.寫=0'0225参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得:Cf 20 =0.083C f =C f 20200.2= 0.08339.68 0.2200.0950.2U f C f20200.5-=0.095796.51-1.0281.0280.52.643( m/s)般泛点百分率可取0.8 0.85，而本物系不易起泡,取泛点百分率为可求出设计气速DI 4 2.7823 *3.14 2.1144u n =0.8 f =0.8*2.643=2.1144( m/s)1.295m根据塔设备系列化规格，将 D圆整到D=1.5m作为初选塔径，因此重新校核流速u2.78230.785

35、1.5 1.51.575( m/s)实际泛点百分率为-曇°596塔截面积：at-D21.5 21.766 m2(2)提馏段两相流动参数计算如下所以 Flv =0 J90671 =0.04762.1203 1.028参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.0810.0.4H -3£M*aaaiiiismith关联图取泛点百分率为80%可求出设计D4 2.1203】,3.14 3.3010.2 0.2cs 58.97C f =C f 20= 0.0810.13920200.2°.50.5LV906.71-1.028u f C f20= 0.1394.

36、126( m/s)20V1.028般泛点百分率可取0.8 0.85，而本物系不易起泡气速u n =0.8 f =0.8*4.126=3.301( m/s)1.104m重新校核流速u2.1203n1.2005( m/s)0.785 1.5 1.5实际泛点百分率为n 1.2005 0.291f 4.126根据塔设备系列化规格，将 D圆整到D=1.5m作为初选塔径，因此塔截面积:-D21.5 21.766 m2塔径0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.02.0 2.4板间距0.2 0.30.3 0.350.35 0.450.45 0.60.5 0.844塔板间距与塔径关系3.6.2精

37、馏塔有效高度的计算化工单元过程及设备课程设计精馏段有效高度Z精N精-1 Ht 710.452.7 m提馏段有效高度Z提N提-1 Ht1210.454.95 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.9m，因此精馏塔的有效高度为:Z=Z 精 +Z 提 +0.9=2.7+4.95+0.9=8.55m3.7塔板的主要尺寸计算3.7.1溢流装置计算由上面计算可得塔径D=1.5m,选用单溢流弓形管降液管，不设进口堰。计算如下:堰长 Lw 取堰长 LW 0.7D0.7 1.51.05m溢流堰高度hw 由hw=hl-how,选用平直堰，堰上液层高度精馏段取EThow走120.00225 3600 1.050.0

38、111 m22.84ELh 31000l wh ow25取 hl=60mm,因此 hw=0.06-0.0111=0.0489m2 84提馏段E=1,how阪120.0034 3600 s1.050.0146 m取 hl=60mm,因此 hw=0.06-0.0146=0.0454m弓形降液管宽度 Wd和截面积A由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得:譽 0-149才。.。88Wd =0.149 X 1.5=0.2235mAf 0.0881.52 0.1554 m24验算液体在降液管内停留时间精馏段：AfHT °.1554 °45 31.08s>5sLs0.0022

39、5化工单元过程及设备课程设计Af Ht0.1554 0.45提镏段：-厂101.569s>5sLS0.0034停留时间>5s故降液管尺寸可用降液管底隙高度L'h S ，取 00.07m/s° iwu0 '则精馏段：0.00225ho0.031m1.05 0.07h00.0310.0489 hwhw h00.0484-0.03仁0.0174m取hw 0.05是符合的。二 hl h h0w =0.05+0.00111=0.0611m提镏段：iv 0.2m/sho0.00341.05 0.250.013mhw h00.0454-0.013=0.0324m二 hl

40、 h0 h0w =0.05+0.0146=0.0646m修正后hL对Un影响不大，顾塔径计算不用修正 故降液管底隙高度设计合理。3.8塔板布置3.8.1塔板的分块由于D=1.5m> 800mm因此塔板采用分块式，如下:塔径80012001400160018002000塔板的分块数345查表得塔板分为4块3.8.2开孔面积计算A2 x r22 x2 1 r sin180-（其中 Ws=0.08m=Ws' Wc=0.04mrxDWW1.50.080.040.6322D1 5rvw；0.040.712 2代入解得Aa 1.513 m23.8.3筛孔计算及其排列由于此设计中物系无腐蚀性，

41、选用S=3mn碳钢板，取筛孔直径d0 5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t为t 3d0 3 5 15mm开孔率为0.907（空）2 0.907 （吸5）2 10.1%t0.015A0 A 1.513 10.1%0.1528m2筛孔数目n为n聲 4吐冬7786孔d03.14 0.005则：精馏段气体通过阀孔的气速：Vsa。2.78230.152818.21m/s提馏段气体通过阀孔的气速虫皿 13.88m/sAo 0.15283.9筛板的流体力学验算3.9.1干板阻力hc计算由do/ 8=1.67查图化工原理下图10-45得c0 =0.77223精馏段:VU0 A2.78230.1528hc=

42、*2g2UoCo提馏段:VsAhc=丄*2g筛孔的流量系数18.209 m/s-=0.051 出LCo吐03 13.88m/s0.1528'2CoUo工=0.051LCo3.9.2气体通过液层的阻力精馏段:VsUaAtAf2.78231.766-0.1554相应的气体动能因子Fa= 0.051 空090.772= 0.05113.880.7721.028796.510.0366m 液柱1.028906.710.0187m 液hl计算1.7275(m/s)Ua 0.51 .72751.028 0.51.7515查化工原理下图10-46得：B =0.583.0充气系数P和动能'几间

43、的关系hi(hw h°w)hL 0.58 0.0611 0.0354m 液柱提馏段：Vs2.1203Ua -1.3165(m/s)At Af1.766-0.1554相应的气体动能因子Fa ua 0.5 1.3165 1.028 0.5 1.3348查化工原理下图10-46得：B =0.615hl(hwhow)九 0.615 0.06460.0397m 液柱3.9.3液体表面张力的阻力计算4精馏段：h =981 Ld。I4提馏段：h =981 Ld。39.68 109.81 796.51 5 104 58.97 109.81 796.51 5 100.00406m0.00604m气体通

44、过每层塔板的液柱高hp可按下计算hp hchihff精馏段 hp=0.0366+0.0354+0.00406=0.07606m 液柱Pp hp lg 0.07606 796.51 9.81594.315Pa提馏段 hp=0.0187+0.0397+0.00604=0.0644m 液柱Pp hp lg 0.0644 906.71 9.81572.83Pa3.9.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小,而且在此次设计中，塔径与液流量都不大，因此可以忽略液面落差的影响。3.9.5液沫夹带的校核hf 25 hL0.06112.50.1528m精馏段:3.25.7 10 6Ht hf39.68 10 3 0

45、.45 0.1283.21.7275、亠0.0310Kg 液/Kg汽此设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内，符合要求hf2.5 hL 0.06462.5 0.1615m提馏段:63.25.7 10 6uaev一Ht hf5.7 10 658.971.3165103 0.45 0.16153.20.00478Kg 液/Kg汽此设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内，符合要求3.9.6漏液的校核对于筛板塔，漏液点气速的计算uow 4,4C0 . (0.0056 0.13hL ho-) p l / p将数据带入得: 精馏段:uow 4.4 0.772. (0.0056 0.13

46、 0.06 0.0022) 805.54/2.746.16m/s实际孔速:u012.56n/s> u ow稳定系数:上込2.041.5u ow616提馏段:化工单元过程及设备课程设计uow 4.40.772 (0.0056 0.13 0.06 0.00205) 789.63 2.71 6.18m/s实际孔速：'Iu° 12.56 m / s > u ow稳定系数:I'u012.56K02.031.5u 6.18ow所以此设计不会产生液漏现象。3.9.7溢流液泛条件的校核为防止塔内发生液泛，降液管内清液层高HcK© ( Ht hw)对于设计中的甲醇

47、一水物系，取©=0.6,即 Hd < 0.60.45 hw由于板上不设进口堰因此：精馏段2 2hd 0.153 -LS0.1530.002250.00073mlwho1.05 0.031Hd hp h| hd0.076060.03540.000730.1122m0.1122=Hd< 0.60.45 hw=0.6 x(0.45+0.0484 ) =0.29904m提馏段2Ls0.00342hd0.153 -0.153 -0.00949ml who1.05 0.013Hd' hp hl hd0.06440.03970.00949 0.1136m0.1136=Hd

48、9; < 0.60.45 h、w =0.6 x(0.45+0.0454 ) =0.297m结论：在此设计中不会发生淹泛现象3.10塔板负荷性能图3.10.1漏液线由 Uow 4.4C0 (°.0056°.13hL hP L / PVhLhw howVS ,minA0u ow25化工单元过程及设备课程设计ow2.84Lh1000lw精馏段:Vs.min(0.0056O.13 hw2/3284 e Lh1000 lwh(Xp l / p V24.4 0.772 0.1528 0.0056 0.13 0.0484 0.6657I?30.00406796.71/1.028解得

49、 Vs min=0.519.6.069967.07l2/3s提馏段:VS.min4.4 C0A00.0056013 hw2.84 E 10002/3Lhl wmin =0.519 一 4.8176了6,334.4 0.772 0.1528_ 0.0056 0.13 0.0454 0.6657l；/30.00604906.71/1.028L$/(m3/s)0.6 10 31.5 10 33.0 10 34.5 10 3精馏段1.3281.3681.4181.459VS/(m3/s)提馏段1.2021.2521.3141.363VS/(m3/s)解得Vs,2/3s漏液线计算结果3.10.2液沫夹带线以eV 0.1 kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系:5.710 6eV由(T(-HTua_)3.2 hr精馏段:VsVsAtAf1.766-0.15540.621Vs(m/s)化工单元过程及设备课程设计hw0.0484mh°w2.8410002/3d 3600ls1 s1.00320.6657lf/3hf2.5hL2.5hwhow2.50.04840.6657I?30.1211.664ls2/3Hthf 0.3291.664l2/35.7 10 63.2HtUa hf10639.68 10 35.70.621VS0.329 1.664lf/33.20.1整