5万吨年乙醇水精馏塔设计方案

中国矿业大学银川学院毕业设计 0 5 万吨 /年乙醇水精馏塔设计方案 计概述 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是一种很重要的原料。在很多地方，要求乙醇有不同的浓度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性。所以，得到高纯度的乙醇很有必要。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多次分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行，塔内装有若干层塔板。 为实 现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶回流装置，有时还要配原料液预热器，回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 设备的应用、分类及其特点 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。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影 响。塔设备的设计和研究受到化工、炼油等行业的极大重视。 塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究 中国矿业大学银川学院毕业设计 1 和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔。长期以来，人们最常用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。 板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，主要的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。 罩塔 泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、 吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下优点： （ 1） 操作弹性大 （ 2） 无泄漏、液气比范围大 （ 3） 不易堵塞，能适应多种介质 泡罩塔的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修不方便以及气相压力降较大。 板塔 筛板塔也是很早就出现的板式塔， 20 世纪 50 年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点： （ 1） 生产能力大（提高 20 40 ） （ 2）塔板效率高（提高 10 15 ） （ 3）压力降低（降低 30 50 ），而且结构简单，塔盘 造价减少 40 左右，安装维修都比较容易 阀塔 20 世纪 50 年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀塔之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点： （ 1）处理能力大 （ 2）操作弹性大 中国矿业大学银川学院毕业设计 2 （ 3）塔板效率高 （ 4）压力降小 其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。 2 设计方案的确定及流程说明 型选择 根据生产任务，若按年工作日 330 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为 5 万吨 /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。 作流程 本次设计为常压操作，乙醇 泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。为降低费用，塔釜采用直接蒸汽供热，不设再沸器，采用鼓泡管，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程如附录 B 所示 。 精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器、贮槽等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷却器中的冷却介质将余热带走。乙醇 泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 中国矿业大学银川学院毕业设计 3 3 精馏塔的工艺设计 塔物料衡算 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 乙醇的摩尔质量 = 4 6 . 0 7 /AM k g k m o = 1 8 . 0 2 /BM k g k m o 5 0 0 0 0 1 0 0 0 = 6 3 1 3 /3 3 0 2 4F k g h 进料组成 45%F (质量分率 ) 塔顶组成 94%D (质量分率 ) 塔底组成 (质量分率 ) 0 . 4 5 / 4 6 . 0 7 0 . 2 4 2 40 . 4 5 / 4 6 . 0 7 0 . 5 5 / 1 8 . 0 2 0 . 9 4 / 4 6 . 0 7 0 . 8 6 0 00 . 9 4 / 4 6 . 0 7 0 . 0 6 / 1 8 . 0 2 0 . 0 0 5 / 4 6 . 0 7 0 . 0 0 2 00 . 0 0 5 / 4 6 . 0 7 0 . 9 9 5 / 1 8 . 0 2 料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 4 6 . 0 7 ( 1 ) 1 8 . 0 2 2 4 . 8 1 9 3 /F F FM x x k g k m o l 4 6 . 0 7 ( 1 ) 1 8 . 0 2 4 2 . 1 4 3 0 /D D DM x x k g k m o l 4 6 . 0 7 ( 1 ) 1 8 . 0 2 1 8 . 0 7 6 1 /W W WM x x k g k m o l 料衡算 年实际生产天数为 330 天，每天工作 24 小时，则 : 中国矿业大学银川学院毕业设计 4 5 0 0 0 0 1 0 0 05 / = / 2 4 . 8 1 9 3 2 5 4 . 3 6 3 8 /3 3 0 2 4F k m o l h 万 吨 年 F D W (3 F D (3联立两式 ， 得 塔顶产品流量： 7 1 . 2 6 9 3 /D k m o l h 塔底残 液流量： 1 8 3 . 0 9 4 5 /W k m o l h 压下乙醇 平衡组成与温度关系 表 3常压下乙醇 平衡组成 液相中乙醇的摩尔分数 /x 气相中乙醇的摩尔分数 /y 温度 t/ 0 0 100 7 9 温度 利用表 3数据，由拉格朗日插值可求得： 8 2 . 78 2 . 7 8 2 . 32 3 . 3 7 2 6 . 0 8 2 4 . 2 4 2 3 . 3 7 8 2 1 67 8 . 4 17 8 . 4 1 7 8 . 1 57 4 . 7 2 8 9 . 4 3 8 6 . 0 0 7 4 . 7 2 7 8 0 6C 中国矿业大学银川学院毕业设计 5 1 0 0 . 0 01 0 0 . 0 0 9 5 . 50 1 . 9 0 . 2 0 9 9 6 3 8 0 . 3 9 1 12 8 8 . 8 6 8 52 均摩尔质量 精馏段：1 8 0 1 1t 8 0 . 7 7 9 . 8 8 0 . 3 9 1 1 8 0 . 7: 3 9 . 6 5 5 0 . 7 9 3 9 . 6 5x x 01 0=气相组成1 18 0 . 7 7 9 . 8 8 0 . 3 9 1 1 8 0 . 7: 6 1 . 2 2 6 5 . 6 4 6 1 . 2 2y y 01 0=所以 1 4 6 . 0 7 0 . 4 3 4 7 1 8 . 0 2 (1 0 . 4 3 4 7 ) 3 0 . 2 1 3 3 /LM k g k m o l 1 4 6 . 0 7 0 . 6 2 7 4 1 8 . 0 2 (1 0 . 6 2 7 4 ) 3 5 . 6 1 8 6 /VM k g k m o l 提馏段：2 8 8 8 5t 8 9 8 6 . 7 8 8 . 8 6 8 5 8 9: 7 . 2 1 9 . 6 6 7 . 2 1x x 02 0=气相组成2 28 9 8 6 . 7 8 8 . 8 6 8 5 8 9: 3 8 . 9 1 4 3 . 7 5 3 8 . 9 1y y 02 0=所以 2 4 6 . 0 7 0 . 0 7 3 5 1 8 . 0 2 (1 0 . 0 7 3 5 ) 2 0 . 0 8 1 7 /LM k g k m o l 2 4 6 . 0 7 0 . 3 9 1 9 1 8 . 0 2 (1 0 . 3 9 1 9 ) 2 9 . 0 1 2 8 /VM k g k m o l 度 已知，混合液密度： 1 =+( 为质量分率， M 为平均相对分子质量 )，不同温度下乙醇和水的密度见表 3 中国矿业大学银川学院毕业设计 6 混合气密度：表 3不同温度下乙醇和水的密度 温度 t/ 乙醇的密度3/kg m 水的密度3/kg m 温度 t/ 乙醇的密度3/kg m 水的密度3/kg m 80 735 5 720 5 730 00 716 0 724 求得在1 1 8 0 1 1t C： 8 5 8 0 8 0 . 3 9 1 1 8 07 3 0 7 3 5 7 3 5A, 37 3 4 . 6 0 8 9 /A k g m 8 5 8 0 8 0 . 3 9 1 1 8 09 6 8 . 6 9 7 1 . 8 9 7 1 . 8B, 3= 9 7 1 . 5 4 /97B k g m2 8 8 8 5t C： 8 5 9 0 8 8 . 8 6 8 5 8 57 3 0 7 2 4 7 3 0A , 37 2 5 . 3 5 7 8 /A k g m 8 5 9 0 8 8 . 8 6 8 5 8 59 6 8 . 6 9 6 5 . 3 9 6 8 . 6B , 3= 9 6 6 . 0 8 /46B k g m 在精馏段，液相密度1L: 11 =+11 11(1 ) 代入数据，求得：1 38 0 0 . 4 /238L k g m 气相密度：30 111003 5 . 6 1 8 6 2 7 3 . 1 5= 1 . 2 2 8 52 2 . 4 2 2 . 4 2 2 . 4 ( 2 7 3 . 1 5 ) / M T M 相密度2L: 21 =+22 22(1 ) 代入数据，求得：2 39 1 4 . 8 /604L k g m 中国矿业大学银川学院毕业设计 7 气相密度：30 222002 9 . 0 1 2 8 2 7 3 . 1 5= 0 . 9 7 7 32 2 . 4 2 2 . 4 2 2 . 4 ( 2 7 3 . 1 5 ) / M T M 面张力 不同温度下乙醇和水的表面张力见表 3元有机物 公式 : 1 / 4 1 / 4 1 / 400m S W W S 注：00 x V , 000 00 x V /W W V ， 0 0 0 /S S V 0) ， 2 / 3 2 / 3000 . 4 4 1 ( ) A B Q , ) , 0 1 式中下角标， w、 o、 s 分别代表水、有机物及表面部分，V、0、0为纯水、有机物的表面张力，对于乙醇 2q 。 表 3不同温度下乙醇和水的表面张力 温度 t/ 乙醇的表面张力 / /mN m 水的表面张力 / /mN m 70 18 0 17 15 0 00 馏段，1 8 0 1 1t C： 31 8 . 0 2 2 2 . 5 1 /8 0 0 . 4 2 3 8c m m o l 中国矿业大学银川学院毕业设计 8 30004 6 . 0 7 5 7 . 5 6 /8 0 0 . 4 2 3 8mV c m m o l 乙醇的表面张力：09 0 8 0 9 0 8 0 . 3 9 1 11 6 . 2 1 7 . 1 5 1 6 . 2 0 1 7 . 1 1 2 8 / 水的表面张力： 9 0 8 0 9 0 8 0 . 3 9 1 16 0 . 7 6 2 . 6 6 0 . 7 W6 2 . 5 2 5 7 /W m N m 2 2 200 0 0 0 0 0 0 0 0( ) ( 1 ) ( ) ( )W W W W x x V x V x V x V x V2 (1 0 . 4 3 4 7 ) 2 2 . 5 1 0 . 1 7 1 40 . 4 3 4 7 5 7 . 5 6 ( 0 . 5 6 5 3 2 2 . 5 1 0 . 4 3 4 7 5 7 . 5 6 ) 因为0 ,所以 1 0 . 4 3 4 7 0 . 5 6 5 3 20l g ( ) 0 . 7 6 6 0 2 / 3 2 / 3000 . 4 4 1 ( ) 0 . 9 2 5 3 1 . 6 9 1 3A B Q 联立方程组 ) ， 0 1 代入求得： ，0 1 / 4 1 / 4 1 / 400 2 . 1 3 7 4m S W W S ， 2 0 . 8 7 1 0 m N / 提馏段，2 8 8 8 5t C： 31 8 . 0 2 1 9 . 7 0 /9 1 4 . 8 6 0 4c m m o l 中国矿业大学银川学院毕业设计 9 30004 6 . 0 7 5 0 . 3 6 /9 1 4 . 8 6 0 4mV c m m o l 乙醇的表面张力：09 0 8 0 9 0 8 8 . 8 6 8 51 6 . 2 1 7 . 1 5 1 6 . 2 0 1 6 . 3 0 7 5 / 水的表面张力： 9 0 8 0 9 0 8 8 . 8 6 8 56 0 . 7 6 2 . 6 6 0 . 7 W 6 0 . 9 1 5 0 /W m N m 22 200 0 0 0 0 ( 1 ) ( 1 0 . 0 7 3 5 ) 1 9 . 7 0 4 . 0 9 9 6( ) 0 . 0 7 3 5 5 0 . 3 6 ( 0 . 9 2 6 5 1 9 . 7 0 0 . 0 7 3 5 5 0 . 3 6 ) x V x V 因为0 ,所以 1 0 . 0 7 3 5 0 . 9 2 6 5 20l g ( ) 0 . 6 1 2 7 2 / 3 2 / 3000 . 4 4 1 ( ) 0 . 8 1 1 6 = 0 . 1 9 8 9A B Q 联立方程组 ) ， 0 1 代入求得： ，0 1 / 4 1 / 4 1 / 400 2 . 4 3 2 7m S W W S ， 3 5 . 0 2 3 1 m N / 度 1 8 0 1 1t C，查表 3： 0 . 4 9 2 4A m p a s ， 0 . 3 5 4 8B m p a s 2 8 8 8 5t C，查表 3： 0 . 4 3 5 6A m p a s ， 0 . 3 2 0 9B m p a s 表 3不同温度下乙醇和水的黏度 温度 t/ 乙醇的黏度 /s 水的黏度 /s 中国矿业大学银川学院毕业设计 10 60 0 00 馏段黏度： 0 . 4 1 4 6AB 1 1 1+（ 1- ） =提馏段黏度： 0 . 3 2 9 3AB sx a 2 2 2+（ 1- ） =对挥发度 精馏段挥发度：由 = 2 . 1 8 9 7 提馏段挥发度：由 = = = =以 8 . 1 2 3 8 板数的计算 流比 将表 3数据作图得 y)曲线，如图 3 3示 。为方便计算机计算，在乙醇 线中，以 A(为分界线，将该曲线分成 B 两段，将其对应段曲线拟合成以下两式表示。 : 322 8 9 . 2 8 8 . 4 1 7 1 0 . 3 1 2 0 . 0 0 1 3 ( 0 0 . 1 2 4 )y x x x x : 320 . 9 3 0 9 1 . 2 3 2 5 0 . 9 3 7 8 0 . 3 7 7 6 ( 0 . 1 2 4 0 . 8 9 4 )y x x x x 在 上，过点 B（ 作相平衡曲线的切线 y 轴的交点为 D（ 0,，则 中国矿业大学银川学院毕业设计 11 0 . 8 6 0 0 0 . 20 . 2 3 . 31 0 . 2R 取操作的回流比为最小回流比的 ，即 m i 5 1 . 5 3 . 3 4 . 9 5 中国矿业大学银川学院毕业设计 12 、液相负荷 精馏段： 4 . 9 5 7 1 . 2 6 9 3 = 3 5 2 . 7 8 3 0 /L R D k m o l h ( 1 ) ( 4 . 9 5 1 ) 7 1 . 2 6 9 3 4 2 4 . 0 5 2 3 /VR k m oD 提馏段： 6 0 7 . 1 4 6 8 /L L F k m o l h 4 2 4 . 0 5 2 3 /V V k m o l h 、液体积流量 精馏段： 3113 5 2 . 7 8 3 0 3 0 . 2 1 3 3 0 . 0 0 3 7 /3 6 0 0 3 6 0 0 8 0 0 . 4 2 3 8m s 3114 2 4 . 0 5 2 3 3 5 . 6 1 8 6 3 . 4 1 5 2 /3 6 0 0 3 6 0 0 1 . 2 2 8 5m s 提馏段： 3222 0 . 0 8 7 3 0 . 0 0 3 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 9 1 4 . 7 6 25 8 6 . 0 3 144m s 3224 0 1 . 2 0 2 5 2 9 . 0 8 7 3 3 . 3 1 5 6 /3 6 0 0 3 6 0 0 0 . 9 7 7 7m s 作线方程 本设计采用直接蒸汽加热： *W W S * =摩尔物流假设： 1 4 2 4 . 0 5 2 3S V R D 精馏段 0 . 8 3 1 9 0 . 1 4 4 511 x 中国矿业大学银川学院毕业设计 13 提馏段 * * = 1 . 4 3 1 8 - 0 . 0 0 0 9x x =+ 论塔板数 精馏段： 操作线方程 1： 0 . 8 3 1 9 0 . 1 4 4 5 方程 2： 320 . 9 3 0 9 1 . 2 3 2 5 0 . 9 3 7 8 0 . 3 7 7 6 ( 0 . 1 2 4 0 . 8 9 4 )y x x x x 采用逐板计算法 ： 将1 0 0代入方程 2 中试差，解得1 。 将1 代入方程 1 中，解得2 。 将2 代入方程 2 中试差，解得2 。 将2 代入方程 1 中，解得3 。 计算结果如表 3示。 因此，精馏段理论塔板数为 22 块，提馏段理论塔板数为 3 块，从第 23 块进料，总理论板层数为 25块。 际塔板数 精馏段： 已知： = 0 . 4 1 4 6 m p a s 1 =所以： 0 . 2 4 5 0 . 2 4 510 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 ( 2 . 1 8 9 7 0 . 4 1 4 6 ) 0 . 5 0 1 7 122 4 3 . 8 5 0 90 . 5 0 1 7 取 44 块。 提馏段： 已知： = 0 . 3 2 9 3 m p a s 2 =所以： 0 . 2 4 5 0 . 2 4 520 . 4 9 ( ) 0 . 4 9 ( 8 . 1 2 3 8 0 . 3 2 9 3 ) 0 . 3 8 5 0 23 7 . 7 9 2 20 . 3 8 5 0 取 8 块。 中国矿业大学银川学院毕业设计 14 所以实际塔板数为 : 4 4 8 5 2 ，加料板位置在第 45 块塔板。 塔效率 全塔效率：0 025 4 8 . 0 852 表 3醇 精馏段1 22N 块 精馏段1 22N 块 理论板序号论板序号气相组成 1 1 5 6 7 8 9 0 1 2 馏段 2 3N 块 10 论板序号 液相组成 气相组成 1 11 3 2 4 3 5 4 中国矿业大学银川学院毕业设计 15 4 精馏塔主体尺寸的计算 径 精馏段： 横坐标：1 / 2 1 / 2110 . 0 0 3 7 8 0 0 . 4 2 3 8( ) ( ) 0 . 0 2 7 73 . 4 1 5 2 1 . 2 2 8 5s （液气动能参数） 取板间距 板上清液高度 则分离空间为 0 h m。 查史密斯关联图，得20 ,则 20 0 . 22 0 . 8 7 1 0= 0 . 0 8 7 0 . 0 8 7 720 （ ）20= （(气体负荷因子 ) 泛点气速 :1118 0 0 . 4 2 3 8 1 . 2 2 8 50 . 0 8 7 7 2 . 2 3 6 9 /1 . 2 2 8 5u C m s 取安全系数为 操作气速为： = 0 . 7 = 1 . 5 6 5 8 /Fu u m 4 3 . 4 1 5 21 . 6 6 6 53 . 1 4 1 . 5 6 5 84 圆整后 ，塔截面积： 22 2 . 5 4 4 74 m实际操作气速： 1 . 3 4 2 1 /m 提馏段： 横坐标：1 / 2 1 / 2220 . 0 0 3 6 9 1 4 . 8 6 0 4( ) ( ) 0 . 0 3 3 23 . 3 1 5 6 0 . 9 7 7 3s （液气动能参数） 取板间距 ，板上清液高度 ,则分离空间为 0 h m。 查史密斯关联图，得20 ,则 2 0 . 20 3 5 . 0 2 3 1= 0 . 0 8 7 = 0 . 0 9 7 320 （ ）20= （ (气体负荷因子 ) 泛点气速 : 2229 1 4 . 8 6 0 4 0 . 9 7 7 30 . 0 9 7 3 2 . 9 7 5 4 /0 . 9 7 7 3u C m s 取安全系数为 操作气速为： = 0 . 7 = 2 . 0 8 2 8 /Fu u m s 中国矿业大学银川学院毕业设计 16 塔径： 4 3 . 3 1 5 61 . 4 2 3 73 . 1 4 2 . 0 8 2 84 圆整后 ，塔截面积： 22 2 . 5 4 4 74 m实际操作气速： 1 . 3 0 2 9 /m 效高度 塔的有效高度 (不包括裙座、上封头 )： ( 2 )D T T F N S H S H H H 由于物料清洁，无需经常清洗设备，所以每隔 8 块塔板设置一人孔，则人孔数为 5 2 / 8 1 5 ，取 6 个。人孔间距取 ,塔顶空间 ，。 塔底空间 一般取釜液上方气液分离空间为 液停留时间为 5 分钟。 1 8 3 . 0 9 4 5 /W k m o l h 1 8 . 0 7 6 1 /WM k g k m o l 32 9 1 4 . 8 6 0 4 /L k g m 3321 8 3 . 0 9 4 5 1 8 . 0 7 6 1 / 0 . 0 0 1 0 /3 6 0 0 3 6 0 0 9 1 4 . 8 6 0 4m s m s 液柱高度 :224 4 0 . 0 0 1 0 5 6 0 0 . 1 1 7 93 . 1 4 1 . 8 所以 ( 1 . 0 0 . 1 1 7 9 ) 1 . 1 1 7 9BH m m ,取 则 1 . 0 ( 5 2 2 6 ) 0 . 4 5 6 0 . 7 0 . 6 1 . 2 = 2 6 . 8 流装置 本设计选用单溢流，弓形降液管，凹形受液盘，平直型溢流堰，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容 积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于 的塔中。 中国矿业大学银川学院毕业设计 17 流堰长 取 0 . 6 5 0 . 6 5 1 . 8 1 . 1 7 m 口堰高 W L h h0 . 0 0 2 8 4 2/3（ ），近似取 E=1 精馏段： 3 6 0 0 0 . 0 0 3 70 . 0 0 2 8 4 1 0 . 0 1 4 4 0 . 0 0 61 . 1 7m m 2/3（ ）（满足要求） =以， 0 . 0 7 0 . 0 1 4 4 0 . 0 5 5 6W 提馏段： 3 6 0 0 0 . 0 0 3 60 . 0 0 2 8 4 1 0 . 0 1 4 1 0 . 0 0 61 . 1 7m m 2/3（ ）（ 满 足 要 求 ） = 所以， 0 . 0 7 0 . 0 1 4 1 0 . 0 5 5 9W 液管宽度及降液管面积 由w 查图，得 d ，f 故： 2f = 0 . 0 7 0 2 . 5 4 4 7 = 0 . 1 7 8 1 d = 0 . 1 2 5 1 . 8 = 0 . 2 2 5 液体在降液管内停留时间为： 精馏段：f= 0 . 1 7 8 1 0 . 4 5 / 0 . 0 0 3 7 2 1 . 6 6 0 8 s 5 L ， 满足要求。 提馏段：f= 0 . 1 7 8 1 0 . 4 5 / 0 . 0 0 3 6 2 2 . 2 6 2 5 s 5 L ，满足要求。 中国矿业大学银川学院毕业设计 18 液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速一般为 s，取液体通过降液管底隙的流速0u = m / s，则有： 精馏段： 0 00 . 0 0 3 7 0 . 0 4 5 21 . 1 7 0 . 0 7 0 . 0 5 5 6 0 . 0 4 5 2 0 . 0 1 0 4 0 . 0 0 6h m m 故设计合理 提馏段： 0 00 . 0 0 3 6 0 . 0 4 4 01 . 1 7 0 . 0 7 0 . 0 5 5 9 0 . 0 4 4 0 0 . 0 1 1 9 0 . 0 0 6h m m 故设计合理 板布置 板分布 本设计塔径 ，采用分块式塔板 ,以便通过人孔装拆塔板，分成 5 块。 缘区宽度与安定区宽度 取 0 5 m。 孔区面积 a 1222 s 02 其中， 1 . 8 0 . 0 5 0 . 8 522 m 1 . 8 0 . 2 2 5 0 . 0 7 5 0 . 622 W m 2 2 2 1 20 . 62 0 . 6 0 . 8 5 0 . 6 0 . 8 5 s i n 1 . 4 0 1 9 0 0 . 8 5 中国矿业大学银川学院毕业设计 19 孔数及其排列 乙醇 选用 =3的碳钢板，0 5d 正三角形排列，取0/ 故 孔中心距： 3 . 0 5 . 0 0 . 0 1 5 开孔率：0 22 9 0 7 0 . 9 0 7 0 . 1 0 0 8 5 % 1 5 %( / ) 3 . 0AA t d （ ， ） 每层塔板上的开孔面积： 20a 0 . 1 0 0 8 1 . 4 0 1 9 0 . 1 4 1 3 每层塔板的开孔数为： 02200 . 1 4 1 3 7 1 9 6 . 3 4 9 9 7 1 9 73 . 1 4 0 . 0 0 544 气体通过筛孔的气速：精馏段， / 3 . 4 1 5 2 / 0 . 1 4 1 3 2 4 . 1 6 9 9 m / so s A 提馏段， / 3 . 3 1 5 6 / 0 . 1 4 1 3 2 3 . 4 6 5 0 m / so s A 中国矿业大学银川学院毕业设计 20 5 塔板的流体力学验算 降校核 +p c lh h h h 板阻力 20 . 0 5 1 0 5 1 6 73(板厚取 3 查图，得 0 精馏段 : 22 4 . 1 6 9 9 1 . 2 2 8 50 . 0 5 1 = 0 . 0 6 8 0 8 2 8 0 0 . 4 2 3 8 提馏段 : 22 3 . 4 6 5 0 0 . 9 7 7 30 . 0 5 1 = 0 . 0 4 4 6 8 2 9 1 4 . 8 6 0 4 体通过液层阻力 w （ ） 2f = 22 4 7 精馏段： 3 . 4 1 5 2 1 . 4 4 3 1 /2 . 5 4 4 7 0 . 1 7 8 1m 1 1 . 5 9 9 5a a 查图得， 0 . 0 4 4 8Ll 提馏段： 3 . 3 1 5 6 1 . 4 0 1 0 /2 . 5 4 4 7 0 . 1 7 8 1m 2 1 . 3 8 5 0a a 查图得， 0 . 0 4 6 2Ll 中国矿业大学银川学院毕业设计 21 体表面张力阻力 精馏段： 3 3