化工原理课程设计-精馏塔设计.doc

化工原理课程设计 1 原理课程设计任务书原理课程设计任务书 目目 录录 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1 1 目录目录 2 2 一、设计概述一、设计概述 2 2 二、设计方案的确定及流程说明二、设计方案的确定及流程说明 5 5 （一）（一） 塔板设计的要求塔板设计的要求5 （二）装置的确定（二）装置的确定5 （三）流程图（三）流程图6 （四）操作条件（四）操作条件6 三、塔的工艺计算三、塔的工艺计算 6 6 （一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算7 （二）全塔物料衡算（二）全塔物料衡算7 （三）塔板数的确定（三）塔板数的确定7 四、塔的工艺条件及物性数据计算四、塔的工艺条件及物性数据计算 9 9 五、气液负荷计算五、气液负荷计算 1212 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 1313 七、筛板流体力学验算七、筛板流体力学验算 1717 八、塔板负荷性能图八、塔板负荷性能图 1919 ( (一一) )精馏段精馏段19 （二）提馏段（二）提馏段22 九、设计结果一览表九、设计结果一览表 2525 十、同组成员数据比较十、同组成员数据比较 2626 十一、设计评述及讨论十一、设计评述及讨论 2727 十二、重要经验关联式十二、重要经验关联式 2828 十三、参考文献十三、参考文献 2828 化工原理课程设计 2 一、设计概述一、设计概述 高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸 收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再 生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填 料技术上不断改进。我国近 20 年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼 油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处 理高液体通量的 dt 塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率 的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆 500 万吨年的润滑油型炼油 厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达p8400mm，由国内研制的 p10000mm 大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备 可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡 罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、s 型、多降液管塔板等；另一类是无 降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的 塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。 1 板式塔是使用量大，应用范围广的重要气液传质设备。最早的板式塔有泡罩塔和筛 板塔。到 20 世纪 50 年代出现了一些生产能力大和分离效果更好的板式塔，其中浮阀塔 由于具有塔板效率搞，操作稳定等有点尔得到广泛应用。20 世纪 60 年代初，机构简单的 筛板塔克服了自身的某些缺点之后，应用又日益增多起来。 2 为了有效实现气液两相之间的物质传递，要求塔板具有一下两个作用： 塔板是保持良好的气液接触条件，造成较大的接触面，而且气液接触表面不断更 新，以增加传质速率。 保证气液多次逆流接触，防止气液短路夹带与返混，使塔内各处能提供最大的传 质推动力。 （一）泡罩塔 泡罩塔是应用最早的板式塔，是 celler 于 1813 年提出的，其主要构件是泡罩、升气 管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因 升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质， 操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修 不便，且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但 鉴于其某些优点，仍有沿用。 化工原理课程设计 3 （a） （b） 图图 6 泡罩塔泡罩塔 （二）浮阀塔 浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮 动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可 根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 f1 型（v1 型） 、 v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性 能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（jb111881） 。其阀孔直 径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 f-1 型 v-4 型 a 型 十字架型 方形浮阀 图图 7 浮阀塔板浮阀塔板 （三）筛板塔 筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通 过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。 筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便， 造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率 接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏 的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的 物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种 塔型。 3 化工原理课程设计 4 垂直筛板 斜台装置导向孔 林德筛板 图图 8 筛板塔板筛板塔板 二、设计方案的确定及流程说明二、设计方案的确定及流程说明 对塔板的要求对塔板的要求 生产能力要大，即单位面积上气体和液体通量大。 板效率高。塔板效率高板数就少，对于板数一定的塔，板效率高可以提高产品质 量后者减少回流比（或气液比） ，减少能耗，降低操作费用。 压降小。气体通过单板压降小，能耗低。对于精馏则可以降低釜压力和釜温，这 对于处理高沸点和易发生自聚分解的物系尤其重要。 操作范围宽。当塔内操作的气液负荷波动使不至于影响塔的正常操作。 结构简单，制造维修方便，造价低廉。 装置流程的确定装置流程的确定 精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设 备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器 和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程 时应考虑余热的利用，注意节能。 苯甲苯饱和蒸汽（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，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。操作时，连续的从再沸器取出 化工原理课程设计 5 部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并 将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作 为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。 流程图流程图 如右图所示： 操作条件操作条件 操作压力：精馏操作可在常压、减压 和加压下进行。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，本 设计中已制定为塔顶压力为 4kpa。 进料热状态：进料状态有 4 种，可用 进料状态参数 q 值来表示。本设计中已制 定为饱和蒸汽进料：。0q 加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加 热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加 热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液 起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、 轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应 降低，故需在提留段增加塔板以达到生产 要求。 回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量 d 一定时，v 的大小取决于回流比。 一般取操作回流比为最小回流比的 1.12 倍，即。r min 0 . 21 . 1r 三、塔的工艺计算三、塔的工艺计算 已知参数：苯、甲苯混合液处理量，f5200kg/h；0.41 f x 1 0.10.99 d x ；回流比 r（自选） ；进料热状况，；塔顶压强，；单板压降0.02 w x0q kpap4 塔顶 不大于。由石油化工基础数据手册 ，卢焕章等编著，化学工业出版社，kpa7 . 0 可知： 306 309 p 表表 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质 项目分子式分子量 m沸点（k） 临界温度 tc（）临界压强 pc（atm） 苯 a 甲苯 b 66 78 c h c h 78.115 92.141 80.100 110.625 288.94 318.57 48.34 44.55 由石油化工基础数据手册p457 可知： 306 309 p 化工原理课程设计 6 表表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 c 0 60708090100110120130140 0 a p 391.45 mmhg 550.80 mmhg 757.62 mmhg 1020.9 mmhg 1350.4 mmhg 2.313 atm 2.964 atm 3.746 atm 4.674 atm 0 b p 138.95 mmhg 203.74 mmhg 291.21 mmhg 406.73 mmhg 556.31 mmhg 746.58 mmhg 984.70 mmhg 1278.4 mmhg 1653.7 mmhg 由石油化工基础数据手册可知： 306 309 p 表表 3 液体的表面张力液体的表面张力 温度8090100110120 苯，mn m 21.2720.0618.8517.6616.49 甲苯，mn m 21.6920.5919.4918.4117.34 由石油化工基础数据手册可知： 306 309 p 表表 4 苯与甲苯的液相密度苯与甲苯的液相密度 温度()6080100120140 苯,kg/ 3 m836.6815.0792.5768.9744.1 甲苯,kg/ 3 m829.3810.0790.3770.0748.8 由石油化工基础数据手册可知： 306 309 p 表表 5 液体粘度液体粘度 l 温度()8090100110120 苯 （）mpa s a 0.3080.2790.2550.2330.215 甲苯（ ）mpa s a 0.3110.2860.2640.2450.228 由化工工艺设计手册 （下册）国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版 社 表表 6 6 常压吓苯常压吓苯甲苯溶液的平衡数据甲苯溶液的平衡数据 液相中苯的摩 尔分数 气相中苯的摩 尔分数 温度c 液相中苯的摩 尔分数 气相中苯的摩 尔分数 温度c 0.00.0110.659.278.989.4 8.821.2106.170.085.386.8 20.037.0102.280.391.484.4 30.050.098.690.395.782.3 39.761.895.295.097.981.2 48.971.092.1100.0100.080.2 化工原理课程设计 7 （一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算 1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 99/78.115 0.992 99/78.115 1/92.141 d x 2.0/78.115 0.0235 2.0/78.11498/92.141 w x 2）平均分子量 0.450 78.115(1 0.450) 92.14185.829/ f mkg kmol 0.992 78.115(1 0.992) 92.14178.227/ d mkg kmol 0.0235 78.115(1 0.0235) 92.14191.811/ w mkg kmol （二）全塔物料衡算（二）全塔物料衡算 总物料衡算 （1）5200dw 易挥发组分物料衡算 （2）0.99 0.020.41 5200dw 联立上式（1） 、 （2）解得： 5200fkg h2090.7dkg h 3109.3wkg h 则 5200 f60.59 85.829 f f m hkmol / 2090.7 d26.72 78.227 d d m hkmol / 3109.3 w33.87 91.811 w w m hkmol / （三）塔板数的确定（三）塔板数的确定 塔板数塔板数的计算的计算 t n 在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法 t n 如下： （1）根据苯甲苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如上一页所示） 。通过气液 平衡关系计算，计算结果列于上表 2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对 角线，并标出 c 点（、） 、e 点（、） 、a 点（、）三点； w x w x f x f x d x d x （2）求最小回流比及操作回流比。因饱和蒸汽进料即，所以其 q 线方程 min rr0q 为一水平直线，在 x-y 图中对角线上自点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点坐 41/78.115 0.450 41/78.11559/92.141 f x 化工原理课程设计 8 标为（） ，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回0.450,0.260 qq yx 流比计算式： min 0.9920.450 2.85 0.4500.260 dq qq xy r yx 取操作回流比： min 1.51.5 2.854.275rr 精馏段操作线方程： 14.2750.992 0.8100.188 114.275 14.275 1 d r yxxxx rr 其截距为 0.188 即点，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与 q(0,0.188)bba 线交于点，连接点、点 可作出提馏段操作线方程。ddc 按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器） ，其中精馏段理13 112 t n 论板数为 7 层，提馏段为 5 层（不包括再沸器） ，第 8 层为加料板图如上一页所示 2. 全塔效率全塔效率 t e 依式：，根据塔顶、塔底液相组成查 t -x-y 图，求得塔平均温 mt elg616 . 0 17 . 0 度为：，温度下进料液相平均粘度为： 109.681.2 95.4 2 (1)0.45 0.2661 0.450.2740.2704. mff xxmpa s 苯氯苯 其中：104.9下的245 . 0 255 . 0 )255 . 0 215 . 0 ( 100120 100 9 . 104 苯 351 . 0 363 . 0 )363 . 0 313 . 0 ( 100120 100 9 . 104 氯苯 则0.170.616lg0.170.616lg0.27040.519952% tm e 3. 实际塔板数实际塔板数n 精馏段： 提馏段： 7 13.614 0.52 n 精 （层） 5 9.610 0.52 n 提 （层） 故实际塔板数：（层）14 1024n 四、塔的工艺条件及物性数据计算四、塔的工艺条件及物性数据计算 1. 操作压强操作压强 m p 塔顶压强，取每层板的压降为 0.7kpa，则进料板的压强为：4 101.325105.325 d pkpa ，塔底压强为：，故精馏段14 0.7 105.325115.125 f pkpa24 0.7122.125 wd ppkpa 平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为： 105.325 115.125 110.225 2 m pkpa （精） 115.125 122.125 118.625 2 m pkpa （提） 2. 温度温度 m t 化工原理课程设计 9 根据操作压强，由下式试差计算操作温度：，经试差得到塔顶： bbaa xpxpp 00 ，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度： 0 81.6 d tc 0 102.37 f tc116.23 w tc 0 ，提馏段的平均温度：。 0 81.6 102.37 91.985 2 m tc ，精, 116.23 102.37 109.3 2 m t 提 c 0 3. 平均分子量平均分子量 m m 塔顶：， 1 0.992 d xy 1 0.980x 0.992 78.115(1 0.992) 92.14178.227/ vdm mkg kmol 0.980 78.115(1 0.980) 92.14178.396/ ldm mkg kmol 进料板：，0.52 f y 0.31 f x 0.52 78.1151 0.5292.14184.847/ vfm mkg kmol 0.31 78.1151 0.3192.14187.793/ lfm mkg kmol 塔底： , 0.018 w x 0.065 w y 0.065 78.1151 0.06592.14191.229/ vwm mkg kmol 0.018 78.1151 0.01892.14191.889/ lwm mkg kmol 则精馏段平均分子量： ， 78.22784.847 81.537/ 2 vm mkg kmol （精） ( 78.39687.793 83.0951/ 2 lm mkg kmol 精） 提精馏段平均分子量： 84.84791.229 88.038/ 2 vm mkg kmol （提） ( 87.79383.889 89.841/ 2 lm mkg kmol 提） 4. 平均密度平均密度 m 1）液相密度 lm 根据主要基础数据表 4，由内插法得：塔顶：， 3 813.224/ la kg m ，塔底：，由 3 808.432/ lb kg m 3 773.3863/ la kg m 3 773.8831/ lb kg m 化工原理课程设计 10 （为质量分率） 1 ab lmlalb aa a 塔顶： 0.98 78.115 0.9765 0.98 78.1150.02 92.141 a 1 0.97650.0235 b 塔底: 0.018 78.115 0.0153 0.018 78.1150.982 92.141 a 1 0.01530.9847 b 故塔顶：，即； 10.97650.0235 813.224808.432 lmd 3 813.1107/ lmd kg m 塔底：，即； 10.01530.9847 773.3863773.8831 lmw 3 773.8755/ lmw kg m 进料板，由加料板液相组成0.31 f x 0.31 78.115 0.2758 0.31 78.1151 0.3192.141 a a （） 1 0.27580.7242 b ，故 10.27581 0.2758 801.1982797.8537 lmf 3 798.7733/ lmf kg m 故精馏段平均液相密度： 813.1107798.7733 805.942 2 lm （精） 3 /mkg 提馏段平均液相密度： 3 ( 798.7733773.8755 786.3244kg/m 2 lm 提） 2） 气相密度 mv 3 110.225 81.537 2.9605/ 8.31491.985273.15 mv m mv p m kg m rt （精） （精） 3 118.625 88.038 3.2844/ 8.314109.3273.1 mv m mv p m kg m rt （提） （提） 5. 液体表面张力液体表面张力 m n i m ixi 1 根据主要基础数据表 3，由内插法得：,，21.0764/ a mn m 顶 21.514/ b mn m 顶 化工原理课程设计 11 ,，。18.5680/ a mn m 进 19.1701/ b mn m 进 16.9311/ a mn m 底 17.7434/ b mn m 底 , 0.980 21.07640.02 21.51421.0852/ m mn m 顶 , 0.31 18.56800.69 19.170118.9834/ m mn m 进 , 0.018 16.9311 0.982 17.743417.7288/ m mn m 底 则精馏段平均表面张力： ( 21.0852 19.1701 20.1277/ 2 m mn m 精） 提馏段平均表面张力： 18.9834 17.7288 18.3561/ 2 m mn m （提） 6. 液体粘度液体粘度 lm n i lm ixi 1 根据主要基础数据表 3，由内插法得：,，0.3034 a mpa s 顶 0.307 b mpa s 顶 ,， , 。0.2498 a mpa s 进 0.2595 b mpa s 进 0.2218 a mpa s 底 0.2344 b mpa s 底 0.98 0.3034(1 0.98) 0.3070.3035 l mpa s 顶 0.31 0.2498(1 0.31) 0.25950.2565 l mpa s 进 0.018 0.2218(1 0.018) 0.23440.2342 l mpa s 底 故精馏段平均液相粘度 ( 0.30350.2565 0.28 2 lm mpas 精） 提馏段平均液相粘度 0.25650.2342 0.2454 2 lm mpa s （提） 五、气液负荷计算五、气液负荷计算 精馏段： 1(4.275 1) 26.72140.948/vrdkmol h (3 140.948 81.537 1.0783/ 36003600 2.9605 vm s vm vm vms 精） （精） 4.275 26.72114.228/lrdkmol h 3 114.228 83.0951 0.003271/ 36003600 805.942 lm lm lm lsms （精） （精） 3 0.003271 360011.7772/ h lmh 化工原理课程设计 12 提馏段： 114.228/llkmol h (1)140.948(0 1) 60.5980.358/vvqfkmol h (3 8058 88.038 0.5983/ 36003600 2.9605 vm s vm vm vms 提） （提） 3 114.228 89.0951 0.003625/ 36003600 786.3244 lm s lm l m lms （提） （提） 3 0.003625 360013.0510/ h lmh 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 1. 塔径塔径d 塔板间距 ht的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。 表表 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系 塔径 dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0 板间距 ht，mm 200300250350300450350600400600 根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故0.45 t hm0.05 l hm ；精馏段：0.450.050.40 tl hhm 1 1 2 2 0.003271805.942 0.05005 1.07832.9605 lms svm l v （精） （精） 查化工原理-天津出版社（下册）图 35 史密斯关联图，可得 160 p 20 0.087c 依式 2 . 0 20 20 cc 校正物系表面张力为时20.1277/mn m 0.20.2 20 20.1277 0.0870.08711 2020 cc max 805.9422.9605 0.087111.4346/ 2.9605 lv v ucm s 可取安全系数为（安全系数） ，则0.80.60.8 max 0.80.7 1.43461.1477/um s 故。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速: 44 1.0783 1.0937 1.1477 s v dm 22 44 1.0783 0.9534/ 1.2 s v um s d 化工原理课程设计 13 提馏段： 1 1 2 2 ( 0.003625786.3244 0.094 0.59833.2844 lm s svm l v 提） （提） 查化工原理-天津出版社（下册）图 35 史密斯关联图，可得；依式 160 p 20 0.08c 2 . 0 20 20 cc 校正物系表面张力为时18.3561/mn m 0.20.2 20 18.3561 0.080.07864 2020 cc max 786.32443.2844 0.078641.2142/ 3.2844 lv v ucm s 可取安全系数为（安全系数） ，则0.80.60.8 max 0.80.8 1.21420.9714/um s 故。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速: 44 0.5983 0.8856 0.9714 s v dm 22 44 0.5983 0.5290/ 1.2 s v um s d 2. 溢流装置溢流装置 选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下： 精馏段： 1)溢流堰长：单溢流取（）d，取堰长为 0.66d，即 w l w l0.60.8 w l 0.66 1.20.792 w lm 2)出口堰高： w h owlw hhh 由，查化工原理-天津出版社（下册）0.660.792 w ldm 3 11.7772/ h lmh 图求的列线图计算可知： 164 p39 ow h0.015 ow hm 0.050.0150.045 w hm 提馏段：，查化工原理-天津出0.660.792 w ldm 3 11.777213.0510/ h lmh 版社（下册）图求的列线图计算可知： 164 p39 ow h0.0165 ow hm 故0.050.01650.0435 w hm 3)降液管的宽度与降液管的面积： d w f a 化工原理课程设计 14 由查（化工原理：图 310 弓形降液管的宽度与面积）得：/0.66 w ld 164 p ，/0.138 d wd /0.08 ft aa 故，利用0.1380.138 1.20.1656 d wdm 222 0.080.081.20.09048 44 f adm 式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 s tf l ha （，符合要求） 0.09048 0.45 12.45 0.003271 ft s a h s l 5s 4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 即：0.0150.0450.0150.03 ow hhm 提馏段： 1)溢流堰长：单溢流取（）d，取堰长为 0.66d，即 w l w l0.60.8 w l 0.66 1.20.792 w lm 2)出口堰高： w h owlw hhh ，查化工原理-天津出版社（下0.660.792 w ldm 3 11.777213.0510/ h lmh 册）图求的列线图计算可知： 164 p39 ow h0.0165 ow hm 故0.050.01650.0435 w hm 3)降液管的宽度与降液管的面积： d w f a 由查（化工原理：图 310 弓形降液管的宽度与面积）得：/0.66 w ld 164 p ，/0.138 d wd /0.08 ft aa 故，利用0.1380.138 1.20.1656 d wdm 222 0.080.081.20.09048 44 f adm 式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 s tf l ha （，符合要求） 0.09048 0.45 11.23 0.003625 ft s a h s l 5s 4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 o h15mm 化工原理课程设计 15 即：，圆整0.0150.04350.0150.0275 ow hhm0.03 o hm 3. 塔板布置塔板布置 精馏段：； 1)取边缘区宽度,安定区宽度mwc035 . 0 0.060 s wm 2)由式：计算开空区面积，其中： r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2 ， mw d r c 565 . 0 035 . 0 2 2 . 1 2 ； 所以 1.2 0.16560.060.3744 22 ds d xwwm 22212 0.3744 2 0.3744 0.5650.37440.565 sin0.8206 1800.565 a am 提馏段：1)取边缘区宽度,安定区宽度0.05 c wm0.08 s wm 2)由式：计算开空区面积，其中： r xr xrxaa 1 2 22 sin 180 2 ， 1.2 0.050.55 22 c d rwm ； 所以 1.2 0.16560.080.3544 22 ds d xwwm 22212 0.3544 2 0.3544 0.550.35440.55 sin0.7217 1800.55 a am 因此塔板布置图如下页所示。 4. 筛孔数筛孔数与开孔率与开孔率：n 精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取 0 d4mm4mm ，故孔中心距。0 . 3/ 0 dt3.0 512.0tmm 开孔率 （在 515范围内） ，则每层板上的开孔面 0 2 0 0.907 %10.08% () a a t a d 积为，气体通过筛孔的气速为： 0 a 2 0 0.10085 0.82060.08272 a aam 化工原理课程设计 16 ， 0 0 1.0783 13.0355/ 0.08272 s v um s a 0 2 0 0.08272 6583() 0.004 4 a n a 个 由（精馏段塔板设计图）图（a）可知与理论相差 296 个6287()n 个 2 0 62870.0040.0790 4 am 0 0 1.0783 13.6494/ 0.0790 s v um s a 提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取 0 d4mm4mm ，故孔中心距。 0 /3.2t d 3.2 412.8tmm 开孔率 （在 515范围内） ，则每层板上的开孔面 0 2 0 0.907 %8.857% () a a t a d 积为，气体通过筛孔的气速为： 0 a 2 0 0.08857 0.72170.06392 a aam ， 0 0 0.5983 9.3601/ 0.06392 s v um s a 0 2 0 0.06392 5087() 0.004 4 a n a 个 由（提馏段塔板设计图）图(b)可知与理论数相差 282 个4805()n 个 2 0 48050.0040.06038 4 am 0 0 0.5983 9.9089/ 0.06038 s v um s a 5.塔的有效高度塔的有效高度z 精馏段：14 0.456.3zm 提馏段：10 0.454.5zm 七、筛板流体力学验算七、筛板流体力学验算 1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度 p h hhhh lcp 1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得， c h 0/ 4/41d 由式 0 0.82c 2 2 0 ( 0 1113.64942.9605 0.05188 22 9.810.82805.942 v c l hm gc 精） 2 2 0 ( 0 119.90893.2844 0.03109 22 9.810.82786.3244 v c l hm gc 精） 化工原理课程设计 17 2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度： l h 精馏段： ， 1.0783 1.0363/ 1.131 0.09048 s a tf v m s aa 1.03632.96051.7831 aav fu 由与关联图查得板上液层充气系数，所以 0 a f 0 0.56 0 0.56 0.050.028 ll hhm 提馏段： ， 0.5983 0.5750/ 1.131 0.09048 s a tf v m s aa 0.57503.28441.0421 aav fu 由与关联图查得板上液层充气系数，所以 o a f 0 0.65 0.65 0.050.0325 lol hhm 3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度： h 精馏段 ， 3 0 44 20.1277 10 0.002546 805.942 9.81 0.004 l hm gd 故 0.051880.0280.0025460.082426 p hm 则单板压强： 0.082426 805.942 9.81615.70.7 ppl phgpakpa 提馏段 ， 3 0 44 18.3561 10 0.002380 786.3244 9.81 0.004 l hm gd 故 0.031090.03250.0023800.06597 p hm 则单板压强 ： 0.06597 786.3244 9.81508.90.7 ppl phgpakpa 2. 雾沫夹带量雾沫夹带量的验算的验算 v e 精馏段： 3.2 3.2 66 3 5.7 105.7 101.0363 0.01158/0.1/ 20.1277 100.452.5 0.05 a v tf ekgkgkgkg hh 液气液气 提馏段： 3.2 3.2 66 3 5.7 105.7 100.575 0.001928/0.1/ 18.3561 100.452.5 0.05 a v tf ekgkgkgkg hh 液气液气 化工原理课程设计 18 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 3. 漏液的验算漏液的验算 精馏段： vllow hhc /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0 805.9424.4 0.820.00560.13 0.050.002546 2.9605 5.8187/m s 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量 0 13.0355 2.24( 1.5) 5.8187 ow k 漏液。 提馏段： vllow hhc /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 0 786.32444.4 0.820.00560.13 0.050.002380 3.2844 5.5039/m s 筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。 0 9.9089 1.8( 1.5) 5.5039 ow k 4. 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由 wtd hhh 计算， 而精馏段： dlpd hhhh 22 0 0.003271 0.1530.1530.0029 0.792 0.03 s d w l hm lh （）（） 所以 取0.00290.050.0824260.1353 d hm5 . 0 则 故在设计负荷下不会发生液0.5 0.450.0450.2475 tw hhm wtd hhh 泛。 提馏段： 22 0 0.003625 0.1530.1530.003561 0.792 0.03 s d w l hm lh （）（） 所以 取，0.050.065970.0035610.1195 d hm5 . 0 则 故在设计负荷下不会发生0.5 0.450.04350.24675 tw hhm wtd hhh 液泛。 根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。 八、塔板负荷性能图八、塔板负荷性能图 ( (一一) )精馏段精馏段 1. 雾沫夹带线（雾沫夹带线（1） 化工原理课程设计 19 2 . 3 6 107 . 5 ft a v hh e 式中 （a）0.9611 1.131 0.09048 ss as tf vv uv aa ， 2 3 3 3600 2.52.52.84 10 s fwoww w l hhhhe l 近似取 , 0 . 1e0.045 ,0.792 ww hm lm 故 （b） 2 3 32/3 3600 2.5 0.0452.84 100.1125 1.9482 0.792 s fs l hl 取雾沫夹带极限值为。 已知，并 v e气液 kgkg/1 . 0 3 20.1277 10/n m 0.45 t hm 将代入得下式： ba , 2 . 3 6 107 . 5 ft a v hh e 整理得： 3.2 6 32/3 0.96115.7 10 0.1 20.1277 100.450.1125 1.9482 s s v l 2/3 2.1965 12.6791 ss vl 在操作范围内任取 4 个值，依上式算出相应的值列于附表中： s l s v 附表（附表（1） )/( 3 smls 3 1.0 10 3 2.0 10 3 3.0 10 3 4.0 10 3 5.0 10 3 6.0 10 )/( 3 smvs2.06971.99491.93281.87701.82581.7778 依表中数据在 vsls图中作出雾沫夹带线，如图 3(a)中线（1）所示。 2. 液泛线（液泛线（2） 由式 （a） twpwowd hhhhhh 近似取.0， 1e0.792 w lm 化工原理课程设计 20 由式： 2 2 3 3 33 36003600 2.84 102.84 101.0 0.792 ss ow w ll he l 故 （） 2/3 0.7793 ows hl 由式 pcl hhhh 22 0 000 2 2 11 22 9.81 12.9605 0.04461 2 9.81 0.82 0.082805.942 vsv c ll s s uv h gcc a v v 2/32/3 02 0.560.0450.77930.02520.4364 lwows hhhll 前已算出）0.002546hm 故 2 222/3 3 0.044610.02520.43640.0025460.044610.43640.02775 pssss hvl