连续筛板塔乙醇-水精馏工艺流程和主体设备设计.doc

化 工 原 理 课 程 设 计 1 前前 言言 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是重要的一种原料。 在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，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，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的 乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，可采用连续精馏的方法，因为乙 醇和水的挥发度相差较大。精馏是传质分离过程，即同时进行多次部分汽化和部 分冷凝的过程，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 形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏 分离操作，必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可见，单有精馏塔 主体还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料 液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个精馏操作。 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程 中都得到了广泛的应用，因此我们进行板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计 流程和应注意的事项是非常必要的。 化 工 原 理 课 程 设 计 2 目目 录录 前前 言言 .1 摘摘 要要 .6 abstractabstract .6 第一章第一章 设计概述设计概述 7 1.11.1 塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备在化工生产中的作用与地位 .7 1.2 塔设备的分类 7 1.3 板式塔 7 1.3.1 泡罩塔 8 1.3.2 筛板塔 8 1.3.3 浮阀塔 8 第二章第二章 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 .10 2.1 塔型选择.10 2.2 加热方式.10 2.3 选择适宜回流比.10 2.4 回流方式.10 2.5 操作流程.10 第三章第三章 塔的工艺计算塔的工艺计算 .12 3.1 塔的物料衡算.12 3.1.1 查阅文献 .12 3.1.2 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 .12 3.1.3 最小回流比及操作回流比 r 12 min r 3.1.4 平均摩尔质量 .13 3.1.5 物料衡算 .14 3.2 塔板数的确定.14 3.2.1 用图解法求理论板 .14 化 工 原 理 课 程 设 计 3 3.2.2 全塔效率的估算 .15 3.2.3 实际塔板数 .16 第四章第四章 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 .17 4.1 操作压强的计算 pm17 4.2 操作温度计算.17 4.3 平均摩尔质量计算.17 4.4 平均密度计算.18 4.4.1 液相 .18 4.4.2气相19 4.5 表面张力.19 4.6 平均流量计算.20 4.6.1 精馏段平均流量计算 .20 4.6.2 提馏段平均流量计算 .20 第五章第五章 板式塔的主要工艺尺寸计算板式塔的主要工艺尺寸计算 .21 5.1 塔经的计算 .21 5.1.1 精馏段塔经的计算： .21 5.1.2 提馏段塔经的计算： .22 5.2.溢流装置的计算.22 5.2.1 提馏段溢流装置的计算： .22 5.2.2 精馏段： .23 5.3 塔板布置 .24 5.4.筛孔数n与开孔率.25 第六章第六章 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 .26 6.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度.26 p h 6.1.1 干板压降相当的液柱高度.26 c h 6.1.2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度.26 l h 6.1.3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度 .27 化 工 原 理 课 程 设 计 4 6.2 液泛验算.28 6.2.1 精馏段液泛验算 .28 6.2.2 提馏段液泛验算 .28 6.3 雾沫夹带量的验算.29 6.3.1 精馏段雾沫夹带量的验算 .29 v e 6.3.2 提馏段雾沫夹带量的验算 .29 v e 6.4 漏液的验算.29 6.4.1 精馏段漏液的验算 .29 6.4.2 提馏段漏液的验算 .30 第七章第七章 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .31 7.1 提馏段塔板负荷性能图.31 7.1.1 液相负荷上限线 .31 7.1.2 液相负荷下限线 .31 7.1.3 雾沫夹带线 .31 7.1.4 液泛线 .32 7.1.5 漏液线（气相负荷下限线）.34 7.2 精馏段塔板负荷性能图.35 7.2.1 液相负荷上限线 .35 7.2.2 液相负荷下限线 .35 7.2.3 雾沫夹带线.35 7.2.4 液泛线 .36 7.2.5 漏液线（气相负荷下限线） .37 第八章第八章 板式塔主体高度的设计板式塔主体高度的设计 .39 8.1 塔体的主要尺寸.39 8.1.1 塔顶空间高度39 d h 8.1.2 塔板间距39 t h 8.1.3 开有人孔的板间距39 t h 化 工 原 理 课 程 设 计 5 8.1.4 进料板空间高度39 f h 8.1.5 塔底空间高度40 b h 8.1.6 塔体总高度 .40 第九章第九章 主要接管尺寸计算主要接管尺寸计算 .41 9.1 进料管 .41 9.2 回流管 .41 9.3 釜液出口管 .42 9.4 塔顶蒸汽管 .42 9.5 塔釜蒸汽管 .42 第十章第十章 辅助设备设计定型辅助设备设计定型 .44 10.1 数据与说明 44 10.2 预热器计算 44 10.3 全凝器计算 45 10.4 冷却器计算 46 总结总结 48 致谢致谢 49 参考文献参考文献 49 附录一附录一 设计所需技术参数设计所需技术参数 .49 附录二附录二 乙醇乙醇水系统水系统 t tx xy y 数据数据 .51 附录三附录三 筛板图筛板图 .52 附录四附录四 带控制点的工艺流程图带控制点的工艺流程图 .53 化 工 原 理 课 程 设 计 6 摘摘 要要 设计一座连续筛板塔，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，完成对乙醇-水精馏工 艺流程和主体设备设计。 关键词：关键词：精馏塔，筛板塔，精馏塔的附属设备。 abstractabstract the design of a continuous sieve tray tower, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. keywords:keywords: rectification column, sieve tray tower, accessory equipment of the rectification column. 化 工 原 理 课 程 设 计 7 第一章 设计概述 1.11.1 塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备在化工生产中的作用与地位 塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。 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。此外， 工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质 和传热的增湿、减湿等。 在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置产品 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。 1.21.2 塔设备的分类塔设备的分类 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 殊需要，为研究和比较的方便，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；按形成相际界面的方式分为具有固定 相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类 按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。 化 工 原 理 课 程 设 计 8 1.31.3 板式塔板式塔 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。 1.3.11.3.1 泡罩塔泡罩塔 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，泡罩塔具有一下优点： （1）.操作弹性大 （2）.无泄漏 （3）.液气比范围大 （4）.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、安装维修方便以及气相 压力降较大。 1.3.21.3.2 筛板塔筛板塔 筛板塔液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 2040） （2）.塔板效率高（提高 1015） （3）.压力降低（降低 3050） ，而且结构简单，塔盘造 价减少 40左右，安装维修都比较容易。 1.3.31.3.3 浮阀塔浮阀塔 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。 浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点： （1）.处理能力大 化 工 原 理 课 程 设 计 9 （2）.操作弹性大 （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。 浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有 f1 型和 v-4 型，f1 型浮阀 的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。f1 型浮阀又分 为轻阀和重阀两 种。v-4 型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的 压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与 f1 型轻阀无异，v-4 型阀适用 于减压系统。 化 工 原 理 课 程 设 计 10 第二章 设计方案的确定及流程说明 2.12.1 塔型选择塔型选择 根据生产任务，产品流量为 11.2t/h，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。 2.22.2加热方式加热方式 蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。直接蒸 汽加热由于塔底产物基本是水，又由于在化工厂蒸汽较多所以直接蒸 汽加热。 2.32.3选择适宜回流比选择适宜回流比 适宜的回流比应该通过经济核算来确定，即操作费用和设备折旧 费用之和为最低时的回流比为最适宜的回流比。确定回流比的方法 为：先求出 最小回流比 r，根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.22.0 倍，考虑到 min 原始数据和设计任务，本方案取 1.6，即：r 1.6r；采用釜液产品去预热原 min 料，可以充分利用釜液产品的余热，节约能源。 2.42.4回流方式回流方式 泡点回流易于控制,设计和控制时比较方便,而且可以节约能源。 化 工 原 理 课 程 设 计 11 2.52.5 操作流程操作流程 乙醇-水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气 采用全冷凝后，进入回流罐部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器 冷却后送至 贮槽。塔釜采用直接蒸汽供热，塔底产品用于预热原料 冷却后送入贮槽。精馏 装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品 冷却器等设备。热 量自塔低蒸汽输入，物料在塔内经多次部分气化 与部分冷凝进行精馏分离，由 冷凝器中的冷却介质将余热带走。 乙醇水混合液原料经预热器加热到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。 化 工 原 理 课 程 设 计 12 第三章塔的工艺计算 3.13.1 塔的物料衡算塔的物料衡算 3.1.13.1.1 查阅文献查阅文献 31.1.1 水和乙醇的物理性质 3.1.23.1.2 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 0.31/ 46.07 0.149 0.31/ 46.070.69/18.02 f x =0.82 d x =0.02 w x 3.1.33.1.3 最小回流比最小回流比及操作回流比及操作回流比 r r min r 图一 化 工 原 理 课 程 设 计 13 先画出乙醇-水物系的平衡曲线,因为乙醇-水物系的曲线是不正 的平衡曲线当操作线与 q 线的交点尚未落到平衡线上之前,操作线已经 与平衡线相切,如图一点所示. 此时恒浓区出现在交点附近, 对应的回 流比为最小的回流比. 最小回流比的求法是由点(,)向平衡线作切 d x d x 线，再由切线的斜率求 min r 依公式 min 0.820.439 1.314 0.4390.149 df qf xy r yx 取操作回流比 min 1.61.6 1.3142.102rr 化 工 原 理 课 程 设 计 14 3.1.43.1.4 平均摩尔质量平均摩尔质量 m =0.149 46+（1-0.149） 18=22.20kg/kmol f m = 0.820 46+ (1-0.820) 18=40.96kg/kmol d m=0.02 46+（1-0.02） 18=18.56kg/kmol w 3.1.53.1.5 物料衡算物料衡算 已知： 3 11.2 10 504.5/ 22.20 fkmol h 总物料衡算 f+s=d+w 易挥发组分物料衡算 0.820d+0.02w=504.5 0.149 恒摩尔流 s=v=(r+1)d 联立以上三式可得： 504.5/fkmol h 73.15/ 658.26/ dkmol h wkmol h 226.91/skmol h 3.23.2 塔板数的确定塔板数的确定 3.2.13.2.1用图解法求理论板用图解法求理论板 （1） q 线方程 x=0.149 （2）精馏段操作线方程 2.1020.82 0.6780.264 112.102 12.102 1 d xr yxxx rr （3）交点为 （0.149，0.365） （4）按常规 m,t，在图上作图解得：如图二 化 工 原 理 课 程 设 计 15 块（直接蒸汽加热，不需塔釜） ，其中精馏段 12 层，提 15 t n 馏段 3 层，进料板为从塔顶往下的第 13 层理论板 即=13 f n 3.2.23.2.2 全塔效率的估算全塔效率的估算 用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：o conenell 根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： 由平衡曲线查得： (塔顶第一块板)820 . 0 1 d xy815. 0 1 xctd 0 33.78 由平衡曲线查得： (加料板)498 . 0 13 y149 . 0 13 xctf 0 4 . 84 由平衡曲线查得： (塔底)192 . 0 釜 y02 . 0 釜 xctw 0 11.95 由相平衡方程式可得 1 (1) x y x (1) (1) y x x y 因此可以求得：64.11;67 . 5 ;034. 1 131 w 全塔的相对平均挥发度： 化 工 原 理 课 程 设 计 16 精馏段：42 . 2 67 . 5 034 . 1 131 提馏段：12 . 8 64.1167. 5 13 / w 全塔的平均温度： 精馏段： 提馏段：c tt t fd m 0 37.81 2 c tt t fw m 0 / 76.89 2 在 81.37时，根据上图知对应的 x=0.326，由化工原理课本 c 0 附录二（水的物理性质）查得，由化工物性手册 spam355. 0 水 表 11.3.4 醇类液体的粘度查得spam486 . 0 乙醇 在 89.76时，根据上图知对应的 x =0.056，由化工原理课 c 0/ 本附录二（水的物理性质）查得，由化工物性手spam314 . 0 水 册表 11.3.4 醇类液体的粘度spam429 . 0 乙醇 因为 lili x 所以，平均黏度： （1） 精馏段：smpa l 398. 0355 . 0 )326 . 0 1 (486 . 0 326 . 0 （2） 提馏段：smpa l 320. 0314 . 0 )056 . 0 1 (429. 0056 . 0 / 用奥康奈尔法()计算全塔效率： o conenell 245 . 0 )(49 . 0 lt e （1） 精馏段：%45.49)398. 042 . 2 (49 . 0 245. 0 t e 提馏段：%78.38)320 . 0 12. 8(49. 0 245 . 0 / t e 3.2.33.2.3 实际塔板数实际塔板数 实际塔板数 t t p e n n 精馏段：，取整 24 块，考虑安全系数加一块，为 25 块。24495 . 0 /12 p n 化 工 原 理 课 程 设 计 17 提馏段：，取整 8 块，考虑安全系数加 1 块，为 9 块。73 . 7 3878 . 0 /3 p n 故进料板为第 26 块（从上往下） ，实际总板数为 34 块（不包括塔釜） 。 第四章塔的工艺条件及物性数据计算 4.14.1 操作压强的计算操作压强的计算 pmpm 塔顶压强 pd=4+101.3=105.3kpa 取每层塔板压降p=0.7kpa 则： 进料板压强：pf=105.3+26 0.7=123.5kpa 塔釜压强：pw=105.3+34 0.7=128.1kpa 精馏段平均操作压强：pm=114.4kpa 105.3 123.5 2 提馏段平均操作压强： = =126.15kpa. pm 123.5 128.1 2 4.4.2 2 操作温度计算操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算泡点温度，其中乙醇、 水的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶： ctd 0 33.78 进料塔板： ctf 0 8 . 84 塔釜：ctw 0 11.95 精馏段平均温度c57.81 2 8 . 8433.78 j t 提馏段平均温度c96.89 2 11.95 8 . 84 t t 全塔平均温度 tm= 78.3395.11 86.72 2 化 工 原 理 课 程 设 计 18 4.34.3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算 塔顶摩尔质量的计算：由=0.82 查平衡曲线,得0.832 d x d y 气相0.83246（10.832）1841.30 vdm mmolg / 液相0.8246（10.82）1840.96 ldm mmolg / 进料板摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： 498 . 0 13 y149 . 0 13 x 气相0.49846（10.498）1831.94 vfm mmolg / 液相0.14946（10.149）1822.17； lfm mmolg / 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的： 192. 0 釜 y02 . 0 釜 x 气相0.19246（10.192）1821.76 vwm mmolg / 液相0.0246（10.02）1818.56 lwm mmolg / 精馏段平均摩尔质量： (41.30+31.94)/2=36.62； vmj mmolg / (40.96+22.17)/2=31.56 lmj mmolg / 提馏段平均分子量 （31.94+21.76）/226.85 vmt mmolg / (22.17+18.56)/2=20.36 lmt mmolg / 4.44.4 平均密度计算平均密度计算 4.4.14.4.1 液相液相 塔顶查得(液)0.9728(液)0.744ctd 0 33.78 水 3 /cmg 乙醇 3 /cmg 水乙醇 )1 ( dbda ldm ldm xmxmm 化 工 原 理 课 程 设 计 19 0.76333763.33 ldm 3 /cmg 3 /mkg 进料查得(液)0.9687 (液)0.736ctf 0 8 . 84 水 3 /cmg 乙醇 3 /cmg 水乙醇 )1 ( fbfa lfm lfm xmxmm 0.88237 882.37 2l 3 /cmg 3 /mkg 塔釜 查得(液)0.962(液)0.723ctw 0 11.95 水 3 /cmg 乙醇 3 /cmg 水乙醇 )1 ( wbwa lwm lwm xmxmm 0.94628946.28 3l 3 /cmg 3 /mkg 精馏段液相平均密度：（763.33+882.37）/2=822.85 jlm 3 /mkg 提馏段液相平均密度：（882.37+946.28）/2=914.33 tlm 3 /mkg 4.4.24.4.2气相气相 塔顶ct33.78 1 1.488 rt mp vdmd vdm vdm 3 /mkg 进料ct 8 . 84 2 1.325 f vfmf vfm rt mp vfm 3 /mkg 塔釜0.915ct11.95 3 w vwmw vwm rt mp vwm 3 /mkg 精馏段气相平均密度：（1.488+1.325）/2=1.406 jvm 3 /mkg 提馏段气相平均密度：（1.325+0.915）/2=1.12 vmt 3 /mkg 化 工 原 理 课 程 设 计 20 4.5.4.5.表面张力表面张力 塔顶查得mn/m 18.44 mn/mct33.78 1 86.62 水 乙醇 0.8218.44（10.82）62.8626.44mn/m 1 进料查得61.52 mn/m 17.8 mn/mct 8 . 84 2 水 乙醇 0.14917.8（10.149）61.5255.01 mn/m 2 塔釜查得59.79 mn/m 16.78 mn/mct11.95 3 水 乙醇 0.0216.78（10.02）59.7958.93 mn/m 3 精馏段平均表面张力： =(26.44+55.01)/2=40.73 mn/m mj 提馏段平均表面张力： =(55.01+58.93)/2=56.97 mn/m mt 4.64.6 平均流量计算平均流量计算 4.6.14.6.1 精馏段平均流量计算精馏段平均流量计算 hkmoldrv/91.22615.731102 . 2 ) 1(）（ sm vm v jv jv mj /642. 1 3600406. 1 62.3691.226 3 m m hkmolrdl/76.15315.73102. 2 sm lm l jl jl mj /00213 . 0 360085.822 96.4076.153 3 m m lh=3600 0.00213=7.668 3 m /h 化 工 原 理 课 程 设 计 21 4.6.24.6.2 提馏段平均流量计算提馏段平均流量计算 226.91vvkmol sm vm v tv tv mt /511. 1 360012. 1 85.2691.226 3 m m ； l =l+f=153.76+504.5=628.26kmol/h t sm ml l tl tlt mt /0038. 0 360033.914 36.2026.628 3 m m ； ； 3 l3600 0.003813.99m / h h 第五章板式塔的主要工艺尺寸计算 5.15.1 塔经的计算塔经的计算 塔径 d 参考下表 初选板间距 ht=0.40m,取板上液层高度 hl=0.07m 5.1.15.1.1 精馏段塔经的计算：精馏段塔经的计算： 根据费尔（fair)两相流动参数 ht-hl=0.40-0.07=0.33 031 . 0 406 . 1 85.822 642 . 1 00213 . 0 v 2 1 2 1 vm lm j j mj mj lv l f 查图表（化工原理（下） 图 10-42 筛板塔的泛点关联图=0.06； 20 c 依公式化工原理（下） 式 10-28 ； 0.20.2 20 40.73 ()0.06 ()0.0691 2020 mj cc 依公式化工原理（下） 式 10-26 max 822.85 1.406 0.06911.67/ 1.406 lmjvmj vmj ucm s 化 工 原 理 课 程 设 计 22 取安全系数为 0.6，则： u=0.6=0.6 1.67=1m/s 故：； max u 44 1.624 1.43 1 mj v dm u 按塔径系列标准，塔径圆整为 1.4m 则空塔气速为 22 44 1.642 1.07/ 1.4 mj v um s d 核算：泛点率 u/ uf=1.07/1.67=0.64，高于 0.6，因此合理的塔径可取 1.4m。 塔的横截面积 222 1.41.54 44 t adm 5.1.25.1.2 提馏段塔经的计算：提馏段塔经的计算： 1 1 2 2 lmt vmt 0.0038914.33 0.072 v1.5111.12 mt lv mt l f 查图=0.05；依公； 20 c 0.2 0.2 20 56.97 ()0.050.0616 2020 mt cc max 914.33 1.12 0.06161.76/ 1.12 lmtvmt vmt ucm s 取安全系数为 0.60， ； max 0.60.6 1.761/uum s ； 44 1.511 1.38 1 mt v dm u 按塔径系列标准，塔径圆整为 1.4m,， 塔的横截面积: 222 1.41.538 44 t adm 空塔气速为 22 44 1.511 1.14/ 1.4 mt v um s d 核算：泛点率 u/ uf=1.14/1.76=0.65，大于 0.6 因此合理的塔径可取 1.4m。 5.2.5.2.溢流装置的计算溢流装置的计算 采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： 化 工 原 理 课 程 设 计 23 5.2.15.2.1 提馏段溢流装置的计算：提馏段溢流装置的计算： 堰长=(0.60.8)d化工原理（下） p130 w l 取溢流堰长 为 0.7d，即：； w l0.7 1.40.98 w lm 出口堰高 hw hw=hl-how 由 lw/d=0.91/1.3=0.7, 2.5 2.5 13.99 14.71 0.98 hw llm 查图表（化工原理（下） 图 10-48 液流收缩系数 e 为 1.04 依公式化工原理（下） 式 10-34 2 2 3 3 2.842.8413.99 1.040.0174 100010000.98 h ow w l hem l 故：取 0.06m low h -h0.070.01740.053 w hm 降液管宽度与降液管面积 d w f a 有=0.7 查图表（化工原理（下） 图 10-40/ w ld /0.14,/0.085 dft wdaa 故：=0.14d=0.14 1.4=0.196m d w 222 0.0850.0851.40.131 44 f adm 依公式化工原理（下） 式 10-39 0.131 0.40 13.783 5 0.0038 ft mt a h sss l 故降液管适用。 降液管底隙高度 0 h 为了保证良好的液封，又不至于使液体阻力太大，一般取 )012 . 0 006 . 0 ( wo hh 在此取 0.008 计算降液管底隙高度， 即：取 0 h 0 0.0530.0080.045hm 0.05（满足不应小于 2025mm) 化 工 原 理 课 程 设 计 24 5.2.25.2.2 精馏段：精馏段： 溢流堰长为 0.7，即：； w l d 0.7 1.40.98 w lm 出口堰高 ； w h wlow h =h -h 由 ， /d=0.98/1.4=0.7 w l 2.5 2.5 7.668 8.06 0.98 hw llm 查图表（化工原理（下） 图 10-48 液流收缩系数 e 为 1.03 依下式得堰上液高度 2 2 3 3 2.842.847.668 1.030.0115 100010000.98 h ow w l hem l 。0.070.01150.0585 w hm 取 0.06m 降液管宽度与降液管面积 d w f a 有=0.7 查图表（化工原理（下） 图 10-40/ w ld /0.14,/0.085 dft wdaa 故：=0.14d=0.14 1.4=0.196m d w 222 0.0850.0851.40.1308 44 f adm 依公式化工原理（下） 式 10-39 0.1308 0.40 24.563 5 0.00213 ft mj a h sss l 计算降液管底隙高度 ：即 0 h 取 0.05（满足不应小于 2025mm) 0 0.05850.0080.0505hm 5.35.3 塔板布置塔板布置 当 d1.5m 时，=6075mm s w 取边缘区宽度=0.050m ,安定区宽度=0.065m c w s w 化 工 原 理 课 程 设 计 25 依下式计算开孔区面积 2221 2sin 180 x ax rxr r 其中 1.4 0.1960.0650.439 22 ds d xwwm 1.4 0.050.65 22 c d rwm 故: 22212 0.439 2 0.439 0.650.4390.65 sin1.047 1800.65 am 5.4.5.4.筛孔数筛孔数 n n 与开孔率与开孔率 取筛板的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为 0 dmm5mm3 取，0 . 3/ 0 dt 依下式计算塔板上筛孔数 n ,即故孔中心距 mmt 0 . 1550 . 3 33 22 1158 101158 10 1.0475388 15 na t 依下式计算塔板上开孔区的开孔率，即 （在 515%范围内） 0 2 0 a0.907 10.1% ( /)at d 则每层板上的开孔面积 2 0.101 1.0470.106 o aam 提馏段气孔通过筛孔的气速 0 1.511 14.25/ 0.106 mt o v um s a 精馏段气孔通过筛孔的气速 0 1.624 15.32/ 0.106 mj o v um s a 化 工 原 理 课 程 设 计 26 第六章筛板的流体力学验算 6.1.6.1.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 根据 pcl hhhh 6.1.16.1.1 干板压降相当的液柱高度干板压降相当的液柱高度 c h 根据，查干筛孔的流量系数图 0/ 5/31.67d 0 0.84 c 精馏段由下式得 = c h 2 2 0 0 15.321.406 0.0510.0510.0290 0.84822.85 vmj lmj u m c 提馏段由下式得 2 2 0 0 14.251.12 0.0510.0510.0180 0.84914.33 vmt c lmt u hm c 6.1.26.1.2 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 l h 精馏段 15.32 1.40618.2 ovmj fu 化 工 原 理 课 程 设 计 27 =0.05mm l h 提馏段 14.25 1.1215.1 avmt fu =0.045mm l h 6.1.36.1.3 克服液体表面张力压降相当的液柱高度克服液体表面张力压降相当的液柱高度 精馏段 由 =h 3 0 44 40.73 10 0.00404 822.85 9.81 0.005 mj lmj m gd 提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h 由 = h 3 0 44 56.97 10 0.00508 914.33 9.81 0.005 mt lmt m gd 故精馏段 p h =0.0290+0.05+0.00404=0.08304m 单板压降 化 工 原 理 课 程 设 计 28 =（设计允许值） plmj phg0.09304 822.85 9.817510.511( 0.7)pakpakpa 故提馏段 0.0180+0.045+0.00508=0.06808m p h 单板压降 =（设计允许值） plmt phg0.06808 914.33 9.816100.610( 0.7)pakpakpa 6.26.2 液泛验算液泛验算 6.2.16.2.1 精馏段液泛验算精馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 dtw hhh 由计算 dpld hhhh d h 2 2 0 4 0.00213 0.1530.153 0.98 0.05 2.834 100.000283 mj d w l h l h m =0.08304+0.07+0.000283=0.1533m d h 取=0.5，则=0.5（0.4+0.06）=0.23m tw hh 故，在设计负荷下不会发生液泛 d h tw hh 6.2.26.2.2 提馏段液泛验算提馏段液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 dtw hhh 由计算 dpld hhhh d h 2 2 0 4 0.0038 0.1530.153 0.98 0.05 8.189 100.000819 mt d w l h l h m =0.06806+0.07+0.000819=0.1389m d h 化 工 原 理 课 程 设 计 29 取=0.5，则 =0.5 (0.4+0.06)=0.23m tw hh 故，在设计负荷下不会发生液泛 d h tw hh 6.36.3 雾沫夹带量的验算雾沫夹带量的验算 6.3.16.3.1 精馏段雾沫夹带量精馏段雾沫夹带量 的验算的验算 v e 由式= v e 3.2 6 5.7 10 mjtf u hh =kg 液/kg 气0.1kg 液 /kg 气 3.2 6 3 5.7 101.07 0.0206 40.73 100.42.5 0.07 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 6.3.26.3.2 提馏段雾沫夹带量提馏段雾沫夹带量 的验算的验算 v e 由式= v e 3.2 6 5.7 10 mttf u hh =kg 液/kg 气0.1kg 液/kg 气 3.2 6 3 5.7 100.982 0.011 56.97 100.42.5 0.07 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 6.46.4 漏液的验算漏液的验算 6.4.16.4.1 精馏段漏液的验算精馏段漏液的验算 0 4.40.00560.13 owllmjvmj uchh = 4.4 0.840.00560.13 0.070.00404) 882.85/1.406x =9.6/m s 化 工 原 理 课 程 设 计 30 筛板的稳定性系数 0 15.32 1.61( 1.5) 9.5 ow u k u 故在设计负荷下不会产生过量漏液 6.4.26.4.2 提馏段漏液的验算提馏段漏液的验算 0 4.40.00560.13 owllmtvmt uchh 4.4 0.840.00560.13 0.070.00508914.33/1.12 =9.4 /m s 筛板的稳定性系数 0 14.25 1.52( 1.5) 9.4 ow u k u 故在设计负荷下不会产生过量漏液 化 工 原 理 课 程 设 计 31 第七章塔板负荷性能图 7.17.1、提馏段塔板负荷性能图、提馏段塔板负荷性能图 7.1.17.1.1 液相负荷上限线液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限6s6 ft s a h l 则 3 .max 0.4 0.131 8.67 10 66 ft s a h l 3 /ms 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 7.1.27.1.2 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层=0.006m，化为最小液体负荷标准, ow h 取 e1.0。由 = ow h 2/3 36002.84 0.006 1000 s w l e l 即: 2/3 ,min 3600 2.84 0.006 10000.98 s l 则 43 ,min 8.36 10 s lms 7.1.37.1.3 雾沫夹带线雾沫夹带线 v e 3.2 6 5.7 10 tf ux hh 式中 （a）0.709 1.5380.131 ss s tf vv uv aa = f h 2/3 3 3600 2.52.52.84 10 s woww w l hhhe l 化 工 原 理 课 程 设 计 32 近似取 e1.04，=0.06m，=0.98m w h w l 故= f h 2/3 3 3600 2.5 0.062.84 101.04 0.98 s l =0.15+1.758 （b） 2/3 s l 取雾沫夹带极限值为 0.1kg 液/kg 气，已知=， v e56.97/mn m =0.4m，并将（a） ， （b）式代入 t h 3.2 6 5.7 10 v tf u e hh 得 3.2 6 32/3 0.7095.7 10 0.1 56.97 100.40.15 1.758 s s v l 整理得 = （1） s v 2/3 3.0521.47 s l 此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个 ls,计算出相 应的 vs 值。列于表中 表 ls. 3 /ms -3 1.5 10 -3 4.5 10 vs. 3 /ms 2.772.46 7.1.47.1.4 液泛线液泛线 令 () dtw hhh dpld hhhh pcl hhhh lwow hhh 联立得 () twpwowd hhhhhh 近似的取 e=1.0, 0.98 w l 32/3 32/3 3600 2.84 10 () 3600 2.84 10 () 0.98 s ow w s l h l l 化 工 原 理 课 程 设 计 33 整理得 (c) 2/3 0.676 ows hl 22 0 000 2 2 0.051() ()0.051() () 1.12 0.051() () 0.84 0.107914.33 0.007 vmtsvmt c lmtlmt s s uv h cc a v v 取,近似的有 0 0.6 2/3 0 2/3 ()0.6 (0.060.676) 0.0360.4056 cwows s hhhl l 0.00508h 故: (d) 22/3 0.0070.036 0.405660.005 pss hvl 由式 22 0 0.153()0.153() 0.