乙醇-水连续精馏筛板塔设计-论文

1 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 一一设计题目：设计题目：分离乙醇水连续浮阀式精馏塔的设计 二二原始数据及条件原始数据及条件 生产能力：年处理乙醇-水混合液 20 万吨（开工率 300 天/年） 原料：乙醇含量为 20%（质量百分比，下同）的常温液体 分离要求：塔顶乙醇含量不低于 95% 塔底乙醇含量不高于 0.2% 建厂地址：吉林地区 一一 设计题目设计题目 乙醇水二元物系浮阀式精馏塔的设计 二设计条件二设计条件 (1)原料来自原料罐，温度 20，乙醇含量 52%（质量分率） ；原料处理量为 1100kg/h。 (2)产品组成：乙醇含量 91%（质量分率） 。 (3)釜液组成：乙醇浓度0.04%（质量分率） 。 (4)塔顶压力：。 (5)精馏塔进料状态为泡点进料。 (6)塔釜为饱和蒸汽直接加热。 三设计内容三设计内容 (1)确定工艺流程。 (2)精馏塔的物料衡算。 (3)塔板数的确定。 (4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。 (5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。 (6)塔板板面布置设计。 (7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。 (8)精馏塔接管尺寸计算。 (9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。 (10)进料泵的工艺设计计算和选型。 (11)带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。 (12)设计说明书。 2 摘摘要要 化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液 体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方 法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相 平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重 要的。 塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主 要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等， 是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算 xF=0.254xD=0.788 xW=0.0020F=100kmolh 实际塔板数精馏段 22 块，提馏段 7 块。工艺参数的选定泡点进 料、泡点回流。设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算塔高为 11.35m,筛孔数目为 3425 个， 辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以 得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，各种接管尺寸 是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。 关键词：乙醇；水；精馏段；提馏段；筛板塔。 3 目目录录 第一章第一章前言前言1 第二章第二章绪论绪论2 2.1设计方案.2 2.2选塔依据.2 2.3设计思路.3 第三章第三章塔板的工艺设计塔板的工艺设计4 3.1 精馏塔全塔物料衡算.4 3.2 常压下乙醇-水气液平衡组成与温度关系.4 3.3 理论塔的计算12 3.4 塔径的初步设计.13 3.5 溢流装置15 3.6 塔板的分布、浮阀数目及排列.16 第四章第四章塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算19 4.1 气相通过浮阀塔板的压降19 4.2 淹塔20 4.3 物沫夹带.20 4.4 塔板负荷性能图21 第五章第五章塔附件设计塔附件设计26 5.1 接管26 5.2 筒体与封头27 5.3 除沫器.27 5.4 裙座28 5.5 吊柱28 5.6 人孔28 第六章第六章塔总体高度的设计塔总体高度的设计29 6.1 塔的顶部空间高度29 6.2 塔的底部空间高度.29 6.3 塔总体高度.29 4 第七章第七章附属设备设计附属设备设计30 7.1 冷凝器的选择.30 7.2 再沸器的选择.30 第八章第八章设计结果汇总设计结果汇总31 结束语结束语.32 参考文献参考文献.33 主要符号说明主要符号说明34 附附录录.35 第一章第一章前言前言 化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均 相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可 5 液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应 用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂） ，使气、液两相多次直接接触和分离，利用 液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向 液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。 在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当 的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进 了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不 利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流 分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。 它的主要优点是：结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的 60 左右，为浮阀塔的 80%左右； 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大 20%40%；塔板效率较高，比泡罩塔高 15%左右，但稍 低于浮阀塔；气体压力降较小，每板降比泡罩塔约低 30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞，不 适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约 23） 。 蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的 主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合 运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事 设计工作打下坚实的基础。 第二章第二章绪论绪论 2.2.1 1设计方案设计方案 6 本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设 计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用 全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内， 其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间 接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 图 2-1 流程图 2.22.2选塔依据选塔依据 筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下： （1）结构简单、金属耗量少、造价低廉. （2）气体压降小、板上液面落差也较小. （3）塔板效率较高. 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔 2.32.3设计思路设计思路 7 1、精馏方式的选定2、操作压力的选取3、加料状态的选择 4、加热方式的选择5、回流比的选择 6、冷凝方式及介质选择7、塔的选择 图 2-2设计思路 1、本设计采用连续精馏操作方式。 2、常压操作。 3、泡点进料。 4、间接蒸汽加热。 5、选 R=(1.1-2.0)Rmin。 6、塔顶选用全凝器。 7、选用筛板塔，其突出优点是结构简单，造价低，制造方便；生产能力 化工原理课程设计吉林化工学院 8 第三章第三章塔板的塔板的工艺设计工艺设计 3.3.1 1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 F：进料量（kmol/s） F x：原料组成（摩尔分数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） D x：塔顶组成 W：塔底残液流量（kmol/s） W x：塔底组成 43 20/ 46 8.91 20/ 4680/18 93/ 46 83.87 93/ 467/18 0.3/ 46 0.1176 0.3/ 4699.7/18 20 10100.2/ 461 0.2 /18 F=20/=0.342koml/s 330 24 3600 F=D+W F D W x x x 原料乙醇组成： 塔顶组成： 塔底组成： 进料量： 万吨 年 物料衡算式为： F D=0.0358kmol/s, w=0.30621kmol/s xFxDxW DW 联立代入求解： 3.3.2 2 常压下乙醇常压下乙醇- -水气液平衡组成与温度关系水气液平衡组成与温度关系 温度 液相组成气相组成 x/%y/% 10000 95.51.9017.00 89.07.2138.91 86.79.6643.75 85.312.3847.04 84.116.6150.89 温度 液相组成气相组成 x/%y/% 82.723.3754.45 82.326.0855.80 81.532.7359.26 80.039.6561.22 79.850.9765.64 79.751.9865.99 温度 液相组成 气相组成 x/%y/% 79.357.3268.41 78.7467.6373.85 78.4174.7278.15 78.1589.4389.43 1温度 利用表中数据用插值法求得 化工原理课程设计吉林化工学院 9 tF ： 66. 921. 7 7 .860 .89 = 21. 791. 8 0 .89 tF tF =87.41 tD： 72.7443.89 41.7815.78 = 41.8987.83 15.78 tD tD=78.25 tW ： 90. 10 5 .95100 = 01176. 0 100 tW tW =99.72 精馏段平均温度 t1= 2 FD tt = 2 25.7841.87 =82.83 提馏段平均温度 t2= 2 Fw tt 2 72.9941.87 =93.57 2密度 已知：混合液密度依式 L 1 = B B A Aaa （a 为质量分数，M为平均相 对分子质量） 混合汽密度依式 0 0 22.4 v T pM T 塔顶温度： D t=78.25 气相组成： 78.41 78.1578.2578.15 78.1589.4310089.43 D y D y=85.09 进料温度： F t =87.41 气相组成： 89.086.789.087.41 38.91 43.7538.91 100 F y F y=42.26 塔府温度： w t =99.72 气相组成： 10095.510099.72 017.000100 w y w y=1.06 1精馏段： 液相组成 1 x： 1 /2 DF xxx 1 46.39x 气相组成 1 y： 1 / 2 DF yyy 1 1.06y 化工原理课程设计吉林化工学院 10 所以 1 1 46 0.4639 181 0.463933.99/ 46 0.6368 181 0.636835.83/ L V Mkg kmol Mkg kmol 提馏段 液相组成 2 x ： 2 /2 wF xxx 2 4.51x 气相组成 2 y： 2 /2 wF yyy 2 21.66y 所以 2 2 46 0.451 181 0.045119.26/ 46 0.2166 181 0.216624.06/ L V Mkg kmol Mkg kmol 表 3-2 不同温度下乙醇和水的密度 ： 温度 / 3 / c kg m 3 / w kg m 温度 / 3 / c kg m 3 / w kg m 80735971.895720961.85 85730968.6100716958.4 90724965.3 求得在与下的乙醇和水的密度（单位： 3 /kg m） 3 90859087.41 87.41727.11/ 724730724 DCF CF tCkg m 3 90859087.41 727.11/ 965.3968.6965.3 WF WF kg m 3 10.21 0.12 907.15/ 727.11967.01 F F kg m 3 90859078.25 78.25738.10/ 724730724 FCD CD tCkg m 3 90859078.25 973.06/ 965.3968.6965.3 WD WD kg m 3 10.931 0.93 750.79/ 738.10973.06 D D kg m 3 W 90859099.72 99.72712.34/ 724730724 WC Cw tCkg m 化工原理课程设计吉林化工学院 11 3 90859099.72 958.88/ 965.3 968.6965.3 WW WW kg m 3 10.0031 0.003 957.85/ 712.34958.88 W W kg m 所以 3 1 3 2 907.15750.79 828.97/ 22 907.15957.85 932.50/ 22 FD L FW L kgm kgm 4611841.48/ LDDD Mxxkg kmol 4611820.49/ LFFF Mxxkg kmol 4611818.03/ LWWW Mxxkg kmol 1 41.4820.49 30.99/ 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18.0320.49 19.26/ 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841.83/ VDDD Myykg kmol 4611829.83/ VFFF Myykg kmol 4611818.30/ VWWW Myykg kmol 1 18.0329.83 35.83/ 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 18.0329.83 24.06/ 22 VWVF V MM Mkg kmol 29.83 273.15 1.01 22.4273.1587.41 VF 41.83 273.15 1.45 22.4273.1578.25 VD 18.30 273.15 0.60 22.4273.1599.72 VW 化工原理课程设计吉林化工学院 12 3 1 1.01 1.45 1.23/ 2 V kg m 3 2 1.01 0.60 0.80/ 2 V kg m 2混合液体表面张力 二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 1/41/41/4 m swwsoo 注： 00 0 0000 ww w wwww x Vx V x Vx Vx Vx V 000 / swswwwsss x VVx VV 2/3/ 2/3 lg0.441 q w oo ww w Vq BQV Tq , 2 lg1 sw swso so ABQA , , 式中下角标，w,o,s 分别代表水、有机物及表面部分；xw、xo 指主体部分的 分子数，Vw、Vo 主体部分的分子体积，w、o 为纯水、有机物的表面张力， 对乙醇q= 2。 46 62.32 738.10 c cD cD m VmL 46 64.58 712.34 c cW cW m VmL 46 63.26 727.11 c cF cF m VmL 18 18.61 967.01 w wF wF m VmL 18 18.50 973.06 w wD wD m VmL 化工原理课程设计吉林化工学院 13 18 18.77 958.88 w wW wW m VmL 由不同温度下乙醇和水的表面张力 温度/708090100 乙醇表面张力/10 -3N/m2 1817.1516.215.2 水表面张力/10 -3N/m2 64.362.660.758.8 求得在, DFW ttt 下的乙醇和水的表面张力（单位：10 -3Nm-1） 乙醇表面张力： 908016.2 17.15 16.45 9087.4116.2 cF cF , 807017.15 18 17.30 8078.2517.15 cD cD , 1009015.2 16.2 58.85 10099.7215.2 cW cW , 水表面张力： 90 8060.762.6 61.19 90 87.4160.7 wF wF , 807062.664.3 62.90 8078.2562.6 wD wD , 1009058.860.7 58.85 10099.7258.8 wW wW , 塔顶表面张力： 2 2 1 1 DwD wD cDDwDDwDDwD xV x VxVx V 2 1 0.8387 18.50 0.8387 62.32 1 0.8387 18.50 0.8387 62.32 0.0031 2 lglg0.00313.2717 wD cD B 化工原理课程设计吉林化工学院 14 2/3 2/3 0.4410.7631 cDcD wDwD Vq QV Tq 2.50860.76313.2717ABQ 联立方程组： 2 lg1 swD swDscD scD A , 代入求得：0.977 swDscD =0.023 , 1/41/4 1/4 0.02362.900.97717.3017.91 DD , 原料表面张力： 2 2 1 1 FwF wF wFFwFFwFFwF xV x VxVx V 2 1 0.0891 18.61 0.0891 18.61 1 0.0891 18.61 0.0891 18.61 2.257 2 lglg2.2570.3535 wF cF B 2/3 2/3 0.4410.7301 oo ww Vq QV Tq 0.35350.73010.3766ABQ 联立方程组： 2 lg1 swF swFscF scF A , 代入求得：0.529 swFscF =0.471 , 1/41/4 1/4 0.47161.190.52916.4532.19 FF , 塔底表面张力： 2 2 1 1 WwW wW wWWwWWwWFwW xV x VxVx V 2 1 0.01176 18.77 0.01176 64.581 0.01176 18.770.01176 64.58 245.86 化工原理课程设计吉林化工学院 15 2 lglg245.862.391 wW cW B 2/3 2/3 0.4410.693 cWcW wWwW Vq QV Tq 2.391 0.6931.698ABQ 联立方程组： 2 lg1 swW swWscW scW A , 代入求得：0.019 swWscW =0.981 , 1/41/4 1/4 0.98158.850.0.01915.2357.58 WW , （1）精馏段液相表面张力：1=2/)( DF =（32.19+17.91）/2=25.05 （2）提馏段液相表面张力：22/ )( WF （32.19+57.58）/2=44.89 3混合物的黏度 t1=82.83 查表得：水=0.3437mPa.s 醇 =0.433 mPa.s t2=93.57 查表得： 水 =0.300mPa.s 醇=0.381 mPa.s 精馏段黏度： 111 1 0.4639 0.433 0.34371 0.46390.3851 xx mPa s 醇水 提馏段黏度： 222 1 0.381 0.0451 0.31 0.04510.3036 xx mPa s 醇水 5相对挥发度 由 yF=0.4226xF=0.0891 得： F 0891. 01 4226. 01 0891. 0 4226. 0 7.48 由 yD=0.8509xD=0.8387 化工原理课程设计吉林化工学院 16 D 8387. 01 8509. 01 8387. 0 8509. 0 1.10 由 yW=0.0106xW=0.001176 W 001176. 01 0106. 01 001176. 0 0106. 0 9.10 （1）精馏段相对挥发度 1 7.48 1.10 4.29 2 （2）提馏段相对挥发度 2 7.489.10 8.29 2 3.33.3 理论塔的计算理论塔的计算 理论板：指离开此板的气液两相平衡，而且塔板上液相组成均匀。 理论板的计算方法：可采用逐板计算法，图解法，在本次实验设计中采用图 解法。 根据 1.0132510 5Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平衡曲线， 即 xy 曲线图。 1.1280.13120.4547 qq qxy , , 所以min 0.83870.4545 1.188 0.45450.1312 Dq qq xy R yx min 1.31.3 1.1881.545RR 已知：精馏段操作线方程： 1 0.6070.2576 11 D nn xR yxx RR 提馏段操作线方程： 1 3.270.00267 xw nmm WLqF yxx LqFLqFw 在图上作操作线，由点（0.8387，0.8387）起在平衡线与精馏段操作线间画 阶梯，过精馏段操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.001176 为 止，由此得到理论 NT=21 快（包括再沸器） ，加料板为第 17 块理论板。 板效率与塔板结构，操作条件，物质的物理性质及流体力学性质有关，它反 映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式： 0.245 0.49 TL E 计算。 其中：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.s。 化工原理课程设计吉林化工学院 17 （1）精馏段 已知 1 4.290.3851 L mpa s ET=0.49)3851. 029. 4( 245. 0 =0.43 P精= E N T T = 43. 0 16 =37 块 （2）提馏段 已知 2 8.290.3036 L mpa s T E=0.49 )3036. 029. 8 ( 245. 0 =0.39提= E N T T= 39. 0 15 =10 块 全塔所需实际塔板数：N P=P精+提=37+10=47 块 全塔效率： 21 1 47 T T P N E N %=42.55% 加料板位置在第 43 块塔板 3.43.4 塔径的初步设计塔径的初步设计 1.气、液相体积流量计算 根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得： min 1.188R 取 min 1.31.3 1.1881.545RR （1）精馏段 1.545 0.03580.055/ 11.545 10.03580.091/ LR Dkmol s VRDkmol s 则质量流量： 11 11 30.99 0.0551.704/ 35.83 0.0913.261/ L V LM Lkg s VM Vkg s 则体积流量： 33 1 1 1 3 1 1 1 1.704 2.06 10/ 828.97 3.261 2.65/ 1.23 S L S V L Lms V Vms （2）提馏段q=1.128 0.055 1.128 0.3420.4408/LLqFkmol s 10.0910.128 0.3420.135/VVqFkmol s 化工原理课程设计吉林化工学院 18 则质量流量： 22 22 19.26 0.44088.49/ 24.06 0.1353.25/ L V LMLkg s VM Vkg s 则体积流量： 33 2 2 2 3 2 2 2 8.49 9.10 10/ 932.50 3.25 4.06/ 0.80 S L S V L Lms V Vms 2.精馏段 有u=(安全系数) umax ，安全系数=0.60.8， V VL cu max 式中c可由史密斯关联图查出 横坐标数值为0202. 0 65. 2 1006. 2 1 1 ) 23. 1 97.828 ( )( 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 取板间距m HT 45. 0m HL 07. 0则H T -m HL 38. 0 查图可知075. 0 20c c =078. 0075. 0 1 ( ) 20 05.25 () 20 2 . 02 . 0 20 c 023. 2 23. 1 23. 197.828 078. 0 max u u =0.7 umax =0.7416. 1023. 2m u V D S 544. 1 416. 114. 3 65. 24 1 14 圆整m D 2塔截面积 mDAT 22 14. 3 4 实际空塔气速为 1 u =sm/844. 0 14. 3 65. 2 3.提馏段 横坐标数值为076. 0 06. 4 1016. 9 1 1 ) 80. 0 50.932 ( )( 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 化工原理课程设计吉林化工学院 19 取板间距m HT 45. 0 m HL 07. 0 则 HT -m HL 38. 0 查图可知08. 0 20c c =094. 008. 0 1 ( ) 20 89.44 () 20 2 . 02 . 0 20 c sm u /208. 3 80. 0 80. 050.932 094. 0 max u =0.7 umax =0.7sm/24. 2208. 3m u V D S 52. 1 24. 214. 3 06. 44 2 2 2 4 圆整m D 2塔截面积 mDAT 22 14. 3 4 实际空塔气速为 2 u =sm/29. 1 14. 3 06. 4 3.53.5 溢流装置溢流装置 1. 堰长lW 取lW=0.65D=0.652=1.3m 本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度hOW按下式计算 hOW =)( 3 2 1000 84. 2 l L w h E(近似取 E=1) （1）精馏段： hOW =m010. 0 3 1000 84. 2 ) 3 . 1 1006. 23600 ( 3 2 堰高 hhh OWLw =0.07-0.010=0.060m （2）提馏段： hOW =m024. 0 3 1000 84. 2 ) 3 . 1 1010. 93600 ( 3 2 化工原理课程设计吉林化工学院 20 堰高 hhh OWLw =0.07-0.024=0.046m 2. 弓降液管的宽度和横截面积 查图得0721. 0 A A T F D WD =0.124 则 2 226. 014. 30721. 0m AF m WD 248. 02124. 0 验算降液管内停留时间 精馏段： 3 0.226 0.45 49.37 2.06 10 s 提馏段： 3 0.226 0.45 11.18 9.10 10 s 停留时间5s 故降液管可以使用 3.降液管底隙高度 （1）精馏段： 取降液管底隙流速sm u /13. 0 0 ,则 0122. 0 13. 03 . 1 1006. 2 3 0 1 0 ul L h W S m取 0 0.01hm （2）提馏段： 取降液管底隙流速sm u /13. 0 0 ,则 054. 0 13. 03 . 1 1010. 9 3 0 1 0 ul L h W S m取 0 0.05hm 3.63.6 塔板的塔板的分布、浮阀数目及排列分布、浮阀数目及排列 1. 塔板的分块 本设计塔径 D=2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆塔板。 2.浮阀数目及排列 （1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=12，孔速 01 u为： 0 01 V1 F u = 12 1.23 =10.87m/s 化工原理课程设计吉林化工学院 21 每层塔板上的浮阀数目为： 1 2 001 V N d u 4 S = 2 2.65 0.03910.870.785 （） =205 个 取边缘区宽度 Wc=0.06m，破沫区宽度 Ws=0.10m。 计算塔板上的鼓泡区面积，按 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 式计算 其中： DS D2 W +W0.2480.100.652 22 xm（）= c D2 RW0.060.94 22 m 所以： a A= 2 22 3.14 0.940.652 20.6520.940.652sin 1800.94 arc =2.24 2 m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=0.075m 则排间距： a t A t N = 2.24 205 0.08 =0.137m 因塔径较大，需采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓 泡区面积，因此排间距不宜采用0.137m，而应小些，故取t=0.110m，以等腰三角 形叉排方式作图，排得阀数目为 239 个。 按 N=239，重新核算孔速及阀孔动能因子： 01 u 2 2.65 3.14 0.039239 4 （） =9.27m/s 01 F =9.271.23=10.28 阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。 塔板开孔率 01 u 100% u = 0.844 100% 9.27 =9.10% （2）提馏段：取阀孔动能因子 0 F=12，孔速 02 u为： V 0 02 F u 12 0.80 =13.42m/s 每层塔板上的浮阀数目为： 化工原理课程设计吉林化工学院 22 s2 2 002 V N d u 4 = 2 4.06 0.7850.03913.42（） =253 个 取 t=0.080m 则排间距： a t A t N 0.111 253 0.08 m 2.24 = 同上取t =100mm，则排得阀数目为 259 个。 按 N=259，重新核算孔速及阀孔动能因子： s2 022 2 V4.06 u13.13m/s 0.7850.039259 d N 4 02 F13.130.8011.74 阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。 塔板开孔率 02 u1.29 100%=9.82 u13.13 化工原理课程设计吉林化工学院 23 第四章第四章塔板的流体力学验算塔板的流体力学验算 4.14.1 气相通过浮阀塔板的压降气相通过浮阀塔板的压降 根据 pcl hh +hh ， Lp ph g 计算。 1.精馏段： （1）干板阻力： 1.825 1.825 0c1 73.173.1 u9.377m/s 1.23 V 因 01 u 0c1 u，故 2 2 V101 c1 L1 1.2310.87u h5.345.340.05m 2g2 9.8 828.97 （2）板上充气液层阻力： 取 0L 0.5h0.07m，则 l0L hh0.5 0.070.035m （3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： pc11 hh +h0.050.0350.085m 1L1p1 ph g=0.085 828.97 9.8=690.53Pa 2.提馏段： （1）干板阻力： 1.825 1.825 0c2 73.173.1 u11.87m/s 0.80 V 因 02 u 0c2 u，故 2 2 V02 c L 0.8013.42u h5.345.340.0421m 2g2 9.8 932.50 （2）板上充气液层阻力： 取 0L 0.5h0.07m，则 20L hh0.5 0.070.035m L （3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板的压降相当的液体高度为： p2 h0.0421 0.0350.0771m 2L2p2 ph g=0.0771 932.50 9.8 p =693.67pa 化工原理课程设计吉林化工学院 24 4.24.2 淹塔淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要控制降液管高度 dTw HHh， 即 dpL h +hhdH 1.精馏段： （1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： p h=0.085m （2）液体通过降液管的压头损失： 22 3 1 d 0 2.06 10 h0.1530.1530.0026 1.3 0.0122 s w L m l h （3）板上液层高度 L h0.07m，则 dpL h +h +h0.0850.00260.070.1576 d Hm 取0.5，已选定0.450.060 Tw Hmhm， 则 T 0.50.0450.0600.225 Tw Hhm 可见 1 1 dTw HHh ，所以符合防止淹塔的要求。 2.提馏段： （1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： p2 h0.0771m （2）液体通过降液管的压头损失： 22 3 d2 0 9.10 10 h0.1530.1530.0026 1.3 0.054 s w L m l h （3）板上液层高度 L h0.07m，则 d2pLd h +h +h0.0771 0.00260.070.1497Hm 取 0.5，已选定 0.45 ,0.046 Tw Hm hm 则 2 0.50.450.0460.248 Tw Hhm， 可见 d2 H2 Tw Hh，所以符合防止淹塔的要求。 4.34.3 物沫夹带物沫夹带 泛点率：= 1.36 100% s V V sL LV Fb L Z KC A 板上液体流经长度： L Z=222 0.2481.504 d DWm 板上液体流经面积： 2 23.142 0.2262.688 bTF AAAm 取物性系数K=1.0，泛点负荷系数 F C=0.103 化工原理课程设计吉林化工学院 25 (1)精馏段： 1 111 11 1.36 100% V sSL LV Fb VL Z KC A 泛点率= 3 1.23 2.651.36 2.06 101.504 828.97 1.23 38.42% 1.0 0.103 2.688 对于大塔，为了避免过量物沫夹带，应控制泛点率不超过 80%，由以上计算 知，物沫夹带能够满足 v e0.11 （液/气）的要求。 (2)提馏段：取物性系数K=1.0，泛点负荷系数 F C=0.101则 泛点率 1.36 100% V ssL LV Fb VL Z KC A 3 4.06 0.8 1.36 9.1 101.504 932.50 0.8 50.68% 1.0 0.101 2.688 由以上计算知，符合要求。 4.44.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 1. 物沫夹带线 泛点率 1.36 100% V sSL LV Fb VL Z KC A = 据此可作出负荷性能图中的物沫夹带线。按泛点率 80%计算。 （1）精馏段 1.23 1.36 1.504 828.97 1.23 1.0 0.103 2.688 SS VL 0.8= 整理得：0.2210.03852.045 SSSS VLVL , 即=5.74-53.12 由上式和物沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls 值，可算出 Vs。 （2）提馏段 化工原理课程设计吉林化工学院 26 0.80 1.36 1.504 932.51 0.80 1.0 0.101 2.688 SS VL 0.8= 整理得： 0.2170.02932.045 SSSS VLVL , 即=7.14-69.80 在操作范围内，任取若干个 S L，算出相应的 S V值。 计算如图表示： S L( 3 m/s)0.00060.00150.00300.0045 S V( 3 m/s)1.4111.3401.2501.173 由上述数据即可作出物沫夹带线 精馏段提馏段 3 / S Lcms 3 / S Vcms 3 / S Lcms 3 / S Vcms 0.0025.630.0027.27 0.015.210.016.71 2. 液泛线 根据 pLclL h +h +hh +h +h +h +h Twdd Hh 确定液泛线，由于h很小，故忽略式中的h 22/3 2 0 0 0 36002.84 5.340.1531 21000 vss Tww Lww uLL HhhE gl hl 其中 0 2 0 4 s V u d N （1）精馏段： 2 2/3 2 1 11 224 1.23 0.2255.346060.56 2 9.8 0.7852390.039828.97 S SS V LL 整理得： 222/3 111 45.51 122525169.21 SsS VLL 在操作范围内任取两个 s L值，可求出与之对应的 s V值，计算结果列于表 4-3： 化工原理课程设计吉林化工学院 27 S L0.0010.0030.0040.007 S V6.616.396.275.77 由上表数据即可作出液泛线。 （2）提馏段： 2 22/3 2 22 224 0.8 0.2255.3431.050.0690.84 2 9.8 0.7852590.039932.5 S SS V LL 整理得： 222/3 222 73.24 12703.75343.68 SSS VLL 在操作范围内任取两个 s L值， 可求出与之对应的 s V值， 计算结果列于表 4-4： 2S L0.0010.0030.0040.007 2S V8.358.128.027.75 由上表数据即可作出液泛线。 3. 液相负荷上限线 液体的最大流量应保证其在降液管中停留的时间不低于 35s。 液体在降液管中停留的时间由下式： 3 5 FT s A H s L 以5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则： 3 max 0.226 0.45 ()0.02/ 5 FT s A H Lms 据此可作出与气体流量无关的垂直的液相负荷上限线。 4. 漏液线 对于 1 F型重阀，依 0 5F 作为规定气体最小负荷的标准，则 由 2 00 4 s Vd Nu 知： （1）精馏段： 23 1 min 3.145 ()0.0392391.29/ 41.23 S Vms 化工原理课程设计吉林化工学院 28 （2）提馏段： 23 2min 3.145 ()0.0392591.72/ 40.8 S Vms 据此可作出与液体流量无关的漏液线。 5.液相负荷下限线 取堰上液层高度0.006 ow hm作为最小液体负荷标准，做出液相负荷下 限线，该线为与气相流量无关的竖直线。由式：