乙醇丙醇筛板式精馏塔的设计与计算课程设计.doc

化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 甲醇甲醇- -水二元筛板精馏塔的设计水二元筛板精馏塔的设计 教教 学学 院院 化工与制药工程学院化工与制药工程学院 专业班级专业班级 制药工程制药工程 11021102 班班 学生姓名学生姓名 邰宇娇邰宇娇 学生学号学生学号 1121021911210219 指导教师指导教师 曾庆荣曾庆荣 2014年年 6 6 月月 1313 日日 题目 甲醇水二元筛板精馏塔的设计 设计条件：常压 P=1atm（绝压） 处理量：70kmol/h 进料组成 0.55 馏出液组成 0.965 釜液组成 0.035 （以上均为摩尔分率） 加料热状况 q=0.97 塔顶全凝器 泡点回流 回流比 R=(1.12.0)Rmin 单板压降 0.7kPa 设计任务： 1完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的 设计计算） 。 2画出带控制点的工艺流程图（2 号图纸） 、精馏塔工艺条件图（2 号图纸） 。 3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。 目录 目录III 摘要V 第一章绪论1 1.1 筛板塔的特点 1 1.2 设计思路 1 第二章精馏塔的工艺设计2 2.1 产品浓度的计算 2 2.2 平均相对挥发度的计算 2 2.3 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 3 2.4 物料衡算 4 2.5 精馏段和提馏段操作线方程 5 2.6 逐板法确定理论板数及进料位置 5 2.7 实际塔板数及实际加料位置和全塔效率 5 第三章精馏塔主要工艺尺寸的设计计算7 3.1 物性计算 7 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 .12 3.3 精馏塔的流体力学验算 .17 3.4 塔板负荷性能图 .19 3.5 塔的接管.24 第四章热量衡算.26 4.1 比热容及汽化热的计算 .26 4.2 热量衡算 .27 结果汇总表.29 结束语.32 参考文献.33 主要符合说明.34 教师评分表.37 摘要 在这次课程设计任务中，我们应用了化工原理精馏知识对甲醇-水二元 筛板精馏塔进行了设计，使我们对课本知识进行了更深一步的认识，并且对 实际操作有了一定的了解。 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，是较为完整的精馏 设计过程。经计算，回流比 R=1.01，实际塔板为 18，其中精馏段 7 块，提 馏段 11 块，最终计算塔高为 14.69m，筛孔数 1580 个，精馏段操作弹性 1.81，提馏段操作弹性 2.02，符合要求。 关键词：甲醇；水；实际塔板数；回流比；操作弹性；精馏段；提馏段。 第一章绪论 1.1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，分为小孔径筛板(孔径为 38mm)和大孔径筛板(孔径为 1025mm)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)。 筛板的优点足结构简单，造价低；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，传质效率下降故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提下， 设计中可大胆选用。 1.2设计流程 全塔物料衡算 求理论塔板数 筛板塔的设计 流体力学性能校正 气液相负荷计算 画出负荷性能图 塔附属设备计算 全塔热量衡算 第二章第二章 工艺计算工艺计算 2.1 全塔物料衡算全塔物料衡算 1、原料摩尔分数的计算、原料摩尔分数的计算 设 F、D、W 分别为进料、溜出液和釜液的摩尔流量； F x、 D x、 W x分别为进料、溜出液 和釜液中易挥发组分的摩尔分数； 已知：hkmolF/70、55 . 0 F x、975 . 0 D x、035. 0 W x、1q，由物料衡算式： 总物料： WDF 易挥发组分： WDF xWxDxF 联立，可计算出馏出液和釜液的摩尔流量分别为 hkmol xx xx FW WD FD /65.31 035 . 0 975 . 0 55 . 0 975 . 0 100 hkmolWFD/35.3865.3170 2 2、温度的确定温度的确定 表 2-1 利用常压下甲醇-水平衡数据 101.3251 x00.0200.0400.0600.12570.1315 y00.1340.2300.3040.3650.395 t/ 10096.493.591.289.387.7 x0.28180.29090.33330.35130.46200.52920.5937 y0.7790.8250.8700.9150.9580.9791.000 t/ 73.171.269.367.566.065.064.5 根据甲醇-水相平衡数据表，用数值插值法确定塔顶温度 D t、进料温度 F t、塔釜温度 W t。 塔顶温度： Ct t D D 14.65 41.87 5 . 97 9 .66 41.87100 7 .64 9 . 66 进料温度： Ct t F F 25.72 92.5255 7 . 72 37.5992.52 3 . 717 .72 塔釜温度： Ct t W W 32.95 000 . 0 5 . 3 100 31 . 5 000 . 0 9 .92100 根据温度-饱和蒸气压关系式（安托因方程） t pA 500.239 080.1580 2077 . 5 lg 0 t pB 17.230 537.1687 11564 . 5 lg 0 可计算出 A（乙醇） 、B（丙醇）组分分别在塔顶、进料板、塔釜时的分压。 计算结果如下： 塔顶： CtD 05.79 kpapA0495 . 1 0 kpapB2519 . 0 0 进料板：CtF 25.72 kpapA3781 . 1 0 kpapB3432 . 0 0 塔釜： CtW 32.95 kpapA0797. 3 0 kpapB946.96 0 3、相对挥发度的计算、相对挥发度的计算 将该体系视为理想体系，根据拉乌尔定律，有 0 0 / / B A BB AA p p xp xp 代入上文计算出的分压值，可得 17 . 4 D 02 . 4 F 61. 3 W 所以，全塔平均相对挥发度为 88 . 3 3 WFD 精馏段的平均相对挥发度为 145 . 4 2 02. 417 . 4 2 1 FD 提馏段的平均相对挥发度为 86 . 3 2 02 . 4 61 . 3 2 2 FW 4、回流比的确定、回流比的确定 因为采取泡点进料，即1q，所以 55 . 0 Fq xx 则 8258 . 0 55 . 0 188 . 3 1 55 . 0 88 . 3 11 q q q x x y 又最小回流比 5410 . 0 55 . 0 8258 . 0 55 . 0 975 . 0 min qq qD xy xx R 取操作回流比 8115 . 0 5410 . 0 5 . 15 . 1 min RR 5、摩尔流量的计算、摩尔流量的计算 设V、V分别为精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量；L和 L分别为精馏段和提馏段下 降液体的摩尔流量。则 精馏段下降液体的摩尔流量 hkmolDRL/32.3135.388115 . 0 精馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolDRV/4710.6935.3818115. 01 提馏段下降液体的摩尔流量 hkmolqFDRqFLL/12.10170135.388115 . 0 提馏段上升蒸汽的摩尔流量 hkmolFqDRFqVV/47.69701135.3818115 . 0 111 6 6、平均摩尔质量的计算、平均摩尔质量的计算 已知，甲醇的摩尔质量kmolkgMA/04.32，水的摩尔质量kmolkgMB/02.18，根据乙醇-丙 醇的相平衡数据，用数值插值法有 塔顶温度 CtD 14.65 塔顶汽相组成 D y 984 . 0 000 . 1 14.65 9 . 66 000 . 1 914 . 0 7 . 64 9 . 66 D D y y 进料板温度 CtF 25.72 进料板汽相组成 F y 8039 . 0 71.79 14.65 7 . 72 83.8171.79 3 . 71 7 . 72 F F y y 塔釜温度 CtW 32.95 塔釜汽相组成 W y 187 . 0 000 . 0 32.95100 34.28000 . 0 9 . 92100 W W y y 精馏段平均液相组成 1 x 7625. 0 2 975. 055. 0 2 1 DF xx x 精馏段平均汽相组成 1 y 8939 . 0 2 8039 . 0 9839 . 0 2 1 DF yy y 提馏段平均液相组成 2 x 2925 . 0 2 035 . 0 55. 0 2 2 WF xx x 提馏段平均汽相组成 2 y 4954 . 0 2 1868 . 0 8039 . 0 2 2 WF yy y 塔顶液相平均分子量 mLD M kmolkgMxMxM BDADmLD /6895.3100.18975. 0100.32975 . 0 1 塔顶汽相平均分子量 mVD M kmolkgMyMyM BDADmVD /8157.3100.189839 . 0 100.329839 . 0 1 进料板液相平均分子量 mLF M kmolkgMxMxM BFAFmLF /731.2500.1855 . 0 100.3255. 01 进料板汽相平均分子量 mVF M kmolkgMyMyM BFAFmVF /291.2900.188039 . 0 100.328039. 01 塔釜液相平均分子量 mLW M kmolkgMxMxM BWAWmLW /511.1800.18035. 0100.32035 . 0 1 塔釜汽相平均分子量 mVW M kmolkgMyMyM BWAWmVW /642.2000.18187 . 0 100.32187. 01 精馏段液相平均分子量 1mL M kmolkgMxMxM BAmL /710.2800.187625 . 0 100.327625. 01 111 精馏段汽相平均分子量 1mV M kmolkgMyMyM BAmV /552.3000.18894 . 0 100.32894 . 0 1 111 提馏段液相平均分子量 2mL M kmolkgMxMxM BAmL /121.2200.182925 . 0 100.322925 . 0 1 222 提馏段汽相平均分子量 2mV M kmolkgMyMyM BAmV /966.2400.184954 . 0 100.324954 . 0 1 222 7 7、原料质量分数的计算、原料质量分数的计算 已知：进料板摩尔分数55 . 0 F x，则其质量分数为 685 . 0 1855 . 0 13255 . 0 3255 . 0 AF 塔顶摩尔分数953 . 0 D x，则其质量分数为 986. 0 18)975 . 0 1 (32975 . 0 32975 . 0 AD 塔顶摩尔分数043 . 0 W x，则其质量分数为 0392 . 0 18035 . 0 132035 . 0 32035 . 0 AW 表 2-2 物料衡算结果表 8、理论塔板数的计算、理论塔板数的计算 采用逐板法计算，该法应用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽相与 液相组成，从而求得所需要的理论板数。 精馏段操作线方程 5382 . 0 4480. 0 8115. 1 975 . 0 8115 . 1 8115. 0 11 n1 n D nn xx R x x R R y 提馏段操作线方程 0159 . 0 4556. 1035. 0 47.69 35.38 47.69 12.101 1 mWmm xx V W x V L y 全塔相平衡方程 nn n nn n n yy y yy y x 188 . 3 1 计算过程如下所示： 理论塔板数n n y值 n x值备注 10.9750.9095塔顶 20.9460.818 项目塔顶 D进料 F塔底 W 温度C /65.1472.7595.32 液相摩尔分数%/x0.9750.550.035 液相甲醇质量分数%/0.98390.80390.1868 相对挥发度4.174.023.61 摩尔流量hkmol/31.657038.35 摩尔质量kmolkg /31.6925.7318.51 30.9040.709 40.8560.605 50.8090.522 60.7440.429 进料板 70.6080.285 80.4000.147 90.1980.059 100.0710.019 则 精馏段所需理论塔板数为 5161 1 nNT 提馏段所需理论塔板数为 8191 2 mNT（不包括再沸器） 2.2 物性参数的计算物性参数的计算 表 2-3 甲醇、水密度、粘度、表面张力在不同温度下的值1 温度 5060708090100 甲醇 760751743734725716 水 988.1983.2977.8971.8965.3958.4 甲醇 0.3500.3060.2770.2510.225 水 0.4790.4140.3620.3210.288 甲醇 18.7617.8216.9115.8214.89 水 66.264.362.660.758.8 1、液体黏度、液体黏度 Lm 的计算的计算 应用数值插值法，计算过程如下： 精馏段平均温度 C tt t FD 695.68 2 25.7214.65 2 1 smpa LmA LmA 3117 . 0 306 . 0 70.6870 35 . 0 306 . 0 6070 1 1 smpa LmB LmB 4191. 0 414. 0 70.6870 479 . 0 414 . 0 6070 1 1 精馏段平均黏度为 smpa Lm 3372 . 0 2 55 . 0 975 . 0 14191 . 0 2 55 . 0 975 . 0 3117 . 0 1 提馏段平均温度 C tt t FW 785.83 2 75.7232.95 2 2 smpa LmA LmA 2671 . 0 251. 0 79.8390 277 . 0 251 . 0 8090 2 2 smpa LmB LmB 3465 . 0 321 . 0 79.8390 362 . 0 321 . 0 8090 2 2 提馏段平均黏度为 smpa Lm 3233 . 0 2 55 . 0 035 . 0 13465 . 0 2 55 . 0 035 . 0 2671 . 0 2 2、塔效率、塔效率 T E的估算的估算 运用 Oconnell 法估算塔效率，即 245 . 0 49. 0 mLT E 塔顶、塔釜平均温度为C tt t WD 54.87 2 03.9605.79 2 根据温度-饱和蒸气压关系式计算得 kpapA462.144 0 kpaPB591.69 0 由拉乌尔定律知 076 . 2 591.69 462.144 0 0 B A p p 运用内差法计算该温度下的液相摩尔分数 397. 0 358 . 0 54.8732.88 461 . 0 358 . 0 25.8632.88 x x 同理，计算该温度下的液体黏度 smpa 444 . 0 361 . 0 54.8790 495 . 0 361. 0 8090 1 1 smpa 553 . 0 444 . 0 54.87100 619 . 0 444 . 0 80100 2 2 该温度下液体的黏度 smpa510 . 0 397 . 0 1553 . 0 397 . 0 444 . 0 则，全塔效率 451 . 0 17 . 4 3372 . 0 49 . 0 245 . 0 T E 实际塔板数 2096.19 451 . 0 10 T T P E N N 块（包括再沸器） 精馏段实际板数 1165.10 459 . 0 5 1 1 1 T T P E N N 块 提馏段实际板数 936 . 9 459 . 0 5 2 2 2 T T P E N N 块 进料板位于第 6 块板处 3、操作压强、操作压强 m p的计算的计算 塔顶压强kpapD100，取每层塔板压降 kpap7 . 0，则 进料板压强 1TDF Nppkpap 0 . 1077 . 010100 塔釜压强 1 TDW Nppkpap6 .1147 . 0120100 精馏段平均操作压强 kpa pp p FD m 5 . 104 2 0 . 107100 2 1 提馏段平均操作压强 kpa pp p FW m 95.107 2 0 . 1076 .114 2 2 4 4、密度、密度 m 的计算的计算 （1）液相平均密度 mL 应用数值插值法有： 塔顶温度CtD 14.65，则 3 /888.746 3 . 742 14,6570 2 . 754 3 . 742 6070 mkg mLDA mLDA 3 /424.980 8 . 977 14.6570 2 . 983 8 . 977 6070 mkg mLDB mLDB 3 /3781.749 736.749 9396 . 0 1 431.743 9396. 01 mkg mLD mLDB BD mLDA AD mLD 进料板温度CtF 25.72，则 3 /975.740 1 . 730 41.8680 3 . 742 1 . 730 7080 mkg mLFA mLFA 3 /45.976 8 . 971 25.7280 8 . 977 8 . 971 7080 mkg mLFB mLFB 3 /8894.801 521.741 3883 . 0 1 480.734 3883 . 0 1 mkg mLF mLFB BF mLFA AF mLF 塔釜温度Ctw 25.95，则 3 /212.720 4 . 717 03.96100 1 . 730 4 . 717 90100 mkg mLWA mLWA 3 /62.961 1 . 726 03.96100 5 . 737 1 . 726 90100 mkg mLWB mLWB 3 /352.942 606.730 0333 . 0 1 442.722 0333 . 0 1 mkg mLW mLWB BW mLWA AW mLW 所以，精馏段平均液相密度为 3 1 /6382.775 2 889.801387.749 2 mkg mLFmLD mL 提馏段平均液相密度为 3 2 /1208.872 2 77.73835.730 2 mkg mLFmLW mL （2）汽相平均密度 mV 根据理想气体状态方程，有 精馏段 3 1 11 1 /123 . 1 15.273695,68314 . 8 553.30 5 . 104 mkg RT Mp mVm mV 提馏段 3 2 22 2 /908 . 0 15.273785.83314 . 8 966.2495.107 mkg RT Mp mVm mV 5 5、液体表面张力、液体表面张力 m 的计算的计算 运用内差法计算，已知： 塔顶温度CtD 14.65，有 mmN mDA mDA /28.18 82.17 14.6570 76.1882.17 6070 mmN mDB mDB /22.65 6 . 62 14.6570 3 . 64 6 . 62 6070 塔顶液体表面张力为 mmNxx mDBDmDADD /45.1922.65975 . 0 128.18975 . 0 1 进料板温度CtF 25.72，有 mmN mFA mFA /61.17 29.16 25.7280 28.1829.16 7080 mmN mFB mFB /92.63 6 . 62 25,7280 3 . 64 6 . 62 7080 进料板液体表面张力为 mmNxx mFBFmFAFF /45.3892.6355 . 0 161.1755 . 0 1 塔釜温度CtW 25.95，有 mmN mWA mWA /33.15 29.16 25.95100 28.1829.16 90100 mmN mWB mWB /69.59 8 .58 25.95100 7 . 60 8 . 58 90100 塔釜液体表面张力为 mmNxx mWBWmWAWW /14.5869.59035 . 0 133.15035. 01 则，精馏段平均液体表面张力 mmN FD m /95.28 2 1 提馏段平均液体表面张力 mmN Fw m /59.96 2 2 6、液体比热容与汽化潜热的计算液体比热容与汽化潜热的计算 表 2-4 甲醇、水汽化热和比热容数据 甲醇水 汽化热热容汽化热热容温度 kgkJ /CkgkJ /kgkJ /CkgkJ / 40114983.23 504.178 60112888.34.183 64 42247 6642153 704.187 80107094,294.195 904.204 1001330101.34.212 运用插值法计算，已知： 塔顶温度CtD 14.65，有 CkmolkJCkgkJC C PDA PDA /84.89/998 . 2 29.94 14.6580 3 . 8829.94 6080 CkmolkJCkgkJC C PDB PDB /331.75/1851. 4 187 . 4 14.6570 183 . 4 187 . 4 6070 塔顶液体平均比热容为 ./45.89975. 01331.75975 . 0 84.891KkmolkJxCxCC DPDBDPDAPD 进料板温度CtF 25.75，有 KkmolkJKkgkJC C PFA PFA /97.91/093. 3 14. 3 25.7580 01 . 3 14 . 3 7080 CkmolkJCkgkJC C PFB PFB /42.75/129 . 4 92 . 2 25.7580 89 . 2 92 . 2 7080 进料板液体平均比热容为 CkmolkJxCxCC FPFBFPFAPF /52.8455 . 0 142.7555 . 0 97.911 塔釜温度CtW 25.95，则 CkmolkJCkgkJC C PWA PWA /69.99/230 . 3 29 . 3 03.96100 14. 329. 3 90100 CkmolkJCkgkJC C PWB PWB /78.75/21 . 4 96 . 2 03.96100 92 . 2 96 . 2 90100 塔釜液体平均比热容为 CkmolkJxCxCC WPWBWPWAPW /62.76035 . 0 178.75035 . 0 66.991 同理，运用插值法可计算出液体汽化潜热，计算结果如下表所示 表 2-5 汽化潜热计算结果表 温度 Ct 汽化潜热kgkJ / 甲醇 水平均值 D t65.141113.0942343.2191143.85 F t75.251110.4572264.4191128.64 W t95.25997.79452229.6411106.73 7、精馏塔汽、液相负荷的计算、精馏塔汽、液相负荷的计算 （1）精馏段的汽、液相负荷 汽相负荷 sm MV V mV mV s /525 . 0 123 . 1 3600 533.3047.60 3600 3 1 1 1 hm MV V mV mV h /74.69 123 . 1 553.3047.60 3 1 1 1 液相负荷 sm ML L mL mL s /00032. 0 29.7413600 710.2835.38 3600 3 1 1 1 hm ML L mL mL h /152 . 1 29.741 358.3012.41 3 1 1 1 （2）提馏段的汽、液相负荷 汽相负荷 sm MV V mV mV s /53. 0 908 . 0 3600 966.2447.69 3600 3 2 2 2 hm MV V mV mV h /47.69 056 . 2 974.5447.69 3 2 2 2 液相负荷 sm ML L mL mL s /00615 . 0 56.7343600 966.2412.101 3600 3 2 2 2 hm ML L mL mL h /00071 . 0 56.734 966.2412.101 3 2 2 2 2.3 热量衡算热量衡算 1、塔顶上升蒸汽的热量、塔顶上升蒸汽的热量 V Q hkJnMtCVQ mVDDDPDV /515.4454593364.46126.82605.79534.13980.232 2 2、残液带出的热量、残液带出的热量 W Q hkJtCWQ WPWW /2248.89354803.96441.175945.54 3、回流带入的热量、回流带入的热量 R Q 采用泡点回流，则馏出口与回流口组成相同，即 Ctt DR 14.65，CkmolJCC PDPR /48.89 hkJtCLQ RPRR /3148.94203914.6548.8912.31 4 4、进料带入的热量、进料带入的热量 F Q hkJtCFQ FPFF /56.204352425.7252.8470 5 5、塔顶馏出液的热量、塔顶馏出液的热量 D Q hkJtCDQ DPDD /756.1160866114.6548.8935.38 6、冷凝器消耗的热量、冷凝器消耗的热量 C Q hkJQQQQ DRVC /444.2351692756.11608613148.942039515.4454593 7 7、散于周围的热量、散于周围的热量 I Q 取 BI QQ1 . 0 8、加热蒸汽代入的热量、加热蒸汽代入的热量 B Q 全塔范围内列热量衡算式，有 IWVFRB QQQQQQ 且 CRDV QQQQ 即 FCWDB QQQQQ9 . 0 56.2043524756.11608612248.893548444.2351692 hkJ /52.2625086 则 hkJQB/77.9489684 表 2-6 热量衡算计算结果： 项目进料冷凝器塔顶溜出液塔底残液再沸器 平均比热容 CkmolkJ / 84,52- 89.4876.62- 热量hkJQ/2043524.562351692.4441160861.756893548.222625086.52 2.4 塔和塔板主要工艺尺寸计算塔和塔板主要工艺尺寸计算 1、塔径的计算、塔径的计算 以精馏段计算为例 0398 . 0 703 . 1 29.741 647.6655 703.12 5 . 0 5 . 0 mV mL h h V L X 取板间距 mHT45. 0，塔板清液层高度 mhL07 . 0 mhHY LT 38 . 0 07. 045 . 0 液体表面张力mmN /20时的气体负荷因子为 22 20 185 . 0 139 . 0 0162 . 0 181 . 0 0648 . 0 0162 . 0 YXYXYXC 22 3 . 0185 . 0 3 . 00398 . 0 139 . 0 0398 . 0 0162 . 0 3 . 0181 . 0 0398 . 0 0648 . 0 0162 . 0 0829. 0 气体负荷因子 0815 . 0 20 349.18 0829 . 0 20 2 . 02 . 0 20 m CC 液泛气速 smCu mV mVmL f /127. 2 123 . 1 123 . 1 6382.775 0815. 0 取泛点率为 0.7，则空塔气速 smuu f /489 . 1 127 . 2 7 . 07 . 0 所以，精馏段塔径 m u V D s 67 . 0 489 . 1 525 . 0 44 同理，计算得提馏段的塔径为 0.7m 按标准圆整后，精馏段和提馏段塔径均取 0.7m 2、有效高度的计算有效高度的计算 精馏段： mNHZ PT 6 . 31945. 01 11 提馏段： mNHZ PT 5 . 411145 . 0 1 22 在进料口安装防冲设施，取进料板板间距mHF8 . 0，且要求每 35 块板设计一个人孔， 则全塔 20 块板应设计 3 个人孔，人孔处板间距mHP6 . 0 所以，全塔有效高度为 mHHZZZ PF 7 . 106 . 038 . 05 . 46 . 32 21 3、溢流装置计算、溢流装置计算 （1）堰长 塔径mD7 . 0，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 取 650 . 0 D lW ,则堰长 mDlW455 . 0 7 . 0660 . 0 650 . 0 （2）溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度 OW h由弗朗西斯公式计算，近似取1E,则 m L L Eh W h OW 00635 . 0 056. 1 703.12 11084 . 2 1084 . 2 3/2 3 3/2 3 mhL07 . 0 mhhh OWLW 06365 . 0 00635 . 0 07 . 0 同理，计算出提馏段 mhW0609 . 0 （3）弓形降液管宽度 d W和截面积 f A 查图 3-16， 660. 0 D lW 得 15 . 0 D Wd mWd105 . 0 6 . 115 . 0 1299 . 0 66 . 0 166 . 0 66 . 0 sin 1sin 21 2 1 D l D l D l A A WWW T f 又 222 011 . 2 6 . 1 44 mDAT 2 265 . 0 0106 . 2 069 . 0 mAf 液体在降液管内的停留时间 5265.37 00353 . 0 45 . 0 265 . 0 s Tf L HA s 符合要求 同理，计算出提馏段 574.16 s 符合要求 （4）降液管底隙高度 0 h和液体流经底隙的流速 0 u 012. 0006 . 0 0 W hh 且 mhW06365 . 0 029. 0023. 0 0 h 取 mh024 . 0 0 则 sm hl L u W s /1381 . 0 024 . 0 056 . 1 00351 . 0 0 0 同理，提馏段 smu/2446 . 0 0 4、塔板设计、塔板设计 （1）塔的分块 因 mmmmD8001600，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为 4 块，具体如下表所示： 表 2-9 塔的分块 塔径mm/1200800160014002000180024002000 塔板分块数3456 （2）边缘区宽度确定 取边缘区宽度mWC04 . 0 ，入口安定区宽度 S W,出口安定区宽度 S W均取m07 . 0 （3）开孔区面积计算 mWWDx Cd 52 . 0 04 . 0 275 . 0 2/6 . 12/ mWDr C 75. 004 . 0 2/6 . 12/ r x rxrxAa 1222 sin 180 2 75 . 0 52 . 0 sin75 . 0 180 473 . 0 75 . 0 473 . 0 2 1222 2 3047 . 0 m （4）筛孔计算及其排列 本设计取筛孔直径mmd5 0 ，按正三角形排列，一般碳钢厚度mm3 取0 . 3/ 0 dt，则孔中心距mmt 0 . 150 . 50 . 3 塔板上的筛孔总数 7329424 . 1 15 101158101158 2 3 2 3 a A t n 个 （5）开孔率 因为筛孔按三角形排列，则开孔率 %08.10 5/15 907 . 0 / 907 . 0 22 0 0 dtA A a 气体通过筛孔的速度sm A V u s /10.17 424 . 1 1008 . 0 525.10 0 0 同理，计算得提馏段smu/26.17 0 5、筛板的流体力学验算、筛板的流体力学验算 （1）干板阻力 C h的计算 6 . 05/3/ 01 dX 0820.0261.0011.2/424.11008.0/ 02 fT AAAX 则，流量系数 732 . 0 0782 . 0 441 . 0 0682 . 0 6 . 00820 . 0 6 . 0228 . 0 082 . 0 514 . 0 6 . 0115 . 0 670 . 0 441 . 0 0682 . 0 228 . 0 514 . 0 115 . 0 670 . 0 22 2 221 2 1210 XXXXXXC 开孔率%15，干板阻力按下式计算： m C u h L V C 000246. 0 29.741 703 . 1 732 . 0 532 . 1 051 . 0 051 . 0 2 2 0 0 同理，计算出提馏段干板阻力 mhC0387 . 0 （2）气体通过液层的阻力 l h的计算 按有效流通面积计算气速 a u ，有 sm AA V u fT s a /466 . 1 0265 . 0 3846 . 0 525 . 0 汽相动能因子 553. 1123 . 1 466 . 1 Vaa uF 充气系数 0 为 625 . 0 417 . 1 0757 . 0 379 . 1 355 . 0 971 . 0 0757 . 0 355 . 0 971 . 0 2 2 0 aa FF 则 mhh Ll 0313. 005 . 0 6250 . 0 0 同理，计算出提馏段 smua/480 . 1 410 . 1 a F 6167 . 0 0 mhl0427. 0 （3）液体表面张力的阻力 h的计算 精馏段液体表面张力 m dg h L m 00304 . 0 005 . 0 81 . 9 29.741 10826.1744 3 0 同理，计算出提馏段 mh00803 . 0 （4）塔板压降 P p的计算 液柱高度 mhhhh lCP 04459 . 0 00304 . 0 0413 . 0 0363 . 0 气体通过塔板的压降 kpapaghP LPP 7 . 025.33981 . 9 29.74106956 . 0 同理，计算出提馏段的液柱高度 mhP0517 . 0 kpapaPP7 . 012.444 由以上计算结果可知，气体通过塔板的压降均低于设计允许值，符合要求。 （5）液面落差 对于mmD1600的筛板塔，液面落差很小，可忽略液面落差的影响。本设计的 mmD1600，故液面落差可忽略不计。 （6）液沫夹带量 设计中规定雾沫夹带量气体液体 kgkgeV/1 . 0，本设计采用亨特（Hunt）的经验式计算 雾沫夹带量。 按泡沫层相对密度为 0.4 计算，则塔板上鼓泡层高度 mhhh LLf 175 . 0 07 . 0 5 . 25 . 24 . 0/ 雾沫夹带量 气体液体 kgkg hH u e fT a V /0417 . 0 175 . 0 45 . 0 466 . 1 10349.18 107 . 5107 . 5 2 . 3 3 6 2 . 3 6 同理，计算出提馏段气体液体 kgkgeV/0129 . 0 ，均小于气体液体 kgkg/1 . 0，所以，本设 计液沫夹带量在允许范围内。 （7）漏液点气速 OW u 本设计 mmmmhL3050，所以，漏液点气速 OW u按下式计算 VLLOW hhCu /13. 00056. 04 . 4 0 sm/49.10123. 1/6382.77500304. 007