化工原理课程设计--乙醇-水二元物系浮阀式精馏塔的设计

化工原理 课 程 设 计 题目 乙醇 -水二元物系浮阀式精馏塔的设计 教 学 院 专业班级 学生姓名 学生学号 指导教师 2013年 12 月 12 日 化工原理课程设计任务书 （一） 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 塔顶压力为常压 处理量： 1200kg/h 进料组成： 0.46（质量分率） 塔顶组成： 0.90（质量分率） 塔底组成： 0.04（质量分率） 加料状态： q=0.97 塔顶设全凝器，泡点回流 塔釜间接蒸汽加热 回流比 m i n)0.21.1( RR 单板压降 0.7kPa （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 A3、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。 (12)设计说明书。 吉林化工学 院化工原理课程设计 I 目 录 摘 要 . 1 绪 论 . 2 第一章 设计思路 . 3 1.1设计流程 . 4 1.2设计思路 . 3 第二章 精馏塔的工艺设计 . 5 2.1精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算 . 5 2.2物料衡算 . 错误 !未定义书签。 2.3理论板数和进料位置的确定 . 错误 !未定义书签。 2.4 平均温度 ,密度，摩尔质量的计算 . 7 2.5 液体表面张力 . 9 2.5平均粘度计算 . 12 2.6平均相对挥发度的计算 . 13 2.7全塔效率 . 13 2.8实际板数和实际加料位置的确定 . 13 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设 计计算 . 15 3.1塔的有关物性数据计算 . 15 3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 . 16 3.3筛板的流体力学验算 . 20 3.4塔板负荷性能图 . 23 3.5操作弹性 . 25 第四章 热量衡算 . 26 4.1比热容及汽化潜 热的计算 . 26 4.2热量衡算 . 26 第五章 板式塔的结构计算 . 27 5.1进料管 . 27 5.2回流管 . 27 5.3塔底出料管 . 27 5.4塔底蒸汽出料管 . 28 5.5塔底蒸汽进料管 . 28 第六章 塔的附属设备的设计 . 28 6.1冷凝器的选择 . 28 6.2再沸器的选择 . 28 6.3泵的选型 . 29 主要符号说明 . 30 参考文献 . 35 附 录 . 37 吉林化工学 院化工原理课程设计 1 摘 要 精馏是一种最常用的分离方法，它依据多次部分汽化、多次部分冷凝的原理来实现连续的高纯度分离。本设计采用浮阀精馏塔，进行乙醇水二元物系的分离，此设计针对二元物系的精馏问题进行分析 、计算、核算、绘图，从而达到二元物系分离的目的。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。 通过对精馏塔的工艺设计计算可知：实际塔板数为 22块，第 15块板进料，最小塔径为 0.5m，塔的实际高度为 15.2m。根据所选参数在进行校核可知：精馏段 液体在降液管停留时间为25.97s，降液管底隙高度为 12.8mm，气相最大负荷为 0.67m3/s，气相最小负荷为 0.32m3/s，操作弹性为 4.79。提 馏段 液体在降液管停留时间为 12.15 s，降液管底隙高度为 19mm，气相最大负荷为 0.7m3/s，气相最小负荷为 0.15m3/s，操作弹性为 4.7。这些值都符合实际要求，故所选的物性参数是合理。 根据物料衡算可知 : 进料带入的热量为 h/KJ1082.3 5 ,回流带入的热量为 h/KJ1052.3 5 ,塔顶蒸汽带出的热量为 h/KJ108.1 5 ,残液带出的热量为 h/KJ102.2 5 ,塔顶上升的热量为 h/KJ1092.1 6 。由精馏塔的附属设备的计算可知： 塔顶冷凝器的型号为： JB/T4714-92，塔底再沸器的型号： JB/T4714-92， 进料泵的型号为 : IS 50-32-125 关键词：精馏，精馏塔，精馏段 ,浮阀 。 吉林化工学 院化工原理课程设计 2 绪 论 精馏过程的基础是传质，即在能量剂的驱动下（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浮阀塔，浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了 升 气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以 及脱吸等传质过程中。塔径从 200mm到 6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达 10m，塔高可达 80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： ( ) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 20 40，而接近于筛板塔。 ( ) 操作弹性大，一般约为 5 9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 ( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 ( ) 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般 0.7kpa。 ( ) 液面梯 度小。 ( ) 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。 ( ) 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 60 80 ,为筛板塔的 120 130 。 在本次设计中 ,我们进行的是乙醇 水二元物系的精馏分离，我们采用的精馏装置有精馏塔 ,冷凝器等设备 ,热量从塔釜输入 ,物料在塔内进行精馏分离 ,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走 ,为了减少热量 ,能量的损失 ,我们在进料前设置了节能器 ,把塔底热产品先与进料进行热交换 ,然后再冷却 .最后完成传热传质 . 塔顶冷凝装置采用全凝器，以便于准确控制 回流比。塔底再沸器采用饱和蒸汽直接加热，提供釜液再沸时所需热量。 辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，冷凝器和再沸器的设计与选型等。 吉林化工学 院化工原理课程设计 3 第一章 设计方案的确定 1.1 设计思路 1.1.1 精馏方式的选定 本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，耗能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。 1.1.2 操作压力的选取 本设计采用常压操作，一般除了敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常 压蒸馏。 1.1.3 加料状态的选择 为气液混合物泡点进料 1.1.4 加热方式 本设计采用直接蒸汽加热。因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也减少了间接加热设备费用。 1.1.5 回流比的选择 选择回流比，主要从经济观点出发，力求使设备费用和操作费用之和最低。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin. 1.1.6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 塔顶 选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。 塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 1.1.7 浮阀塔的选择 在本设计中我们使用浮阀塔，浮阀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浮阀塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用浮阀可解决堵塞问题适当控制漏夜。 浮阀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。浮阀塔多用不锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下操作使其板效率明显下降其操作的负荷范围较袍罩塔为窄，单设计良好的塔其操作弹性仍可达到 2-3。 表 1-1 设计参数统计 项目 方式 压力 加料状态 加热 方式 回流比 冷凝器 冷却 介质 浮阀塔 选取 连续 精馏 常压 气液混合 蒸汽 加热 R=(1.1-2.0)Rmin 全凝器 自来水 浮阀塔 吉林化工学 院化工原理课程设计 4 1.2 设计流程 乙醇 水汽液混合先经过原 料预热器加热到一定的温度后 ,自塔的某适当位置连续地送入精馏塔。塔顶设有全凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体，冷凝液的一部分回入塔顶 ,称为回流液 ,另一部分作为塔顶产品 (馏出液 )连续排出，经冷却器冷却后送至贮槽，在塔内上半部 (加料位置以上 )上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递 ,塔釜采用直接蒸汽加热 ,并连续排除部分液体作为塔底产品流入储罐 . 饱和蒸汽产品采出塔底物料采出进料图 1-1精馏设计流程示意图 吉林化工学 院化工原理课程设计 5 第二章 精馏塔的工艺设计 2.1.1 精馏段进料、塔顶和塔釜产品摩尔分数的计算 乙醇： MA=46.07kg/kmol MB=18.02 kg/kmol 质量分率： xF=0.46， xD=0.90， xW=0.04 摩尔分率： 2 8 1 2.002.18/54.007.46/46.0 07.46/46.0 x f 7 7 9.002.18/10.007.46/90.0 07.46/90.0 x d0 1 6.002.18/96.007.46/04.0 07.46/04.0 x w2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 k m olkgM F /90.2502.18*)281.01(07.46*2812.0 k m olkgM D /87.3902.18*)779.01(07.46*779.0 k m olkgM W /47.1802.18*)016.01(07.46*016.0 2.2物料衡算 进料量： F=90.251200=46.33kmol/h 物料衡算式： F = D + W * * *f d wF x D x W x 联立代入求解： D = 16.09kmol/h， W =30.24 kmol/h 2.3理论板数和进料位置的确定 由 常压下乙醇和水的气液平衡数据作出乙醇和水的气液平衡组成图 表 2-1气液平衡数据表（见参考文献 【 1】 ） 温度 t 液相中乙醇的摩尔分率 % 气相中乙醇的摩尔分 率 % 100 0.00 0.00 95.5 0.0190 0.1700 89.0 0.0721 0.3891 86.7 0.0966 0.4375 85.3 0.1238 0.4704 84.1 0.1661 0.5089 82.7 0.2337 0.5445 82.3 0.2608 0.5580 81.6 0.3273 0.5826 80.7 0.3965 0.6122 79.8 0.5079 0.06564 79.7 0.5198 0.6599 79.3 0.5732 0.6841 78.74 0.6763 0.7385 78.41 0.7472 0.7815 吉林化工学 院化工原理课程设计 6 78.15 0.8943 0.8943 过（ 0.779， 0.779）点做与平衡线相切 ,截距为 0.4 则 最小回流比 minR= 0.9475 选最适宜回流比 R=2minR=2*0.9475=1.895 （ 1）采用程序一求理论板数，求解结果为 图 2 1 乙醇 水物系的气液平衡 总理论板层数：TN=10 块，精馏段 7块，提馏段 3块， 进料板位置： FN=8块 2.4.1 温度 利用表中的数据插值法可求得 ： （ 1） tf :2 6 0 8.02 8 1 2.03.823 2 7 3.02 6 0 8.0 5.813.82 t f， tf =82.05 （ 2）: 7 8 . 1 5 7 8 . 4 18 9 . 4 3 7 4 . 7 2 8 1 . 8 2 8 9 . 4 37 8 . 1 5dd tt ， dt =78.35 吉林化工学 院化工原理课程设计 7 （ 3）: 1 0 0 9 5 . 50 1 . 9 0 1 . 4 0 0100ww tt ， wt =95.79 （ 4）精馏段平均温度 ： 20.802 35.7805.8221 ttt DF （ 5）提馏段平均温度： 92.88279.9505.8222 ttt Fw 2.4.2密度 已知：混合液密度： 混合气密度： 塔顶温度： tD=78.28 C 气相组成： yD： 8943.015.7835.788943.07815.015.7841.78 yD， yD=0.8075 进料温度： tF=82.05 气相组成： yF： 5826.05.8105.825826.05580.05.813.82 yF， yF=0.5657 塔底温度：wt=95.79 气相组成：wy： y w 0 79.951 0 017.00 5.951 0 0，wy=0.159 （ 1）精馏段 液相组成1x：1 ( ) 2dfx x x， 1x=0.5301 气相组成1y：1 ( ) 2dfy y y， 1y=0.6866 所以 1ML =46.07*0.5301+18.02*(1-0.5301)=32.89kg/kmol 1MV =46.07*0.6866+18.02*(1-0.6866)=37.28kg/kmol (2)提馏段 液相组成2x：2 ( ) 2wfx x x， 2x=0.1486 吉林化工学 院化工原理课程设计 8 气相组成2y： 3624.025657.0159.022 yyy FW ， 2y=0.3624 所以 2ML =46.07*0.1486+18.02*(1-0.1486)=22.19 kg/kmol 2MV =46.07*0.3624 +18.02*(1-0.3624)=28.19 kg/kmol 2.4.3 平均密度 由不同温度下乙醇和水的密度求得D W Ft ,t ,t下的乙醇和水的密度（单位： kg 3m ） 表 3-1 不同温度下乙醇和水的密度 温度 / c/（ kg 3m ） w/(kg 3m ) 80 735 971.8 85 730 968.6 90 724 965.3 95 720 961.85 100 716 958.4 ft=82.05 f073005.82857357308085 ， f0 =732.95 8 5 8 0 8 5 8 2 . 0 59 6 8 . 6 9 7 1 . 8 9 6 8 . 6 wf， wf =970.49 49.97046.0195.73246.01 f, f=844.58 dt=78.35 C d073035.78857357308085 , d0 =736.65 wd6.96835.78858.9716.9688085 , wd =972.86 86.97290.0165.73690.01 d, d=754.98 wt=95.79 w073079.95857357308085 , w0 =719.21 ww 6.9 6 8 79.95858.9 7 16.9 6 8 8085, ww=961.69 吉林化工学 院化工原理课程设计 9 69.96104.0121.71904.01 w, w=948.89 所以， 1 2fdl 799.78 2 2fwl 896.74 2.4.4 平均摩尔质量 * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LD ddM xx 39.87kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LF ffM xx 25.90 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2LM wwM xx 18.47 kg/kmol 1LM =2LD LFMM=32.89 kg/kmol 2LM =2LW LFMM=22.19 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2VD ddM yy 0.8075*46.07+(1-0. 8075)*18.02=40.67 kg/kmol VFM = * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2ffyy 0.5657 *46.07+(1-0.5657)*18.02=33.89 kg/kmol * 4 6 . 0 7 ( 1 ) * 1 8 . 0 2VW WWM yy 0.159 *46.07+(1-0.159)*18.02=22.48 kg/kmol )05.8215.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*89.33 VF=1.16kg/m3 )35.7815.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*67.40 VD=1.41 kg/m3 )79.9515.2 7 3(*4.22 15.2 7 3*48.22 VW=0.743 kg/m3 21 VFVDV =1.29 kg/m3 22 VFVWV =0.952 kg/m3 2.5 液体表面张力 吉林化工学 院化工原理课程设计 10 依式 nLm i ii1x 由不同温度下乙醇和水的表面张力，求得Ft，Dt，Wt下乙醇和水的表面张力 . 表 3-2 不同温度下乙醇和水的表面张力 温度 / 80 90 100 110 乙醇表面张力 /10-2N/m2 18.28 17.29 16.29 15.28 水表面张力 /10-2N/m2 64.57 60.71 58.84 56.88 水表面张力 /10-2N/m2 64.3 62.6 60.7 58.8 65.73607.46000 DDmV =62.54ml 21.71907.46000 WWmV =64.06 ml 95.73207.46000 FFmV =62.86 ml 86.97202.18 wDwWDmV =18.52 ml 69.96102.18 wWwWWmV =18.74 ml 49.97002.18 WFwWFmV =18.57 ml 乙醇表面张力： F02.16 15.172.1605.8290 8090 ， F0=16.96 D015.17 1815.1735.7880 7080 ， D0=17.29 W02.15 2.162.1579.95100 90100 ， W0=15.62 水表面张力 ： 9 0 8 0 6 0 . 7 6 2 . 69 0 8 2 . 0 5 6 0 . 7wf ， wf =62.21 wd 6.62 3.646.6235.7880 7080， wd=62.88 ww 8.58 7.608.5879.95100 90100， ww=59.60 经推导： VxVx Vx DDWD WDWD 00 01 1 222 吉林化工学 院化工原理课程设计 11 VxVx Vx DDWDD DDD 000 1 塔顶表面张力： VxVxVxVxDDWDDDDDWD WD00202101 = 54.62*7 7 9.052.18*7 7 9.01*54.62*7 7 9.0 52.18*7 7 9.012=0.0065 B=lg（DWD02 ） =lg0.0065=-2.1871 Q=0.441* VV WDWDDDqTq 323200 = 52.1854.62 3232*88.622*29.17*35.7815.273 2*441.0 =-0.7627 A=B+Q=-2.1871-0.7627=-2.9498 联立方程组： A=lg（ 2SWDSCD） SWD+ SCD=1 得： SWD=0.033 SCD=0.967 原料表面张力： VxVxVxVxFFWFFFFFWF WFF0020211 = 86.62*2 8 1 2.057.18*2 8 1 2.01*86.62*2 8 1 2.0 57.18*2 8 1 2.012=0.3249 B=lg0.3249=-0.4883 Q=0.441* 23 23* * CFCF WF WFq V VTq =-0.7504 A=B+Q=-0.4883-0.7504=-1.2387 联立方程组： 得 ： SWF=0.213 SCF=0.787 吉林化工学 院化工原理课程设计 12 塔底表面张力： VxVxVxVxWWWWWWWWWW WWW0020211 = 06.64*0 1 6.074.18*0 1 6.01*06.64*0 1 6.0 74.18*0 1 6.012=17.044 B=lg17.044=1.232 Q= 52.1854.62 3232*88.622*29.17*79.9515.273 2 =-0.727 A=B+Q=1.232-0.727=0.505 联立方程组： A=lg【 2SWWSCW】 , SWW+ SCW=1 14W=0.9768* 1459.43 +0.0232* 145.23 , W=47.15 精馏段 液相平均 表面张力2 18.1823.2321 MDMF =20.71 提馏段 液相平均 表面张力2 15.4723.2322 MWMF =35.19 2.6 平均 粘度 的计算 不同温度下混合液的粘度 温度 t 80 90 100 110 乙醇的粘度 mPa/s 0.495 0.406 0.361 0.324 水的粘度 mPa/s 0.355 0.3148 0.2824 0.2589 由插值法得： 1t =80.20 时，4 9 5.0802.804 9 5.04 0 6.08090 乙醇乙醇=0.493mpa s 3 5 5.0802.803 5 5.03 1 4 8.08090 水水=0.354mpa s 2t =88.92时，495.08092.88495.0406.08090 乙醇乙醇=0.416mpa s 吉林化工学 院化工原理课程设计 13 3 5 5.08092.883 5 5.03 1 4 8.08090 水水=0.319mpa s （ 1）精馏段黏度： 1 = 11xx 水乙 醇 （ 1- ）=0.4027 mpa s （ 2）提馏段黏度： 2 =22xx 水 乙 醇 （ 1- ）=0.3334 mpa s 2.7平均相对挥发度的计算 根据乙醇 -水气液平衡组成与温度关系表利用插值法： 由 fx=0.2812 ，fy=0.5657 28 12.01 56 57.01/28 12.0 56 57.0 f=3.33 由 dx=0.779 ，dy=0.8075 得： 779.01 8057.01/779.0 8057.0 d=1.19 由 wx=0.016 ，wy=0.159 得： 016.01 159.01/016.0 159.0 w=11.63 所以，精馏段的平均相对挥发度 : 21 df =2.26 提馏段的平均相对挥发度 : 22 wf =7.48 2.8 全塔效率 （ 1）精馏段 由奥康奈公式 0.245TLE 0 . 4 9 ( )得 0.245TE 0 . 4 9 * ( 3 . 0 9 0 . 4 2 9 6 ) 0 . 4 5 7 1（ 2）提馏段 同理， 0 . 2 4 5TE 0 . 4 9 ( 7 . 5 6 0 . 3 4 0 2 ) 0 . 3 8 8 7 62.9 实际板数和实际加料位置的确定 精馏段板数 :50.0711 ENNTTP 精=14块 提馏段板数 :39.0322 ENNTTP 提=8块 实际总板数为 :N=NP精+NP提=14+8=22块 吉林化工学 院化工原理课程设计 14 全塔效率 : TE= TPNN100 %= 100*22 110 %=40.91% 实际进料板的位置是从塔顶到塔釜的 15块板 吉林化工学 院化工原理课程设计 15 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1 塔的有关物性数据计算 3.1.1 操作压强 塔 顶压强： PD=101.325kpa,取每层塔板压降 P=0.7kpa 则进料板压强： PF=101.325+0.7 14=111.125kPa 塔釜压强： PW=101.325+0.7 22=116.725kPa 精馏段平均操作压强 : k paP m 225.1062 125.111325.1011 提馏段平均操作压强 : k p aP m 925.1132 725.116125.1112 表 3-3 塔的工艺条件及物性数据计算结果 项 目 符 号 单 位 计 算 数 据 精馏段 提馏段 操作压强 P kPa 106.225 113.925 操作温度 T 80.20 88.92 平均分子量 气相 VmM kg/kmol 37.28 28.19 液相 LmM kg/kmol 32.89 22.19 平均密度 气相 Vm 3kg/m 1.29 0.952 液相 Lm 3kg/m 799.78 896.74 液体表面张力 Lm mN/m 20.71 35.19 液体粘度 Lm mPa s 0.4027 0.3334 吉林化工学 院化工原理课程设计 16 3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 3.2.1塔体工艺尺寸的计算 1精馏段 L=RD=1.895*16.09=30.49kmol/h V=(R+1)D=2.895*16.09=46.58kmol/h 气、液相质量的流率： LM LL *11 =32.89*30.49=1002.82kg/h VM VV *11 =37.28*46.58=1736.5kg/h 气、液相体积的流率： 111 LLLs =1.254m3/h 111 VVV s =1346.12m3/h 提馏段： L =L+qF=75.43kmol/h V =V+(q-1)F=45.19kmol/h 质量流量： *22 LM LL =22.19*75.43=1673.79kg/h *22 VM VV =28.19*45.19=1273.91kg/h 体积流 量： 222 LLL s =1.867 m3/h 222 VVV s =1338.14 m3/h 2塔径的初步设计 精馏段 利用 u=（安全系数） *umax;安全系数 =0.6-0.8； umax =CVVL （式中 C可由史密斯关联图查出） 横坐标数值： 0 2 3 2.011 2111 VLV SL S 吉林化工学 院化工原理课程设计 17 取 板间距 HT =0.45m HL =0.07m H LHT =0.38m 依式： 0.2L20cc 20查文献 1史密斯关联图得： C20=0.075 )201( 2.020 CC =0.075* )2071.20( 2.0 =0.0755 umax =0.0755* 29.1 29.178.799 =1.88m/s u1 =0.7*umax =1.316m/s 塔径 D1 = muV S 60.0316.1*14.3*3 6 0012.1 3 46*4114 按标准塔径调整后为： D1=0.6m, 横截面积 : DAT 214=0.785*0.62=0.2826 m2 则实际空塔气速 :2 8 2 6.0*3 6 0 012.1 3 4 611 A TV Su =1.323m/s 提馏段 横坐标数值： 043.022 2122 VLV SL S 取板间距 HT=0.45m HL=0.07m HHLT =0.38m 查文献 1图得 , C20=0.075 )202(2.020 CC =0.075* )2019.35( 2.0 =0.084 umax=0.084*952.0952.074.896 =2.58m/s u2=0.7*umax=1.806m/s 塔径 D2 = muV S 512.0806.1*14.3*360014.1338*4224 吉林化工学 院化工原理课程设计 18 按标准塔径调整后为： D2=0.5m, 横截面积： DAT 224=0.785*0.52=0.196 m2 则实际空塔气速：196.0*3600 14.13382 u=1.896m/s 3.精馏塔高度的计算 塔顶空间 Hp=2Ht=2*0.45=0.9m，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间 1.2m 已知板间距为 Ht=0.45m，可取每隔 7块板设一个人孔，则人孔数 s= 个21722 考虑在进口处安装防冲设施，取进料板间距 HF =0.8m 考虑到再沸器和裙座类型，取裙座高 Hw=3m 设置人孔处板间距 Ht =0.6m Z=0.9+（ 22-2-2） *0.45+2*0.6+0.8+3+1.2=15.2m 3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流堰长wl 取wl =0.65*D=0.65*0.6=0.39m 2.堰高 hw 由文献 1 w L 0 wh h h选用平直堰，堰上液层高度 2 / 330 w h / lh 2 . 8 4 1 0 E L（ 1） 精馏段： )39.02 54.1( 32*1 00 084.2h OW =0.006187m mhhh OWLW 0638.00 0 6 1 8 7.007.0 （ 2） 提馏段： )39.08 6 7.1( 32*1 0 0 084.2 h OW =0.0081m mh OWh Lh W 0 6 1 9.00 0 8 1.007.0 3.弓形降液管宽度dW和截面积fA由 65.0DLW，查文献 1弓形降液管系数图，得 吉林化工学 院化工原理课程设计 19 1 25.0,0 72 1.0 DAA W DTF 精馏段 m075.0m6.0*125.0125.00201.02826.0*071.0*071.0 m 2DWAADTf 提馏段 m0625.0m5.0*125.0014.0196.0*071.0 m 2WADf 精馏段： sL SH TA F 5s97.25254.1 3 6 0 0*45.0*0 2 0 1.01* 故降液管设计合理 提馏段： sL SH TA F 5s15.12867.1 3 6 0 0*45.0*014.02* 故降液管设计合理。 4.降液管底隙高度 取液体通过降液管底隙的流速 0u为 0.17m/s (精馏段 )和 0.07m/s (提馏段 ) 精馏段 : muL WL Sh 0128.017.0*39.0*3600254.1010 提馏段 : muL WL Sh 0190.007.0*39.0*3600867.1020 woh h 0 . 0 0 6 m故 降 液 管 底 隙 高 度 设 计 合 理 3.2.3 塔板布置 1塔板的分块 因 D=0.6m ,则塔板采用整块式 2 浮阀数目与排列 （ 1） 精馏段 取阀孔动能因子 120F孔速 smVFu /57.1029.1121001 取阀孔孔径 39mm 每层塔板上浮阀数目 N=个3057.10*2039.0*785.0*360012.1346012041 udV S取边缘区宽度 Wc=0.06m 破沫区宽度 WS =0.1m 计算塔板上的鼓泡区面积 RxRxRA ar c s in1 8 0x2 222a 吉林化工学 院化工原理课程设计 20 R= m24.006.026.0 X= m125.0)10.0075.0(2 6.0 得 Aa=0.0523m2 浮阀排列方式用正三角形排列，取同一个横排的孔心距 t=0.1m，估算排列间距t = 0174.01.0*30 0523.0 由于支撑与衔接要占一部分鼓泡区面积，故取 t =85mm,t=100mm， 作图得 N=27个 smu /60.1127*039.0*785.0*3600 12.1346 201 范围内)14,9(17.1329.1*6.1101 F塔板开孔率 %41.11%10 0*6.1132 3.1u01 u （ 2） 提馏段 取阀孔动能因子 120F 孔速 smVFu /30.12952.0122002 每层塔板上浮阀数目 N=个263.12*039.0*785.0*3 6 0 0 14.1 3 3 84202202 udV S取边缘区宽度 Wc=0.06m 破沫区宽度 WS=0.1m R= m19.006.025.0 X= m0875.0)10.00625.0(25.0 得 Aa=0.03m2 t = 012.01.0*26 03.0 ，作图得 N=24个 smu /97.1224*039.0*785.0*3600 14.1338 202 范围内)14,9(65.12952.0*97.1202 F 塔板开孔率 %62.14%10 0*97.1289 6.1u02 u 3.3 筛板的流体力学验算 3.3.1气体通过筛板压降相当的液柱高 度 可根据 p c l P P Lh h h h , p h g1精馏段： 干板阻力 吉林化工学 院化工原理课程设计 21 mgsmsmLuVhuuVuccc049.08.9*79.799*257.10*29.1*34.52*34.5,/135.9/29.1/1.73/1.7321201111001825.1825.1110故因板上充气液层阻力： 取 0 L l 1 0 l0 . 5 , h 0 . 0 7 , 则 h h 0 . 5 0 . 0 7 0 . 0 3 5 m液体表面张力的阻力 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柱高度为 pa