化工原理课程设计-乙醇-丙醇连续筛板式精馏塔的设计

吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计 题目 乙醇 -丙醇连续筛板式精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 吉林化工学院化工原理课程设计 - 2 - 化工原理课程设计任务书 一 设计题目 ： 乙醇 -丙醇连续筛板式精馏塔的设计 二 任务要求 设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯（乙醇 丙醇）， 具体工艺参数如下： 原料 加料量 F 100kmol/h 进料组成 xF 0.282 馏出液组成 xD 0.902 釜液组成 xw 0.002 塔顶压力 p 100kpa 单板压降 0.7 kPa 2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算 3、主要设备工艺尺寸设计 （ 1）塔径及精馏和提馏段塔板结构尺寸的确定 （ 2）塔板的流体力学校核 （ 3）塔板的负荷性能图 （ 4）总塔高 4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 吉林化工学院化工原理课程设计 - 3 - 摘 要 精馏 是一种最常用的分离方法，它根据多次部分冷凝、多次部分汽化的原理，以塔底的汽相回流、塔顶的液相回流为基础来实现连续的高纯度分离。本设计采用筛板式精馏塔，进行苯 甲苯二元物系的分离，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，掌握汽液相平衡关系，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 50块，第块板 20 进料，塔径为 1.4,2m，塔的实际高度为 30.164m。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 13.072s，降液管底隙高度为 42.18mm，操作弹性为 3.282。提馏段： 液体在降液管停留时间为 9.147s，降液管底隙高度为 29.37mm，操作弹性为 3.248。这些值都符合实际要求，故所选的设计参数是合理。 关键字：精馏、物料衡算、塔板负荷性能图、热量衡算。 吉林化工学院化工原理课程设计 - 4 - 目录 摘 要 .2 第一章 前言 .6 1.1精馏原理及其在工业生产中应用 .6 1.2.精馏操作对塔设备的要求 .6 1.3.常用板式塔类型及本设计的选型 .6 1.4本设计所选塔的特性； .6 第二章 流程的确定和说明 .7 2.1 设计思路 .7 2.1.1 精 馏方式的选定 .7 2.1.2 操作压力的选取 .7 2.1.3 加料状态的选择 .7 2.1.4 加热方式 .7 2.1.5 回流比的选择 .7 2.1.6 塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 .7 2.2 流程说明图 . 7 第三章 精馏塔的设计计算 .8 3.1 物料衡算 .8 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量 .9 3.1.2.温度计算 .9 3.1.3 密度计算 .10. 3.1.4 表面张力计算 .12 3.1.5.黏度的求取 .13 3.1.6.相对挥发度的求取： .14 3.2 塔板数的确定 .14 3.2.1 回流比的确定 .14 3.2.2 汽液负荷计算： .15 3.2.3 理论塔层数 NT 的求取 .15 3.2.4 实际板数的求取 .17 3.3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 .18 3.3.1 气液相体积流量记算 .18 3.3.2 塔径计算与选择 .19 3.3.3 溢流装置的计算 .20 3.3.4 塔板布置 .21 吉林化工学院化工原理课程设计 - 5 - 3.3.5 筛孔计算及其开孔率 .： 22 3.3.6 塔总体高度计算 .22 3.4 筛板的流体力学计算 .24 3.4.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 .24 3.4.2 液面落差 .25 3.4.3 液沫夹带量的验算 .25 3.4.4 漏液的盐验算 .25 3.4.5 液泛的验算 .26 3.5 塔板负荷性能图 .26 3.5.1 液沫夹带线 .26 3.5.2 液泛线： .27 3.5.3 液体负荷上限线 .28 3.5.4 液相负荷下限线 .29 3.5.5 漏液线 .29 3.6 塔的接管 .30 3.6.1 进料管 .30 3.6.2回流管 .31 3.6.3 塔底出料罐 .31 参考文献 .33 附录（一） .33 附录（二）程序 .36 结束语 .37 化工原理课程设计教师评分表 .38 吉林化工学院化工原理课程设计 - 6 - 第一章 前言 1.1精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。 1.2.精馏操作对塔设备的要求 为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、 输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。 1.3.常用板式塔类型及本设计的选型 塔板为主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有：（ 1）泡罩塔板（ 2）筛孔塔板（ 3）浮阀塔板。本设计采用筛孔塔板。 1.4本设计所选塔的特性 筛孔塔板简称筛板，其结构简单，历史悠久，至今仍是应用最为广泛的一种传质分离设备。近百年来，对筛板的流体力学和传质性能的研究已取得很大进展，因而筛板的设计法已渐趋成熟 。至今，许多新型塔板都采用筛板的水力学模型作为研究基础和工程设计参照模型。据不完全统计，目前欧美许多国家工业应用的板式塔中， 60以上的内件都是筛板式及其改进型，国内在运行的板式塔中筛板型也占很大比例。单溢流液体流过整个塔面塔板上返混少，塔板效率较高，结构也最简单。但单溢流不能承受大液量，也不适用于大塔径。在工业生产中采用多降液管。最早出现的是 MD筛板，四十多年来， MD 筛板已在工业生产中得到广泛推广应用，近二十年来，多降液管筛板的型式又出现了很多种，如我国浙江工业大学开发的 DJ 塔板系列。 筛板虽然结 构简单，但气液两相流动的规律仍有一些未被认识清楚。在工程设计中还要依赖于实验数据关联和经验判别。本次课程设计主要介绍筛板的结构、性能和工程界已公认的设计方法。从总体上看，筛板塔的液相流动是呈逆流的，气体从下而上，液体从上而下。对于常规带有降液管的筛板，筛板上的气液流动则是呈错流型的，即液体水平流过筛板板面，气体从下而上穿过塔板。液体通过降液管从一层筛板流入下一层筛板。气体穿过塔板上的筛孔鼓入液层，形成泡沫层，进行气液传质，然后离开泡沫层，上升到上一层筛板。 吉林化工学院化工原理课程设计 - 7 - 第二章 流程的确定和说明 2.1 设计思路 2.1.1 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。 2.1.2 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。 2.1.3 加料状态的选择 为气液混合物泡点进料 2.1.4 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。 2.1.5 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. 2.1.6 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。 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，且能适当控制漏夜及液泛现象。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，近百年来通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。对于小流量、小塔径的实验操作，多采用单溢流筛板塔。实际操作表明，设计良好的塔，其操作弹性将大于 3。 2.2 流程说明图 吉林化工学院化工原理课程设计 - 8 - 塔顶出料 D 组成 xD 回流 L 进料 F 组成 xF 第三章 精馏塔的设计计算 乙醇 -丙醇连续筛板式精馏塔的设计 设计一连续筛板精馏塔以分离乙醇 丙醇 具体工艺参数如下： 原料加料量 F 100kmol/h 进料组成 xF 0.282 馏出液组成 xD 0.902 釜液组成 xw 0.002 塔顶压力 p 100kpa 单板压降 0.7 kPa 3.1 物料衡算 原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率及质量分数 乙醇的摩尔质量 4 6 . 0 7 /AM k g k m o l 丙醇的摩尔质量 6 0 . 1 0 /BM k g k m o l xF 0.282 xD 0.902 xw 0.002 0.231Fm 0.876Dm 0.00153Wm 吉林化工学院化工原理课程设计 - 9 - 3.1.1 原料液及塔顶、塔底的平均摩尔质量 MF=0.282 46.07+0.718 60.10=56.144kg/kmol MD=0.902 46.07+0.098 60.10=47.445kg/kmol MW=0.002 46.07+0.998 60.10=60.072kg/kmol (1)摩尔衡算： F=100kmol/h 总物料衡算： F=D+W 即 100= D+W 物料衡算： F D WF x D x W x=+ 即 100 0.282=D 0.902+W 0.002 由得： D=31.111mol/h; W=68.889kmol/h (2)质量衡算： 总质量衡算 Qm=Dm+_Wm 乙醇质量衡算 m F m D D Wq m D m W m 1 0 0 5 6 0 1 4 5 6 1 4 /mFq F M K g h 既 5614 mmDW 5 6 1 4 0 . 2 3 1 4 0 . 8 7 6 0 . 0 0 1 5 3mmDW 解得： 1 4 7 6 . 0 7 7 /mD k m o l h 4 1 3 7 . 9 2 3 /mW k m o l h 3.1.2.温度计算 利用表中数据由插值法可求的 tF， tD， tW。 吉林化工学院化工原理课程设计 - 10 - tF: Ft - 9 1 . 6 0 0 99 1 . 6 0 0 8 8 . 3 2 0 =0 . 2 1 0 0 . 3 5 8 0 . 2 8 2 0 . 2 1 0 tF =90.004 tD： Dt - 7 8 . 3 8 07 8 . 3 8 0 - 8 0 . 5 9 0 =1 . 0 0 0 0 . 8 4 4 0 . 2 8 2 0 . 2 1 0 tD =79.768 tW： Wt 9 7 . 1 6 09 7 . 1 6 0 9 3 . 8 5 0 =0 0 . 1 2 6 0 . 0 0 2 0 tW =97.107 精馏段平均温度 ： t1=（ tF+ tD） /2 =84.886 提留段平均温度 ： t2=（ tF+ tW） /2 =93.556 3.1.3 密度计算 1. 进料温度 tF =90.004 气相组成 yF ： 9 1 . 6 0 0 8 8 . 3 2 0 9 1 . 6 0 0 9 0 . 0 0 4=0 . 3 3 9 0 . 5 5 0 0 . 3 3 9 - 1 0 0 y F yF=44.161% 塔顶温度 tD =79.768 气相组成 yD： 7 9 0 7 6 8 7 8 . 3 0 8 0 . 5 9 0 7 8 . 3 0=1 0 0 y 1 0 . 9 1 4 1 . 0 0 0D yD=94.485% 塔底温度 tW =97.107 气相组成 yW: 9 7 . 1 6 0 9 7 . 1 0 7 9 7 . 1 6 0 9 3 . 8 5 0=0 - 1 0 0 y 0 0 . 2 4 0w yW=0.384% 精馏段 液相组成 1x ： FD1 x + x 0 . 9 0 2 0 . 2 8 222x 1x =59.2% 气相组成 1y : FD1 y + y 0 . 9 4 9 0 . 4 4 2y 22 1y =69.3% 所以 ML1 =46 0.592+60 (1-0.592)=51.712 kg/kmol ML2 =46 0.693+60 (1-0.693)=50.298Kg/kmol 提留段 吉林化工学院化工原理课程设计 - 11 - 液相组成 2x ： 2 ( + x )2wFxx 2x =14.2% 气相组成 2y ： 2 ( + y )2wFyy 2y =22.27% 所以 ML1 =46 0.142+60 (1-0.142)=58.012 kg/kmol ML2=46 0.223+60 (1-0.223)=56.882Kg/koml 2. 密度计算： 求得在 tF， tD， tW。下的乙醇和丙醇的密度（单位： kg/m3） 进料温度 tF =90.004 1 1 0 - 1 0 0 1 1 0 - 9 4 . 0 4 3=7 1 7 . 4 7 3 0 . 1 7 1 7 0 4 - 乙 乙 =730.0945 1 1 0 - 1 0 0 1 1 0 - 9 4 . 0 0 4 3=7 2 6 . 1 7 3 7 . 6 7 2 6 . 1 - 丙 丙 =737.5951 塔顶温度 tD =79.7686 8 0 7 0 8 0 7 9 . 7 6 8=7 4 2 . 3 7 5 4 . 2 7 4 2 . 3 - 乙 =742.576 8 0 7 0 8 0 7 9 . 7 6 8=7 4 2 . 3 7 5 4 . 2 7 4 5 . 7 - 丙 =746.022 塔底温度 tW =97.107 1 0 0 9 0 1 0 0 9 7 . 1 0 7=7 1 7 . 4 7 3 0 . 1 7 1 7 . 4 - 乙 =721.074 1 0 0 9 0 1 0 0 9 7 . 1 0 7=7 2 6 . 1 7 3 7 . 6 7 2 6 . 1 - 丙 =729427 液相密度求取： 1/ Lm= ai/ i 1 0 . 2 3 1 4 1 - 0 . 2 3 1 4+7 3 0 . 0 9 4 5 7 3 7 . 5 9 5F F =0.7975 吉林化工学院化工原理课程设计 - 12 - 1 0 . 8 7 5 8 1 0 . 2 3 1 4+7 4 2 . 5 7 6 7 4 6 . 0 2 2 4D D =0.8142 1 0 . 0 0 1 5 1 0 . 0 0 1 5+7 2 1 . 0 7 4 7 2 9 . 4 2 7W W =0.7815 精馏段密度： FDL = = 7 3 9 . 4 7 12 （ + ） 提留段密度： FWL = = 7 3 2 . 6 6 82 （ + ） 气相密度求取： DFL1 M + M 4 7 . 3 7 2 5 6 . 0 5 2M 5 1 . 7 1 222 kg/kmol WFL2 M + M 5 9 . 9 7 2 4 7 . 3 7 2M 5 8 . 0 1 222 Kg/kmol 3.1.4 表面张力计算（单位 10-3N.m-1） 液相平均表面张力 依下试计算，即 Lm ii 塔顶液相平均表面张力的计算： 乙醇的表面张力： 462.15107.971009010082.17768.7980708062.150043.9010090100oWoWoDoDoFoF丙醇的表面张力 : 吉林化工学院化工原理课程设计 - 13 - 431.172.17182.17107.9710090100595.18768.79807080999.172.17182.17004.9010090100wWwWwDwDwFwF液体表面张力： 428.17431 4.17998.0489.15002.0492.17999.17718.0199.16282.0346.17098.0523.18218 5.17902.0mWmFmD精馏段液相平均表面张力： LM 1 7 . 3 4 6 1 7 . 4 9 2= 1 7 . 4 1 922L D m L F m mN/m 提留段液相平均表面张力： L F m L W mLM 1 7 . 4 9 2 1 7 . 4 2 8= 1 7 . 4 6 022 mN/m 3.1.5.黏度的求取 精馏段 t1=（ tF+ tD） /2 =84.886利用插值法 : 19 0 8 4 . 8 8 6 9 0 8 00 . 3 8 0 . 3 8 0 . 4 4A1A =0.411mpa.s 29 0 8 0 9 0 8 4 . 8 8 60 . 5 4 0 . 6 2 0 . 5 4Bu1B =0.581mpa.s 提留段 t2=（ tF+ tW） /2 =97.705利用插值法 : 21 0 0 9 3 . 5 5 6 1 0 0 9 00 . 3 4 0 . 3 4 0 . 3 8A2Au =0.366 mpa.s 21 0 0 9 3 . 5 5 6 1 0 0 9 00 . 4 6 0 . 4 6 0 . 5 4B2Bu =0.516mpa.s 吉林化工学院化工原理课程设计 - 14 - 精馏段黏度： 1 1 1( 1 ) 0 . 4 1 3 6 0 . 5 9 2 0 . 5 8 0 2 ( 1 0 . 5 9 2 ) 0 . 4 8 0xx 乙 丙 mpa.s 提留段黏度： 2 2 2( 1 ) 0 . 3 6 5 7 0 . 1 4 2 0 . 5 1 1 5 ( 1 0 . 1 4 2 ) 0 . 4 9 1xx 乙 丙 mpa.s 3.1.6.相对挥发度的求取 ： 由 xF 0.282 yF=44.161%得 0 . 4 4 2 0 . 2 8 2( ) / ( ) / 2 . 0 11 1 1 0 . 4 4 2 1 0 . 2 8 2FFF FFyxyx 由 xD 0.902 yD=94.485%得 0 . 9 4 5 0 . 9 0 2( ) / ( ) / 1 . 8 6 01 1 1 0 . 9 4 5 1 0 . 9 0 2DDD DDyxyx 由 xw 0.002 yW=0.384%得 0 . 0 0 3 8 0 . 0 0 2( ) / ( ) / 1 . 9 2 31 1 1 0 . 0 0 3 8 1 0 . 0 0 2www wwyxyx 精馏段相对挥发度： 1=（ F+ D） /2=1.935 提留段相对挥发度： 2=（ F+ W） /2=1.967 全塔相对挥发度 : 3= 3 F D W 1 . 9 3 0 （ ） 3.2 塔板数的确定 3.2.1 回流比的确定 本设计为泡点进料 q=1 由 11Fqxyxqq ； 221 ( 1)xy x 可得 0 .2 8 2qFxx 0.4312qy 最小回流比： Dm i n x - y 0 . 9 0 2 0 . 4 3 1 2R = = 3 . 1 5 6- x 0 . 4 3 1 2 0 . 2 8 2qpqy 回流比选取： m i nR = - - R（ 1 . 1 2 . 0 ） 本设计回流比选取 吉林化工学院化工原理课程设计 - 15 - m i nR = 1 .5 R = 4 .7 3 5 3 3.2.2 汽液负荷计算： L=RD=4.735 0.0086=0.0401kmol/s V=(R+1)D=(4.7353+1) 0.008641=0.0496 L=L+qF=0.0401+0.0278=0.0679 V=V+(q-1)F=0.04955 F=0.02777 W=0.01914 3.2.3 理论塔层数 NT 的求取 精馏段操作线方程： Dn + 1 n nxRy = x + = 0 0 . 8 2 5 6 x + 0 . 1 5 7 2R + 1 R + 1 提留段操作线方程： n + 1 ny = 1 . 3 6 9 8 x - 0 . 0 0 0 8 0 0 6 相平衡方程： 精馏段 1 . 9 3 4 8 0 . 9 3 4 8yx y 提留段 1 . 9 6 6 5 0 . 9 6 6 5yx y 由逐板法可以求 : 序号 Y X 1 0.902 0.82630213124 2 0.83939503955 0.72982399619 3 0.75974269125 0.62040447844 4 0.6694059374 0.51137190626 吉林化工学院化工原理课程设计 - 16 - 5 0.5793886458 0.4158727008 6 0.50054450178 0.34122814979 7 0.43891796046 0.28790954879 8 0.39489812348 0.25222643416 进料处 9 0.34469916952 0.21103838018 10 0.28827977317 011 0.23315335109 012 00.10202576795 13 00.075840108053 14 0.10308518001 0.055218242763 15 0.074837348936 0.039509315795 16 0.053319260777 0.027843436781 17 0.037339339702 0.019342683753 18 0.025695008204 0.0132334867 19 0.017326630082 0.0088865732563 20 0.011372228046 0.005815483104 21 0.0071654487558 0.0036566348526 22 0.0042082584211 0.0021444090195 23 0.0021368114749 0.0010877487538 精馏段板数 N 精 =7 块 提留段板数 N提 =16-1=15 块 其中第 8 块板是进料板，理论版 NT=23 块（包括塔釜再沸器）。 吉林化工学院化工原理课程设计 - 17 - 3.2.4 实际板数的求取 精馏段实际板： 1=1.935 1 =0.480mpa.s 0 .2 4 51()TEl =0.49（ 1.935 0.480） -0.245=0.379 TNNE 精精 =7/0.379=18.486=19 块 提馏段实际板： 2=1.967 2 =0.491mpa.s 0 .2 4 52 ( )TEl =0.49（ 1.967 0.491） -0.2450.494 TNNE 提提 =15/0.494=30.346=31 块 全塔所需实际塔板数 : N P=19+31=50 块 全塔效率：-1 100%TT PNE N=（ 23-1） /50=44% 加料板在第 20 块。 知道板块数后可求得以下数值： 85.124265.10620.1357.0501007.01003.1137.0191007.021FWDFPDWDDFPPPPPPNPPPNPP精376.2)886.8415.273(314.8712.5165.106111 RTMPPV 3/mkg 376.2)556.9315.273(314.8012.5885.124222 RTMPP LV 3/mkg 吉林化工学院化工原理课程设计 - 18 - 3.3.精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 3.3.1 气液相体积流量计算 (1)精馏段 0 .0 4 0L R D kmol/s ( + 1 ) D = 0 . 0 5 0VR kmol/s 已知 L1M =51.712 kg/kmol; V1M =50.298 kg/kmol 3L1 7 3 9 . 4 7 1 /k g m 31 1 .8 5 3 /V k g m 精馏段质量流量： 1 L 1L = M 5 1 . 7 1 2 0 . 4 0 2 . . 7 5L kg/s 1 V 1V = M V 5 0 . 2 9 8 0 . 0 5 0 =2.493kg/s 精馏段体积流量： 1S1 1 2 . 0 7 5L = 0 . 0 0 2 8 0 5 57 3 9 . 4 7 1LL m3/s 1S1 v1 2 . 4 9 3= 1 . 3 4 51 . 8 5 3VV m3/s (2)提馏段 L = L + q F = 0 . 0 6 7 8 7 7kmol/s = V + ( q - 1 ) F = 0 . 0 4 9 5 5V kmol/s 已知 012.582 LM kg/kmol ; V2M =58.882 kg/kmol ; 32 7 3 2 . 6 6 8 /L k g m 32 2 .3 7 6 /V k g m 提留段质量流量： 2 L 2L = M 3 . 9 3 8L kg/s 2 V 2V = M V 2 . 9 1 8 kg/s 提留段体积流量： 2S2 22 . 9 3 8L = 0 . 0 0 4 0 0 9 57 3 2 . 6 6 8LL m3/s 2S2 v22 . 9 1 8= 1 . 2 2 82 . 3 7 6VV m3/s 吉林化工学院化工原理课程设计 - 19 - 3.3.2 塔径计算与选择 精馏段： 由 u=（安全系数） maxu ，安全系数 =0.60.8 maxu =LVVc 求取史密斯关联图的横坐标：1121( ) 0 . 0 4 1 6 6s LsVLV 设板间距 TH =0.45m ，板上清夜高度 LH =70mm 所以液体沉降高度 TH - LH =0.38m 于是查图可知道： 20C =0.106822 0 . 2 0 . 220 1 7 . 4 1 9 1( ) 0 . 1 0 6 8 2 2 ( ) 0 . 1 0 42 0 2 0CC m a x 7 3 9 . 4 7 1 1 . 8 5 30 . 1 0 4 2 . 4 5 11 . 8 5 3U m/s 取安全系数为 0.7， 1 m a x0 . 7 0 . 7 2 . 0 7 3 1 . 4 5 1UU m/s 1114 4 1 . 3 4 5 1 . 0 8 73 . 1 4 1 . 4 5 1sVDu m 圆整到 D=1.2m 横截面积 2 1 . 1 3 0 44TADm2 空塔气速 1T = 1 0 1 9 0AsVu m/s 提留段 求取史密斯关联图的横坐标 1222( ) 0 . 0 5 7 3 3s LsVLV 设板间距 TH =0.45m ，板上清夜高度 LH =70mm 所以液体沉降高度 TH - LH =0.38m 于是插图可知道： 20C =0.105 吉林化工学院化工原理课程设计 - 20 - 0 . 2 0 . 220 1 7 . 4 6 0( ) 0 . 1 0 5 ( ) 0 . 1 0 22 0 2 0CC m/s m a x7 3 2 . 6 6 9 2 . 3 7 60 . 1 0 2 1 . 7 9 22 . 3 7 6U 取安全系 数为 0.7， 2 m a x0 . 7 0 1 . 2 5 4UUm/s 22 24 4 1 . 2 2 8 1 . 1 1 6 83 . 1 4 1 . 2 5 4sVDu m 圆整到 D=1.2m 横截面积 130.14 22 DA T m2 空塔气速 2T = 1 4 .0 8 6AsVu m/s 3.3.3 溢流装置的计算 本设计采用单溢流弓形降液管，凹型受液盘。 (1)溢流堰长 堰长取 w = 0 . 6 6 D = 0 . 6 6 1 . 2 = 0 . 7 9 2L m （ 2）出口堰高 出口堰采用平直堰，堰上液头高度213ow 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）近似去 E 1 精馏段213o w 1 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）0.0155m w L owh h h =0.0545 m 提留段 22230w 2 .8 4 L sh = E1000wL（ ）=0.0197m 22w owLh h h =0.050 m （ 3）弓形降液管宽度和截面积 由 WL 0.66D A 0.072fTA 0.124dWD 吉林化工学院化工原理课程设计 - 21 - 所以 A 0 . 0 7 2 1 . 1 3 0 0 . 0 8 2f m2 0 . 1 2 4 1 . 2 0 . 1 4 9dW m 验算降液管内停留时间： 精馏段 S2 0 . 0 8 2 0 . 4 5= 9 . 1 4 7 5L 0 . 0 0 4 0 1 0f TAH ss 提留段 S1 0 . 0 8 2 0 . 4 5= 1 3 . 0 7 3 5 sL 0 . 0 0 2 8 1f TAH 所以降液管可以使用。 （ 4）降液管底缝高度 取降液管底缝的流速 0u =0.12m/s 所以： 精馏段 0294.012.0792.0 00281.01 010 ul Lh w s m hw=0.0503 mh0 提馏段 s220 W0L 0 . 0 0 4 0 1 0h = = = 0 . 0 4 2 1 8u 0 . 7 9 2 0 .1 2l m hw2=0.0545h02 降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度 hw3=50 mm 3.3.4 塔板布置 塔板得分块： D=1.4 m0.8 m塔板采用分块式 边缘区宽度确定： 取 Ws=Ws1=0.065 m,Wc=0.035 m 开孔区面积计算： 吉林化工学院化工原理课程设计 - 22 - Aa= 2 2 22 1 8 0 a r c s i n /x r x r r x r 其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.386 m r=D/2-Wc=0.6-0.035=0.565 m Aa= 2 2 20 . 3 8 6 0 . 5 6 5 0 . 3 8 6 3 . 1 4 0 . 5 6 5 1 8 0 a r c s i n 0 . 3 8 6 / 0 . 5 6 5 =0.0799 2m 3.3.5 筛孔计算及其开孔率： 本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3 mm 碳钢管，取筛孔直径 d0=5 mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3 d0=3*5=15 mm。 筛孔数目： n=1.158* Aa/t2=4111.106 个 开孔率为 =0.907*（ d0/t） 2=10.1 每层塔板上的开孔面积 A0 为： 20 081.0799.0101.0 mAA a 气体通过筛孔的气速为 u0=Vs/Aa 精馏段 u01= Vs1/Aa=1.345 0.101 0.081=16.675m/s 提留段 u02= Vs2/Aa=1.228 0.081=15.223 m/s 3.3.6 塔总体高度计算 塔总体高度利用下使计算 H=（ n-nF-nP-1)H 21)1( HHHHnn F HHnPnFnH BDpTT 1.塔 顶封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径 DN=1200mm，曲面高度 h1=300mm, 直边高度 h2=40mm, 内表面积 A=107117 2m 容积 32714.0 mV 则封头高度 mmhhH 34 0211 2.塔顶空间 吉林化工学院化工原理课程设计 - 23 - 设计中去塔顶间距 mHH Ta 9.045.022 。 考虑安装除沫器，所以选择塔顶间距空间 1.2m. 3.塔底空间 塔底空间高度 BH 是指从塔底最下一层塔板到塔板到底封头的底边处的距离，取釜液停留时间 5min，取塔底液面之最下一层塔板之间距离 1.5m。则 5.160 TsB A VtLH 324.25.11304.1 2714.060100095.1534.人孔 对 D 1000mm 上板式塔，为安装检修的需要，一般每隔 6-8 塔