乙醇水溶液连续板式精馏塔设计

武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 0 第一章第一章 前言前言 乙醇在工业，医药，民用等方面，都有很广泛的应用，是一 种很重要的原料。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，所以，想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，要用连续精馏的 方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程， 即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得 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，塔内装有若干层塔板和充填一定高度的填料。为实现精馏 分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶 引入下降液。可知，单有精馏塔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，才能实现整个操作。 浮阀塔与 20 世纪 50 年代初期在工业上开始推广使用，由于 它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内应用最广泛的塔形， 特别是在石油，化学工业中使用最普遍。浮阀有很多种形式，但 最常用的是 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，广泛应用在化工及炼油生产中，现已列入 部颁标准（JB168-68）内，F1 型浮阀又分轻阀和重阀两种，但一 般情况下都采用重阀，只有处理量大且要求压强降很低的系统中， 采用轻阀。浮阀塔具有下列优点：1，生产能力大。2，操作弹性 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 1 大。3，塔板效率高。4，气体压强降及液面落差较小。5，塔的 造价低。浮阀塔不宜处理宜结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍 大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。 第二章第二章绪论绪论 2.12.1 设计方案设计方案 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，故操作回流比 取最小回流比的 1.4 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经 冷却后送至储罐。 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 2 2.22.2 设计方案的确定及流程说明设计方案的确定及流程说明 .1 选塔依据选塔依据 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。 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 2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为 59，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为 400660N/m2。 () 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。 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 3 () 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的 120130。 .2 加热方式：直接蒸汽加热加热方式：直接蒸汽加热 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。 .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 min 最小回流比的 1.22.0 倍，考虑到原始数据和设计任务，本方 案取 1.4，即：R 1.4R；采用釜液产品去预热原料，可以充 min 分利用釜液产品的余热，节约能源。 .4 回流方式：泡点回流回流方式：泡点回流 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。 .5 操作流程说明操作流程说明 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， 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 4 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。 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 5 第三章第三章 塔板的工艺设计塔板的工艺设计 3.13.1 精馏塔全塔物料衡算精馏塔全塔物料衡算 F：进料量（kmol/s） ：原料组成（摩尔分 F x 数，下同） D：塔顶产品流量（kmol/s） ：塔顶组成 D x W：塔底残液流量（kmol/s） ：塔底组成 W x 3 F 26.5/46 12.4 26.5/4673.5/18 83 2 9.7 100.265/461 0.265 /18 F=9.7t/h=0.1357koml/s 3600 F+S=D+W FX D=0.015kmol/s, W=0.1 F D W DW x x x DXWX 原料乙醇组成： 塔顶组成： 塔底组成： 进料量： 物料衡算式为： 联立代入求解：562kmol/s,S=0.0355kmol/s 3.23.2 主要数据参数的计算主要数据参数的计算 .1 乙醇乙醇水系统水系统 t-x-yt-x-y 数据数据 表 3-1 乙醇水系统的气液平衡数据 沸点 t/ 乙醇摩尔数 /% 沸 点 t/ 乙醇摩尔数/% 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 6 液 相 气 相 液 相 气相 99.9 0. 004 0. 053 82 27 .3 56.4 4 99.8 0. 04 0. 51 81 .3 33 .24 58.7 8 99.7 0. 05 0. 77 80 .6 42 .09 62.2 2 99.5 0. 12 1. 57 80 .1 48 .92 64.7 0 99.2 0. 23 2. 90 79 .85 52 .68 66.2 8 99.0 0. 31 3. 725 79 .5 61 .02 70.2 9 98.75 0. 39 4. 51 79 .2 65 .64 72.7 1 97.65 0. 79 8. 76 78 .95 68 .92 74.6 9 95.8 1. 61 16 .34 78 .75 72 .36 76.9 3 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 7 91.3 4. 16 29 .92 78 .6 75 .99 79.2 6 87.9 7. 41 39 .16 78 .4 79 .82 81.8 3 85.2 12 .64 47 .49 78 .27 83 .87 84.9 1 83.75 17 .41 51 .67 78 .2 85 .97 86.4 0 82.3 25 .75 55 .74 78 .15 89 .41 89.4 1 .2 温度的计算温度的计算 利用表中数据用插值法求得 ：= =85.32 tF 41 . 7 64.12 9 . 87 2 . 85 41 . 7 4 . 12 9 . 87 tF tF ：= =78.30 tD 82.7987.83 4 . 7827.78 82.7983 4 . 78 tD tD ：= =95.11 tW 61 . 1 16 . 4 8 . 95 3 . 91 61 . 1 2 8 . 95 tW tW 精馏段平均温度 =81.81 t1 2 FD tt 2 3 . 7832.85 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 8 提馏段平均温度 =90.22 t2 2 Fw tt 2 11.9532.85 .3 密度的计算密度的计算 已知：混合液密度 依式 =（a 为质量分数， L 1 B B A Aaa 为平均相对分子质量）M 混合汽密度 依式 0 0 22.4 v PM RTM 塔顶温度：=78.3 D t 气相组成： =84.20 78.478.2778.3078.27 81.83 84.9110084.91 D y D y 进料温度：=85.32 F t 气相组成： =47.12 87.985.285.32852 39.1647.4910047.49 F y F y 塔釜温度：=95.11 w t 气相组成： =18.42 95.891.395.1191.3 16.3429.9210029.92 w y w y 精馏段： 液相组成： 1 x 1 /2 DF xxx 1 47.7x 气相组成： 1 y 1 / 2 DF yyy 1 65.66y 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 9 所以 1 1 46 0.477 181 0.47731.36/ 46 0.6566 181 0.656636.38/ L V Mkg kmol Mkg kmol 提馏段 液相组成： 2 x 2 /2 wF xxx 2 7.2x 气相组成： 2 y 2 /2 wF yyy 2 32.77y 所以 2 2 46 0.0.072 181 0.07220.02/ 46 0.3277 181 0.327727.18/ 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 85808578.30 78.30736.7/ 730735730 DCD CD tCkg m 3 85808578.3 972.89/ 968.6971.8968.6 WD WD kg m 3 10.92581 0.9258 750.21/ 736.7972.89 D D kg m 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 10 3 90859085.32 85.32729.62/ 724730724 FCF CF tCkg m 3 90859085.32 968.39/ 965.3968.6965.3 WF WF kg m 3 10.2651 0.265 891.11/ 729.62968.39 F F kg m 3 W 1009595.11 95 95.11719.91/ 716720720 WC CW tCkg m 3 1009595.11 95 961.77/ 958.4961.85961.85 WW WW kg m 3 10.04971 0.0497 945.97/ 719.91961.71 W W kg m 所以 3 1 3 2 891.11750.21 820.66/ 22 893.58924.64 918.54/ 22 FD L FW L kg m kg m 4611841.24/ LDDD Mxxkg kmol 4611821.47/ LFFF Mxxkg kmol 4611818.56/ LWWW Mxxkg kmol 1 41.2421.47 31.36/ 22 LDLF L MM Mkg kmol 2 18.5621.47 20.02/ 22 LWLF L MM Mkg kmol 4611841.58/ VDDD Myykg kmol 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 11 4611831.19/ VFFF Myykg kmol 4611823.16/ VWWW Myykg kmol 1 41.5831.19 36.39/ 22 VDVF V MM Mkg kmol 2 23.1631.19 27.18/ 22 VWVF V MM Mkg kmol 1.293 105.325 22.4 31.19 1.10 8.3145273.1585.3229 VF 1.293 105.325 22.4 41.58 1.50 8.3145273.1578.3029 VD 1.293 105.325 22.4 23.16 0.796 8.3145273.1595.1129 VW 3 1 1.10 1.50 1.30/ 2 V kg m 3 2 1.100.796 0.948/ 2 V kg m .4 混合液体混合液体表面张力表面张力 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 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 12 注： 00 0 0000 ww w wwww x Vx V x Vx Vx Vx V 000 / swswswsss 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 62.44 736.7 C CD CD m VmL 46 63.90 719.91 C CW CW m VmL 46 63.05 729.62 C CF CF m VmL 18 18.59 968.39 W WF WF m VmL 18 18.50 972.89 W WD WD m VmL 18 18.72 961.77 W WW WW m VmL 表 3-3 不同温度下乙醇和水的表面张力 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 13 温度/ 708090 10 0 乙醇表面张力 /10-3N/m2 18 17 .15 16 .2 15 .2 水表面张力/10- 3N/m2 64. 3 62 .6 60 .7 58 .8 求得在下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3Nm-1）, DFW ttt 乙醇表面张力： 908085.3280 16.64 16.2 17.1517.15 CF CF , 807078.370 17.29 17.15 1818 CD CD , 1009095.11 90 15.69 15.2 16.216.2 CW CW , 水表面张力： 908060.762.6 61.59 85.328062.6 WF WF , 807062.664.3 62.89 78.37064.3 WD WD , 1009058.860.7 59.73 95.11 9060.7 WW WW , 塔顶表面张力： 2 2 1 1 DWD WD CDDCDDWDDWD xV x VxVx V 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 14 2 1 0.8318.50 0.83 62.44 1 0.8318.500.83 62.44 0.0035 2 lglg0.00352.4594 WD CD B 2/3 2/3 0.4410.7629 CDCD WDWD Vq QV Tq 2.45940.76293.2223ABQ 联立方程组： 2 lg1 SWD SWDSCD SCD A , 代入求得： 0.976 SWDSCD =0. 024 , 1/41/4 1/4 0.02462.890.97617.2917.93 DD , 原料表面张力： 2 2 1 1 FWF WF CFFCFFWFFCF xV x VxVx V 2 1 0.12418.59 0.124 63.051 0.12418.590.124 63.05 1.407 2 lglg1.4070.1484 WF CF B 2/3 2/3 0.4410.7395 CFCF WFWF Vq QV Tq 0.14840.73950.5911ABQ 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 15 联立方程组： 2 lg1 SWF SWFSCF SCF A , 代入求得： 0.606 SWFSCF =0. 394 , 1/41/4 1/4 0.39461.590.60616.6429.36 FF , 塔底表面张力： 2 2 1 1 WWW WW CWWCWWWWFCW xV x VxVx V 2 (1 0.02) 18.72 0.02 63.901 0.0218.720.02 63.90 13.42 2 lglg13.421.128 WW CW B 2/3 2/3 0.4410.709 CWCW WWWW Vq QV Tq 1.1280.7090.419ABQ 联立方程组： 2 lg1 SWW SWWSCW SCW A , 代入求得： 0.227 SWWSCW =0. 773 , 1/41/4 1/4 0.77359.730.22715.6945.75 WW , （1）精馏段液相表面张力：= 1 2/)( DF 65.232/ )93.1736.29( （2）提馏段液相表面张力： 2 2/ )( WF 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 16 56.372/ )75.4536.29( .5 混合物的黏度计算混合物的黏度计算 表 3-4 水在不同温度下的黏度 温度 黏度mPa s 温度黏度mPa s 810.3521900.3165 820.3478910.3130 表 3-5 乙醇在不同温度下的黏度 温度黏度mPa s 800.495 1000.361 =81.81 查表得： =0.3486mPa.s =0.483 t1 水醇 mPa.s =90。22 查表得： =0.3157mPa.s =0.427 mPa.s t2 水 醇 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 17 精馏段黏度： 111 1 0.4770 0.4830.34861 0.47700.4127 xx mPa s 醇水 提馏段黏度： 222 1 0.427 0.0720.31571 0.0720.3237 xx mPa s 醇水 .6 相对挥发度计算相对挥发度计算 由 =0.4712 =0.124 yFxF 得： F 124 . 0 1 4712. 01 124. 0 4712. 0 6.30 由 =0.8420 =0.83 yDxD =1.09 D 83 . 0 1 8420. 01 83 . 0 8420. 0 由 =0.1842 =0.02 yWxW W 02 . 0 1 1842. 01 02 . 0 1842. 0 11.06 （1）精馏段相对挥发度 1 6.30 1.092.620 （2）提馏段相对挥发度 2 6.30 11.068.347 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 18 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 1.01325105Kpa 下乙醇水的气液平衡组成可绘出平 衡曲线，即 xy 曲线图，并绘出最小回流比图。 图 3-1 确定最小回流比的计算 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 19 1.00.1240.41087 qq qxy , , 所以 min 0.830.41087 1.461 0.410870.124 Dq qq xy R yx min 1.41.4 1.4612.0454RR 已知：精馏段操作线方程： 1 0.67160.2725 11 D nn xR yxx RR 提馏段操作线方程： 1 3.42140.0684 DF nnn DxFxL yxx VV 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 20 图 3-2 图解法求理论板数 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.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： 计算。 0.245 0.49 TL E 其中： 塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 21 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mPa.s。 L （1）精馏段 已知 1 2.2600.4127 L mpa s =0.49=0.481 =35 块 ET )4127 . 0 260. 2 ( 245 . 0 P精 E N T T 481 . 0 17 为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 36 块板。 （2）提馏段 已知 2 8.3470.3237 L mpa s =0.49=0.384 =8 块 T E )3237 . 0 347. 8 ( 245 . 0 提 E N T T 384 . 0 3 为了安全起见，精馏段再加一块板，总共为 9 块板。 全塔所需实际塔板数：= + =36+9=45 块 NPP精 提 全塔效率： 20 45 T T P N E N %=44.44% 加料板位置在第 37 块塔板 3.43.4 塔径的初步设计塔径的初步设计 .1 气、液相体积流量计算气、液相体积流量计算 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 22 根据 x-y 图查图计算，或由解析法计算求得： min 1.461R 取 min 1.41.4 1.4612.0454RR （1）精馏段 2.0454 0.0150.0307/ 12.0454 10.0150.0457/ LR Dkmol s VRDkmol s 则质量流量： 11 11 30.99 0.03070.962/ 36.39 0.04571.6614/ L V LM Lkg s VM Vkg s 则体积流量： 33 1 1 1 3 1 1 1 0.962 1.17 10/ 820.66 1.6614 1.278/ 1.3 S L S V L Lms V Vms （2）提馏段 q=1.0 0.0307 1 0.12550.1562/LLqFkmol s 10.0457/VVqFkmol s 则质量流量： 22 22 20.02 0.15623.1273/ 27.18 0.04571.241/ L V LMLkg s VM Vkg s 则体积流量： 33 2 2 2 3 2 2 2 3.1273 3.44 10/ 918.54 1.241 1.309/ 0.948 S L S V L Lms V Vms .2 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 23 有=(安全系数)，安全系数=0.60.8， uumax V VL cu max 式中可由史密斯关联图查出 c 图 3-3 史密斯关联图 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 24 横坐标数值为 023 . 0 3 . 1 1017 . 1 1 1 ) 3 . 1 66.820 ( )( 2 1 3 2 1 1 1 V L V L S S 取板间距 则-m HT 4 . 0m HL 06 . 0 HT m HL 34 . 0 查图可知 071 . 0 20c = c 073 . 0 071 . 0 1 ( ) 20 65.23 () 20 2 . 02 . 0 20 c 833 . 1 3 . 1 3 . 166.820 073 . 0 max u =0.7=0.7 D=1.126 uumax 283 . 1 833 . 1 1 1 4 u VS 283 . 1 14 . 3 278 . 1 4 圆整 塔截面积 m D 2 . 1 mDAT 22 1304 . 1 4 实际空塔气速为 = 1 u sm/131 . 1 1304 . 1 278 . 1 .3 提馏段塔径的计算提馏段塔径的计算 横坐标数值为 0818 . 0 309. 1 1044 . 3 2 2 ) 948 . 0 54.918 ( )( 2 1 3 2 1 2 2 V L V L S S 取板间距 则-m HT 4 . 0 m HL 06 . 0 HT m HL 34 . 0 查图可知 074 . 0 20c = c 0839 . 0 074 . 0 2 ( ) 20 56.37 () 20 2 . 02 . 0 20 c sm u /610 . 2 948 . 0 948 . 0 54.918 0839 . 0 max 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 25 =0.7=0.7 uumax sm/827 . 1 610 . 2 =0.955m 827 . 1 14 . 3 309 . 1 4 2 2 2 4 u V D S 圆整 ,均取=1m 塔截面积 m D 1 DmDAT 22 1304 . 1 4 实际空塔气速为 = 2 u sm/158 . 1 1304 . 1 309 . 1 由于精馏段与提馏段塔径相差不大,故塔径都取 1.2m。 3.53.5 溢流装置溢流装置 .1 堰长堰长的计算的计算 lW 取=0.65=0.65 1.2=0.78m lWD 本设计采用平直堰，设出口堰不设进口堰，堰上液高度 按下式计算 hOW =(近似取 E=1) hOW )( 3 2 1000 84 . 2 l L w h E （1）精馏段： = hOW m009 . 0 3 1000 84 . 2 ) 78 . 0 10212 . 4 3600 ( 3 2 堰高 =0.06-0.009=0.051m hhh OWLw 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 26 （2）提馏段： = hOW m018 . 0 3 1000 84 . 2 ) 78 . 0 10384.123600 ( 3 2 堰高 =0.06-0.018=0.042m hhh OWLw .2 弓降液管的宽度和横截面积弓降液管的宽度和横截面积 图 3-4 查图得 =0.1814. 0 A A T F D WD 则 2 1583. 01304. 114. 0m AF m WD 18 . 0 118 . 0 验算降液管内停留时间 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 27 精馏段： 1 3 0.1583 0.4 54.12 1.17 10 s 提馏段： 2 3 0.1583 0.4 18.41 3.44 10 s 停留时间 5s 故降液管可以使用 .3 降液管底隙高度降液管底隙高度 图 3-5 降液管示意图 （1）精馏段： 取降液管底隙流速 ,则sm u /14 . 0 0 m 取0107 . 0 14 . 0 78 . 0 1017 . 1 3 0 1 0 ul L h W S 0 0.01hm （2）提馏段： 取降液管底隙流速 ,则sm u /14 . 0 0 m 取0315 . 0 14 . 0 78 . 0 1044 . 3 3 0 1 0 ul L h W S 0 0.03hm 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 28 3.63.6 塔板的塔板的结构尺寸、浮阀数目及排列结构尺寸、浮阀数目及排列 采用斤型重阀，重量为 32g，孔径为 39mm。 .1 塔板的结构尺寸塔板的结构尺寸 由于塔径大于 800mm，所以采用单溢流型分块式塔板，塔板 面积可分为四个区域：鼓泡区，溢流区，破沫区，无效区。 图 3-6 分块式塔板示意图 本设计塔径 D=1.2m，故塔板采用分块式，以便通过入孔装拆 塔板。 .2 浮阀数目及排列浮阀数目及排列 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 29 （1）精馏段：取阀孔动能因子 F0=11，孔速为： 01 u =9.648 0 01 V1 F u 11 1.3 m/s 每层塔板上的浮阀数目为： =111 个 1 2 001 V N d u 4 S 2 1.278 0.0399.6480. 785（） 取边缘区宽度 Wc=0.06m，破沫区宽度 Ws=0.06m。 计算塔板上的鼓泡区面积，按式 2 221 a R A2sin 180R x x Rx 计算 其中： DS D1.2 W +W0.180.060.36 22 xm（）= c D1.2 RW0.060.54 22 m 所以：=0.715 a A 2 22 3.14 0.540.36 20.360.540.36sin 1800.54 arc 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：=0.092m a t A t N 0.715 111 0.07 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 0.092m，而应小 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 30 些，故取 =0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数目为t 115 个。 图 3-7 精馏段浮阀数目的确定 按 N=115，重新核算孔速及阀孔动能因子： 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 31 =9.31 01 u 2 1.278 3.14 0.039115 4 （） m/s =9.31=10.615 01 F1.3 阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。 塔板开孔率=12.18% 01 u 100% u 1.134 100% 9.31 （2）提馏段：取阀孔动能因子=11，孔速为： 0 F 02 u =11.3 V 0 02 F u 11 0.948 m/s 每层塔板上的浮阀数目为： =97 个 s2 2 002 V N d u 4 2 1.309 0.7850.03911.3（） 取 t=0.070m 则排间距： a t A t N 0.1053 97 0.07 m 0. 715 = 同上取 =90mm，则排得阀数目为 101 个。 t 图 3-8 提馏段浮阀数目的确定 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 32 按 N=101，重新核算孔速及阀孔动能因子： s2 022 2 V1.309 u10.85m/s 0.7850.039101 d N 4 02 F10.850.94810.56 阀动能因子变化不大，仍在 913 范围内。 塔板开孔率 02 u1.158 100%=10.67 u10.85 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 33 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 34 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，计算。 pcl hh +hh Lp ph g 1.精馏段： （1）干板阻力： 1.825 1.825 0c1 73.173.1 u9.077m/s 1.3 V 因，故 01 u 0c1 u 22 v101 c1 1 u1.3 9.648 h5.345.340.04m 22 9.8 820.66 L g （2）板上充气液层阻力： 取则 0L 0.5h0.06m， l0L hh0.5 0.060.03m （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 +h0.040.030.07m 1L1p1 ph g=0.07 820.66 9.8=562.97Pa 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 35 2.提馏段： （1）干板阻力： 1.825 1.825 0c2 73.173.1 u10.82m/s 0.948 V 因，故 02 u 0c2 u 22 V202 c L2 u0.948 10.85 h5.345.340.0331m 22 9.8 918.54g （2）板上充气液层阻力： 取则 0L 0.5h0.06m， 20L hh0.5 0.060.03m 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 h0.0331 0.030.0631m =568pa 2L2p2 ph g=918.54 0.0631 9.8 p 4.24.2 液泛液泛 为了防止液泛现象的发生，要控制降液管高度， dTw HHh 即 dpL h +hhdH 1.精馏段： 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 36 （1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： =0.07m p h （2）液体通过降液管的压头损失： 22 3 1 d 0 1.17 10 h0.1530.1530.003 0.78 0.0107 s w L m l h （3）板上液层高度 ，则 L h0.06m dpL h +h +h0.0030.060.070.133 d Hm 取，已选定51 Tw Hmhm， 则 T 0.50.040.0510.2255 Tw Hhm 可见，所以符合防止液泛的要求。 1 1 dTw HHh 2.提馏段： （1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度： p2 h0.0631m （2）液体通过降液管的压头损失： 22 3 d2 0 3.44 10 h0.1530.1530.003 0.78 0.0315 s w L m l h （3）板上液层高度 ，则 L h0.06m d2pLd h +h +h0.0631 0.0030.060.1261Hm 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 37 取，已选定 0.5 0.4 ,0.042 Tw Hm hm 则， 2 420.221 Tw Hhm 可见，所以符合防止液泛的要求。 d2 H2 Tw Hh 4.34.3 雾沫夹带雾沫夹带 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 Z21.22 0.180.84 d DWm 板上液体流经面积： 2 21.13042 0.15830.8138 bTF AAAm 取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.10 F C (1)精馏段： 1 111 11 1.36 100% V sSL LV Fb VL Z KC A 泛点率= 3 1.3 1.2781.36 1.17 100.84 820.66 1.3 64.2% 1.0 0.10 0.8138 对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过 80%， 由以上计算知，雾沫夹带能够满足 0.11（液/气）的要求。 v e 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 38 (2)提馏段：取物性系数 K=1.0，泛点负荷系数=0.101 则 F C 泛点率 1.36 100% V ssL LV Fb VL Z KC A 3 1.309 0.948 1.36 3.44 100.84 918.540.948 56.53% 1.0 0.10 0.8138 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.雾沫夹带线 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雾沫夹带线。按泛点率 80%计算。 （1）精馏段 1.3 1.36 0.84 820.66 1.3 1.0 0.10 0.8138 SS VL 0. 8= 整理得：0.06510.03981.1424 SSSS VLVL , 即=1. 636-28. 704 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 39 由上式和雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 Ls 值，可算出 Vs。 （2）提馏段 0.948 1.36 0.84 918.540.948 1.0 0.10 0.8138 SS VL 0. 8= 整理得： 0.06510.03211.1424 SSSS VLVL , 即=2. 028-35. 589 在操作范围内，任取若干个，算出相应的值。 S L S V 表 4-1 雾沫夹带线数据 精馏段提馏段 3 / S Lcms 3 / S Vcms 3 / S Lcms 3 / S Vcms 0.006 1 0.0011. 0.0021.0.0051. 0.006 1 0.0131. 0.011.348960.0141. 由上述数据即可作出雾沫夹带线 1.液泛线 武汉工程大学化工与制药学院化工原理课程设计 40 根据 pLclL h +h +hh +h +h +h +h Twdd Hh 确定液泛线，由于很小，故忽