化工原理课程设计—板式精馏塔的设计

1、板式精馏塔的设计1.1 概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型 式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质 热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔 顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续 变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小;（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安

2、装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1 ）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇 形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。（一）泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用 多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造

3、价高、安装维修不便， 板上液层厚，气体流径曲折，塔板压降大，因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高。现虽已为其他新 型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。（a ； b）图1泡罩塔（二）浮阀塔浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从 浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自 行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F 1型（V 1型）、V 4型、十字架型、和A型，其中F- 1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应 用，已列入部颁标准（JB

4、1118 81）。其阀孔直径为39mm重阀质量为33g,轻阀为25g。一般多采用重 阀，因其操作稳定性好。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造 价低，塔板结构较泡罩塔简单。F-1型浮阀塔板A方形浮阀（三）筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成 气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压 降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，

5、不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。垂直筛板00O片向孔林德筛板图3筛板塔板1.2设计方案的确定及流程说明1.2.1 装置流程的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输 入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。 在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操 作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可采

6、用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作 用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态 物料，则宜用分凝器。苯甲苯混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔德进料板，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，最后流入塔底在肺气肿。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。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸 汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液

7、，其余 部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔 底产品经冷却后送入贮槽。流程图如附图 6：1.2.2 操作压力精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔 底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增 加可提高塔的处理能力， 但会增加塔身的壁厚， 导致设备费用增加； 压力增加， 组分间的相对挥发度降低， 回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却 水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计中已制定为塔顶压

8、力为4kPa。1.2.3 进料热状态进料热状态以进料热状况参数 q 表达。进料状态有 5 种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体：q 1;饱和液体（泡点）：q=1;气、液混合物：Ovqv 1 ;饱和蒸气（露点）：q= 0;过热蒸气：qv Oo q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值DF有关；对于低温精馏，不论 DF值如何，采用较高的 q值为经济；对于高温精馏，当DF值大时宜采用较小的 q值，当DF值小时宜采用q值较大的气液混合物。 本设计中已制定为气液混合进料： 液：气 =1 ： 2o1.2.4 加热方式蒸馏一般采用间接蒸

9、汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大 的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用， 并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻 组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。1.2.5 回流比的选择影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所 需理论板数， 还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量， 以及塔板

10、、 塔径、 蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择， 因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。（1 ）先求出最小回流比 Rnin，取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R=（ 1.12 ） Rnin；（2）在一定的范围内，选 5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔 板数的曲线。当 R=Rnin时，塔板数为8； R Rnin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。1.3塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理

11、量，F=4600kg/h ； xf=0.41 ； xd=0.99 ； xw=0.02 ;回流比R （自选）；进料热状况， q=1/3 ，塔顶压强， p 塔顶 =4kPa。表 1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M1沸点（C）临界温度tC （C）临界压强Pc(kPa)苯AGHs78.1180.1288.56833.4甲苯BC6HCH92.13110.6318.574107.7表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0C80.1859095100105110.60Pa，kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.20240.0Pb , kPa40.046.054.063.374.386

12、.0表3常温下苯-甲苯气液平衡数据（2 : P8 例 1 1 附表 2)温度0C80.1859095100105110.6液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4纯组分的表面张力（1:P378附录图7）温度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3表5组分的液相密度（1:P382附录图8）温度（C）8090100110120苯,kg/ m3814805791778763甲苯,kg/ m3

13、809801791780768表6液体粘度比（1:P365 )温度（C）8090100110120苯(mPa .s )0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp .s ）0.3110.2860.2640.2540.2281.3.1 物料衡算与操作线方程1.3.1.1 料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率1.3.1.2 平均分子量M F =0.45 78.11(1 -0.45) 92.13 = 85.82Kg / KmolM d =0.992 78.11(1 -0.992) 92.13 = 78.22Kg / KmolMw =0.0235 78.11(1 -0.0235) 92.1

14、3 =91.80Kg / Kmol1.3.1.3 全塔物料衡算总物料衡算D+W=F / =4600(1)Xf41/78.1141/78.11 - 59/92.13= 0.45Xd99/78.1199/78.11 1/92.13-0.9922/78.112/78.1198/92.13= 0.0235易挥发组分物料衡算O.99D/ +0.02W =0.41 X F(2) 联立上式(1)、(2)得：F=4600kg/h W =2751kg/h D =1849kg/h则 MF360 Kmol/hD = 184923.64 Kmol/hM D 78.22W = W 2751 二 29.97 Kmol /

15、 h M w 91.801.3.1.4 q线方程（在本设计中给定为 q=1/3 ） 精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线,1q q Xf 3q 二q _1 q _1 1 _1_3描述该直线的方程称为 q线方程或进料方程。Xf0.450.5x 0.675 !-13式中 q进料热状态参数；交点处易挥发组分气相、液相摩尔分数；Xf进料中易挥发组分摩尔分数；1.3.1.5精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。可知 xq=0.31;y q=0.52,则 Rmin yq - Xq精馏段操作线方程为R y 二y q、Xq由图1式中 y、x=

16、0.99252 = 2.48 ,取 R=1.3Rmin=1.3 X 2.48=3.220.52-0.3113.220.992x + xD =x += 0.763X + 0.235R 1 R 13.22 13.22 1分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；XD塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，R= L/D；1.3.1.6 提馏段操作线在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d（xd, yd），即进料点与提馏段内的任一截面间进行质量和热量衡算，连接cd （c点坐标为Xw,X W）可作出提馏段操作线方程。1.3.2理论塔板数的计算欲计算完成规定分离要求的所需的理论板数，须知原料液组成，选择

17、进料热状况和操作回流比等精馏 操作条件，利用气液平衡关系和操方程求算。以塔内衡摩尔流简化假定为前提，常用的理论板数求算方法有：逐板计算法、直角梯级图解法（法）、解析法、数值法。在本设计中，因苯一甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法 如下：M-T（1）苯-甲苯平衡数据通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表 C,通过表在图1直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出 C点（Xw Xw）、e点（Xf、Xf）、a点（Xd、Xd）三点；（2） 根据以上1.3.1.5中的计算得截距为，画出精馏段线ab,;（3）根据以上1.3.1.4中的计算画出q线ef交ab于d点；（4）连接cd，即得提留段

18、操作线；（5） 自点a （Xd、Xd）开始，在精馏段操作线ab与平衡线之间下边绘直角梯级，梯级跨过两操作线交点d时，改在提留段操作线cd与平衡线之间绘直角梯级，直到梯级的垂直线达到或超过点c点（xw xw）为止，每一个梯级代表一层理论板，跨过交点d的梯级为进料板。在图（1 ）上作操作线方程及梯级，从图可读出共需理论板数16层，精馏段需要8层，加料板位于第9层（从上往下数，不包括再沸器）。1.3.3 塔板效率和实际塔板数1.3.3.1 塔板效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设 计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对

19、设计的塔在建成后能否满足生产 的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。从图（2）读出：塔顶液相组成xd =0.992，td =80.4C80 4 +1103塔底液相组成 xw =0.0235，tw =110.3 0C，所以，tm 二叱 二03 二 95.35C。2根据主要基础数据 5），由内插法得u苯=0.266， U甲苯=0.274。故=xF 苯（1xF）i 甲苯二 0.45 0.2661 - 0.450.274 =0.2704mPa .s则 Et =0.17 -0.61

20、6lg=17 -0.616lg 0.2704 ： 0.52 ： 52%1.3.3.2 实际板数NP88 2精馏段N精15.38 : 16（块）提馏段N提15.76 : 16（块）0.520.52故实际塔板数 Np=16+16=32 （块）1.4塔的工艺条件及物性数据计算（精馏段）1.4.1 操作压强Pm塔顶压强Pd =4 701.3 =105.3kPa，取每层板的压降为 0.7kPa，故进料板的压强为：105.3+116.5Pf =16 0.7 105.3 =116.5kPa，故精馏段平均操作压强为：Pm（精）110.9kPa21.4.2 温度 tm根据操作压强，由下式计算操作温度P = P：

21、Xa PjxB，经试差得到塔顶tD = 80.40C，进料板温度80 4 +100 3tF =100.3C，则精馏段的平均温度 tm90.350C，21.4.3 平均分子量Mm塔顶：XD = y1 =0.992，x1 =0.98MVDm =0.992 78.11(1 -0.992) 92.13 = 78.22Kg / KmolM LDm =0.98 78.11（1 -0.98） 92.13 =78.39Kg /Kmol进料板：yF =0.614，xF =0.396M LFmMVFm =0.614 78.111 -0.61492.13 = 83.52Kg / Kmol= 0.396 78.111

22、 -0.39692.13 =86.58Kg / Kmol则精馏段平均分子量:M Vm （精）=78.22 83.52 =80.87kg/kmol，M Lm7839 8S58 = 82.485kg /kmol1.4.4 平均密度：-m1.4.4.1 液相密度；-Lm根据主要基础数据 5），由内插法得：Pa =815.8Kg/m3，:% =808.1 Kg/m3= 797.2Kg /m3，订=789.7Kg /m3。由丄二玉 电（a为质量分率），塔顶，故rLmDLm ?LA ；?LB= 815.7Kg/m3aA =0.396 78.110.396 78.11（1 -0.396）92.130.357

23、故精馏段平均液相密度：?Lm （精）815.7790.6 ）03.15 Kg 打1.4.4.2气相密度mv （精）PM M V m （精）110.2 80.87RT=2.95Kg /m38.31490.35 273.15匚二漳 57，故 Um790.6Kg/m3?LmF792.7789.7根据主要基础数据 5）,由内插法得:1.4.5 液体表面张力二m xi；i二 a顶二 21.22,；b 顶二 21.48， - a进二 18.78, 进=19.48。f =0.9992 21.220.008 21.48 = 21.62mN/m二m进=0.396 18.780.604 19.48 =19.21m

24、N / m21 62 +19 21则精馏段平均表面张力：im =20 415mN /m2n1.4.6 液体粘度丄向二V XL-ii h=0.264根据主要基础数据5）,由内插法得：卩人顶=0.307,卩8顶=0.310,卩人进=0.254,Ab进%顶=0.992 0.307(1 0.992) 0.310 = 0.308mPa sJL进二0.396 0.254(1 0.394) 0.264 =0.260mPa s故精馏段平均液相粘度二Lm二 一 =0.284mpas21.4.7 气液负荷计算V =：R 1 D =(3.22 1) 23.64 =99.76Kmol /hVs =V Mm 二 99.

25、76 80.87 = 0.76m3/s3600 Pvm3600x2.95L 二 RD =3.22 23.64 = 76.12Kmol/hLM Lm3600Lm76.12 82.4853600 803.15= 0.00217m3/sLh =0.00217 3600 = 7.818m3/h1.4.8 塔和塔板主要工艺尺寸计算1.4.8.1 塔径塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7板间距与塔径关系塔径D-， m0.30.50.5 -0.80.8 1.61.6-2.42.4 4.0板间距Hr， mm20

26、0300250 -350300450350-600400600初选板间距H-二 0.40m，取板上液层咼度1hL = 0.06m，1故65侥肘際卜0.0471查2 : P165 图 38 得 5=0.074 ;依式 C=C20*120丿20.415mN/m 时 C =C20/ -.0.220 415 =0 074 汉 . I = 0.0743I 20丿校正物系表面张力为Amax=0.0743疋斗803.15-2.952.95-1.223m/s可取安全系数为 0.8，则（安全系数 0.6 0.8），卩=0.8Amax =0.8汉1.223= 0.978m/s|4VSI_4 汉 0.76故 D0.

27、995m:7,3.142 0.978按标准，塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.968m/s。1.4.8.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：a）溢流堰长lw :单溢流去1妒（0.60.8 ） D,取堰长l w为0.66D=0.66 x 1.0=0.66mb）出 口堰咼 hW : hW - hL _ hOW由 lW / D= 0.66/1.0=0.66 , Lh/lW2.5 二36000021 22.07m0.662.5查2:P169 图 3 11,知 E=1.042,依式 how2.84 E10002Jw可得hOW284匚1000Iw22.84

28、1.04210002781 込066丿二 0.0154m故 hw =0.06 -0.0154 = 0.0446mc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af :由 lw/D =0.66 查（2： P170 图 313）得 Wd/D = 0.124 , Af /A 0.0722TT3 14故 Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m , Af =0.0722 D2 = 0.07221.0 0.0567m244利用（2 : R70式310）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，加AfHT0.0567X0.4 “即10-45 s （大于5s，符合要求）Ls 0.00217d）降液

29、管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速=0.08m/s依（2 : P171 式 3 11）:hoLs0.002170.66 0.08=0.0411m1.4.8.3 塔板布置a）取边缘区宽度 W=0.035m（3050mm）,安定区宽度 Ws = 0.065m ,（当d 1.5m时，W=6075mm22 R2x Ib）依（2 : r73 式 3 18）: Aa=2|xR x +sin 计算开空区面积-180R一R = D -WC = 10 -0.035 二 0.465m ,- Wd Ws 二10 - 0.124 0.065 = 0.3112 2 2 2Aa =20.311 0.4652 -

30、0.3112面0.465喻餐=0.532m2c）筛孔数n与开孔率=:取筛空的孔径d为5mm ,正三角形排列,般碳的板厚为3mm,取t/d = 3.0 ,故孔中心距t=3.0 5=15.0mm阀数竺严 Aa二罟尹0.532 = 2738个，在图9中排2770个，与理论相差42个,0.907% =10.1% （在 5 15 范围内）则每层板上的开孔面积A。为 A0 二Aa = 0.101 0.532 =0.0537气体通过筛孔的气速为 二。07614.15m/ sA 0.0537d）塔的精馏段有效咼度 Z = 16-10.4 =15 0.4 = 6m图4排阀方案图1.4.9 筛板流体力学验算塔板的

31、流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。1.4.9.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp = hc hl hpclkJhc =0.0510.051C0?L严玄214.15、2 970.0532m0.84804b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl :打_S0761.043m/s，Fa=ua =1.043 .2.97 =1.79AT -Af0.785-0.0567由；。与Fa关联图查得板上液层充气系数9=0.5，依式hl二；h_ = 0.5 0.06 = 0.03mc）克服液体表面张力压降相当的液柱高度

32、h；_ ：4cr依式h；_4则单板压强：PP34 工 20 45 工 10 0.00207m，故 hp =0.0532 0.03 0.00207 = 0.0852m804 9.81 0.005p二 hp=0.0852 803.15 9.81 =672Pa ： 0.7kPa1.4.9.2雾沫夹带量ev的验算5.7汉10上e小-hf_5.710上20.415 103.2=0.026kg液 / kg气 0.1kg液 / kg气 10.42.5x0.06丿1.043故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。1.4.9.3 漏液的验算由式仁=4.4C0.00560.13%二人/乙十込叩0.00513.06 -

33、0.00207)需5皿p. 14 15，故在设计负荷下不会产生过量漏液。筛板的稳定性系数 K - = 1415 =2.181.5%6.471.4.9.4 液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度Hd 乞 Ht hw依式 Hd =hp hhd，而 hd =0.153(，s )2 0.153(0.00217)2 =0.001224h00.44 0.0411Hd =0.0852+0.06+0.001224=0.146m取 =0.5U Ht hw =0.5 0.40.046 = 0.223m故Hd ： Ht hw在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及

34、各项工艺尺寸是适合的。1.4.10 塔板负荷性能图1410.1 雾沫夹带线（1）$、3.25.7灯0( 1 巴I% -hf(a)2、勺600Ls f1 1I lW丿式中 Ua = At -Af 二 0.785-0.0567 二 1.373/shf = 2.5(hw 十 how )= 2.5 hw +2.84 10 E近似取 E=1.0, hw = 0.0446mW = 0.66m0.1故hf= 2.5 0.0446+ 2.84 汉10汉取雾沫夹带极限值将a , b代入ev5.7 10X20.415 10；在操作范围内任取广3600汉Ls运 0.66 丿e 为 0.1Kg液 / Kg气。5.7

35、10“Ht -hf 1 .373Vs2/3-0.1115 2.206LS已知厂-20.415 10N /m，Ht得下式:3.2卫.4 -0.1115 +2.206L?3 /4个Ls值，依上式算出相应的(b)二 0.4m，并整理得：Vs =1.34-10.22Ls2/3Vs值列于附表中:Ls(m3/s)0.60，1.50；3 汇 104.503Vs(m /s)1.271.211.131.06附表（1）依表中数据在 Vs Ls图中作出雾沫夹带线，如图 4中线（1）所示。1.4.10.2 液泛线（2）由式 Ht hw = hp hw how hd，近似取 E =1，0.66m由式：how= 2.84

36、 10“E23600LS 込I l w= 2.84 10“ 12 z3600Ls F 0.66 .丿2/3故 hw = 0.8825Ls。 由式 hp 二 hehi h-一= 0.051Vs2f.84 汉 0.05372/3hl i0 hw how i=0.6 0.0446 0.8825L?3 A0.0268 0.5295LSh；.一 -0.00207m前已算出)故 hp =0.921Vs2 +0.0268+0.5295s23 +0.0207=0.09212 +0.5295Ls2/3 +0.0481 Y (Lsf 2hd =0.153=0.153 s=208L：Qwho 丿卫.66 汇 0.0

37、411 丿Ht =0.4m , hW = 0.0446m,=0.5，则：2/ 32/320.5 0.4 0.0446 = 0.0921V 0.048 0.5295Ls0.0446 0.8825Ls208Ls整理得下式：Vs2 =1.41 -15.43LS/3 -2258LS2在操作范围内取4个Ls值，依上式计算值列于附表中:附表（2）Ls(m3/s )0.6X101.503.0X104.50Vs(m3/s)1.301.201.070.94依表中数据在 Vs Ls图中作出雾沫夹带线，如图4中线（2）所示。1.4.10.3 液相负荷上限线（3）S maxHt Af0.4 0.05674= 0.00

38、567m3/s取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为 Vb Ls图中与气相流量 Vs无关的垂线，如图4中（3）所示。1.4.10.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）由 hL =hw how =0.0446 0.8825 L?3、jOW代入漏液点气速式:A0% =4.43C . 0.0056一0.13血二匸斤疋VS,min= 4.4 0.84、0.0056 0.130.0446 0.8825L?3 - 0.00207803.152.97i2/3Ao =0.0537 （前已算出），代入上式并整理得：Vs,min =3.12斗 0.00932+ 0.1147 Ls此即气相负荷下限关系

39、式，在操作范围内任取n个Ls值，依上式计算相应的 Vs值，列于附表中:附表（3）Ls（m3/s）0.6 00，1.5如03.0汉104.5x103Vs（m /s）0.3140.3240.3380.348依表中数据作气相负荷下限线，如图4中线（4）所示。1.4.10.5 液相负荷下限线（5）:取平堰、堰上液层高度 hw = 0.006m为液相负荷下限条件，E ”1.0X 3600LS,min0.662 843600LSmin 2/32 84则“蔽（一）；即 0 =整理上式得Ls,min =5.6仆10“m3/s在Vs Ls图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图 4所示。将以上5条线标绘于图（

40、Vs-Ls图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1 ）线的交点相应相负荷为 Vs,max , OP线与气相负荷下限线 （4）的交点相应气相负荷为Vs min精馏段的操作弹性=Vs = 1056二3.41VS,min0.311.5塔的工艺条件及物性数据计算（提馏段）1.5.1操作压强Pm（底）进料板的压强 PF -16 0.7 105.3 =116.5kPa，塔底压强 PW - PF 16 0.7=127.7Pa则提馏段平均操作压强为:Pm （提）116.5 127.7= 122.1kPa1.5.2 温度 tm1.5.7气液负荷计算鸣

41、如3/05.3 0C。tW =110.3 C，则提馏段的平均温度 tm1.5.3平均分子量Mm进料板:MVFm -83.52Kg / Kmol , M LFm=86.58Kg / Kmol （前已求出）1.5.41.5.4.1塔底：MMx W=y2=0.0235, x 2=0.0095, vw=0.0235 x 78.11+ （ 1-0.0235 ） lw济0.0095 x 78.11+ （ 1-0.0095 ）x 92.13=91.80kg/kmolx 92.13=92.00kg/kmol提精馏段平均分子量：91.8083.5292.00 86.5887.66kg / kmol, M Lm

42、（提）M Vm （提）二 89.29kg / kmol平均密度液相密度；-Lm根据主要基础数据 5），由内插法得:：、A =781.6Kg/m3，订= 779.7Kg /m3由士乞佥（a为质量分率），故 Umw =779.74Kg /m3,UmF = 790.6Kg/m3 （前已求出）故提馏段平均液相密度:Lm （提）796. 了了小珈禺加仏4.2气相密度人（提）PM M V m （提）RT=3.402Kg/m38.314105.3273.151.5.5 液体表面张力匚m -7 xi；iiT根据主要基础数据 5），由内插法得:二 A底=17.58，二 B底=18.38二m底=0.0235 17

43、.58 （1 -0.0235） 18.38 = 18.36mN/m，二m进=19.21mN/m （前已求出）,18 36 +19 21 则提馏段平均表面张力：-m18.79mN /m2n1.5.6液体粘度丄m = V XL-ii d根据主要基础数据 5）,由内插法得：比底=0.232 , %底=0.253%底-0.0235 0.232（1 -0.0235） 0.253 = 0.0.2525 = 0.253mPa s , JL进=0.260mPa s （前已求出），故提馏段平均液相粘度JLm0.253 0.260= 0.256mPa sL = L qF =76.1213 46.30 = 91.5

44、5Kmol /hVs =丫 吆=68.89 87.66 = o.493m3/s3600?vm3600 3.402V V (q -1)F =99.76(13-1)46.30 =68.89Kmol /hL M Lm3600 Lm91.55 89.293600 785.2= 0.0029m3/sLh =0.0029 3600 = 10.41m3/h1.5.8塔和塔板主要工艺尺寸计算1.5.8.1 塔径初选板间距 HT =0.4m，取板上液层高度 h 0.06m ,故 Ht -hL =0.40 -0.06 =0.34m ；1 轻沦 VUPVm .J10.0029 过 *785.2 运0.5113.40

45、2 )-0.0862查2 : R65 图 38 得 C20 =0.071,校正物系表面张力为18.79mN/m 时 C = C2020耳8 79半2=0.071 X 1879 丨=0.0701、20 丿-0.0701785.2 - 3.4023.402二 1.063m/ s可取安全系数为 0.65，则(安全系数 0.6 0.8)，V-r = 0.65max =0.65x1.063 = 0.691m/s故仏4 O.511 3.140.691=0.941m按标准,塔径圆整为1.0m,则空塔气速0.651m/s。1.5.8.2 溢流装置采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项

46、计算如下:a）溢流堰长：单溢流取I w= (0.6 0.8 ) D,取堰长l w 为 0.66D =0.66 X 1.0=0.66mb)出 口堰高 hW : hW- how由 lW/D = 0.66/1.0 =0.66 , Lh/lW2.5 二型*00029 =29 42m 0.662.5查2 ： Pi69 图 3 11,知 E =1.045,依式 how 1000w2.84 E23EhlUW丿竺 1.04510002 10.4仁3 0.66 I= 0.0187m故 hw =0.06 -0.0187 =0.0413mc）降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af :由 IW/D =0.66 查（2

47、： p70 图 3 13）,得 Wd /D =0.124 , Af /AT =0.0722故 Wd =0.124D = 0.124 1.0 =0.124m下3 14Af =0.0722 D 2 = 0.07221.0 0.0567m244利用（2 : P70式310）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积” AfHT 0.0567x0.4刁”，即7.724s （大于5s，符合要求）L；0.0029d）降液管底隙高度h。：取液体通过降液管底隙的流速-=0.12m/sL0 0029依（2 : P171 式 3 11）: hos 0.0366m （符合要求）I；汇 4。0.66X0.121.5.

48、8.3 塔板布置a）取边缘区宽度 W c=0.035m（30 50mm）,安定区宽度 Ws = 0.065m ,（当 D 1.5m 时，W=6075mmb）依（2 : p73式 3 18）: Aa -2 / R 2-x 2 R sin * 计 180 Rj算开空区面积R-Wc 二10 -0.035 = 0.465m , / = Wd Ws = 10 - 0.124 0.065 二 0.3112 2 2 2=0.532m2, jy0 311Aa = 2 0.311-0.4652 -0.31120.4652sin_ IL1800.465c）筛孔数n 与开孔率:取筛空的孔径 d0为5mm，正三角形排

49、列，一般碳的板厚为3mm ,取t 7d二3.0，故孔中心距t = 3.0 5 =15.0mm排得阀数n = 1158 . 10Aa二型 0.532 = 2738个。（排列图与精馏段相同）t 215.02A0 907则-% =10.1% （在5 15范围内）Aa（t d-）2则每层板上的开孔面积A0为A0二 A =0.101 0.532 =0.0537VS0 493A 0.0537气体通过筛孔的气速为 - = 9.181m/ sd）塔的精馏段有效高度 Z16-l 0.4 =15 0.4 = 6m1.5.9 筛板流体力学验算1.5.9.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp = hc亠hi亠h._a

50、）干板压降相当的液柱咼度 九：依d0 / ；丁 =5/3 =1.67，查干筛孔的流量系数图得， C 0=0.84hc =0.051_ 0.0510.84空22】=0.0301m785.2 丿b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h :aVs0.4930.677m/ s , Fa Ua .=0.6773.402 =1.25A - A；0.785 - 0.0567由；。与Fa关联图查得板上液层充气系数p =0.5，依式hl二；ohL = 0.5 0.06 = 0.03m4 18.79 10c）克服液体表面张力压降相当的液柱高度:依式 h0.00195mPgd0785.2汉9.8仆0.005故 hp =0.03010.03 0.00195 = 0.0621m单板压强：匚PP =hp ：g= 0.0621 785.2 9.81 = 480Pa ： 0.7kPa1.5.9.2 雾沫夹带量ev的验算5.7 10（5.7 100.6773.2H； -h；丿18.79 10；=0.007kg液 /kg气 v 0.1kg液/ kg气2.4 2.5 汉0.06 丿故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。1.5.9.3 漏液的验算OW= 4.4C . 0.00560.13hL -/ ;?V785 2= 4.4