化工原理课程设计说明书终稿

1、广西丸学化学 化工学院化学工程与工艺 专业化工原理课程设计题目:乙醇一水精f留塔工艺设计设计者薛静静莫显龙班 级工艺134指导教师熊德元2016年7月化工原理课程设计任务书（-）设计题目乙醇一水精镭塔工艺设计（二）设计任务及操作条件1. 常压操作，p二1 atm （绝压）。2原料来至上游的粗馆塔，溶液泡点温度为86.7°co3.塔顶产品浓度为84% （质量分率），产量为50000吨/年，每年工作日为300 天，每天24小吋连续运行。4塔釜排岀的残液中要求乙醇的浓度不大于0. 003 （质量分率）。5塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6.操作回流比 r二

2、（1. 1-2.0） rmino（三）塔板类型：自选。（四）工作日：每年工作日为300天，每天24小吋连续运行。（五）厂址：南宁地区。（六）设计内容1、设计说明书的内容1）精憾塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精谓塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精憾塔的塔体工艺尺寸计算；5）塔板主要工艺尺寸的计算；6）塔板的流体力学验算；7）塔板负荷性能图；8）精谓塔辅助设备及进出口接管的计算和选型；9）设计结果汇总10）对设计过程的评述和有关问题的讨论。2、设计图纸要求：1）绘制带控制点的生产工艺流程图（a2号图纸，手绘或cad等软件）；2）塔板负荷性能图（a2号图纸，手绘或cad等软件）3）绘制精

3、憾塔工艺条件图（a2号图纸，手绘或cad等软件）包括如下内容：i. 设备图形 主要尺寸（外形尺寸、结构尺寸、连接尺寸）、接管、人孔等；ii. 技术特性 装置的用途、生产能力、最大允许压强、最高介质温度、介质 的毒性和爆炸危险性；iii. 设备组成一览表注明组成设备的各部件的名称等。目录一、概述61.1精憾操作对塔设备的要求61.2常用板式塔类型及本设计的选型6二、设计方案的确定72.1精懈流程72.2操作压强82.3进料热状态82.4回流比的选择82.5加热方式92.6冷却方式9三、精镭塔的工艺计算93.1物料衡算93.1.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数93.1.2原料，塔顶及塔底液物料的

4、平均摩尔质量103.1.3物料衡算103.2塔板数的确定123.2.1气相及液相负荷123.2.2操作线方程123.2.3理论塔板数123.2.4最佳回流比的确定133.2.5实际塔板数的求取143.3精憾塔的工艺条件及相关物性数据173.3.1操作压强173.3.2操作温度183.3.3平均摩尔质量193.3.4乙醇一水混合物的密度223.3.5乙醇一水溶液的表面张力233.4.塔径工艺尺寸的设计计算243.4.1 塔径243.4.2 塔高26四、塔板设计274.1塔板工艺尺寸的设计计算274.1.1溢流装置274.1.2塔板布置294.2塔板流体力学验算31421塔板压降314.2.2液面

5、落差334.2.3 漏液334.2.4液沫夹带344.2.5 液泛344.3负荷性能图354.3.1漏液线354.3.2液沫夹带线364.3.3液泛线374.3.4液相负荷下线384.3.5液相负荷上线38五. 管路及附属设备的计算和选型405.1精饰塔接管尺寸计算405.1.1塔顶蒸气出口管径久 405.1.2回流液管径尺415.1.3进料管径415.1.4釜液排出管径425.1.5塔釜蒸气出口管径d”425.2原料预热器的设计435.2.1物性数据确定435.2.2估算传热面积445.2.3工艺结构尺寸455.3回流冷凝器的设计475.3.1确定物性数据475.3.2估算传热面积485.3

6、.3 i艺结构尺寸495.4 w出液冷却器设计505.4.1确定物性数据515.4.2估算热面积515.4.3工艺结构尺寸525.5输送泵的选取535.5.1原料输送泵的选型545.5.2釜液泵的选型545.5.3锚出液冷却水泵的选型54六. 计算结果汇总表556.1全塔工艺设计结果汇总556.2符号一览表57七. 设计方案讨论59八. 参考文献60一、概述精憾是石油及化学工业生产屮最常见的单元操作，它利用液态混合物屮各组 分挥发度的不同实现轻重组分的分离，从而达到液态混合物的分离提纯或冋收混 合物中有用组分的目的。实现精憎分离过程必须有精憾装置，包扌舌精憾塔、换热 器、流体输送机械、管道、测

7、量及控制系统等。1.1精帼操作对塔设备的要求精镭是通过塔顶的液相回流及塔底液部分汽化造成的气相回流实现混合物 的多次部分汽化和部分冷凝的，气、液相之间的传质是实现精憾分离的必耍条件。 因此，作为气、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分 接触，以达到较高的传质效率。同吋，为了满足工业生产的需要，塔设备还需满 足以下基木要求。（1）气、液处理量大。生产能力大时，不致发生大量的液沫夹带、拦液或液泛 等不正常的操作现象。（2）操作稳定，弹性大。当设备的气、液负荷有较大范围变动时，仍能在较高 的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。（3）流体流动阻力小。流体

8、流经塔设备的压降要小，这将大大节省动力消耗， 从而降低操作费用。（4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。（5）耐腐蚀，不宜堵赛，操作、调节及检修方便。（6）塔内的液体滞留量要小。实际上，任何设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是相互 矛盾的。不同类型的塔设备各自有其特点，设计时应根据物系性质和具体要求, 抓住主要矛盾，进行塔设备的选型。1.2常用板式塔类型及本设计的选型气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精憾操作既可以采用板式塔, 也可以采用填料塔。板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板 上气液接触元件的不同，可分为筛板塔、浮阀塔、泡罩塔、穿流多孔板塔、舌

9、形 塔、浮动塔和浮动喷射塔等多种。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类 型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前两者适用尤为广泛。根据设计任务书要求和对常用板式塔的比较，我们对本设计的塔设备选用筛 板塔。筛板塔的塔板为带有均匀筛孔的筛板，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）。筛板塔是主要有以下 优点：（1）结构简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,浮阀塔的80%；（2）处理能力大，比同塔径泡罩塔的处理能力大10%15%；（3）塔板效率高，比泡罩塔高15%左右；（4）压降较低，每板压降比泡罩塔低30%左右筛板塔也存在一些不足，如塔安装的水平度要求较高，

10、否则气液接触不均; 操作弹性较小（为23）；小孔筛板容易堵塞等。但是经过长期系统的研究终于 弄清，只要设计正确，筛板是具有足够操作弹性的。因此，随着筛板塔设计方法 的逐渐成熟，冃前已成为应用最为广泛的一种板型。二、设计方案的确定设计方案包括精憾流程、塔设备的结构类型、操作参数等的确定。确定的设 计方案应该满足工艺和操作的要求，满足经济性要求和满足安全生产要求。设计 方案主要包括以下主要内容：2.1精憎流程乙醇一水混合液经原料预热器加热，进料状况为饱和液体q=l送入精馆塔, 塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后, 送至储罐，塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品冷却后，

11、送入贮罐（详情见带控制点工艺流程图)，流程简图如下:2.2操作压强塔内操作压力的选择不仅牵涉分离问题，而口与塔顶和塔底温度选择有关。 其选择原则是：对热敏性的物料可采用减压操作，对于常态下呈气态的物料可在 加压下进行精憾，对于一般物料可采用常压蒸憾。根据物料应当选择常压蒸憾。2.3进料热状态进料有5种状态，分为过冷进料(q>l);泡点进料(q=l)；气液混合进料 (0<q<l)；饱和蒸汽进进料(q=0)；过热蒸汽进料(q<0)；泡点进料时操作较易 控制，且不受季节气温的影响。此外，泡点进料时精馆段和提馆段的塔径相等, 设计和制造比较方便。根据要求采用泡点进料。2.4回流

12、比的选择回流比大小不仅影响到所需用的理论塔板数，而且影响到加热蒸气和冷却剂 的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馆釜和冷凝器的结构设计的选择。因此，适宜回 流比的选择是一个重要问题。作为目前的设计，可先求出最小回流比rmin,再 根据经验公式r二(112)rmin确定操作冋流比。也可以在一定范围内，选择5种以上的回流比，并计算相应的理论板数，并 做出回流比与理论塔板数的曲线。当r=rmin时，塔板数为当r>rmin时，塔 板数有无限多降至有限数；r继续增加，塔板数虽然可以减少，但减少的速率很 慢，因此可以在曲线倾斜部分区域选择一个合适的回流比。2.5加热方式通常，蒸憾釜的加热方式多采用间接蒸汽加

13、热，但在塔底产物基本是水，且 在低浓度下的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热可 利用压力较低的蒸汽加热，不必设置庞大的传热面，塔斧只需安装鼓泡管，故可 节省设备费用和操作费用。由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出， 且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热。2.6冷却方式塔底冷凝器的冷却剂常采用水，若所需冷却温度较低，可采用冷却盐水。根 据冷源情况和工艺要求釆用冷水冷却。三、精馅塔的工艺计算3.1物料衡算3丄1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数查资料得：乙醇的摩尔质量ma = 46.07kg kmor' ；水的摩尔质量m b = 18.016kg zr/wr?

14、/"1。由原料在101. 325kpa下的泡点温度为86. 7°c,查乙醇一水的气一液平衡组成,乙醇摩尔分数温度/°c乙醇摩尔分数温度/°c液相气相液相气相0. 000.001000. 32730. 582681.50.01900. 170095.50. 07210. 389189.00. 09660. 437586.70.12380. 470485.30. 16610. 508984. 10.23370. 544582.70. 26080. 558082.30. 39650.612280.70. 50790. 656479.80. 51980.6599

15、79.70. 57320. 684179.30. 67630. 738578. 740. 74720. 781578.410. 89430. 894378. 15可得该状态下乙醇液相摩尔分数x八=0.0966,气相摩尔分数 =0.4375。则原料中乙醇摩尔分数心=心=0.0966xq0.84/ /46.07 0.8406、< 46.0718.016 丿=0.6720.003/46.070.0030.997 )+46.07 18.016丿= 0.001183.1.2原料,塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量mf = 0.0966 x 46.07 + (1-0.0966)x 18.016 = 20

16、.726(kg kmo')md= 0.672x46.07 + (1-0.672)x18.016 = 36.868(蚣 kmof1)mw = 0.00118x46.07 + (1-0.00118)x18.016 = 18.049 kmol)3.13物料衡算塔顶产量:5xl07300x24x36.868=18&36(kmol>/z_,)查得乙醇一水相图为不理想的，所以理论上可能会通过（x”兀°）作精馆操作 线会先于平衡线相切得（耳，儿）。但是由于木设计任务x。较小，通过（x»m）作操 作线不会与平衡线相切，所以会与q线和平衡线相交于q点（即进料点）以此 确

17、定心in。最小回流比:rmin山）一儿儿一兀0.672-0.4370.4375-0.0966=0.688取回流比:/?严1.6心肿10由于物料采用泡点进料，q，则有：s = y = v-(l-q)f = l+d=(r+1)d= (1 + 1.10)x188.36 = 395.56(hnol hl)总物料衡算：f + s = d + w易挥发组分衡算：fxf = dxd+wxwf + 395.56 = 188.36 + wf x 0.0966 = 18&36 x 0.672 + w x 0.001183.2塔板数的确定3.2.1气相及液相负荷精憾段的气液相负荷：厶=/?d = 1.10x

18、188.36 = 201.2(kmol )v = (/? + 1)d = (1 +10)x 188.36 = 395.56(kmol> /z-') 提镭段的气液相负荷：l = l + qf = 207.2 +1329.11 = 1536.31 (kmol h)v = v-(l-q)f = v = 395.56伙加引)3.2.2操作线方程精憾段:九+i207,2+ 188,36 xo.672 = 0.524兀 +0.320395.56 " 395.56”提憾段:ww-vss二 1536.31-395.56罟爭x0.0e8= 3.884xz?,-0.004583.2.3理论

19、塔板数根据操作线方程使用图解法求理论塔板数（详情见附图）r=1.6rnin求解结果为总理论塔板数：7vri=9进料板位置：n“=4精镭段板数：n制=3提谓段板数：g = 6（包括进料板）3.2.4最佳回流比的确定为了确定最佳回流比，同理分别计算不同倍数的 图解法求理论板用cad作图，详情见附图）所得结果如下:rs/ kmol fr'n进n提1.3=0.8944356. 83115471.4 心.=0.9632370. 3210546l5rnin =103382. 37105461.55/?min= 1.066389. 1594361.60in=1.10395. 5694361.65 心

20、 n =1.135402. 159436l-70/?min=1.17408. 7494362.0 心严 1.376447. 549436由此可得随着r的增大，理论板下降。当r=1.55 7?min时*,再增大回流比，甚至 增大至r=2.0 7?min吋，理论板数仍不变，为9块。同时由表看出当r增大，所需 蒸汽量增大，耗能增大。因此本设计回流比应选/? = 1.55/?,nin= 1.066 o当 r = 1.557?,nin 时 s = 389.15so/ f = 1329.04如沏 /厂w = 1529.83如 2。“/厂精憾段操作线方程为：儿+ =0.516% +0.325提镭段操作线方程

21、为：九+严3.93兀” -0.004643.2.5实际塔板数的求取由式“ =%丁可知。理论塔板数“丁 一定时，实际塔板数n与全塔效率et成 反比。由于全塔效率坊为未知量，需要先估算坊，而估算坊要用到n,故需要 减差法确定实际塔板数。设昭=0.5,则精镭段塔板层数n萨%.5 = 6块提谓段塔板层数n提=%.5 = 12块总塔板层数 n = %.5 = 18块下面由上述精饰段塔板层数、提馆段塔板层数及总塔板层数估算全塔效率a. 操作压强取塔顶操作压强为4kpo（表压），每层塔板压降ap = 0.7z,故塔顶的绝对 压强为：£八=101.325 + 4 = 105.325（kpa）, 塔底

22、绝对压强为：=105.325 + 0.7x18 = 117.925（）b. 操作温度用 aspen 的 propcritics analysis 功能查岀对应 pd =105.325（kpa）下 xd = 0.672时的泡点温度4 =79.71 °c；对应=117.925（kpa）下心=0.00118时generic analysis results molefrac c2h60-01totaltdewtotaltbubi二ci2d066880.5488179.726170.66980.5327379.721370.6780.5167879.716580.67180.50097797

23、1181067280.4852979707050.67380.4697579.702310.67480.4543379.697590.67580.4390579.692880.67680.423979.68819的温度泡点温度伽=104.17 °c；jijgeneric analysis resulumassfractotaltotalc2h60 01tdewtbubu.wi rznprjtttriu4. louc0.00113104.3171d4.17950.00114104.3169104.17820.00115104.3168104.17690.00116104.3167104

24、.17560.00117104.3166104.1743也0.00118104.3165104.17290.00119104.3164104.17160.0012104.3163104.1703则塔顶、塔底的平均温度为："晋-空譽z“.94cc. 黏度用aspen的properities analysis功能查出，对应心=91.94°c,进料组成xf = 0.0966时的黏度/=0.308加/加 sgeneric analysis results massfracvaporliquidvaporliquidc2h6001rhomxrhomxmumxmumx0 0963kg/

25、cumi kg/cum902 44260.09640.0965is0.0867902.36860 09680.09690.097.3076758.307678cp30767360 30768013076823i3076845i3076867i30768891.3076910.0971ttd. 全塔效率由全塔效率耳与液体黏度的关系关联式爲=0.17-0.6161g仇得et =0.17-0.6161g 0.308 = 0.484与假设et = 0.5不相等，则设et2 = 0.484，同理用aspen物性查询查出：全塔泡点温度rd2=79.7rc,如2=104.51c,则“严2 =92.110查得

26、29211 °c、xf = 0.0966吋的血2 = 0.308叱 s则此吋全塔效率et2 = 0.17-0.6161g0.308 = 0.484与假设et2 = 0.484相等，故满足设计要求。e. 实际塔板数的确定由 et2 = 0.484 得:精馆段的实际板层数：”精=%.484 = 69 = 7块 提憾段的实际板层数：血= %.484 «12.40 = 13 块 总塔板实际板层数：n = 7 +13 = 20块3.3精憎塔的工艺条件及相关物性数据3.3.1操作压强塔顶操作压强：=105.325kpa,每层塔板压强降ap = 0.7kpa ,故进料板压强匕=105.3

27、25+0.7x7 = 119.325kpa进料板压强 pp = 105.325 + 0.7x7 = 110.225®。塔底操作压强 pw =105.325 + 0.7x20 = 119.325 切 g由此分别计算得精憾段、提憾段的平均压强精徭段：d 105.325+ 110.225 inp = 107.775kpa提憾段:110.225 + 119.325“p = 114.775kpa3.3.2操作温度前面已知塔顶及塔底的泡点温度分别为:rd2=79.7rc,如2=10451c,通 过图解法已知第4块理论板为进料板，进料板上乙醇的摩尔分数= 0.0888；进 料板的操作压强pf =

28、h0.225kpa o888,xdr=1.55rnln经aspen查询得"= 8916°c。由此计算得精憾段及提馆段的平均温度。精憾段平均温度：彳=79.91 + 89.16 =84 535 °c2提憾段平均温度：# = 89.16 + 104.51 =96.835 °c23.3.3平均摩尔质量(1) 塔顶组分的平均摩尔质量必=勺=0.672,查平衡曲线得旺=0.5494；故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为：气相平均摩尔质量：mdv = 0.672x46.07 + (1 -0.672)x 18.016 = 36.87( kmol'')液

29、相平均摩尔质量:mdl = 0.549x46.07 + (1 -0.549)x18.016 = 33.43(kgmol)(2) 进料板组分的平均摩尔质量由图解法已知第4块理论板为进料板，其气相组成力=0.4248,查相平衡线得对应的液相组成兀=0.0888,atojbxwxoxr=1.55rmln故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为：气相平均摩尔质量：= 0.4248x46.07 + (1 -0.4284)x 18.016 = 29.93fe kmol'1) 液相平均摩尔质量：mfl = 0.0888x46.07 + (1 -0.0888)x 18.016 = 20.5lfe kmo

30、r1)(3) 塔底组分的平均摩尔质量塔底xm. = 0.00118,查平衡曲线得儿=0.012,同理可求得:气相平均摩尔质量：% =0.012x46.07+ (1-0.012)x18.016 = 18.35fe>km/_1)液相平均摩尔质量：mwl =0.00118x46.07 + (1-0.00118)x18.016 = 18.05(精徭段气相和液相的平均摩尔质量mv = %87； 29.93 = 33.叙弦 kmol'')ml = 3343； 20.51 = 26, kmol)(5)提馆段气相和液相的平均摩尔质量mv = 2993 + 18.35 = 24彳焰 kmo

31、i）2ml20.51 + 18.05= 19.28（畑）3.3.4乙醇一水混合物的密度107.775x33.4a.气相平均密度榔留段：pv= = =1.2%加）'冃' rt 8.314x（84.535 + 273.15）'）114.775x24.14提服"讐如眾zxgk+）b.液相平均密度（1）塔顶：由zd=79.7rc,查乙醇的密度共线图得pa=134（kgm 3）,查水的物性数据 表可知6=79 °c时, 几严972.4（畑府彳），心=80 °c时,pbq = 971.81（弦 m3）由内插法得s = 79.71oc时的几：972.4-

32、971.8 ,-971.8=咕 972.0（如沪）79-8079.71-80"'f734972进料板：由"=89.16°c,查乙醇的密度共线图得几=724（蚣加t，查水的物故几= 0.84 ,1-0.84 皿393（如沪）性数据表可矢11=89°c时pb、= 966（kg m3）； r2=90°c时，pb2 = 965.3（弦 m3）。由内插法得tv =89.16 °c吋pr :n pb= 965.89（焰 /72-3）966-965.3 二 966-几 89-90_ 89-89.16进料板液相质量分率:= 0.19950.0

33、888x46.070.0888 x 46.07 + （1 - 0.0888）x 18.016故血= 0.1995+lo995 "°553（如加）724 * 965.89（3）塔底：由口 =104.51©查乙醇的密度共线图得：= 710（kg m3）查水的物性数据表可知 /严 104 °c 时 pb、= 955.4(kg m-3 )； r2=105°c 时几？二 954.7(kg m'3有内插法得如=104.51c时几:955.4 954.7 _ 几-954.7_104-105 " 104.51-105故几=0.003 ,1-0

34、.003 =954.05低刊710 * 955.04_763.93905.53 詡4.73(如孑)精徭段液相平均密度:提憾段液相平均密度:所以：2pl = 905.53 954.05 = 929.79(焰 m3)3.3.5乙醇一水溶液的表面张力塔顶：由° =79.71 °c,查表面张力共线图可知(ja = 16.5(加v mx), (jb = 62(mn mx)故 ad = 0.672x16.5 + (1- 0.672)x62 = 31.42(mn mx)进料板：由=89.16°c查表面张力共线图可知(ja = 15.7(mn m), (j = 60.8(mn m

35、x)故 of = 0.0888x 15.7 + (1-().0888)x 60.8 = 5o.8(m7v m)塔底:由rw= 104.15 °c査表面张力共线图可知cra = 14.1 (mn m_,), (rb = 58(m/v )故 久=0.0018 x 14.7 + (1 - 0.0018)x58 = 57.95(mn mx)精镭段平均表面张力：巧=(31.42 + 56.8)-2 = 44lnn提镭段平均表面张力：巧=(56.8 + 57.95)一2 = 57.38(加精镭塔的工艺条件及相关物性数据整理成表如下:精憎塔的工艺条件及相关物性数据操作压 强/kpa操作温度厂c气相

36、平均摩 尔质量 / (kg. kmol1)液相平均摩 尔质量 /(kg. kmol ')气相平均 密度/ (kg. m-3)液相平均 密度/ (kg. m-3)表面张力 / （nin. in i）塔顶105. 3379.7136. 8733. 43763. 9331.43进料 板110.2389. 1629. 9320.51905. 5356.8塔底119. 33104.5118. 3518. 05954.0557. 95精馆 段107. 7884. 53533.426. 971.21834. 7344. 11提傭 段11 1. 7896. 83521. 1119. 280.9929.

37、 7957. 3834塔径工艺尺寸的设计计算3.4.1塔径a.精憾段精馅段气相及液相的流量分别为：? pv389.15x33.40。； a二= 10741.83（m3 ）1 1'3600=2.894（加3 厂1）3600a.=叫：pl=200.79x26.97 = § 49（肿.h-i）834.73l _s 3600=6,49 = 0.0018（加 l）3600lh pl<pv10741.83034.73）%< 1.21 >= 0.016 = 0.02由塔板间距与塔径关系表，选取ht = 0.45m ,板上液层高度hl = 0.06/n ,则板间分离空间高度

38、ht -hl = 0.39m ,查史密斯关取图得c20 = 0.08则负荷因子:= 0.0937（加$t）最大允许气速："max0.0937寸甞；,21 =2.459gt)般适宜的空塔气速为最大允许气速的0. 6-0. 8倍，取安全系数0.7,则空塔气速：u = 0.7wmax = 0.7x 2.459 = 1.72 l（m 5"1）塔径:。罟右=1.486（7n）按标准塔径圆整，取d二1. 6mb.提憾段提憎段气相及液相及流量分别为:pv389.15x24.14（19v'h360010437.873600= 2.899（加3呵52醫严3皿“)7 -pll =-厶s

39、3600（r （.、pl<pv ）2 1 7?=丄冬二0.0087（加3卿-|） 3600%31.72=x一 10437.87929.79）%0.9 ,0.098同精馆段取塔板间距hr = 0.5m ,板上液层高度hl = 0.06m ,则板间分离高度ht - h'l = 0.5-0.06 = 0.39m ,查史密斯关联图得 c20 = 0.08则负荷因子为：c200.2= 0.08x<57380.20.0988（加最大允许气速：wmax = c929.79-0.9 “174（卄）0.9同理取安全系数为0.7,则空塔气速为：'=0.7<ax= 0.7x374

40、= 2.222(加)塔径：d按标准塔径圆整，取£> = 1.4/77精馆段与提馆段塔径不等，但比较接近，为了便于塔设备的加工，塔径取 1.6mo符合塔板间距与塔径的关系。塔截面积为：ar=-d2=xl.62=2.010(m2)则精馆段和提馆段的实际空塔气速分别为：k， 2.894u =缶 2.010= 1.440（m«5,"1）外 2.010=1.442（/w ）3.4.2塔高(1) 进料板的板间距：由于液相进料，则进料板的板间距丹尸应稍大于一般 的塔板间距，取hp = 0.6m o(2) 塔顶空间高度：为了便于出塔气体夹带的液滴沉降以及便于安装人孔， 其高

41、度应大于塔板间距，通常取为(1.5一2.0) ht。取hd = 2.0ht o(3) 塔底空间高度：由两部分组成，即叽=耐+饥由于塔底排量w较人，取塔底液的停留吋间& = 10min。查eha椭圆形封头的内表面面积和容积表得：公称直径dn二l 6m的封头容积为0.5864加3,则wmw060心1527.83x18.049x1060x964.05=4.824（m3）4.824 0.58642.0102.108（/n）取塔底液而至下层之间的距离h2=l.5m ,则塔底空间高度为：h b = % +/?2 = 2.108 + 1.5 = 3.608(/7：)人孔数目及其板间距：全塔开四个人孔

42、，人孔分别位于提馆段第6块塔 板，塔顶，进料塔和塔釜。除塔顶、进料板、塔釜外所在塔板的板间距hp取0. 70mo 则塔高 h 为：h = (n-nf-np-)ht + nfhf + nphp + £ + 兀=(20-1-1-1)x0.45 + 1x0.6 + 1x0.7 + 2x0.45 + 3.608= 13.458(/7?)四、塔板设计4.1塔板工艺尺寸的设计计算 4.1.1溢流装置(1) 降液管的类型：因d=1.6m较大，所以适宜选用弓形降液管。溢流方式：因d=l. 6m<2. 2m,所以适宜用板效率及塔板结构简单的单溢流方式。 受液盘:对于塔径在800価以上的大塔，一般

43、采用凹形受液盘，故本设计采用 凹形受液盘。(2) 溢流垠垠长对于单流形塔板，一般溢流堰堰长心与塔内径d的比%为0. 6-0. 8精憾段:取lw/d = 0.66，则=0.66d = 0.66xl.6 = 1.056(m)提憾段：取% = 0.72,贝ij 心=0.72d = 0.72x1.6 = 1.152(m)(3) 溢流堰高度取液流收缩系数e二1,则:2.841000%2.84 ,(6.49)%x x 1000(1.056 丿= 0.00953(加)hyy = hf h)w = 0.06 0.00953 = 0.0505(/27)提憾段:2.84(加%1000 lw)竺xix1000(31

44、.72、(152丿=0.0259(/7?)/如=hl -如，=0.06 一 0.0259 = 0.034 l(m)(4) 弓形降液管宽度和降液管截面积精憾段：由lw/d = 0.66查弓形降液管的宽度与截面面积图得: % =0.072； % = 0.13故 =0.072ar =0.072x2.010 = 0447(m2)比/ =0.130 = 0.13x1.6 = 0.208(/n)提憾段：由% = 0.72查弓形降液管的宽度与截面面积图得: 八” = 0.16故 =0a1at =0.11x2.010 = 0.2211(m2)吒=0.160 = 0.16x 1.6 = 0.256(m2)(5)

45、 验算液体在降液管中的停留时间0.1447x0.450.0018= 36.175($) >5$0.2211x0.450.0087=11.436(5)> 55故降液管设计合理(6) 降液管底隙高度精馆段：取uc=q.qqlms-则lh3600/w"c6.493600xl.056x0.07h _ 人)=0.0505 - 0.244 = 0.026 l(m) > 6mm提憾段:取必=0.2跖”则/?()=3600铀；37.723600x1352x0.28=0.0273(m) > 20加72饥一 h= 0.0341-0.0273 = 0.0068(m) > 6m

46、m故精谓段和提谓段降液管底隙高度设计合理4.1.2塔板布置因塔径d=0. 16m>800mm,故采用分块式塔板，由单溢流塔板分块数表可知, 塔板可分为4块。(1) 边缘区域确定。对于塔径在2. 5m以下的塔，叫可取3050mmo所以设取叫=0.045m安定区域确定。一般情况下，溢流堰前的安定区叫为70-100mm,入堰后的安定区；为50100mm.故可取叱=傀=0.070m(2) 开孔区面积精憎段:无=&一(叫 + wv) = -(0.208 + 0.07)= 0.522(m)2 2门1人r = 一w =-一0.045 = 0.755(m)2 4 2所以：. j ; r 产兀 兀

47、) "i180r)= 2xfo.522xj0.75520.5222 + 3.14x0.7552 玄好“空？ i1800.755)= 1.429(加2)提憾段.x =-(iv；y-w；) = -(0.256 + 0.070) = 0.474(m)' 2 2=-0.045 = 0.755(.)所以：a' = 2| x' 7r1 - x1 +arcsin “ i180 f）小/十3.14x0.755提憾段：“4叱1.33、6833（个）疋田収"（3x0.005）2. 0.474）=2x 0.474x70.755- -0.474- +arcsini1800.

48、755 丿= 1.331（加 2）（3）筛孔计算及其排列筛孔孔径：工业塔中筛板常用的孔径d°为38mm,推荐孔径为45nini。故选取 d（）= 5mm。筛板厚度：对于碳钢塔板，筛板厚度为3-4mm,筛孔孔径应不少于筛板 厚度。故选筛板厚度§ = 3mm。筛板排列及孔中心距：筛孔一般按正三角形排列。孔中心距t 一般为（2.5 5） o,实际设计时，%。应尽可能为34。故可选取/ = 3.0（）。筛孔数及开孔率的计算：精憾段:155九=l155x1.439 = 7337(个) t2 (3x0.005)2= 0,07x = .0.080/0气体通过阀孔的气速:v2.894芯一

49、0.1008x1.439=19.95(/72 5"1)0.907x4(3丿10.08%细9 “g")0.1008x133142塔板流体力学验算 4.2.1塔板压降板式塔中气相通过一块塔板的压降包括干板压降几，板上液层的有效阻力ht和鼓泡克服液体表面张力引起的阻力hs ,即hp = hc + h + hs(1)干板压降,由冬今= 1.67,查干板流量系数图得5=0.77 o 3精憾段干板压降:(2/? =0.051 色pv(19.95?0.77 )= 0.05 lx= 0.0496(加液柱'1.21、,834.73丿提馅段干板压降:h = 0.051c=0.051 x

50、2/ .、 "o pv_ ?oj pl)21.612x= 0.0389伽液柱)(2)板上液层的有效阻力勺k2.894心 m精徭段 ua =1= 1.682(/77 5-1)片冃惱収.« at2aj. 2.010-2x0.1447fa =u(l8 = l682x vl2t 二 1.850(檢 l )查充气系数与动能因子关联图得：0 = 057,则h, = 0 仇,+ /?0j = 0俎=0.57x0.06 = 0.0342(加液柱)提 段 ua =-=1.849(/7? s)丁疋囲収°令再2.010-2x0.221fa = u；® = 1.849x7(19

51、 = 1.745(kg% l 加)查充气系数与动能关联图得：0 =0.575,则ht = 0 仇 + 馆 j = phl = 0.575x0.06 = 0.0345(m 液柱)液体表面张力引起的阻力念4j精憾段4x44.11x1034.73x9.81x0.005= 0.0043（刃液柱）严4可4x57.38x10-3、话亠“提憾段： % = = 0.0050（加液枉）丁疋田収° plgd（） 929.79x9.81x0.005）由以上各项可分别计算得精憎段和提憎段的塔板压降精憾段：hp = he + h（ + h§ = 0.0496 + 0.0342 + 0.0043 =

52、0.0881 （m液柱）pp = hflg = 0.0881x834.71x9.81 = 721.41（pa） 0.7 切 a提惘段：h'p = h'c + h't +伦=0.0389 + 0.0345 + 0.0050 = 0.0784（m液柱）pp = hpplg = 0.0784x929.79x9.81 = 7151（皿）0.7 切 a因为精憾段和提憾段踏板压降都大于0.7kpa,与设计要求不符，故调整 % =2.8,是干板压降下降。此吋筛孔数及开孔率的计算：1.155 人 1.155x1.439人、精憎段：8480（个）（p = = 0.907&0.907 x=11.57%气体通过阀孔的气速:“。=许=罚競矿eg"）卄（个）0 二牛二0.907岸=：0.907 x= 11.57%y2 899气体通过阀孔的气速：%=击0.1157x1.331 = 18-83（"討）则塔板干板压降为pv/? =0.051 色i 0.77 丿=0.0377（加液柱）= 0.051提馅段:= 0.051x精憾段:<0.77 丿（929.79 丿 =0