乙醇水连续浮阀式精馏塔设计方案

1、化工原理课程设计任务书摘 要第一章前言第二章流程的确定和说明泡点回流错误！未定义书签。IV错误！未定义书签。11113化工原理课程设计任务书一 设计题目：乙醇-水连续浮阀式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板浮阀精馏塔以分乙醇和水具体工艺参数如下：原料加料量F = 100kmol/h进料组成x f= 273 馏出液组成xd= 0.831釜液组成x尸0.012 塔顶压力 p = 100kpa 单板压降 < 0.7 kPa2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,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 提 馏段塔板结构

2、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) 总塔咼4、设计结果汇总5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图目录1.1 精馏原理及其在化工生产上的应用 1.2 精馏塔对塔设备的要求 1.3常用板式塔类型及本设计的选型 1.4本设计所选塔的特性2.2 设计流程 3第三章精馏塔的工艺计算 43.1 物料衡算 4原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 4物料衡算 43.2 回流比的确定 5平均相对挥发度的计算 5最小回流比的确定 63.3 板数的确定 6精馏塔的气液相负荷 6精馏段与提馏段操作线方程 6逐板法确定理论板数及进料位置 6全塔效率 83.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3、8操作温度的计算 8操作压强 9塔内各段气液两相的平均分子量 10精馏塔各组分的密度 12液体表面张力的计算 15液体平均粘度的计算 15气液负荷计算 163.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 16塔径的计算 错误！未定义书签。精馏塔有效高度的计算 错误！未定义书签。溢流装置计算 错误！未定义书签。塔板布置 203.6 筛板的流体力学验算 21塔板压降 21液沫夹带 错误！未定义书签。漏液 错误！未定义书签。液泛 错误！未定义书签。3.7 塔板负荷性能图 错误！未定义书签。过量液沫夹带线关系式 错误！未定义书签。液相下限线关系式 错误！未定义书签。严重漏夜线关系式 错误！未定义书签。4液相上限线关

4、系式 错误！未定义书签。降液管液泛线关系式 错误！未定义书签。3.8 主要接管尺寸的选取 错误！未定义书签。进料管 错误！未定义书签。釜液出口管 错误！未定义书签。塔顶蒸汽管 错误！未定义书签。回流管 错误！未定义书签。塔底蒸汽管 错误！未定义书签。第四章主要计算计算结果列表 错误！未定义书签。4.1浮阀塔计算结果汇总 错误！未定义书签。结束语 29参考文献 30主要符号说明 31附录 错误！未定义书签一、物性表 错误！未定义书签、负荷性能图错误！未定义书签三、 带控制点的工艺流程图 37四、 塔的设备结构图 38摘 要本设计是以乙醇一一水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离乙醇和水。浮阀塔

5、 是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系乙醇-水的精馏问题进行 分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。通过逐板计算得出理论板数为16块，回流比为3.531,算出塔效率为0.518，实际板数 为32块，进料位置为第11块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1米,有效塔高13.6米，浮阀数（提馏段每块76）。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指 标数据均符合标准。本次设计过程正常，操作合适。关键词：乙醇、水、二元精馏、浮阀连续精馏精馏塔、提馏段第1章前言1.1精馏原理及其在化工生产上的应用实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。

6、对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液（气相冷却而成）是沸点低的B物质，而残液是 沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温 度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。1.2精馏塔对塔设备的要求精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求 大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。三：流体阻力小：流体通过塔设备时

7、阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.4常用板式塔类型及本设计的选型常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。而浮阀塔具有很 多优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发远较其他形式的塔板广泛，是目前新型 塔板研开发的主要方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用 不锈钢板或合金。实际操作表明，浮阀在一定程度的漏夜状态下，使其操作板效率

8、明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到满意的程度。 浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点。所以在 此我们使用浮阀塔，浮阀塔的突出优点是结构简单，造价低，制造方便；塔板开孔率大， 生产能力大等。乙醇与水的分离是正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用非常广泛，对于提纯物质有非常重要的意义。所以有必要做好本次设计1.4 本设计所选塔的特性浮阀塔的优点是：1 生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力 比泡罩塔板大20%40%与筛板塔接近。2 操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此

9、维持正常操作而允许 的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹 带量小，塔板效率高。4 气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差 比泡罩塔小。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%但是比筛板塔高20%30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成， 致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高 效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰

10、富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适第二章流程的确定和说明2.1设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原 料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因 为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分 开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到 塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品 冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中， 这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分

11、进入到塔底产品冷却器中，一部分进 入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面 所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。2.1设计流程乙醇一水混合液经原料预热器加热，进料状况为汽液混合物 q=1送入精馏塔，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，送入贮罐（附流程图）。第三章精馏塔的工艺计算、全塔物料衡算原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量M A = 46.07kg/kmol水的摩尔质量M B = 18.02kg / kmol原料加料量F =

12、100kmol/h进料组成Xf= 0.275馏出液组成Xd = 0.843釜液组成Xw= 0.013塔顶压力p=100kpa单板压降< 0.7 kPaF =Xf M 乙醇1 XfM 水= 0.273 46.07 (1 -0.273) 18.02 =25.70kg/ kmolMd =0.831 46.071 -0.83118.02 = 41.60kg/kmolMW =0.012 46.071 -0.01218.02 = 18.36kg/kmol物料衡算精馏塔二元系物料D = Xf Xw =°.273 -°.°12 =0.319F Xd - Xw 0.831 一

13、 0.012F =D W =.100 二 D WFxf 二 Dxd Wx«100 0.273 =0.831D 0.0121W解得：D=31.6 kmol/h W=68.4 kmol / h精馏段：L=RD=2.36 X 31.6=74.51 kmol/hV= ( R+1) D= (2.36+1) X 31.6=106.08kmol/h 提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV =V+(q 1)F=V=106.08 kmol/h4 / 39321平均相对挥发度的计算查由相平衡方程得x0.180.20.250.30.350.4y0.510.5250.551

14、0.5750.5950.61x0.450.550.50.60.650.7y0.6350.6780.6780.6970.7250.755由道尔顿分压定律Pi =Py 及. ii _PA Xa由常压下乙醇-水溶液的平衡数据'- BPBXB得yA yBy 1-yBXa1-XbXa Xb序号12345ai3.68153.15692.72542.35012.1263序号678910ai1.91551.72281.54081.41961.3207将上表数据代入得:则 :''=1°12310 =3.04则平衡线方程:ax3.04x3.04xy 二1： -1 x 13.04

15、-1 x 1 2.04x最小回流比的计算和适宜回流比的确定Xf= 0.275 xd= 0.843xw= 0.012-：: =3.04因为 q=1 所以 Xe= Xf= 0.275由相平衡方程y 1 C T)x=0.536最小回流比RminD e =1.18ye - Xe操作回流比取最小回流比的1.6倍R =1.6 Rmin =2.363.3板数的确定精馏塔的气液相负荷精馏段：L=RD=2.36X 31.6=74.51 kmol/hV= ( R+1) D= (2.36+1 ) x 31.6=106.08 kmol/h提馏段：L =L+qF=74.51+100=174.51 kmol/hV=V+(

16、q 1)F=V=106.08 kmol/h精馏段与提馏段操作线方程精馏段操作线方程：yn .1 =Lxn DXD =0.702xn 0.251V V提馏段操作线方程：yn 1L xn -DXD FXF xD = 1.645xn - 0.008VV逐板法确定理论板数及进料位置对于甲醇一水属物系，可采用逐板计算法求理论板层数。根据求得的相对挥发度相平衡方程为ynGXn1 C -1)xnXn ：-1)ynyn2.08-1.08yn因为泡点进料，q=1, Xq二Xf =0.275第一块板上升的蒸汽组成y = x d =0.843第一块板下降的液体组成由式(c )求取二 0.6385由第二块板上升的气相

17、组成用(a)式求取:y2 =0.6992由第二块板下降的液体组成如此反复计算：y =0.5552 ,0.2911二 04553, X4 =。2157< Xf因第5块板上升的气相组成由提馏段操作方程（b）:计算 yn 1 Lxn dXd FXf xd = 1.645xn - 0.008VV如此反复计算：y5 = 0.3468 , x 0.1487y6 = 0.2366, %6 =0.0925y = 0.1442 , x7 =0.0525y8 = 0.0784, x8 =0.0272y =0.0368, x9 = 0.0124< xw =0.013根据以上求解结果得：总理论板数为9 （

18、包括再沸器）进料板位置为4精馏段理论板数3提馏段理论板数6全塔效率由进料组成Xf =0.275经查表 得 泡点温度Td =78.24 C Tw =99.321C在此温度下查文献得：% = 0.55583mpa.s= 0.28767 mpa.s则进料液再该温度下的平均粘度为：亠=0.555830.28767 /2 =0.42175''-0.245则板效率E由E =0.49 计算E =0.401则实际塔板数：N 9220.4013 精馏段：N1-7.48 “70.401提馏段：2614.96150.401-.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算341操作温度的计算1. ）塔顶温度

19、计算查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.70和0.80时，其沸点分别为78.7 C 78.4 C塔顶温度为TD ,则由内插法：xD = 0.843xD -0.70Td -78.70.80 -0.70 " 78.4 -78.7J二 TD =78.24 °C2. ）进料板温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.20和0.30时，其沸点分别为83.2 C和81.7 C设塔顶温度为Tf,则由内插法:xF =0.275xF -0.20Tf -83.20.30 -0.2083.2-81.7J=Tf -82.13 C3. ）塔釜的温度查文献乙醇-水溶液中乙醇摩尔分数为0.00和0.0

20、5时,其沸点分别为100C和90.6 C设塔顶温度为Tw,则由内插法：xW -0.00_ Tw -100xW 二 0.0130.050.0090.6100J二 Tv =96.92 C则精馏段的平均温度：78.24+82.13Tm280.19 C2提馏段的平均温度：96.92 82.132= 89.53 °C342操作压强塔顶压强：FD=100 kpa取每层塔板压降： P=0.7 kpa则 进料板压力：PF =100 0.7 7 =104.9kpa塔釜 压力：局=1000.77=10來pa则 精馏段的平均操作压强Pm1100 104.92= 102.5cpa提馏段的平均操作压强110.

21、5104.92= 107.7塔内各段气液两相的平均分子量乙醇的摩尔质量M a = 46.07kg/kmol水的摩尔质量M B = 18.02kg / kmoli由公式M =无xMj得i d1.）对于塔顶x<| = 0.843 ,% = 0.843对于气相平均分子量M VD = y1M A 1 1 丫1 M B= 0.843 46.071 -0.84318.02二 41.74kg / kmol对于液相平均分子量MldA 1 _片 Mb= 0.6385 46.071 - 0.638518.02=35.88kg /kmol2.）对于进料板沧=0.2157 ,y6 = 0.4553对于气相平均分

22、子量；Mvf 二 YsMa1-丫5 M b= 0.2157 46.071-0.2157 18.02二 24.04kg/kmol对于液相平均分子量M LF = X5M_ X5 Mb= 0.4553 46.071 - 0.4553 18.02二 30.75kg/kmol3.）对于塔釜x16 =0.0124y16 = 0.0368对于气相平均分子量：MVW = y16M A 1 - y16 M B-0.0368 46.071 - 0.0368 18.02=19.03kg/kmol对于液相平均分子量：M LW 二 X16 M A1 - X16 M B= 0.0124 46.071 -0.0124 18

23、.02=18.35kg/kmol则精馏段的平均分子量M VM1M VF M VD241.74 30.752=36.25kg / kmolM LM 1M LF M LD35.88 24.04=29.96kg/kmol提馏段的平均分子量；气相:M VM 2M VD M VW19.03 30.75=24.89kg / kmolM LM 2 =M LD M LW18.35 24.04-21.20kg/kmol3.4.4精馏塔各组分的密度1.）气相平均密度PMP =RT计算:精馏段的气相平均密度:：，Vm1Pm1 M Vm1RTm1102.5 x 36.258.31480.19 273.15=1.27k

24、g/m3提馏段的气相平均密度:m2Pm2M Vm2RTm2107" 24.898.31489.53 273.15-0.89kg/m2.）液相的平均密度1 i由二八匚计算° n -1(1.)对于塔顶TD =78.24°C查文献 741.83kg / m 0.4127 0.5873 739.6 970.5(3.)对于塔釜TW =96.92 为6 =0.009195查文献 = 721.2kg/m3，= 955.1kg/m3, 订二 972.9kg / m3质量分率'A0.843x46.070.843 46.071 -0.84318.02-0.932110.932

25、1 0.0679763.6 972.9-775.2m3/kg« b 二 1 一：人二 0.06791D15:D 用A、£b +!-:la! : LB(2.)对于进料板Tf=82.13C查文献:A= 739.6kg/m3，订二 970.50kg/ m3质量分率0.21546.07门-a0.41270.2157 46.071 -0.215718.02:-B =1 八 A =0.5102=862.1m3/kg质量分率0.0124 46.07.z a0.03110.0124 x46.07 +(10.0124 产 18.02W-B：、W = 1OtA Ct B+ "la &

26、quot;lb0.0311 0.9689+721.2955.1=945.6m3/kg则精馏段的液相平均密度:769.2 862.1 = 815.6kg/m3提馏段的液相平均密度:F =W2945.6 862.13-903.8kg /m液体表面张力的计算计算i ' X_'jnT(1.)对于塔顶TD =78.2化治=0.702杳文献 二A=18.45mN/m，二B = 62.98mN /m二 ld = 0.843 18.751 -0.843663.42=25.44mN / m(2.)对于进料板匚 lf = 52.75mN / m(3.)对于塔釜Tv =96.9%杳文献 :二a 二

27、1660mN /m， - b 二 59.49mN /m则 cLW =0.0124 16.601 -0.0124 59.49 = 58.96mN / m则精馏段的液体平均表面张力:；-Lm125.44 吃2" ,9.i0mN/m提馏段的液体平均表面张力:-F W 58.96 52.75 二Lm2 -55.85mN /m2 2液体平均粘度的计算i由 7人叫计算n =4(1.)对于塔顶Td =78.24°C Xi =0.702查文献 $ = 0.504mpa.s，丄b = 0.3644mpa.s贝 Ujld = 0.479mpa .s(2.)对于进料板Tf =82.130C查文献

28、 T = 0.481 mpa.s , .-b = 0.349mpa.s贝 UJLF =0.374mpa.s(3.)对于塔釜% =96.920C查文献 叫=0.382mpa.s，-电=0.295mpa.s贝 Ujlw =0.296mpa.s则精馏段的液体平均粘度:Lm1%FLD0.479 0.3742=0.427mpa.s提馏段的液体平均粘度:Lm2%FLW0.2960.3742=0.335mpa.s14 / 39347气液负荷计算精馏段气液负荷计算:VMvm1 J06.。8 36.25 ,.841m3/s 3600 ；?Vm13600 1.27,VM Lm1 74.51X31.05 ccccc

29、 3 /Ls0.0008 m / s3600 订m13600 815.6提馏段气液负荷计算：VM Vm2106.8 24.893Vs一0.824m /s3600 ：Vm23600 0.89'3Vh = 2966.4m / sVM Lm2174 51 21203Ls0.0011m3/s3600 ：Lm23600 903.8Lh -3.96m3/h3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段液气流动参数1 1I 丫 PLm2 T 0.0008X3600 815.6 ¥Flv=.= 0.0241M 人 丿 0.84仆 3600 11.27 丿取板间距Ht = 0.40m，板上清液

30、高度 入=0.06m,HT -hc = 0.40 -0.06 = 0.34m则查史密斯关联图得Cf 20 = 0.073又液体的表面张力匚=20mN / mCfCf 20Cf =Cf2020= 0.073 391I 20丿0.2=0.083umax - 0.083815-1= 2.084m/s'1.27取安全系数为0.6，则空塔气速:u = 0.8Umax = 0.7 2.084 = 1.459m/s: u4 0.841 -0.857m3.14 1.459则 D -4Vs按标准塔径园整后为：D = 1.0m塔截面积A :二 2 2AtD = 0.785m4实际空塔气速u：= 1.071

31、m/sVs0.841u =At0.785提馏段液气流动参数FlvLsVs J Vm2 J1皿 903 色".04250.8240.89取板间距Ht = 0.40m，板上清液高度 九=0.06m,H t 一见二 0.40 一 0.06 二 0.34 m则查史密斯关联图得 cf 20 = 0.073又液体的表面张力匚北20mN / mCf、二 0.2Cf 2020二 0.2Cf 二 Cf2020= 0.073蝕0.0884I 20丿umaxP = 0.0884、903.8 °.89=2.816m/svPLV 0.89取安全系数为0.8，则空塔气速:u = 0.8umax = 0

32、.7 2.816 = 1.971m/ s一4一0.824.3.14 1.971=0.73m按标准塔径园整后为：D = 1.0m塔截面积A :I 22ArD =0.785m4V su =At二0824 = 1.05m/s0.785实际空塔气速u:精馏塔有效高度的计算板式塔的塔高按下式计算初选板间距HT=0.4m贝U 7 -10.415-10.4 0.8= 8.8m溢流装置计算因为D=1米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘1. ）堰长lw取 |w =0.66D =0.66 1.0 = 0.66m2. ）溢流堰高度g由hw = hi - how选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算how2.

33、84 E10001近似取E=1,则how 二经 1100020.0011 36000.009m0.7取板上清液高度he = 0.06m故hw = 0.06 -0.009 = 0.051m3.）弓形降液管宽度Wd和截面积Af由 lw =0.66D查弓形降液管的参数得 0'0722,菩心24故Af =0.0722Af =0.0722 0.785 = 0.0567m2Wd =0.124D =0.124 1.0=0.124m3600Af Ht3600 0.0567 0.400.0011 3600=20.62 5s故降液管设计合理4.）降液管底隙高度h。3600lwuo取u0 = 0.08m/s

34、0.0011 36003600 0.66 0.08-0.0208hw 一 h。= 0.054 -0.0208= 0.0332 a 0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw = 0.05m塔板布置1. ）边缘宽度的确定取 地认=0.065m，We = 0.035m2. ）开孔区面积计算开孔区面积A按下式计算A = 2 i x r2 -x2sin180 r其中：x = P Wd Ws 二W 0.124 0.065 =0.311m2 2=2叫罟-0.035心如故 代=2： 10.402.0.465 -0.3112二 0.465" . j 0.311 sin -1800.

35、465 丿= 0.596m23. ）浮阀个数及其排布乙醇-水对设备无腐蚀性，可选用=3mm的碳钢板，在塔板上按等腰三角形错排排列浮阀, 并取塔板上液体进出口安定区宽度 bs和bsH均为60mm边缘区宽度为be为50mm 取浮阀直径d0 = 0.039mm选取F1型浮阀，重型，其阀孔直径 d0=0.039m初取孔动能因子F0二山、,舄=10故阀孔气速u°=10.62m/s故阀孔个数:vs0.824门一二 d2 -0.785 0.0392 11 "34 d0u0设计条件下阀孔气速:vsu0 =0.824d°2 n4211 m/s0.785 0.0392 63动能因子：

36、F。=u°、.、Tv =11,丽9 =10塔板上浮阀开孔率:63 °785 O'0392 = 0.090.785气体通过筛孔的气速Uo :u0=13.31m/s19 / 39361塔板压降1. )干板阻力hc的计算由hf =0+十人口；干板阻力h可计算如下：临界孔速故ho按浮阀未全开计算：U 叩75110.175h0 =19.9 0=19.90.0337m 液柱；订897.53塔板上液层阻力：h =0.5( hw how) =0.5(0.051 0.009) = 0.03m 液柱；表面张力产生阻力：h 44 58.96 100.00076m液柱;b dJL故 hf

37、= hg hl h .=0.0337+0.03+0.00076=0.06446m 液柱。2. )气体通过液层的阻力h计算气体通过液层的阻力h由 h = 计算Vs0.824/ua -1.131m/ sAr -Af0.785 -0.0567Fo =1.51 VS =1.51、0.824 二 0.739查充气系数关联图得1 =0.5则 h = PhL = B (hw+how ) = 0.5江(0.051+0.009) = 0.03液柱液体表面张力的阻力h一计算液体表面张力所产生的阻力h：，由 h兰-计算PLgdo4；l 4 55.85 10”即 hL0.0050m液柱PLgdo903.9.80.00

38、5则气体通过每层板的压降P:P =hp ?Lg =0.06446 857.97 9.81 = 542.54 pa 0.7kpa (设计允许值)液沫夹带/3.2液沫夹带由ev = 57血|计算% 申-hf丿hf 二 2.5% 二 2.5 0.06 二 0.15mzx3.25.7“0（ iuad =矶（Ht hf ,_6 / “.25.7 101.131-39.100.40 0.06-0.017kg 液/kg 气 0.1kg 液/kg 气故在本设计中液沫夹带量d/在允许的范围内.漏液对筛板塔，漏液点气速Uo,min由Uo,min = 4.4c。、0.0056 0.13R-匸几匚计算即Uo,min

39、= 4.4c0.0056 0.13hL-h匚 匚=8.18m/ s实际孔速稳定系数 K二邑3! =1.63 1.5uo,min 8.18故在设计中无明显的漏液液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式：H ： Ht hw取 0.5,贝U:Ht hw =0.5 0.40 0.054 = 0.227m液柱而 Hd 二 hp 血 hd（2板上不设进口堰，hd由 m =0.153 uo计算 '2二 山=0.153（u。）2= 0.153"0.085) =0.00113m 液柱H d 二 hp n %Hd =0.0493 0.06 0.00113 = 0.1317m 液柱二 出

40、/(Ht也)故在本设计中不会发生液泛现象3.7塔板负荷性能图 过量液沫夹带线关系式：S dg在F1L v式中，令F1 -0.8，并将塔板有关数据代入得:KcFAbVh =1.65 -31Lh0.20.3h1.030.72液相下限线关系式由 gw =2.84“0隹(/.)23，令 E=1,取 how =06 m，并将 Lw代入，可得：L0.0006m3/s严重漏夜线关系式令F0 =5则:Vs 十/4)d。2n 5 =0.785 0.0392 76匚50.88693=0.4878m / s或 Vh -0.48m3/s 液相上限线关系式在.二ALL中，令.=5s，并将A和Ht代入得L 0.0044m

41、3/ sLs降液管液泛线关系式由降液管液泛校核条件式Hd'HT+hw将hoW (令其中E=1)，hf (略去其中h 口)，和hd计算代入，可得：Hd 二(Ht Hw) =0.6 (0.40.045)Hd =hp 九 m ; hp =hc hi h ; h| =：九;h = hw h°w得： H （w1）九1）hw hc hd hc将有关数据代入得： Vs2 =9.38-651_$23 -21128Ls2Ls0.0010.003vs2.952.8以Lh为横坐标，Vh为纵坐标，可得塔板负荷性能图为:提僭段负荷性能图=>-11?在负荷性能图上，作出操作点 A,与原点连接，即为

42、操作线 0A由图可知，筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得Vs,max =1.57m3/s ，Vs,min = 0.4878m'/s故弹性操作为VS,maxVS,min1.570.4878= 3.223.8主要接管尺寸的选取 进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管,管径计算如下:s 二.Q取 UF=1.6m/s，而 r = 857.97kg/m1.853X107600 300 24 857.97-0.00083m 3/s4 0.000833.14 1.6二 0.026 m釜液出口管已知釜液流率为 w二68.43kmol /

43、h釜液密度：t = 945.6kg/m3则：Vw =68.43 21.2/ 945.6 =1.53m'/h取管内流速为：uw=1.6m/sdw4Vw3600二 4 1.533600二 1.6=0.02m塔顶蒸汽管体积流速：VD = 106.08 kmol / h塔顶蒸密度 =1.27kg/m33则：Vd =106.08 36.25/1.27 = 3027.9m /h取 ud = 20m/ sdD1VT =4 3027.9 ud：3600 3.14 20-0.2315m回流管采用直管回流管，取UR=1.6m/s4 °841d R775.2 = 0.03m 3.14 1.6塔底蒸

44、汽管体积流速：VD =106.08kmol/h塔顶蒸密度二 0.89kg / m3则：VD =106.08 19.03/ 0.89 =2268.2m3/h取 ud = 20m/ sdD4VdUd4 2268242m3600 3.14 20第四章主要计算计算结果列表4.1浮阀塔计算结果汇总溢流管形式弓形项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相Mvkg/kmol36.2524.89液相Mlkg/kmol29.9621.20各段平均压强PmkPa102.5107.7各段平均温度tmC80.1989.53平均密度气相Vmkg m-31.270.89液相«mkg m-3815.6903.

45、8各段平均表面张力aLmmN m-139.1055.85各段平均粘度%mmPa0.4270.335平均流量气相Vsm/s0.8410.824液相Lsm/s0.00080.0011实际塔板数N块715板间距Htm0.40.4塔有效高度Zm3.68.4塔径Dm10.1空塔气速um/s1.0711.05塔板液流形式单流型单流型符单位项目号计算数据 提馏段堰长lWm0. 66堰咼hwm0.054溢流堰宽度Wdm0.124管底与受液盘距离hom0.0337板上清夜层咼度hm0.03浮阀数n个63开孔面积A2 m0.596阀孔流速Uom/s11塔板压降kPa446液体在降液管中停留的时间es20.62降液

46、管内清液层咼度Hdm0.1317雾沫夹带ekg液/kg气0.017负荷上限液沫夹带控制负荷下限漏液控制液相最大负荷Ls,max3m/s0.044液相最小负荷Ls,minnf/s0.0006弹性操作Vs,max /Vs,min3.22结束语课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精 馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻 炼了我的逻辑思维能力。设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导和同学的帮助，不仅巩固了所学的化工原理知识，更极大地拓宽了我的知

47、识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将 来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.这次化工原理的课程设计，从最开始的草稿，到后来的电子稿，我经过了一遍又一遍的修 改，每次修改都伴随着我很大的努力，当然也伴随着我很大的进步，更使我明白理论离实践的 距离真的很远。最开始是由于自己的粗心大意导致了理论板的却定出现了错误，从而是的后面 出现了一系列的错误，好在及时发现，从新进行了计算。虽然浪费了时间但是也让我知道了粗 心大意的后果，并且去改掉粗心的毛病。在这次化工原理课程设计中我也收获到了很多，学会 了一些word中自己以前不会的的东西，学了以前从未接触的Auto CAD绘图软件

48、，同时也让我深深地感受到了同学们之间的友谊，感谢同学们对我的帮助和鼓励，使我能够顺利的完成我的 课程设计，同时也感谢几位同学在 CAD绘图过程中对我的指导。在此，衷心的谢谢你们对我的 帮助。设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师批评指正，并感谢学校给予我这次机会！参考文献：（1） 贾绍义，柴诚敬，化工单元过程及设备设计课程设计，天津，天津大学出版社，2002年,3871, 101133。（2）陈敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（上册），第二版，北京，化学工业出版社，1999 年，310 313。（3）陈敏恒，从德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（下册），第二版，北京，化学工业出版社，1999 年，49103。（4） 陈常贵，柴诚敬，姚玉英，化工原理（下册），天津，天津大学出版社，2002年，38,90111。（5） 唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年，35(6) 图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京