分离丙酮---水连续浮阀式精馏塔工艺设计(共56页)

1、精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业化工原理课程设计题 目分离丙酮-水连续浮阀式精馏塔工艺设计板式精馏塔的工艺设计系 （院）专 业班 级学生姓名学 号指导教师职 称讲师二一二年 六 月 十三 日精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业目目 录录 3.1.2 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、77VDtLDtFtWt3.1.3 相对挥发度的计算 .7精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3. 3 热量恒算 .83.3.2 加热介质的选择 .93.3.3 热量衡算93.4.1 精馏段与提馏段操作线方程及线方程11q3.4.3 实际塔板数 .143.5.1 操作温度的计算 .15

2、3.5.7 气液负荷的计算 .223.6.1 塔径的计算 .233.6.2 精馏塔塔有效高度的计算 .253.6.3 溢流装置的计算 .253.6.4 塔板布置 .29精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3.7 浮阀板的流体力学验算 .323.7.1 塔板压降 .323.7.2 淹塔 .343.7.3 雾沫夹带 .353.7.4 漏液363.7.5 液泛363.8.1 液沫夹带线关系式383.8.2 液相负荷下限线关系式393.8.3 漏液线系式393.8.4 液相负荷限线关系式403.8.5 降液管液泛线关系式40第第一 主要符号说明45二 精馏塔主要工艺尺寸与主要设计参数汇总表47工

3、艺流程图工艺流程图5151精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书一、设计题目设计题目分离 丙酮-水 混合液（混合气）的连续 浮阀 式 精馏塔二、设计数据及条件设计数据及条件生产能力：年处理 丙酮-水 混合液（混合气）： 80000 万吨（开工率300 天/年） ；原 料：原料加料量 F11111.1kg/h丙酮 含量为 30 %（质量百分率，下同）的常温液体（气体） ；分离要求： 塔顶 丙酮 含量不低于（不高于） 98.0 %；塔底 丙酮 含量不高于（不低于）2.0 %。 塔顶压力 p0.Mpa（绝压）

4、塔釜采用 0.5Mpa（表压）饱和蒸汽间接加热2 2 工艺操作条件工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，冷进料，泡点回流。 三 主要设计内容 1 1、设计方案的选择及流程说明、设计方案的选择及流程说明2 2、工艺计算、工艺计算3 3、主要设备工艺尺寸设计、主要设备工艺尺寸设计（1）塔径及 精、 提 馏段塔板结构尺寸的确定（2）塔板的流体力学核算（3）塔板的负荷性能图精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业4 4、设计结果汇总、设计结果汇总5 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图、工艺流程图及精馏塔工艺条件图引言引言本设计是以丙酮水物系为设计物系，以浮阀塔为精馏设备分离丙酮和水。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丙酮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。通过画图计算得出理论板数为 7 块，回流比为 0.432,算出塔效率为 0.3056，实际板数为 17 块，进料位置为第 7 块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 0.8 米，有效塔高 12.80 米，浮阀数（提馏段每块 50）。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。第 1 章 前言1.11.1 精馏原理及其在化工生产上的应用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

6、时进行的。对液态混合物精馏时，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 及 A-B 共沸物物质，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。1.21.2 精馏塔对塔设备的要求精馏塔对塔设备的要求精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业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

7、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。1.1.3常用板式塔类型及本设计的选型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

8、方向。近年来与浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，浮阀塔多用第二章第二章 精馏塔的设计计算精馏塔的设计计算一一. .操作条件及基础数据操作条件及基础数据精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业2.1.1 操作压力精馏操作按操作压力可分为常压，加压和减压操作，精馏操作中压力影响非常大。当压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。由于丙酮-水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压101.325kPa。2.1.2 汽液平衡时，x、y、t 数据理想系统Antoine方程CTBAPlg式中:在温度T 时的饱和蒸汽

9、压 mmHg；PT温度 ,；A、B、CAntoine 常数表2-1-2 丙酮的Antoine 常数名称ABC丙酮6.356471277.03237.23水7.074061657.46227.02非理想系统 表 2-1-2 常压下丙酮-水气液平衡与温度关系丙酮（mol 分率）丙酮(mol 分率)丙酮（mol 分率）液相气相温度液相气相温度液相气相温度0.000.00100.00.200.81562.10.800.89858.2精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业0.010.25392.70.300.83061.00.900.93557.50.020.42586.50.400.83960.4

10、0.950.96357.00.050.62475.80.500.84960.01.001.0056.130.100.75566.50.600.85959.70.150.79863.40.700.87459.0注：摘自化工原理课程设计 P32 表 3-9二二. .精馏塔工艺简介精馏塔工艺简介连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器） ，冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体

11、，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品。原料预热器精 馏 塔冷凝器贮槽冷却器贮槽再沸器残液贮槽第三章第三章 精馏塔的工艺计算精馏塔的工艺计算精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3.13.1 物料衡算物料衡算3.1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率丙酮的摩尔质量 58.08/AMkg kmol水的摩尔质量 18.02/BMkg kmol原料加料量 F80000t/a进料组成 xF30%(质量百分数，下同)馏出液组成 xD98%釜液组成 xw2%塔顶压力 p0.Mpa 所以 =kg/h=11111.1kg/hF380000 103

12、00 24进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为、：FxDxWx =Fx117. 002.18/7008.58/3008.58/30 =Dx938. 002.18/208.58/9808.58/98 =Wx0063. 002.18/9808.58/208.58/2进料平均相对分子质量:=0.11758.08+(1-0.117)18.02=22.71kg/kmolFM原料液： F=489.26kmol/h11111.122.71总物料： F=W+D （1）易挥发组分： F=D+W （2）FxDxWx由（1）、（2）代入数据解得：D=58.134 W=431.126 塔顶产品/kmol h/kmo

13、l h的平均相对分子质量： =58.080.938+18.02（1-0.938）=55.60kg/kmolDM精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业塔顶产品质量流量： =D=55.6058.134=3232.256kg/hDDM塔釜产品平均相对分子质量： =58.080.0063+18.02（1-0.0063）=18.272kg/kmolWM塔釜产品质量流量： =W=431.12618.272=7877.534kg/hWWM物料衡算结果表 3-1-1(1) 物料衡算结果表塔顶出料塔底出料进料质量流量/（kg/h）3232.2567877.53411111.1质量分数/%98230摩尔流量/

14、(kmol/h)58.134431.126489.26摩尔分数/%93.80.6311.73.1.2 塔顶气相、液相，进料和塔底的温度分别为：、VDtLDtFtWt查表 3-1-1（1），用内插法算得：塔顶： 57.125 .570 .575 .5790. 095. 090. 0938. 0LDtLDt 57.455 .570 .570 .57935. 0963. 0938. 0963. 0VDtVDt塔釜： 95.407 .9210010001. 000063. 00WtWt进料： 65.455 .665 .664 .6310. 0117. 010. 015. 0FtFt精馏段平均温度： =

15、61.451t2FVDtt245.6545.57提馏段平均温度： =80.402t245.6540.952FWtt3.1.3.平均相对挥发度 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业在温度下丙酮和水的饱和蒸汽压分别为：Ft精馏段： =61.451t 830. 0815. 0830. 030. 020. 030. 00 .611 .620 .6145.6111yx%39.82%,91.2511yx提馏段： =80.402t22220.050.62480.4075.803.71%,61.11%86.5075.800.020.050.4250.624xyxy将分别代入得：2121,yyxxxxy)

16、 1(178.40,38.1321 36.2378.4038.13213.23.2回流比的确定回流比的确定3.2.1回流比的确定泡点进料：FxxqRmin=123.36 1 0.938110.9380.271126.36 1 0.1171 0.117axdxqaxfxf因为R/ Rmin=1.6 所以R= Rmin*1.6=0.4323.33.3热量恒算热量恒算3.3.1 热量示意图（图略）3.3.2 加热介质的选择常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂。由于饱和水蒸气冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸汽压力控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达 1001

17、000，适合于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数较低，加热温度控制困难。本设计选用 300kPa（温度为133.3）的饱和水蒸气做加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业但成本会相应降低，塔结构也不会复杂。（1）冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为 1025.如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟利昂等。本设计建厂地区为沈阳，沈阳市夏季最热月份日平均气温为 25。故选用25的冷却水，选升温 10，即冷却水的出口温度为 35。3.3.3 热量衡算已求得：57.12 57.40

18、95.40 65.45LDtVDtWtFt精馏段平均温度： =61.451t2FVDtt245.6545.57提馏段平均温度： =80.402t245.6540.952FWtt温度下: =135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(kmolK)；LDt1pC2pC DpDppDxCxCC121=135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)；温度下： =143.46kJ/(kmolK)； =76.40kJ/(kmolK)；Wt1pC2pC WpWppWxCxCC121=143.460.0063+76.40(1-0.0063) =76.82k

19、J/(kmolK)温度下： =525kJ/kg； =2812.5kJ/kg；LDt12精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 DDxx121=5250.938+2812.5（1-0.938） =666.83kJ/kg塔顶： DDDxMxMM121 =58.080.938+18.02(1-0.938) =55.60kg/kmol（1）0时塔顶气体上升的焓VQ塔顶以 0为基准， DDpDVMVtCVQ =83.248132.2330.27+83.248666.8355.60 =.57kJ/h（2）回流液的焓RQ57.40温度下： VDt=135.91kJ/(kmolK)； =76.04kJ/(

20、kmolK)；1pC2pC DpDppxCxCC121=135.910.938+76.04(1-0.938) =132.20kJ/(kmolK)= 25.114132.20330.55=.92kJ/hVDpRtCLQ（3）塔顶馏出液的焓DQ因馏出口与回流口组成一样，所以=58.134132.20330.27=.40kJ/hLDpDtCDQ（4）冷凝器消耗的焓CQ=.57-.40-.92=.25kJ/hDRVCQQQQ精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业（5）进料口的焓FQ温度下：=135.66kJ/(kmolK)； =75.68kJ/(kmolK)；Ft1pC2pC FpFppxCxCC

21、121=135.660.117+75.68(1-0.117) =82.70kJ/(kmolK)所以 =489.2682.70338.60=.16kJ/hFpFtCFQ(6)塔底残液的焓WQ =431.12676.82368.55=.05kJ/hWpWtCWQ（7）再沸器BQ塔釜热损失为 10%，则 =0.9设再沸器损失能量 ， BQQ1 . 0损DWCFBQQQQQQ损加热器的实际热负荷FDWCBQQQQQ9 . 0 =.25+.05+.92-.16=.064=.85kJ/hBQ（8）热量衡算结果表 3-3-1（1） 热量衡算表3.43.4 板数的确定板数的确定项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液

22、再沸器平均比热/11KkmolkJ82.70132.2076.82热量 Q/1 hkJ.16.52.92.05.85精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3.4.1 精馏段与提馏段操作线方程及线方程q精馏段操作线方程：10.11860.655011DnnDnnxLDRyxxxxVVRR提馏段操作线方程：16.1790.0326FDnnwnFxDxLyxxxVV气液平衡方程： 11nnnnxyyay由于塔顶为全凝器，从塔顶最上一层塔板（序号为 1）上升的蒸汽全部冷凝成饱和温度下的液体，故镏出液和回流液的组成均为离开第一层理论版的气相组成y，即=0.938,根据理论板的概念，自第一层塔板下降的

23、液相组成 x1 与 y11Dyx互成平衡，则 从第二层理111110.9380.39310.93823.26 1 0.938xyyay论板上升的气相组成 y2 与 x1 符合精馏段操作线方程关系，由 x1 可求的 y2，即 同理210.1186 0.3930.65500.77411DxRyxRR222210.7740.12810.77423.36 1 0.774xyyay320.1186 0.1280.65500.69411DxRyxRR 则第三层理论塔板为进料板30.6940.0880.69423.36 1 0.694x 30.117x 进行提馏段理论塔板的计算46.179 30.03266

24、.179 0.0880.03260.511yx40.5110.04280.51123.361 0.511x 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业56.179 40.03266.179 0.04280.03260.232yx50.2320.01280.23223.361 0.232x 656.1790.03266.179 0.01280.03260.0465yx 由于 所以此塔理论60.04650.00210.046523.361 0.0465x 60.0063x 板数为 5（不含再沸器），第三层为进料板，精馏段塔板数为 2，提馏段塔板数为 3。 0.432 58.13425.114LD

25、R25.1141 489.26514.374/LLq Fkmol h (1)1.432 58.13483.248/VVRDkmol hW=437.126kmol/h3.4.2 全塔效率 由进料组成0.117Fx 表 3-4-2） 不同温度下丙酮-水黏度（mPas）温度60708090100丙酮0.2330.2150.1980.1850.171水0.4700.4060.3550.3150.283全塔的平均温度：=76.26240.9512.572WDttt由表 2-2-3（1），利用内插法计算得：精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业丙酮： 0.204 mPas215. 0198. 0215

26、. 070807026.76丙酮丙酮水： 0.374 mPa406. 0355. 0406. 070807026.76水水因为LiiLx所以， mPas215. 0374. 0938. 01204. 0938. 0LD mPas373. 0374. 00063. 01204. 00063. 0LW mPas410. 0435. 0117. 01223. 0117. 0F全塔液体平均黏度： mPas294. 02373. 0215. 02LWLDL已知，由表 2-1-2（2），利用内插法计算得：26.76t 624. 0624. 0425. 005. 005. 002. 08 .7526.768

27、 .755 .86yx因此：x=4.87% y=61.54% 已求得23.36全塔效率=30.56%245. 049. 0LTE245. 0294. 036.2349. 03.4.3.3.4.3.实际塔板数实际塔板数实际塔板数：=17 块（不含塔釜） 第 7 块理论板为530.56%TPTNNE加料版表 3-4-3 丙酮-水在不同温度下的密度溫度1/ mlg丙酮1/ mlg水=57.12Dt0.7410.985=95.40Wt0.6850.962精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业=65.45Ft0.7270.980见化工原理书附录五 P361 及附录三 P359经查表 得 泡点温度78

28、.27dT99.86wT在此温度下 查文献 得 ： 0.38.Aamp s0.31.Bamp s则进料液再该温度下的平均粘度为：(0.31 0.38)/ 20.3145umpa s则板效率 E 由计算0.38710.2450.49EaE 则 实际塔板数：18N1450.3871 第 14 块理论板为加料版3.53.5 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.5.1 操作温度的计算表 3-5-1（1）丙酮-水在不同温度下的密度溫度1/ mlg丙酮1/ mlg水=57.12Dt0.7410.985=95.40Wt0.6850.962=65.45Ft0.7270.

29、980精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业1.)塔顶温度计算查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.90 和 0.95时,其沸点分别为 57.5、57.0塔顶温度为,则由内插法:DT， 0.938Dx 57.50.9380.900.950.9057.057.5LDT57.12LDT同理0.9630.93857.00.9630.93557.057.557.45LDTT2.)进料板温度查附表（丙酮和水的平衡数据）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.11766.50.1170.100.150.1063.466.5FT 65.45FT3.)塔釜的温度查附表（丙酮和水的平衡数据

30、）丙酮-水溶液中丙酮摩尔分数为 0.00 和 0.02 时,其沸点分别为 100和 99.3设塔顶温度为,则由内插法:WT，, 0.0063Wx0.001000.01 0.0092.7 100WWxT95.40WT 则 精馏段的平均温度:精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 257.4565.4561.452mT 提馏段的平均温度: 195.4065.4580.402mT3.5.2 操作压强塔顶压强：PD=101.325 kpa 取每层塔板压降:P=0.6 kpa 则 进料板压力: 2101.3250.617105.40515FPkpa 塔釜 压力: 101.3250.6 (1)112.

31、125WPPNkpa 则 精馏段的平均操作压强: 12101.325 20.6175103.3652mPkpa 提馏段的平均操作压强: 2320.6175108.7652WmPPkpa 3.5.3 气液两相的平均分子量 丙酮的摩尔质量 58.08/AMkg kmol水的摩尔质量 18.02/BMkg kmol由公式 得1iiiiMx M精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 1.)对于塔顶 对于液相平均分子量:0.938Dx 1LDDADBMx MxM 0.938 58.081 0.93818.0255.5963/kg kmol 对于气体平均分子量： 58.08 0.9483 18.021

32、 0.948356.0083/gMkg kmol2.)对于进料板, 对于液相平均分子量:0.1321Fx 1LFFAFBMx MxM0.117 58.081 0.11718.0222.7070/kg kmol3.)对于塔釜 对于液相平均分子量:0.0063Wx 1LWWAWBMx MxM0.0063 58.081 0.006318.0218.2724/kg kmol4.) 平均温度下的平均分子质量 平均温度 液相组分 气相组分/oc 精馏段 61.45 0.2591 0.8239 提馏段 80.40 0.0371 0.6111故平均温度下各段气相的平均相对分子质量精选优质文档-倾情为你奉上专心

33、-专注-专业 精馏段 58.08 0.8239 18.02 (1 0.8239)51.03gMkg 提馏段 58.08 0.6111 18.02 (1 0.6111)42.50/gMkg koml 平均温度下各段液体的平均相对分子质量 精馏段 0.2591 58.081 0.259118.0228.3918/LMkg kmol 提馏段 0.0371 58.081 0.037118.0219.5062/LMkg kmol3.54 各段摩尔组成 （百分含量） 0.9380.1170.0063DFWxxx平均温度下各段组成（摩尔百分量），经查附表（丙酮和水的平衡数据） 平均温度 液相组分 气相组分/

34、oc 精馏段 61.45 0.2591 0.8239 提馏段 80.40 0.0371 0.6111各段的组成（质量百分量）塔顶：进料板：塔釜：0.938MDx0.117MFx0.0063MWx精馏段平均温度下的含量：58.08 0.25910.52990.2591 58.081 0.259118.02x提馏段平均温度下的含量：0.0371 58.080.11060.0371 58.08 18.021 0.0371 !x3.5.5 精镏塔各组分的密度精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业1.）平均压力下气相平均密度 由 计算：PMRT 精馏段的气相平均密度： 1111mVmVmmp MRT

35、 3103.356 51.031.896/8.31461.45273.15kg m提馏段的气相平均密度： 2222mVmVmmpMRT 3108.765 42.501.573/8.31480.40273.15kg m2.）液相的平均密度 由 计算11iiin （1.）对于塔顶 057.12DTC查文献 ， 3741/Akg m3985/Bkg m 质量分率 0.98A 10.02BA 则 1ABDABABALBD1L D31744.689/0.980.02741985kg m精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 （2.）对于进料板 65.45oFTC 查文献 ， 3727/Akg m39

36、80/Bkg m 质量分率 0.300A 10.700BA 则 1ABFABABALB1FL F31887.3583/0.3000.700727.0980kg m（3.）对于塔釜 095.40WTC0.00063wx 查文献 ， 3685/Akg m3962/Bkg m 质量分率 0.002A 10.998BA 则 1ABWABABALB1wL w31961.222/0.0020.998685962kg m精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 平均温度下精馏段的液相平均密度： 311832.8116/0.52990.4701733.7982.4Lmkg m 提馏段的液相平均密度： 321

37、932.3206/0.11060.8894706.04971.02Lmkg m 丙酮相对密度（相对于水）塔顶：0.7410 进料：0.7270 塔釜：0.68504oc 精馏段平均温度下：0.7373 提馏段平均温度下：0.70603.5.6 平均温度下液体表面张力的计算 由 计算1iiinx则精馏段的液体平均表面张力： 061.45TC0.2591Dx 查经查附表（表面张力） 23.0/AmN m 66.22/BmN m 则 0.2591 23.01 0.259166.2255.02/mN m 提馏段的液体平均表面张力： 080.40TC0.0371x 查附表（表面张力） 21.0/AmN

38、m 62.82/BmN m 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业0.0371 211 0.037162.8261.27/mN m3.4.6 气液负荷计算 均温下精馏段气液负荷计算： 431125.114 28.39189.378 10/36003600 832.8116VmsVmLMLms 383.248 51.030.6224/36003600 1.896VsVVMVms 均温下提馏段气液负荷计算： 32283.248 42.500.6248/36003600 1.573VmsVmVMVms 322514.374 19.50620.002989/36003600 932.3206Lms

39、LmVMLms 3.3.6 6 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1 塔径的计算精馏段液气流动参数 11422229.378 10832.81160.0800.62241.896sLmLVsVmLFV 取板间距，板上清液高度，0.45THm0.05Lhm 0.450.050.40TLHhm精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业则 查史密斯关联图 得 200.068fc又 液体的表面张力 20/mN m 0.22020cc 0.20.22055.020.0680.08332020cc max832.8116 1.8960.08331.2689/1.896VLLucm s

40、取安全系数为 0.7，则空塔气速： max0.70.7 1.26830.8882/uum s则 44 0.62240.79483.14 0.8882sVDmu按标准塔径园整后为： 0.80Dm塔截面积： TA220.50244TADm空塔气速0.62241.2389/0.5024um s提馏段液气流动参数 11322222.9894 10932.30260.11650.62481.573sLmLVsVmLFV 取板间距，板上清液高度，0.45THm0.05Lhm 0.450.050.40TLHhm精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业则 查史密斯关联图 得 200.077c又 液体的表面张

41、力 20/mN m 0.22020cc 0.20.22061.270.0770.09632020cc max923.3206 1.5730.09632.3425/1.573VLLucm s取安全系数为 0.7，则空塔气速： max0.70.7 2.34251.6397/uum s则 344 2.9894 100.60673.14 1.6397sVDmu按标准塔径园整后为：，则0.70Dm塔截面积：TA 空塔气速220.38464TADm1.6245/um s3.6.2 精馏塔有效高度的计算 板式塔的有效塔高按下式计算 初选板间距 HT=0.45m 精馏塔有效高度有 Z 提=（N 提-3）Ht=

42、(3/0.3056-3)*0.45=3.07精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 在进料板处开一个人孔，其2(1)(1) 0.452.500.30560.3056TNZHm精精高度为 0.8m，故精馏塔有效高度为 Z=(Z 精+Z 提)+0.8+0.8=2.50+0.8+0.8+3.07=7.17m3.6.3 溢流装置计算提馏段：因为 D=0.7 米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长 取 wl0.660.66 0.60.46wlDm2.）溢流堰高度 由 whwLowhhh选用平直堰，堰上液层高度 how 由下式计算（一般设计时，堰上液层高度不超过，可取范围）6070mm

43、6070mm232.841000howwLhEl近似取 E=1，则232.8436000.002989410.61610000.46owhmmmm（） 而堰高需满足wh0.10.050.082390.03939owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高一般在范围内，故取wh0.030.05m0.03939whm精馏段：因为 D=0.8 米，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。1.）堰长 取 wl0.660.66 0.80.528wlDm精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业2.）溢流堰高度 由 whwLowhhh选用平直堰，堰上液层高度 how 由下式计算（一般设计时，堰

44、上液层高度不超过，可取范围）6070mm6070mm232.841000howwLhEl近似取 E=1，则232.8436000.00093788.54610000.528owhmmmm（） 而堰高需满足wh0.10.050.091460.04146owwowwhhhmhm取板上清液高度0.05Lhm堰高一般在范围内，故取wh0.030.05m0.04146whm3.）弓形降液管宽度和截面积dWfA提馏段：弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到（查化工原dWfA理 163 页图）3.12由0.66wlD 查 弓形降液管的参数 得, 0.10fTAA0.18dWD精选优质文档-倾情为你

45、奉上专心-专注-专业故 20.100.10 0.38460.03846fTAAm 0.180.18 0.70.126dWDm降液管内液体的停留时间 依式336003600 0.03846 0.455.79 52.9894 103600fThA HssL 故 降液管设计合理精馏段：弓形降液管的宽度及截面积可根据堰高于塔径之比得到（查化工原dWfA理 163 页图）3.12由0.66wlD 查 弓形降液管的参数 得, 0.0722fTAA0.2086dWD故 20.07220.0722 0.50240.03627fTAAm 0.200.20 0.80.16dWDm降液管内液体的停留时间 依式360

46、03600 0.03627 0.4568.64 50.0009378 3600fThA HssL 故 降液管设计合理精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业4.）降液管底隙 44 高度 0h03600hoWLhl u取 00.07/um s提馏段：则302.9894 1036000.0308203600 0.46 0.08hmmm 0.03940.03180.00760.006womhh故 降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离不小于1hoh选用凹形受液盘，深度131hmm精馏段： 03600hoWLhl u取 00.07/um s提馏

47、段：则409.378 1036000.02644203600 0.528 0.07hmmm 0.041460.026440.015260.006womhh故 降液管底隙高度设计合理为了保证液体由降液管流出时不至于受到很大阻力，进口堰与降液管间的水平距离不小于1hoh选用凹形受液盘，深度127hmm精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3.6.4 塔板布置1.）边缘宽度的确定提馏段： 取 ， 60sWmm50cWmm2.）开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 0.70.1260.060.16422dsDxWWm 0.70.050.3022

48、cDrWm 故 22210.300.16420.164 0.300.164sin1800.30aA20.2209m精馏段：取 ， 60sWmm50cWmm开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算aA 22212sin180arxAx rxr 其中： 0.80.5280.060.235222dsDxWWm 0.80.050.3522cDrWm 故 22210.350.235220.164 0.350.2352sin1800.35aA精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业20.3025m3.）浮阀个数及其排布 丙酮-水对设备无腐蚀性，可选用的碳钢板，在塔板上按等边三角形3mm叉排排列浮阀， 选取

49、F1 型浮阀，重型，其阀孔直径m 0.039od 提馏段： 用式00/10/ 1.5737.97/vuFm s22000.6248660.785 0.0397.974SVndu浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距 t=75mm，则可按下式估算排间距式，即 考虑到塔的直径不大，必0.0450(70125)aAtmmmNt须采用整块式塔板，排间距不宜采用 45mm,而应采用 60mm。得阀数： 按 50 个重新核孔速及阀孔动能因数0.221500.06 0.075aAtNt 02200.624810.47/0.785 0.039504SVum sdn 阀孔动能因数变化不大，仍在 9

50、12 范围0010.47/ 1.57311.93/vFum s内塔板开孔率22050 0.785 0.03940.15520.3846TndA精馏段： 用式00/10/ 1.8967.26/vuFm s22000.6248530.785 0.0397.264SVndu浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，所以同一横排的孔心距 t=75mm，则可按下式精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业估算排间距式，即 0.0761(70125)aAtmmmNt塔板开孔率22053 0.785 0.03940.12600.5024TndA3 3.7.7 浮阀板的流体力学验算浮阀板的流体力学验算3.7.1 塔半压

51、降气体通过一层塔板的压降ClPPPP 常将这些压降折合成塔内液体的液柱高度由；pclhhhh1.）提馏段：干板阻力的计算 干板阻力可计算如下：Chch对型重阀可用以下经验公式求算1Fch阀全开前（） oocuu0.17519.9ocluh 阀全开后（） oocuu25.342vocLuhg临界气速 1.83573.18.6012/8.5455/ocovum sum s故 按浮阀未全开计算：0h精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业0.175019.90.0322cLUhm精馏段： 干板阻力的计算 干板阻力可计算如下：Chch对型重阀可用以下经验公式求算1Fch阀全开前（） oocuu0.1

52、7519.9ocluh 阀全开后（） oocuu25.342vocLuhg临界气速 1.83573.18.5914/8.5455/ocovum sum s故 按浮阀未全开计算：0h0.175019.90.0338cLUhm2.）气体通过液层的阻力计算lh 提馏段：气体通过液层的阻力由 计算lhloLhh lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm精馏段：气体通过液层的阻力由 计算lhloLhh lh取0.45o 0.5 0.050.025lhm精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业3.)液体表面张力所造成的阻力提馏段：因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此，气体流经一层浮阀塔板

53、的压降相当的液柱高为 0.0250.03220.0572pclhhhm 则气体通过每层板的压降：P （设计允许值）pLPhg0.0572 932.3206 9.81523.150.6aapkp精馏段：因本设计采用浮阀塔其表面张力可忽略不计因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当的液柱高为 0.03380.0250.0588pclhhhm 则气体通过每层板的压降：P （设计允许值）pLPhg0.0588 832.8116 9.81480.420.6aapkp3.7.2 淹塔提馏段：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降压塔液管层高度 DTwHHh Hd 可用下式计算，即 (1)与气体塔板的压降相当于的液

54、柱高度通dpldHhhh过0.0572phm（2）液体通过降夜管的压头损失0.00298940.1520.006680.46 0.0308dhm（3）板上液层高度，取 0.05Lhm0.05120.050.006680.114dpldHhhhm取 则0.50.45THm0.5(0.450.0394)0.245TwHhm可见，符合防止淹塔的要求。DTwHHh 精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业精馏段：了防止淹塔现象的发生，要求控制降压塔液管层高度 DTwHHh Hd 可用下式计算，即 (1)与气体塔板的压降相当于的液柱高度通dpldHhhh过0.0572phm（2）液体通过降夜管的压头损

55、失0.00093780.1520.0001350.528 0.01502dhm（3）板上液层高度，取 0.05Lhm0.05880.050.0001350.1089dpldHhhhm取 则0.50.45THm0.5(0.450.04146)0.2457TwHhm可见，符合防止淹塔的要求。DTwHHh 3.7.3 雾沫夹带为了保证板式塔能维持正常的操作效果，将雾沫夹带限制在一定范围内，规定每上升气体夹带到上层塔板的液体不超过即控制雾沫夹带量kg0.1kgVe0.1/kg kg 在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定的指标，即Ve0.1/kg kg大塔 泛点率80%直径小于以下 泛点

56、率0.9m70%减压塔 泛点率75%提馏段：液沫夹带由泛点率 计算精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业泛点率可由经验公式计算泛点率100%0.78VSLVFTVKC A 经查 170 页图得3 150.121.0FCK泛点率1.5730.2322932.3026 1.573100%68.75%70%0.78 1 0.107 0.3847 精馏段：液沫夹带由泛点率 计算泛点率可由经验公式计算泛点率100%0.78VSLVFTVKC A 经查 170 页图得3 150.1071.0FCK泛点率1.8960.2322832.8116 1.896100%57.93%70%0.78 1 0.12

57、0.5024 故在本设计中液沫夹的泛点率在允许的范围内.3.7.4 漏液 当上升气体流速过小，气体的动能不足以阻止液体经孔道下流时，便会出现漏液现象。漏液量达的气速为漏液速度，这是塔操作的下限气速。对于浮10%阀塔，取阀孔动能因数 进行计算，相应的漏液量接近。56oF 10%3.7.5 液泛精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业 提馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： dTwHHh 取 ， 则0.5 0.50.400.03940.245TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不设进口堰，由 dh液柱得24229.378 100.20.2()0.2 ()0.00890.46

58、0.0308sdowoLhuml hpLddhhhH 液柱 0.05720.050.00890.1161dHm dTwHHh为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式： dTwHHh 取 ， 则0.5 0.50.400.03940.245TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不设进口堰，由 dh液柱得24229.378 100.20.2()0.2 ()0.00890.46 0.0308sdowoLhuml h精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业pLddhhhH 液柱 0.05720.050.00890.1161dHm dTwHHh精馏段：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下式

59、： dTwHHh 取 ， 则0.5 0.50.450.041460.2457TwHhm液柱而 dpLdHhhh板上不设进口堰，由 dh液柱2220.00298940.20.2()0.2 ()0.002540.528 0.02644sdowoLhuml h得pLddhhhH 液柱 0.05720.050.002540.1098dHm dTwHHh 故 在本设计中不会发生液泛现象3.83.8 板负荷性能图板负荷性能图3.8.1 液沫夹带线关系式精选优质文档-倾情为你奉上专心-专注-专业提馏段：在式中，令，并将塔板有关数据代入11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 1.121 23.

60、720ssVLLs 3/ms0.00100.0020Vs 3/ms1.09731.0736精馏段：在式中，令，并将塔板有关数据代入11.36vssLLvFbVL zFKc A10.8F 0.9260 12.56ssVLLs 3/ms0.00100.0020Vs 3/ms0.85020.83663.8.2 液相下限线关系式提馏段：由，令 E=1，取，并将代入，23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL可得：3min()0.0004/sLms精馏段：;由，令 E=1，取，并将代入，23302.84 10(/)whwhE LL0.006owhmwL可得：3min()0.000