乙醇—水二元物系筛板精馏塔设计

1、 吉林化工学院 化 工 原 理 课 程 设 计题目 乙醇水二元物系筛板精馏塔设计 教 学 院： 化工与材料工程学院 专业班级： 化工0903 学生姓名： 崔晓程 _ 学生学号： 09110332 指导教师： 庄志军 2011 年 12 月 12 日 化工原理课程设计任务书（一）设计题目 乙醇水二元物系筛板式精馏塔的设计（二）设计条件塔顶压力为常压处理量：（见表中数据）进料组成、馏出液组成及釜液组成（见表中数据）加料热状况 （见表中数据） 塔顶设全凝器，泡点回流 塔釜饱和蒸汽直接加热回流比 单板压降 0.7kPa （三）设计内容 (1)确定工艺流程。 (2)精馏塔的物料衡算。 (3)塔板数的确定

2、。 (4)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算。 (5)精馏塔塔体工艺尺寸的计算。 (6)塔板板面布置设计。 (7)塔板的流体力学验算与负荷性能图。 (8)精馏塔接管尺寸计算。 (9)塔顶全凝器工艺设计计算和选型。 (10)进料泵的工艺设计计算和选型。 (11)带控制点的工艺流程图、塔板板面布置图、精馏塔设计条件图。 (12)设计说明书。（四）化工原理课程设计说明书的内容及文本格式标准 1、课程设计说明书要求用A4纸排版，单面打印，并装订成册，其内容包括： （1）封面（按教研室统一排版标准），姓名部分手签； （2）设计任务书（整体采用宋体小四号字体）； （3）目录（单独编写，不与正文编号连在一

3、起，一般采用罗马数字表示页码）； （4）中文摘要（另起一页）； （5）正文；（绪论、设计方案的选择和论证，工艺设计的计算，工艺流程示意图，电算程序结果及及章节的符号说明等内容） （6）结论（设计结果总汇一般以表格的形式）； （7）结束语或致谢；（8）参考文献（9）主要符号说明（以表格的形式给出）；（10）附录（计算机程序、附图等）。2、课程设计说明书正文参考字数：不得小于2000字×周数。3、设计任务书格式（参看化工原理课程设计指导书）。4、目录格式：（1）标题“目录”（三号、黑体、居中）；（2）章标题（四号、黑体、居左）；（3）节标题（小四、宋体、居左）（4）页码（小四号、宋体、居

4、右）整个页眉居中印有吉林化工学院化工原理课程设计 的字样（楷体五号字）上边距2.3cm 。5、正文格式（1）页边距：上2.54cm，下2.54cm，左2.09cm，右1.59cm，页眉1.5cm，页脚1.75cm，装订线位置左；（2）字体：正文全部用宋体、小四号字；（3）行距：固定值18；（4）页码：底部居中，五号字，宋体；页眉：上部居中，小五号字，楷体；（5）数据表格全部采用五号字，宋体；（6）公式全部用公式编辑器来编辑（12号字宋体）。6、参考文献格式：（1）标题：“参考文献”小四，黑体，居中（2）示例：（五号，宋体）图书类：（序号）作者1，作者2作者n，书名，出版地点，出版社，出版年，页

5、次。期刊类：（序号）作者1， 作者2作者n，文章名，期刊名（版本），出版年，卷次（期次），页次7.图纸要求工艺流程图要求学生采用手工绘制（A2图纸，尺寸420mm×594mm）、工艺条件图要求学生采用计算机绘图软件独立设计绘制（A4图纸，尺寸297 mm×mm 210）。目录化工原理课程设计任务书I摘 要1前 言2查 新3绪 论4§1.1设计背景4§1.2设计方案4§1.3 设计思路5§1.4选塔依据35第二章 精馏塔的工艺设计6§ 2.1全塔工艺设计计算6产品浓度的计算和进料组成确定62.1.2 q线方程的确定及温度的计算

6、：6平均相对挥发度的计算 6最小回流比和适宜回流比的选取72.1.5物料衡算7精馏段和提馏段操作线7逐板法确定理论板数8全塔效率8取8实际塔板数及实际加料位置8第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算9§ 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算9操作压强 P9操作温度 T9塔内各段气、液两相组分的平均分子量9精馏段和提馏段各组分的密度810液体表面张力的计算11液体粘度m11气液负荷计算12精馏段气液负荷计算12提馏段气液负荷计算12§ 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算12塔径 D12液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定14塔板布置15筛孔数 n 及 开孔率 15塔有效高度Z1

7、6塔高的计算516§3.3筛板塔的流体力学校核217板压降的校核17液沫夹带量eV的校核19溢流液泛条件的校核19液体在降液管内停留时间的校核20漏液点的校核20§3.4塔板负荷性能图2213.4.1 液相负荷下限线213.4.2 液相负荷上限线21漏液线（气相负荷下限线）213.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）22溢流液泛线223.4.6 塔气液负荷性能图233.4.7 热量衡算：24进入系统的热量24离开系统的热量25热量衡算式：25第四章 塔的附属设备的计算26§4.1塔顶冷凝器设计计算264.1.1 确定设计方案264.1.2 确定物性数据264.

8、1.3 热负荷Q的计算264.1.4 传热面积的计算264.1.5 换热器工艺结构尺寸274.1.6 核算总传热系数K0281.管程表面传热系数计算：282.计算壳程对流传热系数293.确定污垢热阻RS294.核算总传热系数K0295.传热面积裕度：304.1.7 壁温核算304.1.8 换热器内流体的流动阻力（压降）31§4.2 接管设计31进料管31回流管31釜液出口管32塔顶蒸汽管32加热蒸汽管32管线设计结果表32§4.3 泵的选型32第五章 设计结果汇总34结束语36参考文献37主要符号说明38附 录40摘 要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组

9、分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位.这个设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系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，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。本设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、设备的工艺尺寸的设计计算和结构设计、流体力学的验算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的整体设计及合理运算，我所给出塔的工艺流程、生产操作条件及物

10、性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸也是合理的，足以保证精馏顺利高效的进行并使效率尽可能的提高。具体结果如下：主要参数：q=0.97；=3.50；R=1.7045Rmin=1.5; 理论板数NT=8块，第3块为加料板。实际板数Np=20块，进料位置为第5块板。其中精馏塔内径D1=D2=0.6m ，板间距：精馏段：NT1=0.3m 提镏段：NT2=0.3m 塔 高：H=11.75m。关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔。前 言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气

11、体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构，近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设

12、备。为减少对传质的不利影响，可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳钢的比率较少。它的主要：优点3是：1) 结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；2) 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%；3) 塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；4) 气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右；缺点是：1) 小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；2) 操作弹性较小（约23）；蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的

13、主要单元操作。精馏是典型的化工操作设备之一。进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。查 新浮阀类塔板是目前使用最为广泛的塔板。当今主要使用的浮阀有以下几种：(1)圆形浮阀。 Glitsch公司的V-1型和V-4型(V-1型为平孔板，V-4型为文丘里孔板)；Koch公司的T型和To型(均用四爪卡子限定阀片位置，阀片无腿，T型为平孔板，To型为文丘里孔板)；Sulzer公司的扣钩浮阀(Snap-in valve)，阀腿为弹性叉片，可直接扣在板上。圆形浮阀在操作中因易旋转而会卡死或脱落，塔板上液相返

14、混较为严重。(2)条型浮阀。 以Nutter公司的B型浮阀为代表。国内的T排条阀、HTV船型浮阀、条型浮阀和导向浮阀1塔板均属此类。它们都是长条形阀片，除T排条阀外，都沿液流方向错排布置，气流喷出方向与液流方向垂直，相邻阀孔喷出的气流不互相碰撞，液体返混小，雾沫夹带量小，冷模试验的水力学性能和传质性能都略优于V-1型圆形浮阀。(3)梯形浮阀。 以导向梯形浮阀2、BVT(Butterfly Valve of Tray)浮阀为代表。它在结构上吸取了V型栅板及条型浮阀塔板、固舌塔板、导向筛板等塔板的优点，将原来的条型浮阀改为梯形结构，这样气体从阀孔的两侧吹出，并与液流方向构成锐角，故可对塔板上的液体

15、起一定的导向推动作用，降低了板上清液层的高度，同时降低了塔板压力降。在现有的加工工艺中，塔的高处理量往往是用户十分关心的事情。对于新塔设计，用户希望对每单位投资获得的处理能力最大，要求塔的经济和卡边设计。因此，近年来国外开发了新型高效塔板(等板高度HETP小于610 mm的塔板或填料被称为高效塔板或填料)，该种塔板的特点是高处理量、高效率或低压力降。如Glitsch公司建议采用纹栅塔板(Screen tray)和网孔塔板(P-K tray)增加处理量和减小压力降；美国UOP公司用多降液管(MD，ECMD)筛板3，4取代传统的单流程和双流程筛板，对大液量操作的脱甲烷塔、脱乙烷塔和丙烯精馏塔进行改

16、造后，处理量增加了30%，效率也有所提高。如果说80年代是规整填料发展的年代，那么90年代则是高效塔板发展的年代。高效塔板主要应用在中压到高压蒸馏场合，在这种场合下，填料显得无能为力。高效塔板的主要特点是其降液管以及浮阀或开孔的改进，以充分利用有效开孔面积。这种改进允许塔板在高液流量下操作而不发生阻塞或液泛。近年来开发的高效塔板有Superfrac，Max-frac，MVG tray，Bi-frac,CoFlo等塔板。其共同的优点是在高流动参数下处理量大，抗腐蚀能力强，板间返混小。Jaeger公司推出的CoFlo5塔板的主要特点是采用并流式降液管和收集器，增大了处理量，同时不影响塔板的效率。新

17、垂直筛板塔： 产品和技术简介新垂直筛板塔是在塔板上开有直径较大的升气孔，孔上设置圆筒形罩体，其侧壁上部开有筛孔，下端与塔板保持一定距离。操作时，液体从底隙进入罩体，气体经升气孔进入罩体，其动能将液体拉成液膜并破碎成液滴，两相在罩体内进行传热传质，然后从筛孔喷出，气体上升，液体落回板面，液相在塔板上前进过程中，重复上述过程，最后由降液管流至下一层塔板。与一般鼓泡型板式塔相比，NewVST的关键是连续相和分散相发生了相转变，即气相转为连续相，液相转为分散相，使相际面积明显增加，从而强化传质。为了减少塔板阻力提高处理能力，我们将升气孔由平孔改成喷咀孔，使塔板阻力降低40%以上，可用于真空系统。应用范

18、围可用于蒸镏、吸收、水洗、除尘等过程，可用于常压，也可以用于加压和真空系统。将其用于丙烷脱沥青装置，处理能力提高50%以上，提高了产品质量。近年来开发出喷射型塔板，大致有以下几种类型：（1）舌型塔板 舌型塔板的结构，在塔板上冲出许多舌孔，方向朝塔板液体流出口一侧张开。舌片与板面成一定的角度，有18°、20°、25°三种（一般为20°），舌片尺寸有50×50mm和25×25mm两种。舌孔按正三角形排列，塔板的液体流出口一侧不设溢流堰，只保留降液管，降液管截面积要比一般塔板设计得大些。操作时，上升的气流沿舌片喷出，其喷出速度可达2030m

19、/s。当液体流过每排舌孔时，即被喷出的气流强烈扰动而形成液沫，被斜向喷射到液层上方，喷射的液流冲至降液管上方的塔壁后流入降液管中，流到下一层塔板舌型塔板的优点是：生产能力大，塔板压降低，传质效率较高；缺点是：操作弹性较小，气体喷射作用易使降液管中的液体夹带气泡流到下层塔板，从而 降低塔板效率。 （2）浮舌塔板 与舌型塔板相比，浮舌塔板的结构特点是其舌片可上下浮动。因此，浮舌塔板兼有浮阀塔板和固定舌型塔板的特点，具有处理能力大、压降低、操作弹性大等优点，特别适宜于热敏性物系的减压分离过程。 （3）斜孔塔板 斜孔塔板的结构，在板上开有斜孔，孔口向上与板面成一定角度。斜孔的开口方向与液流方向垂直，同

20、一排孔的孔口方向一致，相邻两排开孔方向相反，使相邻两排孔的气体向相反的方向喷出。这样，气流不会对喷，既可得到水平方向较大的气速，又阻止了液沫夹带，使板面上液层低而均匀，气体和液体不断分散和聚集，其表面不断更新，气液接触良好，传质效率提高。其中，筛孔板的造价是板式塔中最低的一种.并且负荷大.效率高.设计方法也较为成熟.近年来逐渐有采用大孔径(1025mm)的筛孔.因为大孔径筛板具有:加工制造简单.造价低.不易堵塞等优点.只要设计合理.同样可以得到满意的塔板效率.绪 论§1.1设计背景乙醇是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在

21、交通运输、医药、农业等方面都占有重要地位。工业上生产乙醇的方法有很多，其中真正有工业意义的，概括起来可分为两大类，即发酵法和乙烯水合法。发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫酸盐废碱液法；水合法有乙烯间接水合法和乙烯直接水合法。此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制取乙醇的方法。§1.2设计方案乙醇和水的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（101.163的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程

22、参见下图： 全凝器 回流 出料 乙醇水溶液 饱和水蒸汽塔釜出料全塔物料衡算§1.3 设计思路求理论塔板数气液相负荷计算筛板塔设计流体力学性能校核画出负荷性能图全塔热量衡算 塔附属设备计算结果汇总§1.4选塔依据3筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉.2) 气体压降小、板上液面落差也较小.3) 塔板效率较高.4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.第二章 精馏塔的工艺设计§ 2.1全塔工艺设计计算产品浓度的计算和进料组成确定1. 料液及塔顶塔底产品含乙醇摩尔分率： 2. 平均分子量及产率

23、：=由条件可知，因为要求进料1200kg/h，所以F:F=48kmol·3. 查附录表2（乙醇水系统txy数据）2得90时乙醇水的饱和蒸汽的组成：xF=0.250。2.1.2 q线方程的确定：因为q=0.97所以，yq=q/(q-1)*xq-xf/(q-1)=-32.33xq+8.3332.1.3 温度的计算选用差值的方法及下表温度t液相中乙醇的摩尔分率气相中乙醇的摩尔分率1000095.50.0190.17890.07210.389186.70.09660.437585.30.12380.470484.10.16610.508982.70.23370.544582.30.26080

24、.55881.60.32730.582680.70.39650.612279.80.50790.656479.70.51980.659979.30.57320.684178.740.67630.738578.410.74720.781578.150.89430.8943tF: tF =82.46 tD： tD =78.35 tW： tW =96.21 精馏段平均温度 ：t1=（tF+ tD）/2 =80.41 提留段平均温度 ：t2=（tF+ tW）/2 =89.34平均相对挥发度的计算当气体服从道尔顿分压定律时，由式得到相对挥发度如表2-1：表2-1 不同温度下的相对挥发度数值：序号1234

25、567温度（）8986.785.384.182.782.381.6i8.1977.2746.2865.2023.923.5782.869序号891011121314温度（）80.779.879.779.378.7478.4178.15i2.4031.8511.7921.6121.3521.211由0.25 yF=0.5526 0.779 y D=0.8075 0.016 yW=0.1432 精馏段相对挥发度：提留段相对挥发度： 所以相对护发度： 所以平衡线方程： Y=3.50x/(1+2.50x)最小回流比和适宜回流比的选取1. 最小回流比的计算：在设计条件下，如选用较小的回流比，两操作线向平

26、衡线移动，达到指定分离程度（xD,xW）所需的理论板数增多。当回流比减至某一数值时，两操作线的交点e落在平衡线上，此时理论板数为无穷多，板上流体组成不能跨越e点，此即为指定分离程度时的最小回流比,设交点e(xe,ye).由q=0.97联立Q线方程和平衡线方程可知ye=0.5269,则代入相平衡方程y=x/1+(-1)x得xe=0.2414.则最小回流比可有下式计算出：或由附录C程序2：“二分法求xe ,ye ,Rmin”求得：xe=0.2414,ye=0.5269,Rmin=0.882. 确定合适的回流比：为了确定适宜回流比，在R=（1.22.0）Rmin范围内， R=1.7045Rmin2。

27、R=1.5物料衡算由：和 带入F=48，R=1.5，q=9.7计算得： 或者由附录“C程序3：物料衡算及逐板法求理论板数”计算得： 精馏段和提馏段操作线精馏段操作线方程：提馏段操作线方程：逐板法确定理论板数对于二元精馏体系采用的数值法为逐板计算法，通常从塔顶开始计算：精馏段操作线方程： 相平衡方程：=3.50代入 得 代入式反复计算得：x2=0.3113 y3=0.4984x3=0.2211 <0.25(xq是精馏段和提馏段的交点的横坐标) y4=0.4122 同理由提馏段操作线方程：及式继续计算得：Y8=0.02569X8=0.00748<0.016= 所以理论板数NT=8块.全

28、塔效率 板效率用奥康奈尔公式精馏段: 则(在相应的物性计算中)块提留段: 则(在相应的物性计算中)块全塔所需实际板数块全塔实际效率实际塔板数及实际加料位置 精馏段:取5块；提馏段:取15块；实际进料位置为第5块板，实际塔板数N=20块。第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算§ 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算操作压强 P塔顶压强：PD=101.325kpa,取每层塔板压降P=0.7kpa 则进料板压强：PF=101.325+0.75=104.825kPa塔釜压强：PW=104.125+0.715=114.625kPa精馏段平均操作压强:提馏段平均操作压强:操作温度 T查气液相平衡表，

29、用试差法算得：计算结果：进料板温度 tF=82.46 塔顶温度 tD=78.35 塔釜温度 tW=96.21则精馏段的平均温度 : Tm1=(82.46+78.35)/2=80.405则提馏段的平均温度 : Tm2=(82.46+96.21)/2=89.335塔内各段气、液两相组分的平均分子量乙醇分子量为MA=46,水分子量MB=18由公式：M=X i×mi1.对于塔顶： XD=0.779,YD=0.8075则气相平均分子量为：MVD = YD1×M1+YD2×M = 0.8075×46+(1-0.8075)×18=40.61Kg/Kmol液相

30、平均分子量为： MLD = XD1×M1+XD2×M2 =0.779×46+(1-0.779)×18=39.812Kg/Kmol2.对于进料板： XF=0.25,YF=0.5526则气相平均分子量为：MVF=YF1×M1+YF2×M2 = 0.5526×46+(1-0.5526)×18=33.473Kg/Kmol液相平均分子量为： MLF=XF1×M1+ XF2×M2 =0.25×46 +(1-0.25)×18=25Kg/Kmol3.对于塔底： Yw=0.1432,Xw=0.

31、016则气相平均分子量为：MVw = Yw×M1+(1-Yw)×M2=0.1432×46+(1-0.1432)×18= 22.01Kg/Kmol液相平均分子量为： MLw = Xw ×M1+(1-Xw)×M2 =0.016×46+(1-0.016)×18=18.448Kg/Kmol 则精馏段的平均分子量 气相： Mvm1=37.042Kg/Kmol液相： MLm1=32.406Kg/Kmol则提馏段的平均分子量 气相: Mvm2=27.742Kg/Kmol液相： MLm2=21.724Kg/Kmol精馏段和提馏段各

32、组分的密度8 1.液相密度lm：由式 可求相应的液相密度。式中；为质量分率；对于塔顶：tD=78.35，L，A=736.65Kg/m3，L，B=972.86Kg/m3（由附录：C程序4可得，以下均同）质量分率：则： = LD=754.98Kg/m3对于进料板：tF=82.46，L，A=732.54Kg·m-3，L，B=970.23Kg·m-3质量分率：则：= =>Lf=844.22Kg/m对于塔底：tW=96.21，L，A=719.03 Kg/m3，L，B=961.02Kg/m3质量分率：则： = =>LWw=948.25Kg/m3则:精馏段的平均液相密度:Lm

33、1=(LD+LF)/2=799.6Kg/m3则:提馏段的平均液相密度：Lm2=( Lw+LF)/2=896.235Kg/m32.气相密度6vm：v=则精馏段的气相密度:vm1= Kg/m3则提馏段的气相密度:vm2=Kg/m3 液体表面张力的计算由平均表面张力公式 ： 1.对于塔顶：tD=78.35，A=18.44mN·m-1，B=62.86mN·m-1（由附录：C程序4可得，以下均同）则塔顶的平均表面张力：DM=0.779×18.44+（1-0.779）×62.86=28.26mN·m-12.对于进料板：tF=82.46，A=18.04 mN

34、·m-1，B=60.85mN·m-1进料的平均表面张力： FM=0.25×18.04+(1-0.25)×60.85=50.15mN/m3.对于塔底：tW=96.21，A=16.67mN·m-1，B=59.55mN·m-1则塔底的平均表面张力: wM=0.016×16.67+(1-0.016)×59.55=58.86 mN·m-1则精馏段的平均表面张力：1M1=39.21mN/m则提馏段的平均表面张力：M2=54.51mN/m液体粘度m公式：m=1.对于精馏段：t1=80.41，LA=0.4571mPa，L

35、B=0.4094mPaLD=0.5145×0.4571+(1-0.5145)×0.3565=0.4083mpas2.对于提镏段：tF=89.34，LA =0.4094mPa，LB =0.3191mPaLF=0.4094×0.133+(1-0.133)×0.3191=0.3311mpa.s则精馏段平均液相粘度： LM1=0.4083mpas则提馏段平均液相粘度： LM2=0.3311mpas气液负荷计算精馏段气液负荷计算由公式：V=（R+1）×D=（1.5+1）×14.02=35.05kmol·h-1 得：=0.2776由L=

36、RD=21.03kmol·h-1=0.0002367Lh=0.0002367×3600=0.8521m3·h-1提馏段气液负荷计算由33.61=0.2564由W=67.58=0.0004549=0.0004549×3600=1.638m3·h-1§ 3.2塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔径 D由不同塔径的板间距3参考表3-1：表3-1：不同塔径的板间距塔径DT/m0.30.50.50.80.81.6 1.62.4 2.44.0 板间距HT/mm200300250350 300450 350600 400600 初选所设计的精馏塔为中型塔

37、，采用单流型塔板，因精馏段气相流量较大，故采用分段设计，以适应两相体积流量的变化。精馏段板间距H1T=0.3m,提馏段板间距H2T=0.3m。液气流动参数精馏段：=0.02115提馏段：= =0.05285查教材图10-42（P179），可得到表面张力为20mN/m时的负荷因子：精馏段C20,1=0.052,提馏段C20,2=0.05。由如下公式（20mN/m）计算气体负荷因子C:C=C20（ 将C20,1,C20,2及分别代入解得精馏段的气体负荷因子：C1=0.05×=0.059提馏段的气体负荷因子：C2=0.05×=0.06根据如下公式计算液泛速度uf值:uf=则精馏段

38、有：uf1=1.463m/s则提馏段有: uf2=1.79m/s取安全系数为0.7，则设计气速为:=0.7uf则精馏段: =0.701.463=1.024m/s则提馏段: =0.701.79=1.25m/s则精馏段:=0.283m2则提馏段:0.785D2=0.283m2则精馏段塔径： =0.588m则提馏段塔径：=0.511m按标准塔径圆整精馏段塔径为D1=0.6m,提馏段塔径D2=0.6m。此塔径与表3-1塔板间距HT相符。由此初选塔径可以计算出：精馏段实际塔板总面积：提馏段实际塔板总面积：精馏段实际气速：un1=VS1÷An1=0.2776÷0.283=0.981m/

39、s提馏段实际气速：un2=VS2÷An2=0.2564÷0.283=0.906m/s精馏段实际堰长：lW1=0.5D1=0.5×0.6=0.3m提馏段实际堰长：lW2=0.5D2=0.7×0.6=0.42m液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定因塔径和流量适中，选取单溢流、垂直弓形降液管、普通平底受液盘及平顶溢流堰、不设进口堰。各项取值计算如下：1. 溢流堰长LW的值：由以上设计结果可得溢流堰长LW为： 精馏段堰长：Lw1=0.3m 提馏段堰长：Lw2=0.42m2. 出口堰高hW：表3-2 各种操作情况的堰高参考表2：堰高hW/mm真空常压加压最小值1

40、02040最大值205080由上表可取：近似取.0，则选用平直堰，堰上液高度由 计算1） 精馏段取板上清液层高度 故 2）提馏段How2=取板上清液层高度 故 精馏段堰高：hW1=0.0443m提馏段堰高：hW2=0.04119m3.降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lW/D=0.5，查教材(下册)图10-40（P176）得：AF/AT=0.072;Wd/D=0.16 即 Wd=0.16D：则精馏段降液管的宽度：Wd1=0.16×0.6=0.096m则提馏段降液管的宽度：Wd2=0.16×0.6=0.096m由以上设计结果可得降液管面积分别为：精馏段降液管面积:Af1=0

41、.0204m2提馏段降液管面积:Af2=0.0204m24.降液管底隙高度ho 为保证液封，降液管底部与塔板的间隙ho应小于堰高hW,但一般可取： 精馏段降液管底隙高度：ho1=0.01130m提馏段降液管底隙高度：ho2=0.01547m 算液体在降液管中停留时间 精馏段 提馏段 所以降液管设计合理。塔板布置1.精馏段和提馏段均取边缘宽度Wc1=Wc2=0.035m ，安定区宽度Ws1=Ws2=0.065m2.根据以下公式计算开孔区面积。Aa=(其中 X=D/2-(Wd+Ws) R=D/2-Wc )则精馏段：X1=0.6÷2-(0.035+0.096)=0.169m; R1=0.6

42、÷2-0.035=0.265m 则提馏段：X2=0.6÷2-(0.035+0.096)=0.169m; R2=0.6÷2-0.035=0.265m代入上式得：精馏段开孔区有效面积：Aa1=0.1661m2提馏段开孔区有效面积：Aa2=0.1661m2筛孔数 n 及 开孔率 精馏段和提馏段均取筛孔的孔径do=5mm;精馏段：孔径do与孔间距t之比：t1/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。提馏段：孔径do与孔间距t之比：t2/do=3；在有效传质区内，筛孔呈正三角形排列。则精馏段孔间距：t1=3×do=3×5=15mm则提馏段孔间距：t

43、2=3×do=3×5=15mm依据下式计算开孔率：精馏段：=0.907÷32=0.1008提馏段：=0.907÷32=0.1008塔板上的筛孔总面积：Ao=Aa则精馏段： =0.1008×0.1661=0.01675m2则提馏段： =0.1008×0.1661=0.01675m2塔板上的筛孔数n：n=则精馏段：n1=854个则提馏段：n2=854个从而可得实际筛孔总面积为：精馏段：Ao1=n1×0.785do2=854×0.785×0.0052=0.01676m2提馏段：Ao2=n2×0.785

44、do2=854×0.785×0.0052=0.01676m2气体通过筛孔的气速：精馏段：uo1=VS1÷Ao1=0.2776÷0.01676=16.563m/s 提馏段：uo2=VS2÷AO2=0.2564÷0.01676=15.298m/s塔有效高度Z精馏段：Z1=(N1-1) ×0.3=(5-1)×0.3=1.2m提馏段：Z2=(N2-1)×0.3=(15-1)×0.3=4.2m塔有效高度：Z=Z1+Z2=1.2+4.2=5.4m3裙座塔底常采用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座，4人孔一般隔8

45、15层板设一个人孔，人孔直径一般为450600mm，其伸出塔体的筒体长为200250mm，设人孔的板间距至少为Hp =600mm，共20块板，可设1个人孔。5冷凝器的设计计塔总体高度的设计6进料板处板间距 考虑到在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距为HF9.6塔总体高度实际塔板数 进料板数 人孔塔板间距 进料板处间距人孔处板间距 桾座高度§3.3筛板塔的流体力学校核2板压降的校核精馏段和提馏段均取塔板厚度=3mm，则3/do=3÷5=0.6。1.干板压降（以液柱高度表示）由孔径与板厚之比/do =0.6和开孔率（以AT-2Af为基准）：精馏段：1=0.06920提馏段：2

46、=0.06920查教材下册图10-45（P132）得干板孔流系数Co精馏段：Co1=0.84提馏段：Co2=0.84则各段的干板压降分别：hd=精馏段：hd1=0.03221m提馏段：hd2=0.01906m3. 气流穿过板上液层压降（以液柱高度表示）hL液体体积流量与堰长的比值分别为：精馏段： 提馏段：由和lW/D=0.6查教材下册图10-48（P134）得液流收缩系数分别为：精馏段：E1=1.021提馏段：E2=1.029按面积（AT-2Af）计算气体速度: ua=Vs/(AT-Af) 则精馏段：ua1=1.0571m/s则提馏段: ua2=0.9764m/s则相应的动能因子Fa值：Fa=

47、ua精馏段:Fa1=1.0571×1.2990.5=1.205提馏段:Fa2=0.9764×1.0100.5=0.9813查教材下册图10-46（P132）得液层冲气系数:则精馏段：1=0.624则提馏段：2=0.655由公式：hL=(hW+hoEw)即可求出各段液层阻力：精馏段：hL1=1(hW1+hoW1w)=0.625×0.05=0.03125m提馏段：hL2=2(hW2+hoW2w)=0.655×0.05=0.03275m3.克服液体表面张力压降（以液柱高度表示）依据下式计算克服液体表面张力压降h: h=4/(Lgdo)精馏段 :h1=4

48、5;39.21×10-3÷（799.6×9.81×0.005）=0.003999m提馏段 :h2=4×54.51×10-3÷（896.235×9.81×0.005）=0.004960m则各段板压降hf分别为：精馏段：hf1=hd1+hL1+h1=0.03221+0.03125+0.003999=0.06746m提馏段：hf2=hd2+hL2+h2=0.01906+0.03275+0.004960=0.05677m根据以上所求条件并根据公式 P=hpLg 可以得出实际单板压降分别为： P1=hf1L1g=0

49、.06746×799.6×9.81=529.16Pa P2=hftL2g=0.05677×896.235×9.81=499.13Pa以上所得均<700pa在允许范围之内。液沫夹带量eV的校核由精馏段液气流动参数=0.02313由提馏段液气流动参数=0.05285根据如下公式计算液沫夹带量eV 值：eV=则有：精馏段：eV1=0.0459kg液/kg气<0.1kg液/kg气提馏段：eV2=0.0256kg液/kg气<0.1kg液/kg气由上可知：eV均小于0.1kg 液/kg气,所以在设计负荷下不会发生过量液沫夹带现象。溢流液泛条件的校核

50、为了防止液泛现象的产生，应使降液管中清液层的高度： HfdHd/HT+hW即。由降液管内的清夜高度：Hd=hW+hoW+hf （1）其中降液管阻力：=0.153则精馏段：1=0.153=0.000746则提馏段：2=0.153=0.000750从而精馏段：Hd1=hW1+hoW1+1+hf1=0.06746+0.05+0.000746=0.1182m从而提馏段：Hd2=hW2+hoW2+2+hf2=0.05677+0.05+0.000750=0.1075m相对泡沫密度各段均取=0.5则各段泡沫层高度Hfd：精馏段：Hfd1=HT1+hW1=0.3+0.0443=0.3443m提馏段：Hfd2=

51、HT2+hW2=0.3+0.04119=0.34119m各段·（HT+hW）分别为：精馏段：·（HT1+hW1）=0.5×0.3443=0.1722m提馏段：·（HT2+hW2）=0.5×0.34119=0.1706m因在精馏段及提馏段，所以在设计负荷下不会出现液泛现象。漏液点的校核由此求出各漏液点孔速：精馏段：uOW1=8.25m/s提馏段：uOW2=9.30m/s以上各段所求之值与假定值相当接近，故计算结果正确。则精馏段筛板的稳定性系数：=2.01>1.5则提馏段筛板的稳定性系数：=1.64>1.5以上各段均符合设计要求。所以设

52、计负荷下不会产生过量漏液。§3.4塔板负荷性能图23.4.1 液相负荷下限线取平堰，堰上液层高度: 精馏段取hOW1=0.006m；提馏段取hOW2=0.006m作为液相负荷下限线的条件，取E=1， 则精馏段：=0.006m 0.000256 m3/s 提馏段：=0.006m 0.000358m3/s3.4.2 液相负荷上限线液体在降液管中停留时间：精馏段取为4秒；提馏段取4秒。由式可计算得：=0.00153m3/s液相负荷上限线在VSLS坐标图上，是与气体流量VS无关的垂直线。漏液线（气相负荷下限线）把漏液线看作直线，可由两点大致确定其位置。1.，精馏段：提馏段：表3-4-1 漏液

53、线计算结果表：设计区精馏段提馏段序号1212Lh（m3/s）0.00020.0010.00020.001Vh（m3/s）0.13860.14920.15010.16133.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线）以eV =0.1kg 液/kg气为极限值，求VS 关系如下：eV = ，从而精馏段： ，,从而提馏段:,，各段具体数值见下表3-4-2：表3-4-2 过量液沫夹带线计算结果表：设计区精馏段提馏段序号1212Ls（m3/s）0.00020.0010.00020.001Vs（m3/s）0.35690.30740.41900.3752溢流液泛线当降液管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。hd1=； 精馏段：提馏段：各段具体数值结果见下表3-4-3：表3-4-3 溢流液泛线计算结果表：设计区精馏段提馏段序号1212Ls（m3