筛板式精馏塔的设计毕业设计（论文）word格式.doc

分类号 单位代码 密 级 学 号 0606210265 学生毕业论文 题目 筛板式精馏塔的设计 作者 指 导 教 师 专业技术职称 硕 士 学科（专业）化 答 辩 日 期 5 月 13 日 2010 年 5 月 13 日 摘 要 本设计为分离乙醇-水混合物,采用筛板式精馏塔.生产时，原料液不断地经 预热器预热到指定温度后进入加料板，与精馏段的回流液汇合逐板下流，并与 上升蒸气密切接触，不断地进行传质和传热过程，最后进入再沸器的液体几乎 全为难挥发组分，引出一部分作为馏残液送预热器回收部分热能后送往贮槽。 剩余的部分在再沸器中用间接蒸汽加热气化，生成的蒸气进入塔内逐板上升， 每经一块塔板时，都使蒸气中易挥发组分增加，难挥发组分减少，经过若干块 塔板后进入塔顶冷凝器全部冷凝，所得冷凝液一部分作回流液，另一部分经冷 却器降温后作为塔顶产品（也称馏出液）送往贮槽。设计中采用泡点进料,回流 比为最小回流比的 1.5 倍.本文就是对此精馏塔的一些主要的设计数据进行计算. 关键词：精馏塔 筛板 论文类型: :其他 abstract this design to separate the ethyl alcohol - water mixture, uses the lamina cribrosa type rectifying tower. when production, raw material fluid preheating enough to after assigning thetemperature enters the feed plate unceasingly after the pre-heater, with the rectifying section phegma convergence by the board lower reaches, and with the rise vapor intimate contact, carries on the mass transfer and the heat transfer process unceasingly, finally enters reboilers liquid nearly to feel embarrassed the volatile component, draws out a part delivers the pre-heater recycling partial heat energies after the distill residue to escort to the storage tank. the surplus part in the reboiler with the indirect steam heating gasification, the production vapor enters in the tower by the board rise, when every time after together column tray, makes in the vapor the easy volatile component to increase, the difficult volatile component to reduce, after passing through certain column trays, enters the tower to go against the condenser complete condensation, an obtained condensate part makes the phegma, another part after chiller temperature decrease goes against the product as the tower (also saying that distillate) escorts to the storage tank. in the design uses bubble point feeding, the reflux ratio for smallest reflux ratio 1.5 times. this article the rectifying tower some main design feature carries on the computation regarding this. keykey wordword: rectifying tower lamina cribrosa paper typetype: other 目录 目目 录录 1 绪 论 1 2 流程的确定和说明 2 2.1 加料方式 .2 2.2 进料状态 .2 2.3 冷凝方式 .2 2.4 回流方式 .2 2.5 加热方式 .2 2.6 加热器 .2 3 精馏塔的设计计算 3 3.1 操作条件与基础数据3 3.1.1 设计任务和设计条件.3 3.1.2 设计方案确定.3 3.2 精馏塔的工艺计算.10 3.2.1 全塔的物料衡算 10 3.2.2 塔板数的确定 10 3.2.3 精馏塔塔体工艺尺寸计算 11 3.2.4 塔板主要尺寸的工艺计算12 3.2.5 筛板的流体力学验算14 3.2.6 塔板负荷性能图15 4 装置辅助设备的选择 .18 4.1 再沸器的选择18 4.1.1 内置式再沸器 18 4.1.2 釜式再沸器 18 4.1.3 虹吸式再沸器 18 4.1.4 强制循环式再沸器 18 4.2 塔顶回流冷凝器的选择.18 4.2.1 整体式及自流式 18 4.2.2 强制循环式 19 5 精馏装置的工艺流程图 .20 6 板式塔精馏装置设计说明书21 参考文献 .22 致 谢 .23 榆林学院学位论文 1 1 绪 论 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分的目的。互溶液 体混合物的分离有多种方法，精馏是其中最常用的一种。 混合物的分离，总是根据混合物中各组分间某种物理和化学性质的差异而进行的。 根据不同性质上的差异，可以开发出不同的分离方法。精馏操作为其中之一，它是根 据互溶液体混合物相对挥发度的不同而达到分离的目的。 精馏过程是化工生产中常用的液体混合物的分离操作。塔设备是化工、石油化工、 生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质设备。根据塔内气液接触构件的结构形 式，可分为板式塔和填料塔两大类。 精馏操作其基本原理是利用互溶液体混合物相对挥发度的不同，实现各组分分离的单元操作。 筛板精馏塔是化学工业中常用的传质设备之一。它具有结构简单、造价低；板上液面落差小，气体 压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高的优点。板式塔内设置一定数量的塔板，气体 以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作状况下，气相为分散相，液相为 连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。气体在压差推动下，经均布在塔板 上的开孔由下而上穿过各层塔板后由塔顶排出，在每块塔板上皆贮有一定的液体，气 体穿过板上液层时两相接触进行传质。在生成的气相中，混合物的组成将发生改变，相对挥 发度大的轻相在气相中得到富集，而相对挥发度小的重相则在液相中富集，从而达到分离提纯的目 的。整个过程熵增为负，需外界提供能量。 乙醇-水精馏塔的设计 2 2 流程的确定和说明 2.1 加料方式 加料分两种方式：泵加料和高位槽加料. 高位槽加料通过控制液位高度，可以得到 稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，本次加 料可选泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。 2.2 进料状态 进料方式一般有冷液进料，泡点进料，气液混合物进料，露点进料，加热蒸汽进 料等。 泡点进料对塔操作方便，不受季节气温影响。 泡点进料基于恒摩尔流，假定精馏段和提馏段上升蒸汽量相等，精馏段和提馏段 塔径基本相等。 由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来 难度相对加大，所以采用泡点进料。 2.3 冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再 次冷凝，且本次分离是为了分离乙醇和水，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝 器。 2.4 回流方式 宜采用重力回流，对于小型塔，冷凝液由重力作用回流入塔。 优点：回流冷凝器无需支撑结构； 缺点：回流控制较难安装，但强制回流需用泵，安装费用，点耗费用大，故不用强制 回流，塔顶上升蒸汽采用冷凝器以冷凝回流入塔内。 2.5 加热方式 采用间接加热，因为塔釜设了再沸器，故采用间接加热。 2.6 加热器 选用管壳式换热器。只有在工艺物料的特征性或工艺条件特殊时才考虑选用其他 形式。例如，热敏性物料加热多采用降膜式或者波纹管式换热器或者换热器流路均匀， 加热效率高的加热器。 榆林学院学位论文 3 3 精馏塔的设计计算 3.1 操作条件与基础数据 3.1.1 设计任务和设计条件 设计用于乙醇-水混合液分离的常压筛板精馏塔，原料为含乙醇25%（质量分数， 下同）的液体，处理量为200吨/天，泡点进料，要求馏出液含乙醇不低于94%，釜液含 乙醇不高于0.1%，可取回流比为1.5倍的最小回流比. 3.1.2 设计方案确定 1. 操作压力 精馏操作按操作压力可分为常压精馏，加压精馏和减压精馏。一般采用常压精馏， 压力对挥发度的影响不大。在常压下不能进行分离或达不到分离的要求时，采用加压 精馏；对于热敏性物质采用减压精馏。 当压力较高时，对塔顶冷凝有利，对塔釜加热不利，同时压力升高，相对挥发度降 低，管径减小，壁厚增加。本次设计选用常压 101.325kpa 作为操作压力 2.气液平衡关系及平衡数据 表表 3.13.1：常压下乙醇：常压下乙醇水的气液平衡与温度关系（水的气液平衡与温度关系（mol/%mol/%） 温度 t/ 气相乙醇 液相乙醇 100 0 0 95.5 0.1700 0.0190 89.0 0.3891 0.0721 86.7 0.4375 0.0966 85.3 0.4704 0.1238 84.1 0.5089 0.1661 82.7 0.5445 0.2337 82.3 0.5580 0.2608 81.5 0.5826 0.3273 温度 t/ 气相乙醇 液相乙醇 80.7 0.6122 0.3965 79.8 0.6564 0.5079 79.7 0.6599 0.5198 79.3 0.6841 0.5732 78.74 0.7385 0.6763 78.41 0.7815 0.7472 78.15 0.8943 0.8943 78.3 0.942 0.95 注：摘自化工原理课程设计（大连理工大学出版社）p105 乙醇-水精馏塔的设计 4 (1).温度 利用常压下乙醇-水气液平衡组成(摩尔)与温度的关系可求得 tf,td,tw. tf: (t1-t2)/100(x1-x2)= (tf-t1)/100(xf-x1), (89.0-86.7)/(7.21-9.66)=(tf-89.0)/(11.54-7.21) tf=93.06 td: (t3-t4)/ 100(x3-x4)= (td- t3)/ 100(xd-x3), (78.15-78.41)/(89.43-74.72)=( td-78.15)/(85.98-89.43) td=78.21 tw: (t5-t6)/ 100(x5-x6)= (tw-t5)/100(xw-x5) (100-95.5)/(0-1.90)= ( tw-100)/(0.039-0) tw=99.91 精馏段平均温度:t1=(tf+td)/2=(93.06+78.21)/2=85.63 提馏段平均温度:t2=(tw+tf)/2=(99.91+93.06)/2=96.48 (2.)密度 已知:混合液密度: 1/l=aa/a +ab/b； 混合气密度: v=t0pm/22.4tp0 (a 为质量分数,m 为平均相对分子质量) 塔顶温度: td=78.21 气相组成 yd: (t4-t3) / 100(y4-y3) =(td- t3)/ 100(yd-y3) (78.41-78.15)/(78.15-89.43)=(78.21-78.15)/(100 yd-89.43) yd=86.82 进料温度: tf=93.06 气相组成 yf: (t1-t2)/100(y1-y2)= (t1-tf)/100(y1-y2) (89.0-86.7)/(38.91-43.75)=(89.0-93.06)/(38.91-100yf) 图 3.1 榆林学院学位论文 5 yf=30.36 塔底温度: tw=99.91 气相组成 yw: (t5-t6)/ 100(y5-y6)=(t5-tw)/100(y5-yw) (100-95.5)/(0-17.00)=(100-99.91)/(0-100yw) yw=0.34 精馏段: 液相组成 x1: x1=(xd+xf)/2=(85.98+11.54)=48.76 气相组成 y1: y1=(yd+yf)/2=(86.82+30.36)=58.59 所以 ml1=46x1+18(1-x1)=31.65/kmol mv1=46y1+18(1-y1)=34.40/kmol 提馏段: 液相组成 x2: x2=(xw+xf)/2=(0.039+11.54)/2=5.79 气相组成 y2: y2=(yw+yf)/2=(0.34+30.36)/2=15.35 所以 ml2=46x2+18(1- x2)=19.62/kmol mv2=46y2+18(1- y2)=22.30/kmol 由不同温度下乙醇和水的密度(单位:/m3) 表表 3.23.2 求得在 td, tw, tf下的乙醇和水的密度 tf=93.06， （95-90）/（720-724）=（95-93.06）/（720-cf）, cf=721.55 (95-90)/(961.85-965.3)=(95-93.06)/(961.85-wf), wf=962.41 1/f=0.25/cf+(1-0.25)/ wf=0.25/721.55+0.75/962.41=0.11 f=888.28 td=78.21,(95-90)/(720-724)/(95-78.21)/(720-cd), cd=733.43 (95-90)/(761.85-965.3)=(95-78.21)/(961.85-wd), wd=973.44 1/d=0.94/cd+(1-0.94)/ wd=0.94/733.43+0.06/973.44=0.0013 d=744.44 tw=99.91, (95-90)/(720-724)=(95-99.91)/(720-cw), cw=716.07 (95-90)/(761.85-965.3)=(95-78.21)/(961.85-ww), ww=966.72 1/w=0.001/cw+(1-0.001)/ ww=0.001/716.07+0.999/966.72=0.00103 w=966.38 综上所以 温度/ 乙醇的密度 c水的密度 w 80 85 90 95 100 735 730 724 720 716 971.8 968.6 965.3 961.85 958.4 乙醇-水精馏塔的设计 6 l1=(f+d)/2=(888.28+744.44)/2=816.36 l2=(f+w)/2=(888.28+966.38)/2=927.33 mld= xd46+(1- xd)18=42.07 kg/kmol mlf= xf46+(1- xf)18=21.23 kg/kmol mlw= xw46+(1- xw)18=18.01 kg/kmol ml1=( mld+ mlf)/2=(42.07+21.23)/2=31.15 kg/kmol ml2=( mlw+ mlf)/2=(18.01+21.23)/2=19.62 kg/kmol mvd= yd46+(1- yd)18=42.31 kg/kmol mvf= yf46+(1- yf)18=26.50 kg/kmol mvw= yw46+(1- yw)18=18.09 kg/kmol mv1=( mvd+ mvf)/2=(42.31+26.50)/2=34.40 kg/kmol mv2=( mvw+ mvf)/2=(18.09+26.50)/2=22.29 kg/kmol 由公式 v=t0pm/22.4tp0 ，常压 p=p0 vf=273.1526.50/22.4(273.15+93.06)=0.88 vd=273.1542.31/22.4(273.15+78.21)=1.47 vw=273.1518.09/22.4(273.15+99.91)=0.59 v1=(vf+vd)/2=（0.88+1.47）/2=1.175 v2=(vw+vf)/2=(0.59+0.88)/2=0.735 (3).混合物的粘度 精馏段平均温度:t1=85.63，查表得： w1=0.325 mpas ，c1=0.392 mpas 提馏段平均温度:t2=96.48, 查表得： w2=0.271 mpas , c2=0.312 mpas 精馏段粘度： 1=c1x1+w1(1-x1)=0.3920.4876+0.325(1-0.4876) =0.3577 mpas 提馏段粘度： 2=c2x2+w2(1- x2)=0.3120.0579+0.271(1-0.0579) =0.2734 (4).相对挥发度 因 =(ya/yb)/(xa/xb) 由 xf=0.1154, yf=0.3036 得 f=(yf/xf)/(1-yf)/(1-xf)=(0.3036/0.1154)/(1-0.3036)/(1-0.1154) =3.34 由 xd=0.8598，yd=0.8682 得 d=(yd/xd)/(1-yd)/(1-xd)=(0.8682/0.8598)/(1-0.8682)/(1-0.8598) 榆林学院学位论文 7 =1.07 由 xw=0.00039, yw=0.0034 得 w=(yw/xw)/(1-yw)/(1-xw)=(0.0034/0.00039)/(1-0.0034)/(1-0.00039) =8.74 精馏段的相对挥发度： 1=（f+d）/2=(3.34+1.07)/2=2.21 提馏段的相对挥发度： 2=（f+w）/2=(3.34+8.77)/2=6.06 (5).气液相体积流量计算 根据 x-y 图查图计算得，rmin=1.148 取 r=1.5 rmin=1.722 精馏段 l=rd=1.72252.52=70.44 kmol/h v=(r+1)d=(1.722+1)52.52=142.96 kmol/h 已知：ml1=31.15 kg/kmol，mv1=34.40 kg/kmol l1=816.36/m3，v1=1.175/m3 则 质量流量：l1= ml1l=31.1570.44=2194.2 kg/h v1= mv1v=34.4142.96=4917.8 kg/h 体积流量：ls1=l1/l1=2194.2/816.36=2.69 m3/h vs1=v1/v1=4917.8/1.175=4185.3 m3/h 提馏段 ll=l+f=70.44+392.51=462.95 kmol/h vl=v=142.96 kmol/h 已知：ml2=19.62 kg/kmol，mv2=22.29 kg/kmol l2=927.33/m3 , v2=0.735/m3 则 质量流量：l2= ml2 ll=19.62462.95=9083.1 kg/h v2= mv2 vl=22.29142.96=3186.6 kg/h 体积流量：ls2=l2/l2=9083.1/927.33=9.79 m3/h vs2=v2/v2=3186.6/0.735=4335.5 m3/h (6)混合液体表面张力 二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算 m1/4=sww1/4+soo1/4 注：w=xwvw/( xwvw+ xovo), o=xovo/(xwvw+xovo) sw= xswvw/vs so= xsovo/vs b=lg(wq/o), q=0.441(q/t)(ov2/3/q-wvw2/3) a=b+q, a=lg(sw2/so), sw+so=1 式中，下脚标 w,o,s 分别代表水，有机物及表面部分，xw 、xo指主体部分的分子数； vw 、vo指主体部分的分子体积；w 、o为纯水、有机物的表面张力。对乙醇 q=2 vcd=mc/cd=46/733.43=62.72 ml 乙醇-水精馏塔的设计 8 vcw=mc/cw=46/716.07=64.24 ml vcd=mc/cf=46/721.55=63.75 ml vwf=mw/wf=18/962.41=18.70 ml vwd=mw/wd=18/973.44=18.49 ml vww=mw/ww=18/966.72=18.62 ml 由不同温度下乙醇和水的表面张力 表表 3.33.3 温度/乙醇的表面张力 c(10-3nm-1)水表面张力 w(10-3nm-1) 70 80 90 100 18 17.15 16.2 15.2 64.3 62.6 60.7 58.8 求得在 td, tw, tf下的乙醇和水的表面张力（单位：10-3nm-1） 由公式：(t1-t2)/(t1-tf)/( 1-2)/( 1-cf)计算得： 乙醇的表面张力： （90-80）/（90-93.06）=（16.2-17.15）/（16.2-cf）, cf=14.37 (80-70)/(80-78.21)=(17.15-18)/(17.15-cd) , cd=17.30 (100-90)/(100-99.91)=(15.2-16.2)/(15.2-cw), cw=15.21 水的表面张力： (90-80)/(100-93.06）=（60.7-62.6）/（58.8-wf）, wf=60.12 (80-70)/(80-78.21)=(62.6-64.3)/(62.6-wd) , wd=62.90 (100-90)/(100-99.91)=(58.8-60.7)/(58.8-ww), wd=58.82 塔顶表面张力： wdq/cd=wd2/cd=xwvwd/(xwvwd+ xdvcd)/ xdvcd/(xwvwd+ xdvcd) = (1-xd)vwd2/ xdvcd(1-xd)vwd+ xdvcd =(1-0.8598) 18.492/0.859862.72(1- 0.8598)18.49+0.859862.72 =0.0022 b=lg(wd2/cd)=lg0.0022=-2.6576 q=0.4412/(273.15+78.21)17.3062.722/3/2-62.9018.492/3 =-0.4185 a=b+q=-2.6576-0.4185=-3.0761 联立方程组 a=lg(swd2/scd), swd+scd=1 带入求得 swd=0.0285 scd=0.9715 d1/4=swdwd1/4+scdcd1/4 =0.028562.901/4+0.971517.301/4=2.062 榆林学院学位论文 9 故 d=18.08 原料表面张力： wfq/cf=wf2/cf=xwvwf/(xwvwf+ xfvcf)/ xfvcf/(xwvwf+ xfvcf) =(1-xf)vwf2/ xfvcf(1-xf)vwf+ xfvcf =(1-0.1154) 18.702/0.115463.75(1- 0.1154)18.70+0.115463.75 =1.556 b=lg(wf2/cf)=lg1.556=0.1921 q=0.4412/(273.15+93.06)14.3763.752/3/2-62.1218.702/3 =-0.7440 a=b+q=0.1921-0.7440=-0.5519 联立方程组 a=lg(swf2/scf), swf+scf=1 带入求得 swf=0.6883 scf=0.3117 f1/4=swfwf1/4+scfcf1/4 =0.688360.121/4+0.311714.371/4=2.5235 故 f=40.55 塔底表面张力： wwq/cw=ww2/cw=xwvww/(xwvww+ xwvcw)/ xwvcw/(xwvww+ xwvcw) =(1-xw)vww2/ xwvcw(1-xw)vwf+ xwvcw =(1-0.00039) 18.622/0.0003964.24(1- 0.00039)18.62+0.0003964.24 =741.91 b=lg(ww2/cw)=lg741.91=2.87 q=0.4412/(273.15+99.91)15.2164.242/3/2-58.8218.622/3 =-0.6885 a=b+q=2.87-0.6885= 2.1815 联立方程组 a=lg(sww2/scw), sww+scw=1 带入求得 sww=0.9935 scw=0.0065 w1/4=swwww1/4+scwcw1/4 =0.993558.821/4+0.006515.211/4=2.764 故 w=56.36 精馏段的平均表面张力为： 1=(f+d)/2=(40.55+18.08)/2=29.315 提馏段的平均表面张力为： 2=(f+w)/2=(40.55+56.36)/2=48.455 乙醇-水精馏塔的设计 10 3.2 精馏塔的工艺计算 3.2.1 全塔的物料衡算 1.物料示意图： 精 馏 塔 塔顶产物 d 塔釜产物 w 进料 f 2.物料衡算 f: 进料量 （kmol/h） xf:原料组成（摩尔分数，下同） d:塔顶产品流量（kmol/h） xd:塔顶组成 w:塔底产品流量（kmol/h） xw:塔底组成 原料乙醇组成：xf=（25/46）/（25/46+75/18）=11.54% 塔顶组成： xd=（94/46）/（94/46+6/18） =85.98% 塔底组成： xw=（0.1/46）/（0.1/46+99.9/18）=0.039% 进料量： f=200 吨/日=（200103）0.25/46+（1-0.25）/18/24 =392.51 kmol/h 物料衡算式为: f=d+w fxf=dxd+wxw 联立求解：d=52.52 kmol/h w=339.99 kmol/h 3.2.2 塔板数的确定 1. 理论板层数 nt的求取 乙醇水属于理想物系，可采用图解法求理论板层数。 （1）.由其气液平衡数据，绘出 x-y 图 q=1 泡点进料，故 q 线过 xf与 x 轴垂直，与平衡线的交点纵坐标即为 xq=xf 由图得 xq=0.1154 yq=0.4620 (2).求最小回流比 最小回流比:rmin=(xd/ yq)/( yq- xq)=(0.8598-0.4620)/(0.4620-0.1154)=1.148 操作回流比：r=1.5 rmin=1.722 (3).求操作线方程 精馏段操作线方程为： yn+1= xnr/(r+1)+ xd/(r+1)=0.633xn+0.316 提馏段操作线方程为： 榆林学院学位论文 11 yn+1= xn(rd+f)/(r+1)d-xw（f-d）/(r+1)d (因 q=1) = xn（r+f/d）/(r+1)- xw(f/d-1)/(r+1) 式中 f/d=( xd- xw)/( xf-xw)=(0.8598-0.00039)/(0.1154-0.00039)=7.472 代入上式得: yn+1=0.378 xn-0.002 (4).用图解法求取塔板层数 nt(理论板) 根据常压下得乙醇水的 x-y 图，又因为泡点进料，所以 q=1，即 q 为一直线。 本平衡具有下凹部分，操作线尚未落到平衡线，已与平衡线相切。 在图上作操作线，由点（0.8598，0.8598）起，在平衡线与精馏段操作线间画阶 梯，过精馏操作线与 q 线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于 0.00039 为止，由 此得到理论板 nt=23（包括再沸器） ，加料板为第 20 块理论板。 2.实际板层数的求取 板效率可用奥康奈尔公式 et=0.49()-0.245计算 其中：塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度 mpas (1).精馏段： 已知 =2.21 l1=0.3577 mpas 所以 et=0.49(2.210.3577)-0.245=0.519 np 精=nt/et=19/0.519=36 块 (2).提馏段 已知 1=6.06 l2=0.2734 mpas 所以 et1=0.49(6.060.2743)-0.245=0.433 np 提= nt1/et1=（4-1）/0.433=7 全塔所需实际塔板数： np= np 精+ np 提+1=36+7+1=44 块 全塔效率：et=（nt/np）100%=(25-1)/44=50% 加料板位置在第 37 块 3.2.3 精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算 精馏段的气液相体积流率为 vs=4185.3 m3/h ls=2.69 m3/h 由 umax=c(l-v)/v1/2,式中 c 由 c=c20(l/20)0.2计算得到，c20由史密斯关联 图查取，图的横坐标为 (lh/ vh)(l/v)1/2=(2.69/4185.3)(816.36/1.175)1/2=0.0169 取板间距 ht=0.40m,板上液层高度 hl=0.06m(板间距可自选，板上液层高度常压下一 乙醇-水精馏塔的设计 12 般选 0.050.06m),则 ht-hl=0.40-0.06=0.34m 查图得 c20=0.072,则 c=c20(l/20)0.2=0.072(29.315/20)0.2=0.078 umax=0.078(816.36-1.175)/1.1751/2=2.05 m/s 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7umax=0.72.05=1.435 m/s 塔径 d=(4vs/u)1/2=(44185.33600)/(1.435)1/21m (单位：um/s, vsm3/s,cm/s) 横截面积：at=d2/4=(1.0)24=0.785 m2 实际空塔气速为： u=vs/at=(4185.3/3600)/0.785=1.481 m/s 2.精馏塔有效高度的计算 精馏塔有效高度为： z精=（n精-1）ht=(36-1)0.4=14 m 提馏段有效高度为： z提=（n提-1）ht=(7-1)0.4=2.4 m 在进料板上方开一人孔，其高度为 0.8m,故精馏塔的有效高度为 z= z精+ z提+0.8=14+2.4+0.8=17.2 m 3.2.4 塔板主要尺寸的工艺计算 1.溢流装置计算 因塔径 d=1.0 m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： (1) 堰长 w l 取 lw=0.66d=0.661.0=0.66m (2) 溢流堰高度 hw 由 hw =hl-how，选用平直堰，堰上液层高度 how=2.84e(lh/lw)2/3/1000 近似取 e=1，则 how=2.841.0(2.69/0.66)2/3/1000=0.0072m 取板上清液高度 hl=60mm，故 hw=hl-how=0.06-0.0071=0.0528m (3)弓形降液管宽度 wd和截面积 af的计算 由 lw/d=0.66 查弓形降液管的参数图，得 af/at=0.0722, wd/d=0.124 故 af=0.0722 at=0.07220.785=0.0567m2 wd=0.1241.0=0.124m 榆林学院学位论文 13 依式 =3600 afht/lh(35)(验证液体在降压管中的停留时间) 即 =36000.05670.4/2.69=30.35s5s 故降液管设计合理。 (4)降液管底隙高度 h0 h0=ln/(3600lwu01) 取 u01=0.08m/s （一般取 0.070.25m/s） h0=2.69/(36000.660.08)=0.0142m hw-h0=0.0528-0.0142=0.0386how=0.0072m 故降液管底隙设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw1=50mm 2.塔板布置 (1)塔板的结构 塔径在 8001200mm 时，采用分块式，分三块 (2)边缘区宽度确定 取 溢流堰前的安定区宽度 ws=0.06m 进口堰后的安定区宽度 ws1=0.06m 无效区的边缘宽度 wc=0.035m (3)开孔区面积计算 开孔区面积按下式计算： aa=2x（r2-x2）1/2+arcsin(x/r)r2/180 式中 x=d/2-(wd+ws) r=d/2-wc 因为 x=d/2-(wd+ws)=1/2-（0.124+0.06）=0.316 r=d/2-wc=1/2-0.035=0.465m 故 aa=20.316（0.4652-0.3162）1/2+arcsin(0.316/0.465)0.4652/180 =0.539m2 (4)筛孔计算及其排列 筛孔直径：由于该物系的表面张力为正，筛孔直径 d0取 4mm 筛板厚度：选不锈刚塔板，厚度取 =2.5mm 孔中心距：相邻两筛孔中心的距离 t=3 d0=12mm 筛孔的排列与筛孔数 按正三角形排列，则筛孔的数目 n 可按下式计算 n=1.155 aa/t2=1.1550.539/0.0152=2767 个 开孔率 ：（筛板上筛孔总面积 a0与开孔区面积 aa之比） = a0/aa=0.907（5/15）2=10.1% 气体通过筛孔的气速为 u0=vs/a0=4185.3/3600/(0.1010.539)=21.35m/s 乙醇-水精馏塔的设计 14 3.2.5 筛板的流体力学验算 1. 塔板压降 （1）干板阻力 hc的计算 干板阻力由公式 hc=0.051（u0/c0）2(/l)计算 由 d0/s=5/2.5=2 查干筛孔的流量系数图，的 c0=0.82 hc=0.051(21.35/0.82)2(1.157/816.35)=0.0479m 液柱 （2）气体通过液层的阻力 h1计算 由公式 h1=hl=(hw+how) 由气相动能因子 f0=ua1/2 ua=vs/(at-af) （单溢流板） f0= vs/(at-af) 1/2=(4185.7/3600）/(0.785-0.0567) 1.1751/2 =1.73kg1/2/(sm1/2) 查充气系数关联图，得 =0.56 故 h1=(hw+how)=0.56(0.0528+0.0072)=0.0336 m 液柱 （3）液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力 h由下式可以计算得： h=4l/(lgdo)=429.31510-3/(816.3698.10.005)=0.0029m 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算： hp=hc+hl+ h=0.0497+0.0336+0.0029=0.0862 m 液柱 气体通过每层塔板的压降为： p=hplg=0.0863 816.36 9.8=690.12pa u0,min 榆林学院学位论文 15 稳定系数为 k= u0/ u0,min=21.35/9.056=2.351.5 故 在本设计中无明显漏液。 5. 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 hd应服从式 hd(ht+ hw) 乙醇水物系属一般物系，取 =0.5，则 (ht+ hw)=0.5（0.4+0.0528）=0.2264m 而 hd=hp+hl+hd 板上不设进口堰 hd=0.153 u012=0.1530.082=0.001m 液柱 hd=0.0862+0.06+0.001=0.1472m 液柱 hd(ht+ hw) 故在本设计中不会发生液泛现象。 3.2.6 塔板负荷性能图 1.漏液线 由 u0,min=4.4(0.0056+0.13hl-hc)l/v1/2 u0,min=vs,min/a0 hl =hw+how how=(2.84/1000)e(ln/lw)2/3 得 vs,min=4.4c0a00.0056+0.13hw+(2.84/1000) e(ln/lw)2/3-hl/v1/2 计算整理，得 vs,min=5.177（0.00956+0.1146ls2/3）1/2 在操作范围内，任取几个 ls值，依上式计算出 vs值，结果列于下表 表表 3.43.4 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 0.0060 0.0015 1.068 0.779 0.0030 0.0045 0.902 0.993 由此表可以作出漏液线 1 2.液沫夹带线 以 ev=0.1kg 液/kg 气为限，求 vsls关系如下： ev=(5.710-6/l)ua/(ht-hf)3.2 由 ua=vs/(at-af)= vs/(0.785-0.0567)=1.373 vs hf=2.5 hl= 2.5(hw+how) , hw=0.0528 how=(2.84/1000)1(3600 ls /0.66)2/3=0.88 ls2/3 hf=0.132+2.2 ls2/3, ht-hf=0.0268-2.2 ls2/3 ev=（5.710-6/29.31510-3）1.373 vs/（0.268-2.2 ls2/3）3.2=0.1 整理,得 vs=1.373-11.27 ls2/3 在操作范围内,任取几个 ls值,依上式计算出 vs值,计算结果列于下表 表表 3.53.5 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 乙醇-水精馏塔的设计 16 0.0060 0.0015 1.0008 1.225 0.0030 0.0045 1.139 1.006 由此表数据可以作出液沫夹带线 2。 3.液相负荷下限线 对于平直堰,取堰上液层高度 how=0.006m 作为最小液体负荷标准，由下式得 how=(2.84/1000)e(3600 ls / lw)2/3=0.006,取 e=1 则 ls,min=(0.0061000/2.84) 3/2(0.006/3600)=0.00056（m3/s）,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下 限线 3。 4.液相负荷上限线 以 =4s 作为在将液中停留时间的下限，由下式 =afht/ls=4, ls =afht/4=0.05670.40/4=0.00567（m3/s）,据此可作出与气体流量无关的垂直液相 负荷上限线 4。 4. 液泛线 令 hd=(ht+ hw) , hd=hp+hl+hd hp=hc+hl+ h h1=hl , hl =hw+how 联立，得 ht+（-1）hw=（+1）how+ hc+ hd + h 忽略 h，将 how 与 ls ，hd 与 ls ，hc 与 vs 的关系式代入上式并整理：得 a1vs2=b1ls2+d1 ls2/3 式中 a1=0.051(v/l)/(a0 c0)2 , b1=ht+（-1）hw c1=0.153/（lwh0）2 , d1=2.8410-3 e(1+)(3600/lw) 2/3 将有关的数据代入，得 a1 =0.051/（0.1010.5390.82）2(10175/816.36)=0.037 b1=0.50.4+(0.5-0.56-1) 0.0528=0.203 c1=0.153/(0.660.0142)2=1741.9 d1=2.8410-31(1+0.56) (3600/0.66)2/3=1.373 0.037vs2=0.203-1741.9ls2-1.373 ls2/3 vs2=5.49-47078.4 ls2-37.12 ls2/3 在操作范围内，任取几个 ls值，依上式计算出 vs值，计算结果列于下表： 表表 3.63.6 ls（m3/s）vs, （m3/s）ls（m3/s）vs, （m3/s） 0.0060 0.0015 1.603 2.213 0.0030 0.0045 2.072 1.887 由此表可以作出液泛线 5 在负荷性能图上，作出操作点 a，连接 oa,即作出操作线，由图可看出，该筛 板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。 榆林学院学位论文 17 所设计筛板的主要结果汇总于下表 表表 3.73.7 序号项目数值序号项目数值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 精馏段平均温度 精馏段气相流量 vs（m3/h） 精馏段液相流量 ls（m3/h） 实际塔板数 有效段高度 m 塔径，m 板间距，m 溢流形式 降液管形式 堰长，m 堰高，m 板上液层厚度，m 堰上液层厚度,m 降液管底隙高度，m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 85.63 4185.3 2.69 44 17.2 1.0 0.4 单溢流 弓形 0.66 0.0528 0.06 0.0072 0.0142 0.060 0.035 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 开孔区面积，m2 筛孔直径 塔效率 筛孔数目 孔中心距离，m 开孔率% 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数 每层塔板数压降，kpa 液末夹带，ev 负荷上限 负荷下限 操作上限气体流量 m3/s 操作下限气体流量 m3/