乙醇水筛板.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 i 吉吉林林化化工工学学院院 化工原理化工原理 课课 程程 设设 计计 题目题目 乙醇乙醇水二元物系筛板式精馏塔的设计水二元物系筛板式精馏塔的设计 教教 学学 院院 化工与材料工程学院化工与材料工程学院 专业班级专业班级 材化材化 08020802 学生姓名学生姓名 黄丹黄丹 学生学号学生学号 0815023308150233 指导教师指导教师 李忠玉李忠玉 2010 年年 6 6 月月 2222 日日 吉林化工学院化工原理课程设计 ii 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 设计题目：设计题目：乙醇水二元物系筛板式精馏塔的设计 设计条件：设计条件：塔顶压力为常压 处理量 ：1200 h 进料组成 ：0.45 塔顶组成 ： 0.92 塔底组成 ： 0.03 进料状态 ： 0.98 塔釜为饱和蒸汽直接加热； 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比：r=（1.22.0）rmin ； 单板压降 0.7 kpa 设计内容：设计内容： 确定工艺流程 精馏塔的物料衡算 塔板数的确定 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 精馏塔塔体工艺尺寸的计算 塔板板面布置设计 塔板的流体力学验算与负荷性能图 精馏塔接管尺寸计算。 塔顶全凝器工艺设计计算和选型 精料泵的工艺设计计算和选型 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。 设计说明书 吉林化工学院化工原理课程设计 1 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书.ii 摘摘 要要.4 前前 言言.5 第一章 设计方案简介.6 设计背景设计背景.6 1.1.1 乙烯水合法 .6 1.1.2 乙醛加氢法 .6 1.2 工艺流程图.6 1.3 塔板技术最新进展塔板技术最新进展.7 1.3.1 新型气相分流式塔板 .7 1.3.2 泡罩型塔板 .8 1.3.3 筛孔型塔板 .8 1.3.4 浮阀塔板 .9 1.3.5 喷射型塔板 .10 1.4 设计思路设计思路.11 1.5 选塔依据选塔依据.12 第二章第二章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计.13 2.12.1 全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算.13 2.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定.13 2.1.2 温度计算.13 2.1.3 相对挥发度的计算.14 2.1.4 q 线方程.15 2.1.5 最小回流比和适宜回流比的选取.15 2.1.6 精馏段和提馏段操作线.16 2.1.7 逐板法确定理论板数.16 2.1.8 液体粘度 m .17 2.1.9 实际塔板数及实际加料位置.17 第三章第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算.18 3.1 塔的工艺条件及物性数据计算 .18 3.1.1 操作压强 p.18 3.1.2 操作温度 t.18 3.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量.18 3.1.4 精馏段和提馏段各组分的密度.19 3.1.5 液体表面张力的计算.20 3.1.6 液体粘度 m .20 吉林化工学院化工原理课程设计 2 3.1.7 气液负荷计算.20 精馏段气液负荷计算 .20 提馏段气液负荷计算 .20 3.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算.21 3.2.1 塔径 d.21 3.2.2 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定.22 3.2.3 塔板布置.23 3.2.4 筛孔数 n 及 开孔率 .24 3.3 筛板塔的流体力学校核2.25 3.3.1 板压降的校核.25 3.3.2 液沫夹带量 ev 的校核.26 3.3.3 溢流液泛条件的校核.27 3.3.4 液体在降液管内停留时间的校核.27 3.3.5 漏液点的校核.28 3.4 塔板负荷性能图2.28 3.4.1 液相负荷下限线 .28 3.4.2 液相负荷上限线 .28 3.4.3 漏液线（气相负荷下限线）.29 3.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线） .29 3.4.5 溢流液泛线.30 3.4.6 塔气液负荷性能图 .31 3.4.7 热量衡算： .32 进入系统的热量 .32 离开系统的热量 .33 热量衡算式： .33 第四章第四章 塔的附属设备的计算塔的附属设备的计算.34 4.1 塔顶冷凝器设计计算.34 4.1.1 确定设计方案 .34 4.1.2 确定物性数据 .34 4.1.3 热负荷 q 的计算 .34 4.1.4 传热面积的计算 .34 4.2 接管设计 .35 4.2.1 进料管.35 4.2.2 回流管.35 4.2.3 釜液出口管.35 4.2.4 塔顶蒸汽管.35 4.3 泵的选型 .36 第五章第五章 设计结果汇总设计结果汇总.37 结束语结束语.39 吉林化工学院化工原理课程设计 3 参考文献参考文献.40 主要符号说明主要符号说明.40 附附 录录.42 吉林化工学院化工原理课程设计 4 摘摘 要要 本设计是精馏塔及其进料预热的设计，分离乙醇-水溶液的产量为 40 吨/天，使塔顶产品 乙醇的摩尔含量达到 93.01%，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于 0.03%,综合工艺操作 方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对乙醇-水进行分离提纯，塔板为碳钢 材料，按照逐板计算求得理论板数为 16。根据经验式算得全塔效率为 0.5775。塔顶使用全凝 器，饱和蒸汽进料，泡点回流。精馏段实际板数为 9，提馏段实际板数为 26。实际加料位置在 第 9 块板。精馏段弹性操作为 3.86，提馏段为 2.60。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的 流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。预热器采用管壳式换热器。用 170饱和 水蒸气加热。饱和水蒸气走壳程，进料液走管程。 关键词：关键词：乙醇、水、精馏段、提馏段、筛板塔 吉林化工学院化工原理课程设计 5 前前 言言 筛板塔是一种开发较早的塔板，它的结构简单，性能好造价低。但过去对它的性能研 究得不够，未得到广泛的应用。从而在工业上又得到广泛的应用。近年来随着工业的发展， 大量的生产实践和科学实验，提高了人们对筛孔塔板性能和规律的认识。从而在工业上又 得到广泛的应用。 它的生产能力（以单位塔截面的气体通过量计）比泡罩塔高 10-15%，板效率亦约高 10- 15%。而每板压力降则低 30%左右。 筛板塔板具有以下特点： 1. 结构简单，制造和维修方便； 2. 省投资、省钢材； 3. 生产能力大，比泡罩塔约为大 20-40%左右； 4. 塔板压力低，比泡罩塔约低 30-50%； 5. 塔板效率与泡罩塔同； 6. 操作弹性比泡罩塔稍低； 7. 不适应处理较脏的物料和带有固体颗粒的物料，以免堵塞或生钙。 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。 吉林化工学院化工原理课程设计 6 第一章 设计方案简介 设计背景设计背景 工业上生产乙醇的方法。 1.1.1 乙烯水合法 乙烯水合可以采用间接和直接两种方法。 1.乙烯间接水合法： 第一步： 2223242 ccsccosoh oohhhhh 第二步： 32252224 ccosohoohs ocohhhhh 2.乙烯直接水合法： 将乙烯和水在催化剂、高温、加压条件下直接加成得到乙醇的方法： 42522 2303007080 ooh cchhh 催化剂 ，大气压 1.1.2 乙醛加氢法 3252 cchooh chhh 催化剂 1.2 工艺流程图 回流量 出料量 全凝器 乙醇水溶液 饱和水蒸气 塔釜出料 吉林化工学院化工原理课程设计 7 1.3 塔板技术最新进展塔板技术最新进展 80 年代是填料发展的高峰期, 90 年代在新一轮竞争中, 板式塔又再次突起, 显现出发展 的强劲势头, 欧美各国, 尤其是美国各塔器生产厂商推出了大批新塔板, 从1994 年和1997 年两届德国achema 展览会的展情就完全可以反映出板式塔的这一趋势。这一时期, 俄罗 斯也不甘落伍, 亦开发了不少新板型。只是由于语言文种的因素, 国内人士对俄罗斯塔器的 发展状 况报道和知之相对较少。这一时期欧美各国板式塔开发中的一个突出特点是发展固定阀塔 板, 表现在有大批新型固定阀塔板问世, 研究的重点是充分利用出入口面积, 并匹配新型降 液管设计。而俄罗斯板式塔的开发思路在于提高生产能力, 增加处理量, 减少雾沫夹带, 降 低压力损失。研究着眼于气相流动状况, 改善气液接触。 现就俄罗斯近期开发的新型塔板简介如下： 1.3.1 新型气相分流式塔板 为了设计制造出一种能在足够高的气液两相负荷条件下有效工作的塔板, 人们将注意 力集中到气相分流研究方面, 为此俄罗斯已开发出5 项专利技术。其设计思想的核心是, 设 法将轻相(气相) 流分成多股, 而每一股气流都交替地与液体相互作用。这里介绍的是莫斯 科化机研究所提出的一种气相分流式塔板。它是将气相流分割成多股, 其中一股直接进入 塔板工作区, 与液体接触; 而另一股则绕过特殊设计的通道进入塔板工作区。这样安排, 气 流的通过能力得到提高。此种塔板的工作原理见图1。 该结构的特点是, 气相通道为扁平式扩散型, 与液流运动方向平行安装。通道壁既是轻 相(气相) 流的限界, 又是分段档板, 它将塔板分成许多个燕尾元件, 有消除流体不平衡、减 少雾沫夹带的作用, 同时也提高了接触装置的效率。在该设备中, 上层塔板液体通过溢流装 置, 依次流入下层各塔板。气流自下而上运动时被分割成多股流,其中一股气流直接进入塔 板工作区并与液体接触, 而另一股气流则通过扁平扩散型通道绕道进入接触区。在该塔高 度方向上, 各相邻塔板上的气相通道应按棋盘式布置, 这样就保证了经下层塔板通道上升的 那股气流能进入上层塔板的工作区, 从而提高了过程的运动力, 并强化了工作区接触元件上 吉林化工学院化工原理课程设计 8 的传热传质强度。轻相(气相) 流的分割能确保接触装置工作区获得最佳速度, 虽然提高了 气液耗量比, 但阻力不增加。无疑这对于欲通过改造现有设备以提高生产能力的场合来说, 该技术可获得广泛应用。该塔板更适用于吸收操作。 1.3.2 泡罩型塔板 它在板式塔发展史上起了重要作用 ,泡罩塔技术成熟 ,操作稳定 ,抗漏液性能好 ,操作弹性 较大 ;塔板上液层较高 ,两相接触时间长 ,因而塔板效率较高。但由于塔板压降较高、雾沫 夹带大、塔板上的液面落差较大以及泡罩的生产制造复杂、造价较高等原因 ,目前使用较 少。 1.3.3 筛孔型塔板 筛板塔技术成熟 ,造价低 ,应用较广泛。其改进型如下 : (1) linde 筛板 其特点是 :1.在液体进入区 , 将塔板制成凸起的斜台状鼓泡装置,促进气液充分接触 。 2.塔板上装有百叶窗式的导向孔 ,导向孔的方向与液流方向一致。上述两个改 进很好地解决了塔板液层落差较大的问题 ,减少了雾沫夹带和塔板压降。 图 1 linde 筛板 (2) 气相分流式塔板 其设计是将气相分成多股 ,一部分气流从正常筛孔进入上一层塔板 ,而另一部分从特殊设计 的通道进入上一层塔板。其中气相通道为扁平式扩散型 ,且与液体流动方向平行安装 ,起到 了导流板减小返混的作用。这种设计提高了气体处理能力 ,而塔板压降不增加 ,同时雾沫夹 带也减少了 ,但效率有所降低。 图 2 气相分流塔板 吉林化工学院化工原理课程设计 9 1-工作区 2-气相特殊通道 3-齿缝 4-通道壁板 1.3.4 浮阀塔板 它是在塔盘上开阀孔因而在较宽的气体负荷也能保持稳定,安置能上下浮动的阀片。 由于浮阀与塔板之间流通面积能随气体负荷变化，气液接触时间较长 ,雾沫夹带少 ,液 面落差小 ;不怕脏粘物料 ,使用周期长 ;结构简单、造价低。但是塔板上液层梯度大 , 液体返混较大 ,浮阀易磨损和脱落。 (1) vv (varioflex2valve tray)塔板 它的结构特点 :在固定阀下设置一可上下活动的阀片 ,通过阀片的上升和下降来达到对 流通面积 的调节。由于其特殊的结构设计 ,阀片不会被卡住或脱落 ,使用可靠 ;同时固定阀保证 气体水平吹入 液体 ,强化了气液接触时的湍动作用 ;其操作弹性高达 102 121,但雾沫夹带较大。 图 3 vv 塔板 (2)l1 条形浮阀 吉林化工学院化工原理课程设计 10 图 4 l1 条形浮阀 特点是 :易在塔板上排列 ,气体从阀体两侧水平吹出 ,以避免气流的 逆向返冲现 象;不会发生旋转而磨损和脱落。 1.3.5 喷射型塔板 它充分利用蒸汽动能推动板上的液体流动,增大液体的处理量;开孔率较鼓泡塔板大; 同时气液同向运动,减少了液体返混。但是塔板上液体高速流过塔板,气液接触时间短;液 体被气体不断加速 ,分散的液体不易再聚合 ,致使雾沫夹带较大。 (1)斜孔塔板 斜孔塔板 其特点是塔板上筛孔为斜孔 ,且相邻两排斜孔的开口方向相反 ,以避免流体被不断 加速 ,从而增加液体在塔板上的停留时间 ;与一般的喷射塔板不同 ,斜孔塔板设有出口堰 ,操 作时在塔板上保持一定的液层。 (2) perform 塔板 其特点是 :塔板采用由定向小孔的压延金属板网制成 ,能充分利用气相动能 ,强化 了两相间的传质 ;设置的碎流板不但起分液作用 ,且促进两相传质 ;气液在塔板不 同区域方向发生 90的改变 ,因而在转折位置相流发生旋转 ,相接触表面强烈更新 ,增加 了两相接触时间 ,改善了液体沿塔壁分布不均的现象 ;具有高负荷 ,低压降 ;塔板 孔速大 ,不易堵塞 ,而且造价低。其缺点是操作弹性较小 ,只有 2 4。 吉林化工学院化工原理课程设计 11 perform 塔板 (4)装有 v 形横挡板的斜喷塔板 这种塔板的舌片开口布置和斜孔塔板一样 ,而安装的 v 形横挡板所起的作用与 p2k 塔板的碎流板类似 ,但它还可以起导流板的作用 ,提高塔板的传质效率。 装有 v 形横挡板的斜喷塔板 1.4 设计思路设计思路 a：全塔物料衡算 b：求理论塔板数 c：气液相负荷及特性参数 d：筛板塔设计 吉林化工学院化工原理课程设计 12 e：流体力学性能校核 f：画出负荷性能图 g：全塔热量衡算 h：塔附属设备计算 1.5 选塔依据选塔依据 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 吉林化工学院化工原理课程设计 13 第二章第二章 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 2.12.1 全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算 2.1.12.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定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： 0.450.451 0.45 ()0.242 46.0746.0718.02 f x 0.920.921 0.92 ()0.818 46.0746.0718.02 d x 0.030.031 0.03 ()0.012 46.0746.0718.02 w x 2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量： = f m0.242 46.07(1 0.242) 18.0224.81/kg kmol = d m0.818 46.07(1 0.818) 18.0240.96/kg kmol = w m0.00012 46.07(1 0.00012) 18.0218.36/kg kmol 由条件可知，物料恒算的处理量 f=48.37kmol 1200 24.81 1 h 总物料衡算：48.37=d+f 乙醇物料衡算：48.370.242=0.818d+0.012w 联立解得：d=14.46，w=33.91kmol/hkmol/h 2.1.22.1.2 温度计算温度计算 利用表中数据有插值法可求的 tf，td，tw。 tf: tf =82.69 f t -82.782.782.3 = 24.223.3723.3726.08 td： td =78.28 d t -78.1578.1578.14 = 81.1 89.4389.4374.72 tw： tw =99.68 w t -10010095.5 = 1.2-00-1.90 精馏段平均温度 ：t1=（tf+ td）/2 =80.49 提留段平均温度 ：t2=（tf+ tw）/2 =91.19 吉林化工学院化工原理课程设计 14 2.1.32.1.3 相对挥发度的计算相对挥发度的计算 进料温度 tf =82.69 气相组成 yf ： yf=0.5448 82.69-82.782.782.3 = y5404554.4555.80 f 塔顶温度 td =78.28 气相组成 y d： y d=0.8379 78.28-78.1578.41 78.15 = y89.4378.1589.43 d 塔底温度 tw =99.68 气相组成 yw: yw=0.1088 99.68-10010095.5 = y00 17.00 w 精馏段 液相组成 ： =0.530 1 x fd 1 x +x 2 x 1 x 气相组成 : =0.6914 1 y fd 1 y +y y 2 1 y 所以 kg/kmol l1 m =46.07 0.530+18.02 (1-0.530)=32.89 kg/kmol v1 m=46.07 0.6914+18.02 (1-0.6914)=37.41 提留段 液相组成： =0.127 2 x 2 (+x ) 2 wf x x 2 x 气相组成： =0.3268 2 y 2 (+y ) 2 wf y y 2 y 所以 kg/koml 2 46.07 0.127 18.02 (1 0.127)21.58 l m kg/koml 2 46.07 0.3268 18.02 (1 0.3268)27.19 v m 由由0.242 yf=0.5548 f x f f f f x =3.75 1- 1-x f y y 0.818 y d=0.8379 d x d d d d d x =1.15 1- 1-x y y 吉林化工学院化工原理课程设计 15 0.012 yw=0.1088 w x w w w w w x =10.05 1- 1-x y y 精馏段相对挥发度： fd + =2.45 2 提留段相对挥发度： fw + =6.9 2 全塔相对挥发度： =3.65 dw 2.1.42.1.4 q 线方程 由要求知：进料状态 q=0.98 由此方程式： (1)(1) x qf yx qq qq 只需将 q=0.6361 代入求出 q 线方程： q 线方程：4912.1 yx qq 2.1.52.1.5 最小回流比和适宜回流比的选取最小回流比和适宜回流比的选取 由相平衡方程： min 1 (1) 4912.1() 3.65 1 (1) 2.23830 5505 0.1560 0.4029 0.8180.4029 1.6812 0.40290.1560 q q q q y q yx qq y . yx qq xq yq xy dq r yx qq 又因为线方程 联立上述两方程: 解得 吉林化工学院化工原理课程设计 16 2 1.68123.3624r 2.1.62.1.6 精馏段和提馏段操作线精馏段和提馏段操作线 精馏段操作线方程： 11 1 r x x r r y d n n 1 3.36240.818 0.7710.188 3.3624 13.3624 1 nnn yxx 提馏段操作线方程： l=rd=3.3624 14.46=48.62 kom/h v=(r+1)d=(3.3624+1)14.46=63.08 kom/h l=l+f=48.62+48.37=96.99 kom/h v=v=63.08 kom/h 1 n n lw yx vv 1 96.9933.91 1.5380.006 63.0863.08 nnn yxx 2.1.72.1.7 逐板法确定理论板数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： 1 0.7710.188 nn yx 相平衡方程：=3.65 代入 得 y y x ) 1( 3.652.65 y x y 代入式 1 0.818 d yx 1 0.5518x 2 0.613y 反复计算得： x2=0.3026 y3=0.421 x3=0.1661 x3=0.1661 lf=865.39kg/m b a a a wf 110.3370.663 713.87970.05 对于塔底：tw=99.68，l，a=709.87kgm-3，l，b=958.62kgm-3 质量分率：0.03,1 0.030.97 wawb 则： = =lww=948.65kg/m3 12 12 1 ww lw 0.030.97 709.87958.62 则:精馏段的平均液相密度:lm1=(ld+lf)/2=798.355kg/m3 731.32865.39 2 则:提馏段的平均液相密度：lm2=( lw+lf)/2=907.02kg/m3 865.39948.65 2 2.气相密度6vm：v= rt pm lm, 则精馏段的气相密度:vm1= 1.33kg/m3 1 1102.725 37.41 8.314 (80.49273.15) vm pm m rt 则提馏段的气相密度:vm2=0.8883kg/m3 2 2107.625 27.19 0.94 8.314 (273.1591.19) vm pm m rt 吉林化工学院化工原理课程设计 20 3.1.53.1.5 液体表面张力的计算液体表面张力的计算 由平均表面张力公式 ： n i iim x 1 1.对于塔顶：td=78.28，a=17.3mnm-1，b=21.80mnm-1 则塔顶的平均表面张力： dm=0.81817.3+（1-0.818）21.80=18.12mn/m 2.对于进料板：tf=82.69，a=16.9mnm-1，b=21.301mnm-1 进料的平均表面张力： fm=0.166116.9+(1-0.1661)21.30=20.57mn/m 3.对于塔底：tw=99.68，a=15.2mnm-1，b=19.9mnm-1 则塔底的平均表面张力: wm=0.01215.2+(1-0.012)19.9 =19.84mn/m 则精馏段的平均表面张力：1m1=19.345mn/m 18.1220.57 2 则提馏段的平均表面张力：m2=20.205mn/m 19.8420.57 2 3.1.63.1.6 液体粘度液体粘度 mm 由前面设计的计算结果有 精馏段平均液相粘度： lm1=0.378mpa.s 0.4280.328 2 提馏段平均液相粘度： lm2=0.300mpa.s 0.3280.272 2 3.1.73.1.7 气液负荷计算气液负荷计算 精馏段气液负荷计算精馏段气液负荷计算 =0.493 1 1 63.08 37.41 36003600 1.33 vm s vm v m v 13 sm =0.000556 1 1 48.62 32.89 36003600 798.335 lm s lm l m l 13 sm lh=0.0005563600=2.0016m3h-1 提馏段气液负荷计算提馏段气液负荷计算 =0.507 2 2 63.08 27.19 36003600 0.94 vm s vm v m v 13 sm 吉林化工学院化工原理课程设计 21 =0.000641 2 2 96.99 21.58 36003600 907.02 lm s lm l m l 13 sm =0.0006413600=2.3076m3h-1 h l 3.23.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 3.2.13.2.1 塔径塔径 d d 液气流动参数 精馏段：=0.0276 1lv f 2/1 1 1 1 1 )()( vm lm s s v l 0.5 0.000556798.335 0.4931.33 提馏段：= =0.0393 2lv f 2/1 2 2 2 2 )()( vm lm s s v l 0.5 0.000641907.02 0.5070.94 取板间距 ht=0.40m，板上液层高度 hl=0.06m，则 ht- hl=0.34m 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=0.074,提馏段 c20,2=0.075. 由如下公式（20mn/m）计算气体负荷因子 c:c=c20（ 2 . 0 ) 20 将 c20,1,c20,2及 分别代入解得 精馏段的气体负荷因子：c1=0.074=0.0738 0.2 19.71 20 提馏段的气体负荷因子：c2=0.075=0.0754 0.2 20.57 20 根据如下公式计算液泛速度uf值:uf= v vl c 则精馏段有：uf1=0.0738=1.807m/s 798.335 1.33 1.33 则提馏段有: uf2=0.0754=2.341m/s 907.020.94 0.94 取液泛百分率为 70，则设计气速为:=0.7uf n u 则精馏段: =0.70 1.807=1.265m/s 1 nu 则提馏段: =0.70 2.341=1.639m/s 2 nu 吉林化工学院化工原理课程设计 22 则精馏段塔径： =0.705m 1 1 44 0.493 3.14 1.265 s n v d u 则提馏段塔径：=0.628m 2 2 44 0.507 3.14 1.639 s n v d u 按标准塔径圆整精馏段塔径为 d1=1.0m,提馏段塔径 d2=1.0m。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： 22 2 1 1 785 . 0 1785 . 0 4 14 . 3 m d at 提馏段实际塔板总面积： 2 22 2 2 3.14 0.785 1.00.785 4 t d am 精馏段实际空塔气速为：u=0.4930.785=0.628 ms 提留段实际空塔气速为：u=0.5070.785=0.646 ms 3.2.23.2.2 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定 因塔径和流量适中，选取单溢流弓形降液管、采用凹形受液盘。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 ，取 lw=0.66d=0.66 m ，则 精馏段堰长：lw1=0.7 提馏段堰长：lw2=0.7 2. 出口堰高 hw： 精馏段： 由 hw=hl-how ，选用平直堰，堰上液层高度 2/3 2.84 () 1000 h ow w l he l 近似取 e=1，则 2/3 2.840.000556 3600 1 ()0.00653 10000.66 ow h 取板上清液层高度 hl=60mm，故 hw =0.66-0.00653=0.05347m 提留段： 由 hw=hl-how ，选用平直堰，堰上液层高度 2/3 2.84 () 1000 h ow w l he l 近似取 e=1，则 2/3 2.840.000641 3600 1 ()0.00654 10000.66 ow h 吉林化工学院化工原理课程设计 23 取板上清液层高度 hl=60mm，故 hw =0.66-0.00654=0.05346m 3.降液管的宽度 wd和降液管的面积 af 由 lw/d=0.66，查教材(下册)图 10-40（p176）得：wd/d=0.14 即 wd=0.14d： 则精馏段降液管的宽度：wd1=0.141.0=0.14m 则提馏段降液管的宽度：wd2=0.141.0=0.14m 由 lw/d=0.66，查教材(下册)图 10-40（p176）得：af/at=0.08 精馏段降液管面积:af1=0.08=0.080.785=0.0628 m2 1t a 提馏段降液管面积:af2=0.08=0.080.785=0.0628 m2 2t a 4.降液管底隙高度 ho 精馏段： 0 0 3600 h w l h l u 取=0.08m/s ， 则 0 u =0.0124 m 0 0.000556 3600 3600 0.66 0.08 h hw -=0.05347-0.0124=0.04107m0.00653m 0 h 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw=50mm。 提留段： 0 0 3600 h w l h l u 取=0.08m/s ， 则 0 u =0.0121 m 0 0.000641 3600 3600 0.66 0.08 h hw -=0.05346-0.0121=0.04136m0.00654m 0 h 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw=50mm。 3.2.33.2.3 塔板布置塔板布置 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=0.065m 2.根据以下公式计算开孔区面积。 吉林化工学院化工原理课程设计 24 aa= 2 221 2 (sin) 180 rx xrx r (其中 x=d/2-(wd+ws) r=d/2-wc ) 则精馏段：x1=1