乙醇筛板精馏塔设计

1、化工原理课程设计化工原理课程设计报告报告 7056070560 吨吨/ /年乙醇年乙醇水水 精馏装置设计精馏装置设计 年级年级 专业专业 设计者姓名设计者姓名 设计单位设计单位 完成日期完成日期年年 月月 日日 目目 录录 一、概述一、概述 .5 1.1 设计依据设计依据 .5 1.2 技术来源技术来源 .5 1.3 设计任务及要求设计任务及要求 .5 二：计算过程二：计算过程 .6 1. 塔型选择塔型选择 .6 2. 操作条件的确定操作条件的确定 .6 2.1 操作压力.7 2.2 进料状态.7 2.3 加热方式.7 2.4 热能利用.7 3. 有关的工艺计算有关的工艺计算 .7 3.1 最

2、小回流比及操作回流比的确定.9 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算.9 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量.10 3.4 热能利用.10 3.5 理论塔板层数的确定.11 3.6 全塔效率的估算.12 3.7 实际塔板数.13 4. 精馏塔主题尺寸的计算精馏塔主题尺寸的计算 .13 4.1 精馏段与提馏段的体积流量.13 4.1.1 精馏段.14 4.1.2 提馏段.15 4.2 塔径的计算.16 4.2.1精馏段塔径的计算.16 4.2.2 精馏塔高的计算.19 5. 塔板结构尺寸的确定塔板结构尺寸的确定 .19 5.1 塔板尺寸.19 5.1.1精馏段塔板尺寸.19 5.1.2

3、提馏段塔板尺寸.20 5.2 塔板布置.22 6筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 .23 6.1 先对精馏段进行计算.23 6.1.1.塔板压降.23 6.1.2液面落差.24 6.1.3液沫夹带.24 6.1.4漏液验算.24 6.1.5 液泛验算.25 6.2 对提馏段进行计算.25 6.2.1.塔板压降.25 6.2.2液面落差.26 6.2.3液沫夹带.26 6.2.4漏液验算.27 6.2.5 液泛验算.27 7. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.27 7.1 精馏段的计算.27 7.1.1 漏液线.27 7.1.2 液沫夹带线.28 7.1.3 液体负荷下限线.29 7.1.4液

4、体负荷上限线.29 7.1.5 液泛线.29 7.1.6 操作性能负荷图.30 7.2 提馏段的计算.31 7.2.1 漏液线.31 7.2.2 液沫夹带线.31 7.2.3 液体负荷下限线.32 7.2.4液体负荷上限线.32 7.2.5 液泛线.33 7.2.6 操作性能负荷图.33 7.7 筛板塔的工艺设计计算结果.35 8. 各接管尺寸的确定各接管尺寸的确定 .36 8.1 进料管.36 8.2 釜残液出料管.37 8.3 回流液管.37 8.4 塔顶上升蒸汽管.37 8.5 水蒸汽进口管.38 一、概述一、概述 乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无 色、无毒、

5、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化 性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料 价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃料的趋势，且已在郑州、济南 等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。 长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象， 普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水 溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。 塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产 过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的 设计流程和应注意的事项是

6、非常必要的。 1.1 设计依据设计依据 本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论 计算。 1.2 技术来源技术来源 目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是 严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格 计算法。 1.3 设计任务及要求设计任务及要求 原料：乙醇水溶液，年产量 70560 吨 乙醇含量：31%(质量分数)，原料液温度：45 设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 80%(摩尔分率) 塔底的乙醇含量不大于 0.05%(摩尔分率) 表表 1 乙醇乙醇水溶液体系的平衡数据水溶液体系的平衡数据 液相中乙醇的 含量(摩尔分数) 汽

7、相中乙醇的 含量(摩尔分数) 液相中乙醇的 含量(摩尔分数) 汽相中乙醇的 含量(摩尔分数) 0.00.00.400.614 0.0040.0530.450.635 0.010.110.500.657 0.020.1750.550.678 0.040.2730.600.698 0.060.340.650.725 0.080.3920.700.755 0.100.430.750.785 0.140.4820.800.82 0.180.5130.850.855 0.200.5250.8940.894 0.250.5510.900.898 0.300.5750.950.942 0.350.5951.

8、01.0 二：计算过程二：计算过程 1. 塔型选择塔型选择 根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产 品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生10200/kg h 产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。 2. 操作条件的确定操作条件的确定 2.1 操作压力操作压力 由于乙醇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 其中塔顶压力为 5 1.01325 10 pa 塔底压力 5 1.01325 10700n pa 2.2 进料状态进料状态 虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季

9、节、气温变 化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时 精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏 塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料 2.3 加热方式加热方式 精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内 有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出， 且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡 管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论 是设备费用还是操作费用都可以降低。 2.4 热能利用热能利用 精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热

10、效率较低，通 常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以 放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此， 我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。 3. 有关的工艺计算有关的工艺计算 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数 转化为摩尔分数。 原料液的摩尔组成： 32 322 31/ 46 0.1495 31/ 4669 /18 ch ch oh f ch ch ohh o n x nn 0.8,0.05 dw xx 原料液的平均摩尔质量： 322 (1)0.1495460.8505 1822.19/ ffch ch ohfh

11、o mx mxmkg kmol 同理可求得：40.4/,19.4/ dw mkg kmol mkg kmol 45下，原料液中 232 33 971.1/,735/ h och ch oh kg mkg m 由此可由 t-x(y)图:查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点， 表表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度原料液、馏出液与釜残液的流量与温度 名称原料液馏出液釜残液 (摩尔分数) f x 0.14950.800.05 摩尔质量/kg kmol22.1840.419.4 沸点温度 /t84.6378.2891.75 3.1 最小回流比及操作回流比的确定最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡

12、点进料，过点做0.1495 qf xx(0.1495,0.1495)e 直线交平衡线于点，由点可读得，因此：0.1495x dd0.489y min(1) 0.800.489 0.916 0.4890.1495 dq qq xy r yx 又过点作平衡线的切线，如图：(0.80,0.80)a 读得切点坐标为，因此：0.616,0.708 qq xy min(2) 0.800.708 1 0.7080.616 dq qq xy r yx 所以， minmin(2) 1rr 可取操作回流比 min 1.5(/1.5)rr r 3.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算塔顶产品产量、釜残液量及

13、加热蒸汽量的计算 以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为： 3 10.2 10/ 460/ 22.18/ kg h fkmol h kg kmol 由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) 0 vfdw 0 0y 52.3/dkmol h 00fdw v yfxdxwx538.45/wkmol h (泡点) wllqfrdqf1q 0 130.75/vkmol h 3.3 全凝器冷凝介质的消耗量全凝器冷凝介质的消耗量 塔顶全凝器的热负荷：(1)() cvdld qrd ii 可以查得，所以1266/,253.9/ vdld ikj kg ikj kg 6 130.75 40.

14、4 (1266253.9)5.35 10/ c qkj h 取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25和 45则 平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：4.174/ pc ckj kg c 6 6 21 5.35 10 0.128 10/ ()4.174 (4525) c c pc q wkg h ctt 3.4 热能利用热能利用 以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为： f q 21 () ffpfff qw ctt 其中 84.6345 64.82 2 fm tc 查得乙醇的比热64.82 c2.839/ p ckj kg c 乙 水的比热4.184/ p ckj k

15、g c 水 用（x 代表质量分数） 1 pfii i cxc 计算得0.31 2.8390.69 4.1843.767/ pf ckj kg c 6 10200 3.767 (84.6345)1.52 10/ f qkj h 釜残液放出的热量 12 () wwpwww qw ctt 若将釜残液温度降至 2 50 w tc 那么平均温度 91.7550 70.88 2 wm tc 查得乙醇的比热c70. 882.941/ p ckj kg c 乙 水的比热4.188/ p ckj kg c 水 其比热为，因此，4.188 0.8812.941 0.1194.040/ pw ckj kg c 6

16、538.45 4.040 (91.7550) 19.41.762 10/ w qkj h 可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点 wf qq 3.5 理论塔板层数的确定理论塔板层数的确定 精馏段操作线方程： 1 1.50.8 0.60.32 111.5 11.5 1 d nnn xr yxxx rr 提馏段操作线方程： 1 00 538.45538.45 0.054.120.206 130.75130.75 nmwm ww yxxxx vv 线方程：q0.1495x 在相图中分别画出上述直线，如图;yx 利用图解法可以求出 块(含塔釜)14.2 t n 其中，精馏段 12.8 块，进料板

17、在第 13 块理论板。 3.6 全塔效率的估算全塔效率的估算 用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：o conenell 由相平衡方程式可得 1 (1) x y x (1) (1) y x x y 根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板) 1 0.8 d yx 1 0.772x (加料板)0.4097 f y 0.1495 f x (塔釜)0.05 w x 0.305 w y 因此可以求得： 1 1.81,3.948,8.338 fw 全塔的相对平均挥发度： 3 3 1 1.181 3.948 8.3383.388 mfw 全塔的平均温度： 78.2884.6391.75 84.8

18、9 33 dfw m ttt tc 在温度下查得相应黏度及用公式计算所得黏度如下表lglg lili x 表表 3 溶液黏度与温度溶液黏度与温度 t（） x （ 2 h o mpa s ） （ 32 ch ch oh ）mpa s 液 （）mpa s 84.630.14950.33720.43240.3500 78.280.80.36420.46980.4420 91.750.050.31250.39540.3162 全塔液体的平均粘度： ()/3(0.35000.44200.3162)/30.3694 lmlfldlw mpa s 全塔效率 0.245 0.245 1 0.49()0.494

19、6.4% (3.388 0.3712) tl e 3.7 实际塔板数实际塔板数 块(含塔釜)/14.2/0.46431 ptt nne 其中，精馏段的塔板数为：块12/0.46426 提馏段板数为：2.2/0.4645 4. 精馏塔主题尺寸的计算精馏塔主题尺寸的计算 4.1 精馏段与提馏段的体积流量精馏段与提馏段的体积流量 操作压力的计算 塔顶压力：，取每层压强降为101.3 d pkpa0.7pkpa 塔底压强：101.30.7 31123 wd ppnpkpa 进料板压强：101.30.7 26119.5 fd ppnpkpa 精 精馏段平均压强： 101.3 119.5 110.4kpa

20、 22 fd jm pp p 提馏段平均压强： 119.5 123 121.25 22 fw tm pp pkpa 4.1.1 精馏段精馏段 混合液相密度用公式计算 322 11 lmlm lmch ch ohh o xx 气相密度可用计算 m vm m p m rt 液相平均温度： 84.6378.28 81.46 22 fd m tt tc 整理精馏段的已知数据列于表 4，由表中数据可知： 表表 4 精馏段的已知数据精馏段的已知数据 位置进料板塔顶(第一块板) 0.31 f x 1 0.896x 质量分数 0.639 f y 1 0.911 d yx 0.1495 f x 1 0.772x

21、 摩尔分数 0.4097 f y 1 0.80 d yx 摩尔质量/kg kmol22.18 lf m39.62 lf m 29.47 vf m40.4 vl m 温度/ 84.6378.28 液相密度 3 /kg m 879.96 fm 755.93 dm 其中精馏段的液相负荷78.45/lrdkmol h 3 78.45 30.9 2.96/ 817.9 n lm lm lmh 气相负荷130.75/vkmol h 3 130.75 34.94 3493/ 1.308 n vm vm vmh 平均密度 2 fmdm vm 表表 5 精馏段的汽液相负荷精馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩

22、尔质量/kg kmol30.934.94 平均密度/ 3 /kg m817.91.308 体积流量/ 3 /mh2.93(0.0008222) 3 /ms3493(0.9702) 3 /ms 4.1.2 提馏段提馏段 整理提馏段的已知数据列于表 6，采用与精馏段相同的计算方法可以得 到提馏段的负荷，结果列于表 7。 表表 6 提馏段的已知数据提馏段的已知数据 位置塔釜进料板 0.1186 w x 0.31 f x 质量分数 0.065 w y 0.732 f y 0.002 w x0.174 f x 摩尔分数 0.026 w y0.516 f y 18.1 lw m22.3 lf m 摩尔质量

23、/kg kmol 18.7 lv m32.45 vf m 温度/91.7584.63 密度 3 /kg m927.58 wm 879.96 fm 表表 7 提馏段的汽液相负荷提馏段的汽液相负荷 名称液相汽相 平均摩尔质量/kg kmol20.225.6 平均密度/ 3 /kg m903.771.039 体积流量/ 3 /mh12.03(0.003343) 3 /ms3222(0.8949) 3 /ms 4.2 塔径的计算塔径的计算 4.2.1 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算 汽塔的平均蒸汽流量： 3 0.9702/ ssj vvms 汽塔的平均液相流量： 3 0.0008222/ ssj l

24、lms 汽塔的汽相平均密度： 3 1.308/ v kg m 汽塔的液相平均密度： 3 817.9/ l kg m 塔径可以由下面的公式给出： 4 s v d u 由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气 max (0.6 0.8)uu 速。 max u max lv v uc 取塔板间距，板上液层高度，那么分离空0.4 t hm600.06 l hmmm 间： 0.40.060.34 tl hhm 功能参数： 0.0008222817.9 ()0.0212 0.97021.308 sl sv l v 从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均 20 0.071c 0.2 20( ) 20

25、cc 面张力，可以用计算 ii i x 查表得： 表表 8 乙醇溶液的表面张力乙醇溶液的表面张力 位置塔顶第一块板进料板塔釜 温度78.2884.6391.75 摩尔分数 x0.7720.14950.05 水62.9261.7560.42 乙醇17.7917.1316.38 表面张力 /mn m 溶液28.08550858.22 则在精馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算： 41.58/ 2 df j mn m 则在提馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算 55.65/ 2 wf t mn m 所以： 0.2 41.58 0.071()0.0822 20 c max 817.

26、9 1.308 0.08222.054/ 1.308 lv v ucm s 0.65 2.0541.3351/um s 44 0.9702 0.962 1.3351 s v dm u 根据塔径系列尺寸圆整为；1000dmm 222 10.785 44 jt adm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为： 22 44 0.9702 1.236/ 1 sj j v um s d 同理可以算出提馏段直径：0.832dm 为方便制造可以取塔板直径：1000dmm 提馏段的上升蒸汽速度为： 22 44 0.8949 1.14/ 1 st t v um s d 4.2.2 精馏塔高的计算精馏塔高的计算 塔的高度可

27、以由下式计算： dt (2) pfw zhns hshhh 已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需31n 0.4 t hm 经常清洗，可取每隔 8 块板设一个人孔，则人孔的数目为 4 个，在进料板s 上侧有 1 个人孔，精馏段 3 个，提馏段 1 个。 取人孔两板之间的间距，两板之间的间距，则塔顶0.6 p hm0.6 p hm 空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，1.2 d hm2.5 w hm0.5 f hm 全塔高度： 1.2(31 24) 0.44 16.6zm 有效高度(31 24) 0.44 0.60.512.9zm 有效 5. 塔板结构尺寸的确定塔板结

28、构尺寸的确定 5.1 塔板尺寸塔板尺寸 由于塔径 d=1000mm，所以采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 5.1.1 精馏段塔板尺寸精馏段塔板尺寸 1.1.堰长 lw： 堰长=(0.60.8)d w l 取堰长=0.6d=0.61=0.6m=600mm w l 2.堰高 采用平直堰，堰高；液流收缩系数 e wlow hhh 取 e=1 2 2 3 3 2.842.842.93 10.00828.2 100010000.6 h ow w l hemmm l 用式验算：0.050.1 owwow hhh 成立，0.050.00820.05180.1 0.0082 简化后取，则。60,9 lo

29、w hmm hmm60951 w hmm 3 3.弓形降液管高度 wd及降液管面积 af 由查图可得0.6 w l d ；0.11 d w d 0.056 f t a a 得 2 0.0560.056 0.7850.04396 ft aam 0.110.11 10.11 d wdm 4 4.验算液体在降液管中停留时间 故降液管适用 0.04396 0.4 21.39(35 ) 0.0008222 ft s a h ss l : 5降液管底隙高度 h0 取降液管底隙高度h0=0.02m 0 0 2.93 0.07/ 36003600 0.6 0.02 h w l um s l h 一般经验值取

30、0 0.070.25/um s: 5.1.2 提馏段塔板尺寸提馏段塔板尺寸 1.1.堰长 lw： 堰长=(0.60.8)d w l 取堰长 lw=0.6d=0.61 =0.6m=600mm 2.堰高 采用平直堰，堰高；液流收缩系数 e wlow hhh 取 e=1 2 2 3 3 2.842.8412.03 10.020920.9 100010000.6 h ow w l hemmm l 用式验算：0.050.1 owwow hhh 成立，0.050.02090.03910.1 0.0209 简化后取，则。60,21 low hmm hmm602139 w hmm 3 3.弓形降液管高度 wd

31、及降液管面积 af 由查图可得0.6 w l d ；0.11 d w d 0.056 f t a a 得 2 0.0560.056 0.7850.04396 ft aam 0.110.11 10.11 d wdm 4 4.验算液体在降液管中停留时间 故降液管适用 0.04396 0.4 5.26(35 ) 0.003343 ft s a h ss l : 5降液管底隙高度 h0 取降液管底隙高度h0=0.025m 0 0 12.03 0.223/ 36003600 0.6 0.025 h w l um s l h 一般经验值取 0 0.070.25/um s: 5.2 塔板布置塔板布置 （1）

32、塔板的分块 因为，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为 3 块。1000dmm （2）边缘区宽度确定 取，。 0.065 ss wwm0.035 c wm （3）开孔区面积的计算 开孔区面积用式计算 r x rxrxaa 12 0 22 sin 180 2 1 ()(0.11 0.065)0.325 22 ds d xwwm 1 0.0350.465 22 c d rwm 故 2221 2221 2 2sin 180 0.325 20.3250.4650.3250.465 sin 1800.465 = 0.551 a x ax rxr r m （4）筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用

33、 =3mm 碳钢板，取筛孔直。 0 5dmm 筛孔按正三角排列，取中心距 0 33 515tdmm 筛孔数目为 22 1.1551.155 0.551 2828 0.015 aa n t 开孔率为 0 22 0.005 0.907()0.907()10.1% 0.015 d t 精馏段气体通过筛孔的气速为 0 0.9702 17.43/ 0.101 0.551 s o v um s a 提馏段气体通过筛孔的气速为 0 0.8949 16.08/ 0.101 0.551 s o v um s a 6筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 6.1 先对精馏段进行计算先对精馏段进行计算 6.1.1.塔

34、板压降塔板压降 （1）干板阻力的计算 c h 由式进行计算 2 0 0 0.051 v c l u h c 由，查图得 05 1.67 3 d 00.772c 故液柱 2 17.431.308 0.0510.042 0.772817.9 c hm （2）液体通过耶层阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力由计算 1 lhh 0.9702 1.31/ 0.7850.04396 s a tf v um s aa 1/21/2 01.31 1.3081.50/()avfukgs m: 查得，所以液柱0.59 1 0.59 0.60.0354lhhm （3）液体表面张力的阻力的计算h 液柱 3 3 0 4

35、4 41.58 10 4.15 10 817.9 9.81 0.005 l l hm gd 气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算 p h 液柱 3 1 0.0420.03544.15 100.08155 pc hhhhm 0.08155 817.9 9.81654.30.7pl p aaph gpkp 6.1.2 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以 忽略液面落差的影响。 6.1.3 液沫夹带液沫夹带 液沫夹带可以由公式：进行计算，其中 3.2 6 5.7 10a v l tf u e hh 代表液沫夹带量，kg 液体/kg 气体；一般规定kg 液

36、体/kg v e0.1 v e 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验。 f h2.5l f hh ；2.5 0.060.15 f hm 故 3.2 6 5.7 10a v l tf u e hh kg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气 3.2 3 5.7 101.31 0.0275 41.580.40.15 所以本设计液沫夹带量在允许范围内。 6.1.4 漏液验算漏液验算 对于筛板塔，漏液点气速可由0 0min 4.4(0.00560.13)/llvuchh 计算，故 0 0min 4.4(0.00560.13)/vlluchh 3 4.4 0.772 (0.00560.13 0.064

37、.15 10 )817.9/1.308 08.17/17.43/m sm su 稳定系数：故无明显漏液。 0 0, min 17.43 2.131.5 8.17 u k u 6.1.5 液泛验算液泛验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取() dtw hhh ，故0.5()0.5 (0.40.051)0.2255 tw hhm 溢流管内的清液层高度 dpdl hhhh 其中，0.08155 ,0.06 pl hm hm 24 0 0.153()7.5 10 d hum 所以， 4 0.081550.067.5 100.1423 d hm 可见，即不会产生液泛。() dtw hhh

38、 6.2 对提馏段进行计算对提馏段进行计算 6.2.1.塔板压降塔板压降 （1）干板阻力的计算 c h 由式进行计算 2 0 0 0.051 v c l u h c 由，查图得 05 1.67 3 d 00.772c 故液柱 2 16.081.039 0.0510.0254 0.772903.77 c hm （2）液体通过耶层阻力计算 1 h 气体通过液层的阻力由计算 1 lhh 0.8949 1.21/ 0.7850.04396 s a tf v um s aa 1/21/2 01.21 1.0391.23/()avfukgs m: 查得，所以液柱0.625 1 0.625 0.060.03

39、75lhhm （3）液体表面张力的阻力的计算h 液柱 3 3 0 44 55.65 10 5.02 10 903.77 9.81 0.005 l l hm gd 气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算 p h 液柱 3 1 0.02540.03755.02 100.06792 pc hhhhm 0.06792 903.77 9.81602.20.7pl p aaph gpkp 6.2.2 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以 忽略液面落差的影响。 6.2.3 液沫夹带液沫夹带 液沫夹带可以由公式：进行计算，其中 3.2 6 5.7 10a v l t

40、f u e hh 代表液沫夹带量，kg 液体/kg 气体；一般规定kg 液体/kg v e0.1 v e 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验。 f h2.5l f hh ；2.5 0.060.15 f hm 故 3.2 6 5.7 10a v l tf u e hh kg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气 3.2 3 5.7 101.21 0.016 55.650.40.15 m 所以本设计液沫夹带量在允许范围内。 6.2.4 漏液验算漏液验算 对于筛板塔，漏液点气速可由0 0min 4.4(0.00560.13)/llvuchh 计算，故 0 0min 4.4(0.00560.13)

41、/llvuchh 3 4.4 0.772 (0.00560.13 0.065.02 10 )903.77/1.039 09.17/16.08/m sm su 稳定系数：故无明显漏液。 0 0,min 16.08 1.751.5 9.17 u k u 6.2.5 液泛验算液泛验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取() dtw hhh ，故0.5()0.5 (0.40.039)0.2195 tw hhm 溢流管内的清液层高度 dpdl hhhh 其中，0.06112 ,0.06 pl hm hm 223 0 0.153()0.153 0.2237.61 10 d hum 所以， 3

42、 0.067920.067.61 100.13553 d hm 可见，即不会产生液泛。() dtw hhh 7. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 7.1 精馏段的计算精馏段的计算 7.1.1 漏液线漏液线 由0 0min 4.4(0.00560.13)/llvuchh , min 0min 0 sv u a loww hhh 2 3 2.84 1000 h ow w l he l 2/3 ,min00 2.84 4.40.00560.13/ 1000 h swlv w l vc aheh l ,min 2/3 3 4.4 0.772 0.101 0.551 36002.84 0.00560.13

43、0.05114.15 10 817.9/1.308 10000.6 s s v l 整理得： 2/3 ,min 0.189 5.05276.23 ss vl 7.1.2 液沫夹带线液沫夹带线 以kg 液/kg 气为限，求关系：0.1 v e ss vl 由 3.2 6 5.7 10a v l tf u e hh 1.4 0.7580.04396 ss as tf vv uv aa 2.52.5()l foww hhhh 0.051 w h 2 2 3 3 2/3 36002.842.84 10.938 100010000.6 hs ows w ll hel l 故 2/3 2.5()0.127

44、52.344 fowws hhhl 2/32/3 0.40.12752.3440.27252.344 tfss hhll 3.2 6 32/3 5.7 101.4 0.1 41.58 100.27252.344 s v s v e l 整理得： 2/3 1.53 13.14 ss vl 7.1.3 液体负荷下限线液体负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006 ow hm 2 2 3 3 36002.842.84 10.006 100010000.6 hs ow w ll hem l 得 3/2 3 ,min 0.006 10000.6 0.000512/ 2.843600 s lms 7

45、.1.4 液体负荷上限线液体负荷上限线 以作为液体在降液管内停留时间的下限，由4s 4 ft s a h s l 3 0.04396 0.4 0.004396/ 4 ft s a h lms 7.1.5 液泛线液泛线 液泛线方程为 222/3 sss avbcldl 其中， 0 2 0 0.051 v l a a c (1) tw bhh 22 0 0.153 w c l h 2/3 2.843600 (1) 1000 w de l 将相关数据代入式中： 2 0.0511.308 0.0442 817.9 0.101 0.551 0.772 a 0.5 0.4(0.5 1 0.59) 0.05

46、10.14441b 2 0.153 1062.5 0.6 0.02 c 2/3 2/3 2.8436002.843600 (1)(1 0.59) 11.49 100010000.6 w de l 代入上式化简后可得： 22/3 3.62724038.533.7 sss vll 7.1.6 操作性能负荷图操作性能负荷图 由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图 过 oa 点的直线为操作线， （1）为漏液线， （2）为泡沫夹带线， （3）液相负荷下限 线， （4）为液相负荷上限线， （5）为液泛线。 由图可以看出，该筛板的操作线上限为泡沫夹带线，下限为液相负荷下限线。从图 中数据可以得出：

47、3 ,min 0.6/ s vms 3 ,max 1.38/ s vms 故操作弹性为 ,max ,min 1.38 2.3 0.6 s s v v 7.2 提馏段的计算提馏段的计算 7.2.1 漏液线漏液线 由0 0min 4.4(0.00560.13)/llvuchh , min 0min 0 sv u a loww hhh 2 3 2.84 1000 h ow w l he l 2/3 ,min00 2.84 4.40.00560.13/ 1000 h swlv w l vc aheh l ,min 2/3 3 4.4 0.772 0.101 0.551 36002.84 0.00560

48、.130.03915.02 10 903.77/1.039 10000.6 s s v l 整理得： 2/3 ,min 0.189 4.195 106 ss vl 7.2.2 液沫夹带线液沫夹带线 以kg 液/kg 气为限，求关系：0.1 v e ss vl 由 3.2 6 5.7 10a v l tf u e hh 1.4 0.7580.04396 ss as tf vv uv aa 2.52.5()l foww hhhh 0.039 w h 2 2 3 3 2/3 36002.842.84 10.938 100010000.6 hs ows w ll hel l 故 2/3 2.5()0.

49、09752.344 fowws hhhl 2/32/3 0.40.09752.3440.30252.344 tfss hhll 3.2 6 32/3 5.7 101.4 0.1 55.65 100.30252.344 s v s v e l 整理得： 2/3 1.858 14.40 ss vl 7.2.3 液体负荷下限线液体负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度0.006 ow hm 2 2 3 3 36002.842.84 10.006 100010000.6 hs ow w ll hem l 得 3/2 3 ,min 0.006 10000.6 0.000512/ 2.843600 s l

50、ms 7.2.4 液体负荷上限线液体负荷上限线 以作为液体在降液管内停留时间的下限，由4s 4 ft s a h s l 3 0.04396 0.4 0.004396/ 4 ft s a h lms 7.2.5 液泛线液泛线 液泛线方程为 222/3 sss avbcldl 其中， 0 2 0 0.051 v l a a c (1) tw bhh 22 0 0.153 w c l h 2/3 2.843600 (1) 1000 w de l 将相关数据代入式中： 2 0.0511.039 0.0318 903.77 0.101 0.551 0.772 a 0.5 0.4(0.5 1 0.625

51、) 0.0510.142625b 2 0.153 680 0.6 0.025 c 2/3 2/3 2.8436002.843600 (1)(1 0.625) 11.524 100010000.6 w de l 代入上式化简后可得： 22/3 4.48521383.647.92 sss vll 7.2.6 操作性能负荷图操作性能负荷图 由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图 过 ob 点的直线为提馏段操作线， （1）为漏液线， （2）为泡沫夹带线， （3）液相负 荷下限线， （4）为液相负荷上限线， （5）为液泛线。 由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。从图中

52、数 据可以得出： 3 ,min 0.46/ s vms 3 ,max 1.18/ s vms 故操作弹性为 ,max ,min 1.18 2.56 0.46 s s v v 7.7 筛板塔的工艺设计计算结果筛板塔的工艺设计计算结果 有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表 9 表表 9 筛板塔工艺设计计算结果筛板塔工艺设计计算结果 项目数值与说明备注 全塔平均温度, m tc84.89 全塔平均压力, m p kpa121.15 塔径,d m1.0 板间距, t hm0.4 塔板型式 单溢流弓形 降液管 分块式塔板 精馏段1.236空塔气速 ,/u m s 提馏段1.14 溢流堰长度, w lm0.6 精馏段0.051 溢流堰高度 , w hm 提馏段0.039 板上液层高度, l h m0.06 精馏段0.02 降液管底隙 高度 0, h m 提馏段0.025 筛板孔数个,n2828等腰三角形叉排 精馏段17.43