精馏塔的设计及选型

1、精馏塔的设计及选型目录精馏塔的设计及选型 1目录11设计概述01.1工艺条件01.2设计方案的确定02塔体设计计算12.1有关物性数据12.2物料衡算32.3塔板数的确定42.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据 82.5塔体工艺尺寸的设计计算 112.6塔板工艺尺寸的设计计算 142.7塔板流体力学验算 182.8负荷性能图222.9精馏塔接管尺寸计算 273精馏塔辅助设备的设计和选型 313.1原料预热器的设计323.2回流冷凝器的设计和选型 343.3釜塔再沸器的设计和选型 383.4泵的选择403.5筒体与封头411设计概述1.1工艺条件(1) 生产能力:2836.1kg/d (料液)(2

2、) 工作日：250天，每天4小时连续运行(3) 原料组成：35.12%丙酮,64.52%水，杂质0.35%,由于杂质含量较小且不会和 丙酮一起蒸馏出去，所以可以忽略。所以此母液可以视为仅含丙酮和水两种成分， 其质量组成为：35.12%丙酮，水64.88% (下同)(4) 产品组成：馏出液99%丙酮溶液，回收率为90%，由此可知塔釜残液中丙 酮含量不得高于5.16%即每天生产99%的丙酮905.54kg。(5) 进料温度：泡点(6) 加热方式：间接蒸汽加热(7) 塔顶压力：常压(8) 进料热状态：泡点(9) 回流比：自选(10) 加热蒸气压力：0.5MPa (表压)(11) 单板压降 0.7kP

3、a1.2设计方案的确定(1) 、精馏方式及流程：在本设计中所涉及的浓度范围内，丙酮和水的挥发度相差比较大，容易分离， 且丙酮和水在操作条件下均为非热敏性物质，因此选用常压精馏，并采取连续精馏方式。母液经过换热器由塔底采出液预热到泡点，在连续进入精馏塔内，塔顶蒸汽经过塔顶冷凝器冷凝后，大部分连续采出，采出部分经冷却器后进入储罐内 备用，少部分进行回流；塔底液一部分经过塔釜再沸器气化后回到塔底，一部分连续采出，采出部分可用于给原料液预热。塔顶装有全凝器，塔釜设有再沸器， 进料输送采用离心泵，回流液采用高位槽输送。(2) 、进料状态：泡点进料。(3) 、加热方式：间接蒸汽加热。(4) 、加热及冷却方

4、式：原料用塔釜液预热至泡点，再沸器采用间接蒸汽加热， 塔顶全凝器采用自来水作为冷却剂。优点是成本低，腐蚀性小，黏度小，比热容大，易于输送。2.1有关物性数据1、丙酮和水的物性常数表1-1水的黏度和表面张力温度黏度MPa表面张力500.59267.7600.46966.0700.40064.3800.3362.7900.31860.11000.24858.4表1-2丙酮的黏度和表面张力温度黏度MPa表面张力500.26019.5600.23118.8700.20917.7800.19916.3900.17915.21000.16014.3表1-3丙酮和水的密度温度丙酮水相对密度50758.569

5、98.10.76060737.4983.20.75070718.68977.80.73580700.67971.80.72190685.36965.30.710100669.92958.40.699表1-4丙酮和水的物理性质分子量沸点临界温度K临界压强kpa丙酮58.0856.2508.14701.50水18.02100647.4522050表1-5丙酮-水系统t-x-y数据表t/C丙酮摩尔数沸点液相x/%气相y/%10000920.010.27984.00.0250.4775.60.050.6366.90.10.75462.40.20.81361.10.30.83260.30.40.8425

6、9.80.50.85159.20.60.86358.80.70.87558.20.80.89757.40.90.93556.90.950.96256.70.9750.97956.5112.2物料衡算1、原料液、塔顶及塔底液中丙酮的摩尔分率丙酮的摩尔质量M a =58.08kg/kmol ；水的摩尔质量MB=l8.02kg/kmol则Xff/Maf/Ma (1f)/Mb0.3512/58.080.3512/58.08 (1 0.3512)/18.020.144XdD / M ad/Ma (1 d)/Mb0.99/58.080.99/58.08 (1 0.99)/18.020.9680.0516/

7、58.08mfXFM A(1xf)Mb 0.144 8.08+(1-0.144) 1802=23.79 (kg/kmol)MdXD M A(1xd)Mb 0.968 8.08+(1-0.968) 1802=56.80(kg/mol)XwM A(1xw)Mb=0.017 58.08+0.983 1802=18.70(kg/mol)3、物料衡算塔顶产品905.54D t0=3.99( kmol/h)总物料衡算D+W=F，即 3.99+W=F丙酮物料衡算Dxd Wxw Fxf，即 0.968D+0.017W=0.144F联立解得F=29.9(kmol/h)，W=25.91(kmol/h)2.3塔板数

8、的确定1、理论塔板数Nt的求取丙酮-水属非理想溶液体系，故采用图解法求取理论塔板数1) x-y 图查手册得丙酮-水的气液平衡数据，如表5所示，根据表5绘制x-y图xww/MaW(1Maw)/Mb0.0516/5财0516)/18.02。“7 2、原料液、塔顶及塔底液物料的平均摩尔质量0.000.05118.1D200.25138.35148.45158.550.60D.650.70D.751800.8D900.951.00X图1-2 丙酮-水的x-y图2) 回流比该精馏分离工艺的进料方式为泡点进料，故q=1,在图一中对角线上，自点e(0.144,0.144)乍垂线即为进料线(q线)，该线与平衡

9、线的交点坐标为RminXd yeye Xexe=0.144,ye=0.775故最小回流比为:968 a775 0.310.775 0.144操作回流比一般为最小回流比的1.1-2.0倍，取操作回流比为最小回流比的2倍，则操作回流比：R=0.31 &=0.623) 气相及液相负荷精馏段的气相和液相负荷L RD 0.62 899=2.47 ( kmol/h)V (R 1)D1.62 899=6.46 (kmol/h)提馏段的气相及液相负荷L L qF 2.47+29.9=32.37 (kmol/h)V V (1 q)F V 6.46 (kmol/h)4）操作线方程LD2.473.99精馏段：yxX

10、dx0.9680.382x 0.597VV6.466.461LW32.3725.91提馏段：yxxWx0.0198 5.01x 0.079VV6.466.46图解法求理论塔板数,如图二1所示，总理论塔板数为5块（包括塔釜）块为进料板。精馏段为3块，提馏段1块0.25).3(0.35).400.4.500.55).600.6.700.75).80).8 X图1-3图解法图2、实际塔板数的求取1）塔内精馏段和提温度的求y（x）0.0(0.053.1(0.150.2(0.25).300.35).400.450.50).55).600.65).700.750.800.85).900.951.00XwX

11、F八八XD图 1-4 t-x-y 图据此图可以确定进料板，塔顶，塔底的温度及气相组成tF=64.40CyF =0.792tD=56.78CyD =0.970tw=90.18CyW =0.321精馏段平均温度为t1=t-tl =60.59C2提馏段平均温度为t2= tw3* =73.48C 2）全塔效率Et的求取选用全塔效率估算Et 0.17 0.616lg l公式计算。式中的l为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。精馏段：平均温度为60.59C，在此平均温度下查化工原理附录得:lg L 0.144 lg0.235 (1-0.144) lg0.469=-0.372Et 0.17 0.616l

12、g l 0.17 0.616 ( 0.372)=0.399提馏段：平均温度为73.48C，在此平均温度下查化工原理附录得：pABlg L 0.144 lgO.211(1-0.144) lgO.399 =-0.343Et 0.17 0.616lg L 0.17 0.616 ( 0.343)=0.3813) 实际塔板数的确定精馏段N精吐 37.52Et0.399精馏段的实际塔板数为8块。Nt1提馏段N提二 2.62Et0.381提馏段的实际塔板数为3块。总塔板数为11块，不含塔釜。2.4精馏塔的工艺条件及相关物性数据(1) 操作压强取每层塔板压降 p=0.7kPa,且塔顶操作表压为2kPa计算。塔

13、顶操作压强 PD=101.3+2=103.3kPa进料压强板压强Pf=Pd+0.7 8=108.9kPa塔底操作压强 Pw=PD+11X0.7=111.0kPa由此可计算得精馏段、提馏段的平均压强。精馏段 p=( Pd+Pf) /2=106.1kPa提馏段 P=( Pf+Pw) /2=109.95kPa(2) 操作温度据图三得塔顶及塔底泡点温度分别为tD=56.78C , tw=90.18C，进料温度tF =64.40C精馏段平均温度：t=(56.78+64.40)/2=60.59C提馏段平均温度：t =(90.18+64.40)/2=77.2C(3) 平均摩尔质量1）塔顶组分的平均摩尔质量y

14、仁xD =0.968,查平衡曲线得x,=0.957;故塔顶气相和液相的平均摩尔质量分别为气相平均摩尔质量 Mdv0.968 58.08 （1-0.968） 18.02=56.79 （kg/kmol）液相平均摩尔质量 Mdl0.957 58.08 （1-0.957）18.02 =56.36（kg/kmol）2）进料板组分的平均摩尔质量由图解法已知第4块理论板为进料板，其气相组成 4=0.761,查平衡曲线得对应的液相组成x4=0.117，故进料板气相和液相的平均摩尔质量分别为气相平均摩尔质量 MFV 0.761 58.08(1-0.761) 18.02 =48.51( kg/kmol)液相平均摩

15、尔质量Mfl 0.117 58.08(1-0.117) 18.02=22.71( kg/kmol)3)塔底组分的平均摩尔质量塔底xw =0.017,查得平衡曲线yw =0.321，同理可求得气相平均摩尔质量Mwv 0.321 58.08(1-0.321) 18.02 =30.88( kg/kmol)液相平均摩尔质量 Mm 0.017 58.08 (1-0.017) 18.02=18.70(kg/kmol)4)精馏段气相和液相的平均摩尔质量M v =(56.79+48.51)/2=52.65( kg/kmol)M L =(56.36+22.71)/2=39.54( kg/kmol)5) 提馏段气

16、相和液相的平均摩尔质量M v =(30.88+48.51)/2=39.70( kg/kmol)M l，=(22.71+18.70)/=20.71( kg/kmol)（4）丙酮水混合物的密度A气相平均密度精馏段：v PMV=阿 52.65=2.01(kg/m3)RT 8.314 (60.59 273.15)PMv提馏段：v PMVRT109.95 39.701.3)8.314 (77.29 273.15)B液相平均密度塔顶：由tD=56.78C查得丙酮的密度共线图及水的物性数据表可知33A=749(kg/m ), B=985(kg/m )；塔顶液相的质量分率为:0.957 58.080.957

17、58.08 (1 0.957) 18.020.9863D =1/(0.986/749+0.014/985)=751.52(kg/m )进料板：由 tF =64.40C,查得 A =738(kg/ m3), p=980.5 (kg/m3)，进料板液相质量分率(OA=0.117 58.080.117 58.08 (1 0.117) 18.02=0.275FL =1/(0.275/738+0.725/980.5)=899.24 (kg/m3)塔底：由 tW= 90.18C查得 a=710 (kg/m ),则 B =965.3 (kg/m )塔釜液相质量分率:0.017 58.080.017 58.0

18、8 (1 0.017) 18.020.0523w =1/(0.052/710+0.948/965.3)=947.58 (kg/m )精馏段液相平均密度：L =(751.52+899.24)/2=825.38 (kg/m3)提馏段液相平均密度：3l，=(899.24+947.58)/2=923.41 (kg/m )(5)丙酮-水混合物的表面张力塔顶：由 tD = 56.78C，可知 A=19.5mN/m, B =66.94mN/m,故 d =0.968 采9.5+(1-0.968) 664=21.02mN/mo进料板：由 tF=64.40C查得 A=18.9mN/m, cB=65.27mN/m,

19、故 F = 0.16 18.9+ (1-0.16) 65.27=57.85mN/m塔底：由 tw=90.18C查得 A=15.8mN/m,b = 60.71mN/m,则 W=0.017 15.8+ (1-0.017) 60.71=59.94mN/m精馏段平均表面张力：L= (21.02+57.85)/2=39.44mN/m提馏段平均表面张力：L =(57.85+59.94)/2=58.90mN/m2.5塔体工艺尺寸的设计计算1、塔径表1-6塔径与塔板间距的关系塔径D/m塔板间距HT/mm塔径D/m塔板间距HT/mm0.3-0.5200-3001.6-2.0450-6000.5-0.8300-5

20、002.0-2.4600-8000.8-1.6350-4502.4三800(1)精馏段精馏段气相及液相的流量分别为Vh=VMvv6.46 52.652.01=169.21(m3/h)LMlL2.47 39.54825.3830.118( m /h)3Vs=169.21/3600=0.047(m /s);53Ls =0.118/3600=3.28 10 (m /s)0.118169.21825.38 f(2.01 )0.02取塔板间距HT=0.25m,板上液层高度hL =0.05m，则日丁-=0.20口 查图得C20 =0.043Q.DS茎二Hr Al0.20 D.M (MO 0,60 0.80

21、 LOO则复合因子：CM%。)。.2。43 (駕4)%。.049图1-5史密斯关联图最大允许气速：Umax=0.049 X 诙38 201 =0.989 (m/s)2.01取安全系数为0.7，则空气塔速为：u=0.7Umax=0.692(m/s)塔径：D=I4Vs= J 4 0.047=0.292m=292mm,、u ,3.14 0.692按标准塔径圆整后为D=300mm(2)提馏段Vh =vmv4ZP=170.971.503(m /h)LLMlIL32.37 20.71923.4130.726( m /h)3Vs=170.97/3600=0.0475(m /s);Ls=0.726/3600=

22、2.02 10 4(m3/s)L1h ) 0J26(92341)2 o.o2Vh v170.971.50取塔板间距Ht=0.25m板上液层高度hL=0.05m,则HT-hL=0.20m查图得C2o=O.O4358 9o则复合因子：C=C20( L)o.2 = O.O43 ()02=0.05320 20最大允许气速：Umax C一ax=0.053 X 92341 15=1.32(m/s)1.5取安全系数为0.7,则空气塔速为：u =oumax =0.922(m/s)塔径：D=4Vs =4。.5 =o.256m=256mm, u 、3.14 0.922按标准塔径圆整后为D =300mm 精馏段与提

23、馏段塔径相等，塔径取 300mm。2 2塔截面积为 A -D 0.3=0.071 (tf)44精馏段和提馏段的实际空塔气速分别为0.047U 而=.662(m/S)；u 0.0475 =o.669 (m/s)0.0712、塔咼塔高按下式计算H (N Nf NP 1)HtNfHf NpHpHd Hb(1) 塔板间距治=0.25口。(2)塔顶空间高度Hd取两倍的塔板间距，即Hd2.0Ht =0.5m。3)塔底空间高度Hbh-ih2。塔底料液停留时间取3min，查表知DN 300mm的封头容积为0.0053m3,总深 度为100mm。按下式计算得塔底的储液高度为hiWMw 60话k V封头-D2 *

24、425.91 18.70 3 600.00533600 947.58 0.287m0.25 3.14 0.32取塔底液面到最下层塔板之间的距离为 h2=0.75m,则塔底空间高度为Hbh1h2 =0.287+0.75=1.037m(4)由于本次设计的塔径较小，所以应设置手孔。手孔的设置应方便人的手臂 伸入塔内，在进料板，塔顶及塔釜处各设一个手孔，孔径为150mm。(5)取 H F =0.6m。(6)塔咼H (N Nf NP 1)Ht NfHf NpHp HDHb=(11-1-1) 0.25+1 区.6+0+0.5+1.037=4.39m2.6塔板工艺尺寸的设计计算1、溢流装置塔径为0.3m,采

25、用单溢流，弓形降液管，平形受液盘。(1)溢流堰堰长精馏段：取 lW 0.65D0.65 0.3 0.195m提馏段：W 0.68D0.68 0.3 0.204m(2)溢流堰高度选用平直堰，按下式计算堰上层液的高度，E近似为1。2h 2.84叽3howE()1000lw精馏段和提馏段的板上液层高度取为 0.05m,即hLhL0.05m，则有精馏段h 284精馏段how 10001(.0ill8)3=0.002m0.195溢流堰高度hw hlhw =0.05-0.002=0.048m21 陽S007m溢流堰高度 hw h how=0.05-0.007=0.043m(3)弓形降液管宽度和降液管截面面

26、积精馏段：由lw/D 0.65查右图得Af/ A 0.072,Wd/D 0.13，由此可得Wd =0.13 %.3=0.039m； Af =0.072 8.07仁0.005 m2精馏段：由lw/D0.65查图四得Af/舛 0.088,MQ&Wd/D0.15，由此可得Wd=0.15 0.3=0.045m； Af=0.088 0.071=0.006 m图1-6弓形降液管的宽度与截面面积(4)验算液体在降液管中的停留时间精馏段：3600AfHT / Lh =36002005 0.25/0.118=38.1s5s提馏段：3600Af HT/ Lh =36000.006 0.25/0.726=7.44s

27、5s故降液管设计合理。(5)降液管底隙高度因物系较清洁，不会有赃物堵塞降液管底隙，故取液体通过降液管底隙得流速 Uc0.07m/s ,依式：ho“一来计算降液管底隙高度ho:3600lwUc精馏段：故ho0.118提馏段：故ho3600lwUcLh3600lwuc=0.002m3600 0.195 0.070.726=0.014m3600 0.204 0.07精馏段和提馏段降液管底隙高度ho过小，取ho0.03mhW h0 0.048 0.03 0.018m 0.006mhW h。0.043 0.03 0.013m 0.006m故降液管底隙高度设计合理。2、塔板布置本塔设计塔径D=0.3m,故

28、采用整块式塔板。(1)边缘区域确定(1)开孔区面积依下式计算开孔区面积Aa精馏段其中:Aa2 xr2 xx 与(Wd Ws)2r . x arcs in 180r0.30(0.039 0.020)0.091mr DT WC 0300.0300.12m2 2则开孔区面积:A 2 0.091 0.122一0.09120.122arcsin 峻1800.120.039 m2提馏段其中：x DT (Wd Ws)0.30 (0.045 0.020) 0.085m2 2rWc 0.30 0.0300.12m2 c 2则开孔区面积：2220.085Aa 2 0.085 0.122 0.08520.122 a

29、rcsin0.037 m180 0.12W边缘区宽度lW 堰长Wd 弓形降液管咼度Ws 安定区宽度Dt 塔径鼓泡区半径Af 降液管的面积Aa开孔区面积图6-7单溢流塔板示意图(1)筛孔计算及其排列丙酮-水混合溶液为无腐蚀性液体，可选厚度3mm的碳钢板，取筛孔的孔径do 5mm，精馏段和提馏段的筛孔都按正三角形排列，取t/do 3.0，则1.155Aa筛孔数可按下式计算1.155Aa开孔率可按下式计算AoAa0.907(；)2)10.1%精馏段:气体通过阀孔的气速为Uo 20.04711.93 (m/s)Aa0.101 0.039提馏段：n 1.15Aa1.155 0f37 =189.9 190

30、个)t0.0150.907(虫)20.907 (005)10.1%t0.015气体通过阀孔的气速为uo 丫 0.047512.71 (m/s)Aa0.101 0.0372.7塔板流体力学验算1、塔板压降塔板压降hp包括干板压降hc、板上层液的有效阻力h1和液体表面张力引起的的阻力h(1)干板阻力d。/5/3 1.67查图6-5得C。0.77，按下式验公式估算he，5he20.051丄式中u 0 气体通过筛孔的速度，m/s；C0 流量系数。故精馏段提馏段:he 0.051 巴C。Uohe 0.051C0.51(需)2(鵲)。.。绅液柱0.051()2(0.023m液柱0.77923.41(2)

31、气体通过液层的阻力根据公式进行计算hihLhow ， Fa Ua 寸 V ，UaVsAt 2Af 进行计算。精馏段：a乜0.0470.77m/s0.071 2 0.005相应的气体动能因子:0.77 . 2.01 1.09查化工单元操作及设备课程设计-板式精馏塔的设计图3-16筛板上的充气系数与动能因子关联图，得:10.64则hlhLIWhOW0.64 0.050.032m液柱Vva0.04750.805m/ s相应的气体动能因子：Fa Ua_v 0.8051.50 0.986同理查筛板上的充气系数与动能因子关联图3-16，得:0.65则 hhLhW hOW0.65 0.05 0.0325m液

32、柱(3) 液体表面张力引起的阻力由公式：h4g l do可得：4 ,4 39 44 10 3亠、精馏段：hL30.0039m液柱9.81 Ld09.81 825.38 5 10 3提馏段：h 4 l4 58.90 10 330.0052m液柱g l d。9.81 923.41 5 10 3由以上各项可分别计算得精馏段和提馏段的塔板压降由公式：hphchih可得：精馏段塔板压降：hPhchih0.0290.0320.00390.0649 m 液柱单板压降：Fal hp g825.380.06499.81 525.49 Fa 0.7kPa提馏段塔板压降：hphc h| h0.0230.03250.

33、00520.0607 m 液柱单板压降：FaLhpg 923.41 0.0607 981 549.86巳 0.7k故设计中的塔板压降符合要求。2、液面落差筛板塔液面落差很小，对于筛板塔在液体流量很大及塔径大于2.0m是，要考虑液面落差的影响。本设计中塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。3、漏液已知：C。077，hL 0.05m，h 0.0039m，h 0.0052n，L 82538kg/m3，V 2.01kg/m3，L 923.41kg/m3，v 1.50kg/m3精馏段：漏液点气速 u,min 4.4CJ（0.0056 0.1叽 h ） l/ v 6.22m/s 实际气速 u011.93

34、m/ s 6.22m/ s11 93稳定性系数K 1.921.5 在1.5 2.0之间6.22提馏段：漏液点气速 u,min 4.4C。. （0.00560.13卜丫）厂56.98m/s实际气速 u0 12.71m/s 6.98m/s12 71稳定性系数 K 一一 1.82 1.5在1.5 2.0之间6.98故在本设计中精馏段和提馏段的稳定系数满足设计要求，在设计负荷下不会 产生过量漏液 4、液沫夹带本设计符合e0.1kg（液）/kg（气）公式e 5.7 10 （出 ）3.2l Ht hf其中取：hf 2.5hL2.5 0.050.125m精馏段：山0.77m/s，hf30.125m， L 3

35、9.44 10 N/m65.7 10（0.77）39.44 10 3 0.25 0.1250.0480.1kg液 / kg气提馏段：虫0.805m/ s，hf 0.125m，L 58.90 10 3N/m.5.7 100.805、3.2e v亍（丿58.90 10 3 0.25 0.1250.0370.1kg液 / kg气液沫夹带量在范围内，故符合设计要求。5、液泛为防止塔内发生液泛现象，降液管中清液层高度应服从 Hd(Ht hw)，且Hdhp hLhd。丙酮-水物系属于一般物系，取安全系数=0.5，当降液管液体在板上分布均匀，且溢流堰高度满足液封要求时，板上可不设入口堰。已知：hp 0.06

36、49m，hL0.05m，hw 0.048m，Ht 0.25m，% 0.07m/shp 0.0607m精馏段：（Ht hw） 0.5（0.25 0.048） 0.149m不设进口堰 hd 0.153（Uc）20.153 0.0720.00075m液柱提馏段：（Ht hw） 0.5（0.25 0.043） 0.1465m不设进口堰 hd 0.153（uc）20.153 0.0720.00075m液柱H d 0.06070.050.000750.111m0.1465m因Hd (Ht hw)成立，故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可以认为此精馏塔塔径及各项工艺尺寸 是符合设计

37、要求的。2.8负荷性能图其中，n2.84 E（Lh）2/31000 （匚丿1、漏液线精馏段：乂,minAoUo,minUO,min4.4C0、（0.0056 0.13hL h ） L/ V联立上面四式得V。,min4.4C0A0. 0.0056 0.13hw2.84）2/3h l/ v1 w4.4 0.77 0.101 0.039 0.0056 0.130.048 2.84（3600Ls）2/3 0.003$ 825.38/2.01 ，1000 0.1950.27、0.0079 0.258Ls2IQ / O故 Vo,mins同理可求得提馏段的漏液线方程2 84 lV2.84 3600Lo,mi

38、n gA0 O。056 Oghw 1000E（i：）2/3 L/ V 4.4 0.77 0.101。.。哪。.。056 OgO.。43 忒（詔门 00052 92341/1.50s2/3故 Vo,min 0.31/0.006 0.25Ls由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的漏液线图5-10线1.2、液沫夹带线ev5.7 106（出 尸2以0.1为界限，计算气相流量和液相流量之间的Ht hf函数关系。精馏段已知:lw 0.195m， L 39.44 103N/m，Ht0.25m式中UaVs16.39Vs，At 2Afhf2.5hL2.5(hwhow)how22.84

39、E(3600 Ls)32.841000f20.195S)3 倔崇1 (3600 Lhf2/32.5 (0.048 1.98L.)0.122/34.95L.Ht2/ 3hf 0.13 4.95Ls取液沫夹带极限值e为0.1kg液/ kg气5.7 10 616.39Vs3.23 (2/3 ) U. I39.44 100.13 4.95LsVs20.061 2.33 Ls提馏段式中Uah owlw 0.204m，l58.90 103N/m，HT 0.25mVsAt 2Af16.955，hf 2.5hL2.5(hw how)E(1000lw2.8410001 （疇芳叫12/32.5 (0.043 1.

40、93Ls)0.112/34.83Ls16.95V5.7 1016.95V s 3 2ev 5890-1(0.11 4.83LRo.1Vs20.057 2.49Ls3由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液 沫夹带线图5-10线2.3、液泛线令 Hd (Ht hw)，已知公式H dhphLhd, hp hchih,hLhw howh将上述几个式子联立得Ht (1)hw1)how hc hdh ,即hcHthdhow因:hc0.0512(C。Aa)2Vs2hd0.1531 w h0Lihow2.84100036001 w2L3s将上述关系式代入,cL；2dLl其中0.05

41、1a2(A0C0)2(),b HtL1)hw h ,c 0.153/(lwho)2,d 2.84 103E(1)(3600)2/31 w(1)精馏段液泛线方程0.051_ (2 (AoCo)V) 13.5L0.1532(lw ho)4470.72精馏段液泛线方程：13.5V：0.066 4470.7L； 3.25Ld 2.84 10 3E(12)(譽lW3.252整理得Vs2230.0048 331.2Ls 0.24LS(2)提馏段液泛线方程0.051 (JV)L(A0 C。)210b Ht ( 1)hW h 0.0710.153(IWh。)24207.82d 2.84 10 3E(13.18

42、)(泮l W2精馏段液泛线方程：2 210Vs 0.071 4207.8Ls 3.18L?2整理得 VS 0.007 447.1 L2 0.318LS由上述气相流量和液相流量之间的函数关系可分别作出精馏段和提馏段的液泛线图5-10线2.4、液相负荷下线对于平直堰，取堰上液层高度0.006m作为最小液体负荷标准根据公式进行整理 hOW 2.8410002E (3600 Ls)E0.006 mIw精馏段：0.006 1000 3/2 0.1953Ls,min ()0.000016(m /s)2.843600提馏段：0.006 1000 3/20.2043Ls,min ()0.000017(m /s

43、)2.843600由精馏段和提馏段的液相负荷下限值可分别作出其液相负荷下线，如图5-10线4。5、液相负荷上线液相负荷上限线在Ls Vs图中为与气相流量Vs无关的垂线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限根据公式整理得：LAf HtL s, max 精馏段：Af Ht 0.0050.253Ls,maxu0.00025 (m /s)5提馏段：Lsmax AfHT .0060250.0003 (m3/s)5由精馏段和提馏段的液相负荷上限值可分别作出其液相负荷上线，如图6-10线5.Ls精馏段（a）Ls0.080.060.040.020.000.00000 0.00005 0.00010 0.000

44、15 0.00020 0.00025 0.00030 0.00035 0.00040Ls提馏段（b）图1-10精馏分离丙酮-水体系的筛板塔负荷性能图1. 漏液线；2.液沫夹带；3.液泛线；4.液相负荷下限线；5.液相负荷上限线精馏段：Vs,max 0.0578m3/s，Vs,min 0.0247m/s该筛板的操作上限为液沫 夹带控制，下限为漏液控制。操作弹性：芒牆2-提馏段：Vs,max 0.0488m3/s，Vs,min0.025m/s该筛板的操作上限为液沫夹 带控制，下限为漏液控制。操作弹性：Vsmx 00488 2.0Vs,min0.0252.9精馏塔接管尺寸计算1、进料管道进料体积流量

45、qvFM f292空90.79(m3/h)899.24利用泵输送料液，取管道内流体流速 u 1.5m/sqv1 d2u4 0.79.3.14 1.5 36000.014m选用25mm 3mm的无缝钢管，实际流速:4 0.793.14 (0.0250.003 2)2 36000.77m/s2、塔顶回流夜管道塔顶回流夜体积流量qvLM dD2.47 56.8751.520.19(m3/h)4 0.19 3.14 0.3 3600用高位槽输送回流夜，取流速u 0.3m/s，0.015m选用25mm 3mm的无缝钢管，实际流速:0.19m /s4 0.193.14 (0.0250.003 2)2 36

46、003、塔底料液排出管道塔底液体积流量qvLMww32.37 18.70974.5830.62(m /h)塔底液出塔速度取u 0.5m/s， d4 0.62.3.14 0.5 36000.021m选用32mm 3mm的无缝钢管，实际流速:0.33m/ s4 0.6223.14 (0.032 0.003 2)36004、塔顶蒸汽出口管道塔底液体积流量qvVM DVW塔顶蒸汽密度PD M DV103.3 56.79RTd8.314 (56.79 273.15)2.14(kg/m3)所以qvVM dvV6.46 56.792.14171.43(m3/h)塔底液出塔速度取u 15m/ s , d4 1

47、71.433.14 15 36000.064 m选用76mm 4mm的无缝钢管，实际流速:13.12m/s4 171.433.14 (0.076 0.004 2)2 36005、塔底蒸汽进口管道塔底蒸汽体积流量qvVM wv塔底蒸汽密度 VPv M wvRTw111.0 30.888.314 (90.18 273.15)31.13(kg/m )所以qvVMwvV6.46 30.881.133176.54(m /h)塔底蒸汽流速取u 15m/s，则d4 176.54 3.14 15 36000.065m用76mm 4mm的无缝钢管，实际流速:13.51m/s4 176.5423.14 (0.076 0.004 2)3600接管尺寸汇总于表6-10中表1-7精馏塔接管尺寸管位置进料口塔顶回流管釜液排出管塔顶蒸汽出口管塔顶蒸汽进口管管径 25 X 3 25 X 3 32 X 3 76 X 4 76X4筛板塔连续精馏分离丙酮-水工艺设计结果汇总于表6-11中项目符号单位计算数据精馏段提馏段平均温度tc60.5973.48平均压强PkPa106.