化工原理课程设计精馏塔详细版

1、广西大学化学化工学院化工原理课程设计任务书专业： 班级：姓名：学号：设计时间：设计题目： 乙醇水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒精生产现场） 设计条件：1.常压操作，P=1 atm （绝压）。2. 原料来至上游的粗馏塔，为 9596C的饱和蒸汽。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90 C。3. 塔顶产品为浓度 92.41%（质量分率）的药用乙醇，产量为40吨/ 日。4 塔釜排出的残液中要求乙醇的浓度不大于0.03%（质量分率）。5 塔釜采用饱和水蒸汽加热（加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6 .操作回流比R= （ 1.12.0 ） Rnin。设计任务： 1. 完成该精馏塔工

2、艺设计，包括辅助设备及进出口接管的计 算和选型。2. 画出带控制点的工艺流程图， t-x-y 相平衡图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条件图。3. 写出该精流塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。1 设计任务1.1 任 务1.1.1 设计题目乙醇水筛板精馏塔工艺设计 （取至南京某厂药用酒3精生产现场）1.1.2 设计条件1.常压操作，P= 1 atm （绝压）2 .原料来至上游的粗馏塔，为95- 96C的饱和蒸气。因沿程热损失，进精馏塔时原料液温度降为90 C。3 .塔顶产品为浓度 92.41%（质量分率） 的药用乙醇， 产量为 40 吨/ 日。4 .塔釜排出的残液中要求

3、乙醇的浓度不大于 0.03 （ 质量分率 ） 。5 .塔釜采用饱和水蒸气加热 （加热方式自选）；塔顶采用全凝器，泡点回流。6 .操作回流比 R=（1.1 2.0） Rmin 。1.1.3 设计任务1.完成该精馏塔工艺设计，包括辅助设备及进出口接 管的计算和选型。2 .画出带控制点的工艺流程示意图， t-x-y 相平衡 图，塔板负荷性能图，筛孔布置图以及塔的工艺条 件图。3 .写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和对自己设计的评价。1.2 设计方案论证及确定1.2.1 生产时日设计要求塔日产 40吨 92.41%乙醇，工厂实行三班制， 每班工作 8 小时，每天 24 小时连续正常工作。1.

4、2.2 选择塔型 精馏塔属气液传质设备。气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较 1 知：板式塔直径放大 时，塔板效率较稳定 , 且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备 选择板式塔。 筛板塔是降液管塔板中结构最简单的， 它与泡罩塔相比较具有下列 优点：生产能力大 10-15%，板效率提高 15%左右，而压降可降低 30%左右，另外 筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修 2 。因此，本设计采用筛板塔比较合适。1.2.3 精馏方式由设计要求知，本精馏塔为连续精馏方式 。1.2.4 操作压力 常压

5、操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用， 提高经济效益 , 在条件允许下常采用常压操作， 因此本精馏设计选择在常压下操 作。1.2.5 加热方式 在本物系中，水为难挥发液体，选用直接蒸汽加热，可节省再沸器。1.2.6 工艺流程原料槽中的原料液先由离心泵送到预热器预热， 再进精馏塔， 精馏塔塔顶蒸 汽经全凝器冷凝， 泡点回流，塔顶产品输送进乙醇贮存罐， 而再沸器则加热釜液， 塔釜产品流入釜液贮存罐。2 筛板式精馏塔的工艺设计2.1 精馏塔的工艺计算2.1.1 乙醇和水的汽液平衡组成相对挥发度 的计算：塔顶产品浓度为 92.4%，因此，可近似看成纯乙醇溶液；同理，塔底浓度为0

6、.02%可近似看成纯水溶液。所以，塔顶温度为乙醇沸点为78.3 oc，塔底温度为水的沸点 96.0oC表2-1查书2得：不同温度下乙醇和水的汽液平衡组成如下表所示:液相摩尔分数x气相摩尔分数y温度/ c液相摩尔 分数x气相摩尔分数y温度/ c0.000.001000.32730.582681.50.01900.170095.50.39650.612280.70.07210.389189.00.50790.656479.80.09660.437586.70.51980.659979.70.12380.470485.30.57320.684179.30.16610.508984.10.67630.

7、738578.740.23370.544582.70.74720.781578.410.26080.558082.30.89430.894378.15根据以上数据画出以下乙醇 -水的醇-y水平衡（图）以及乙醇-水的x-y图）CC度温x(y)0.1乙醇-水x-y相平衡图 通过试差法求出塔顶、塔底、进料处、加料板的乙醇气相组成95.5 89.00.17 0.389190 95.5Y进料板 0.1795.5 89.090 95.50.01900.0721 X 进料板 0.0190解得 X进料板=0.0639Y 进料板=0.355 计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度计算公式为：aYa (1 Xa) (1

8、 Ya) Xa78.41 78.1578.15 78.30.7815 0.89430.8943 丫顶丫 顶=0.829278.41 78.1578.3 78.150.7472 0.8943X顶 0.8943X 顶=0.809410095.59695.500.17丫顶0.1710095.59695.500.019X底0.0190塔顶：a顶=1.123塔底：a底=8.957加料板：a加料板=8.063 计算乙醇-水的平均相对挥发度：乙醇一水的相对挥发度一般应用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示, 本设计中使用各温度下的几何平均值来表示。a .顶底=2322.1.2全塔物料衡算原料液中：

9、设A组分乙醇；B组分水 查书和书得：乙醇的摩尔质量：M乙=46.07 kg/kmol水的摩尔质量：M水=18.02 kg/kmol0.9241/ 46 .07Xdxw0 .9241/ 46 .070.0759/18 .020.8260.02/46.070.02/46.070.98/18.020.000078217因为入口的原料液是上游为95 96C的饱和蒸汽冷却至 90oC所得，因此，x F的液相组成就是95.5 oC的气相组成。经查表得，95.5 oC的饱和蒸汽进料液的摩尔组成为:X F = 0.17根据产量和所定工作时间，即日产40吨92.41%乙醇，每天24小时连续正常工作，则原料处理量

10、:D=340 1024 (0.8265 46.070.17 18.02)40.51(kmol / h)D 亠厶空 0.00007820.206FXD XW0.826 0.00000782F 196.650kmol/hW F D 196.650 40.51 156.140kmol/h求q值由表2-1乙醇-水的平衡数据用内差法求得原料进入塔时90E时的气液相组成为：XA =0.0639=0.3554由 Fxf = LxA + V y 和 F = L + V 得 L = 125.26(kmol/h ),q = L / F 0.6360则：q 线方程为 y = x 土 = -1.747X+0.467q

11、 1 q 1塔顶和塔釜温度的确定由t-x-y图可知：塔顶温度t d = 78.30 C,塔底温度tw= 96.00 C, t=1/2(tD+tw) = 87.15C回流比和理论塔板的确定用内差法求得进料板的气液相组成（90 C进料）Xq X进料板 0.0639进料板位于平衡线上，则：yq Y进料板 0.355Xdyq0.826 0.355Rmin-1.618yqXq0.355 0.0639R=1.5*R min=1.5*1.618=2.427操作方程的确定精馏段：LRD2.427 40.5198.318kmol/hV(R1)D(2.4271) 40.51138.828kmol /h提馏段：LL

12、-f98.3180.636* 196.650223.387kmol /hVV(1q)F 138.828 (1 0.636)*196.65067.247kmol/hb、精镏段操作方程:LD98.31840.51yn 1xnxDXn* 0.826 0.708xn 0.292VV138.828138.828提镏段操作线方程：yn 1W223 387156 140223247-Xn 问 *0.0000782 3322xn o.。00182相平衡方程为:ynXn1 (1)XnXnynyn(1) yn2.32 1.32yn板效率及实际塔板数的确定(1)求apL平均温度t =87.15 ( 0C)下pA=

13、0.449 mpaspB=0.3281 mpas贝UpL=X F pA+( 1 XF)pB=0.17 X0.449 +(1 0.17 ) X0.3281 =0.3487 mpasap=2.35 X0.3487=0.8194（2）求板效率Et由afi=0.8194 ,由化工原理（下）164页图10-20查得 Et=51% ,偏低;实际工作Et有所提高，因此取Et =70%.（3）求实际板数Nt 1Et精馏段实际板数：N精=21/0.70=30 （块）提馏段实际板数：N提=7/0.70=10 （块）全塔板数：N=40 块2.2精馏段物性衡算2.2.1物料衡算操作压强P = 101.325温度 tm

14、 t D =78.30 0C t F =90 0 C tw=96.00 C定性组成tmtD tF78.3090284.150C(1)塔顶y 1 = X d = 0.826杳平衡曲线得到X1 =0.810(2)进料y f =0.355x f =0.0639平均分子量M m 查附表知:(1)塔顶：M VDm =0.82646.07+(1-0.826)18.02=41.189( g / mol)M LDm =0.81046.07+(1-0.810)18.02=40.730( g/mol)进料：MVFm =0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.978( g/mol)M LFm =0

15、.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.810 ( g/mol)平均分子量M Vm=皿处 仏 =41回 27里8 =34.584 ( g/mol)2 2LmM ldm m lfm240.730 19.8102=30.270( g / mol)A为乙醇B为水LB =972.870( kg/m3)平均密度m 由 书6和书 :1/ LM =a A / LA +a B / LB塔顶：在 78.30 C下：la =744.289( kg/m3)LMD=0.9241/744.289+(1-0.9241 ) /972.870贝U lmd =758.716( kg/m3)进料:在进料温度9

16、0 C下:la =729.9( kg/m3)LB =965.3( kg/m3)aA=0.0639 46.070.1490.0639 46.07 (1 0.0639) 18.021_ 0.149(10.149)LMF 729.9965.3则 lmf =921.0( kg/m3)即精馏段的平均液相密度lm =(758.716+921.0)/2=839.858( kg/m3)平均气相密度VMPM VMRT101.325 34.61.180( kg/m3)8.314 (84.15 273.15)液体平均粘度LM液相平均粘度依下式计算：lg lm xlg i(1) 塔顶：查书和书7中图表求得在78.3

17、c下：A是乙醇，B是水DA =0.504 mpa s; DB =0.367 mpa s;lg LD =0.826 lg(0.504)+0.174lg(0.367)则 LD =0.477 ( mpa s)进料：在90 C下：fa =0.428 mpa s; fb =0.3165 mpa s。lg if =0.0639lg(0.428)+(1-0.0639)lg(0.3165)贝U lF =0.3226 ( mpa s)lm = ( LD+ lF ) /2=(0.477+0.3226 ) =0.3998液体表面张力m塔顶：查书和书【7求得在78.30 C下：A 18.447 mN/m b 62.9

18、74 mN/mMD 0.826 18.4470.174 62.97426.194(mN/m)进料：在90 C下：A 17.29 mN/m b 60.79 mN/mMF 0.0639 17.29 (10.0639) 60.7958.01 (mN/m)贝 U m=( md + mf )/2=(26.194+58.01)/2=42.102( mN/m)2.2.2气液体积流率的计算由已知条件 V =138.828 kmol/h L =98.318 kmol/h 得VMvm3600 vm138.828 34.63600 1.180=1.131 ( m3/s)Ls =LM Lm = 101.3 30.27

19、3600 LM = 3600 839.85830.001(m /s)2.3塔和塔板主要工艺尺寸计算2.3.1塔板横截面的布置计算塔径D的计算参考化工原理下表10-1，取板间距H t =0.45mhL 0.06mH t- hl =0.45-0.06=0.39m两相流动参数计算如下出口堰高hwhL how ,已取 hL=0.06Flv =(1.131839.858 .1.180 )1/2=0.023623参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：Cf 20 =0.0830.2 0.242 102Cf = Cf20= 0.0830.096320 200.2C f 20200.5=0.0963839

20、.858 1.1801.1800.5=2.567( m/s)本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速u n = 0.8*u f 0.8 2.567=2.053( m/s)D .4Vs .41310.838m u 3.14 2.053根据塔设备系列化规格，将 D圆整到D=1m 作为初选塔径，因此重新校核流速uUn1.1310.785 1 121.441(m )实际泛点百分率为u；需0561At 空 0.785 120.785m24塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长,塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于

21、2.2米的塔中。(1) 溢流装置取堰长lw =0.7D=0.7 X 1=0.7m, 选择平流溢流堰how =2.84 X 10 3 E(F)2/31 w250 7. =8.644查化工原理下图10-48得：E=1.025how =2.84 X 10 3 X 1.025(3.544/0.7) 2/3 =0.00859mhw h l how =0.06-0.00859=0.0514m取hw 0.06是符合的。hL=h W+h oW=0.06+0.00859=0.0686m修正后hL对Un影响不大,顾塔径计算不用修正(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得：

22、Wd-0.149DAf-0.088AWd =0.149X 1=0.149mAf0.088-12 0.0691m24(3) 降液管底隙高度hO因物系较清洁，不会有脏物堵塞降液管底隙，取液体通过降液管底隙速度uo =0.07m/s.hoLsl w u o0.0010.70 0.070.024 m过小，取ho=0.04m塔板布置取安定区宽度 Ws=0.08m,取边缘区宽度 W c =0.04m2 0.271 0.4620.271220.46 sin180i 0.2710.4620.468(m )(3)筛板数n与开孔率初取do6mm ,3.0呈正三角形排列t=3.0*6=18MM依下式计算塔板上的开孔

23、率Ao0.907Aa ( t/d。)2(wZ a101=101%则每层塔板上的开孔面积凡为:doD1xWdWs0.149 0.080.271m22rDWc0.50.040.46m22 .1 xsinAa2x . r22 xr180rA。 Aa0.101 0.468 0.0473m21674孔A00.0473 42 = 2d；3.14* 0.006242.3.2筛板能校塔流体力学校核 1板压降的校核 (1)干板压降相当的液柱高度3 0取板厚 3mm，0.5,查化工原理下图10-45得:do6.0Co=0.74U0VsA01.1310.047323.911 m/s22hc=12gUoC=0.051

24、UoC25223.9111.1800.0510.0748m 液柱相应的气体动能因子0.74839.858Vs1.131,、UaAtAf21.606(m/s)0.785 10.0691(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hi0 50 5FaUa .1.606 1.180 .1 .745查化工原理下图10-46得：B =0.58hi(hwhow)hL0.58 0.0686 0.0398m液柱(3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度CT=49.81 l dg4 42.102 100.00341m9.81 839.858 6 10气体通过筛板压降相当的液柱高度即板压降：hp=h c+h L+h (

25、Thp 0.07480.03980.003410.1180m本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求。液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量的校核hf25 hL0.0686*2.50.1715mev65.7 103.2UaHt hf5.7 101.60642.102 10 3 0.45 0.17153.20.0369Kg液/Kg 汽0.0369 5sLs0.001不会产生严重的气泡夹带4漏液点的校核漏液点的孔速为:uow 4.4C。，(0.0056 0.13hL h ) L/ v=4.4 0.74. (0.00560.13一0.068

26、60.00341)839.858/1.180=9.155( m/s)筛孔气速 Uo= Vs1.13123.911(m/s)A。0.0473u 23 911塔板稳定系数k 比 仝空 2.6121.52.0Uow 9.155表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。2.4 精馏段塔板负荷性能图注:以下计算常用how 2.84 10 3E(-Lh)2/3得hw(Ls),E黑经验计算,lwlw .31取 E=1.0 则 how2.84 10 3L h、2 / 31.0 (拧=2.84103600Ls0.72/30.8462Ls2/32.4.1过量液沫夹带线依下

27、式计算:5.7 ev =10 6Ua 3.2Ht hf(2-1)式中:UaVs= AtAf 0.785Vs12=1.397Vs0.0691h f = 2.5(hw+h ow)= 2.5(0.05022/32/30.8462 Ls)= 0.126 2.1155Ls令ev=0.1kg 液/kg 气，由=42.110 3 N/m, HT=0.45 m代入式(2-1)得:0.1 =5.7 1042.102 10(0.451.397VS2730.1262.1155LS3.2整理得：Vs 1.83 11.93Ls2/3在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于表2-3中:表2 3Ls, m3/s

28、0.0020.0040.0060.008Vs, m3/s1.6411.5291.4361.353依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-1)2.4.2溢流液泛线H由式2 dhwHt 和 Hdhwhowhf hf联立求解。(1) hp 九 hL hhc = 0.051 ( )Cq()L=0.051)Cq AqV1 18= .51( 0073)2/3故 h p= 0.0578Vs + 0.0291 0.4908Ls + 0.00409(乔)=.0585/s22/ 32/ 3hi=(hw+h qw) = 0.58(0.0502 0.8462Ls ) 0.0291 0.4908Ls22/3=0.05

29、78Vs + 0.4908Ls + 0.0332s222(2) h d =0.153 (- ) 2= 0.153 ( s ) 2 = 195.2LS贝U:lwh0.7 0.0422/32/320.6(0.45 0.0502)0.0578Vs + 0.4908Ls +0.0332 +0.0502+0.8462Ls+195.2 Ls整理得：Vs2=3.19-23.13L s-3377.16L ；(2-18 )取若干Ls值依(2-18)式计算Vs值，见表2-4，作出液泛线(参见2-1图)表2-4Ls 103,m3/s0. 0020. 0040. 0060. 008Vs,m3/s1.6761.5981

30、.5191.4322.4.3液相上限线取液体在降液管中停留时间为5秒。H t Af0.45 0.06913 ,、则Ls man = 0.00622（ m /s）5在Ls man = 0.00622 m/ s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 Vs无关的垂直线。（参见图2-1）2.4.4漏液线（气相负荷下限线）由 h l =h w +h ow=0.0502+0.8462 Ls2/3Uow=空凹巴代入下式2求漏液点气速式:Aou ow=4.4C o 0.0056 0.13hL h L / vVs mm =4.40.740.00560.13(0.05020.8462 Ls2/3)0

31、.00341839.858A。.1.180将 A o =0.0476 代入上式并整理得Smin 3.256 . 6.206 78.292Ls2/3Ao:2/3Vs min =0.154 . 6.02678.292Ls据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值，见表2-5，作漏液线（参见图2-1）表2- 5Ls 103,m3/s0.0020.0040.0060.008Vs，m 3/s0.4200.4400.4560.4702.4.5液相下限线取平顶堰堰上液层高度h ow=6 mm ,作为液相负荷下限条件，低于此下限，则不能保证板上液流分布均匀则h ow=2.8410 匕 Lwh)2/30.006=2.

32、8410 31.013600Ls0.72/333整理得：Ls,min 5.88 10 4m3/s在图上Ls,min 5.88 10 4m3/s处作垂线即为液相下限线。（见图2-2）2.4.6操作线P点为操作点，其坐标为:Vs 1.131m3/s ， Ls 0.001m3/s3600OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为 Vs,ma ； n,与漏夜线的交点对应 气相负荷为Vs,min .可知：精馏段的操作弹性=Vs,maxVs,min1.700.394.36图2-1精馏段塔板负荷性能图Ls(m3/h)1.81.61.41.20.80.60.40.2液末夹带线 液泛线 漏夜线液相下限线 夜

33、相上限线 操作线512.5 提馏段物性衡算18.02=18.02( g / mol)2.5.1物料衡算操作压强P = 101.325温度 tmtD =78.30 0Ct f =90 0 Ct w=96.0 0C丄tw tf 9690 93 0 Ctm= 293 C2定性组成(1)塔斧xw =0.00 00782查相平衡图得到：yw =0.0014进料 y f =0.355x f =0.0639平均分子量M m查附表知:(1)塔斧：M Vwm =0.001446.07+(1-0.0014)18.02=18.059(g/mol)M Lwm =0.000146.07+(1-0.0001)进料：MvF

34、m =0.35546.07+(1-0.355)18.02=27.99( g / mol )M LFm =0.063946.07+(1-0.0639)18.02=19.81( g / mol)平均分子量Vm=MVWm MvI!0! =23.02 ( g/mol )2 2LmM LWM M LFM2=18.02 19.812=18.92( g / mol)平均密度 m由式门：1/ LM =a A / LA+a B / LB塔斧：查 书 和 书7在96.0C下：A乙醇 B水LA =722.38( kg / m3)LB =961.16( kg / m3)1=0.0000782/722.38+(1-0.

35、0000782)/961.16LMW3lmw =961.135( kg / m )进料:在进料温度90 C下:3lb =965.3( kg / m )aA=0.0639 46.070.1490.0639 46.07 (1 0.0639) 18.02= 0.149(10.149)LMF 729.9965.3 则 LMF =921.0( kg/mla =729.9( kg/m )即提馏段的平均液相密度lm =(961.135+921.0)/2=941.067(kg /m3)平均气相密度VMPM VMRT101.325* 23.028.314*(93273.15)=0.766( kg/m3)液体表面

36、张力m(1)塔釜：查书和书7得在96.0 C下：o=16.688 mN / m b =58.99 mN / momv=0.0014*16.688+(1-0.0014 ) *58.99=58.930( mN/m)进料:查书和书【7得在90 C下:a 17.29 mN/m b 60.79 mN /mMF 0.0639 17.29 (10.0639) 60.7958.01 (mN/m)贝 Um=( mw+ mf )/2=(58.930+58.01)/2=58.47( mN/m)液体平均粘度lm塔釜：查书和书7得在96.0 C下:wa=0.391 mpa s; WB =0.2977 mpa s;lg

37、lw =0.0014lg(0.391)+0.9986lg(0.2977)则 lw =0.295( mpa s)进料：查书和书7得在90 C下：FA =0.388 mpa s; FB =0.290 mpa s。lg lF =0.0639lg(0.388)+(1-0.0639)lg(0.290)J贝 if =0.3226 ( mpa s)LM = ( LW+ lf )/2 = (0.295+0.3226)/2 =0.309( mpa s)2.5.2气液体积流率的计算由已知条件 V =70.11 kmol/h L=226.6 kmol/h 得0.562 ( m3/s)VMvm 67.387* 23.

38、02Vs =3600 VM 3600* 0.766Ls =0.00125( m3/s)LMLm = 223.387*18.923600 lm = 3600*941.0672.6 塔和塔板主要工艺尺寸计算2.6.1塔板横截面的布置计算塔径D的计算参考化工原理下表10-1 ,取板间距HT=0.3m hL 0.06mH T- hL =0.3-0.06=0.24m两相流动参数计算如下F = Lsflv =Flv =(0.001250.562941.067)0.766 )1/2=0.0780参考化工原理（下）图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.060.2 0.258 47Cf = Cf20= 0

39、.060.074420 200.2C f 20200.5=0.0744 (941.067 0.7660.7661/2 =2.607( m/s)本物系不易起泡，取泛点百分率为80%，可求出设计气速un=0.82.607=2.085( m/s)Dt=4Vs3.14un4* 0.5623.14* 2.0850.586 m由精馏段知，将D取到D=1m 作为初选塔径，因此 重新校核流速u0.5860.746 (m/s)Un =0.785*1*1un 0.746 实际泛点百分率为0.286uf 2.607D222At0.785 10.785m4塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。因为弓形降液管

40、具有较大容积，又能充分利用塔面积,塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中(1) 溢流装置取堰长lw =0.7D=0.7 X 1=0.7m,选择平流溢流堰出口堰高 hwhL how,已取 hL=0.06hcW =2.84 X 10 3 E(p)2/3l w由 Lh )2.5 =4.491/0.7 2.5=10.954/ (lw )查化工原理下图10-48得：E=1.025h0W =2.84 X 10 3 X 1.025(4.491/0.7) 2/3 =0.0101m hwh l hoW =0.06-0.0101=0.0499m取hw 0.05是符合的。hL=h W+h ow =0.

41、05+0.0101=0.0601m修正后hL对Un影响不大,顾塔径计算不用修正.(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af且单溢流液体流径长,4由lw/D=0.7查化工原理下图10-40得：0.149A 0.088AWd =0.149x 1=0.149m2 2Af o.。88 4 1 .0691m(3)降液管底隙高度ho因物系较清洁，不会有脏物堵塞降液管底隙，取液体通过降液管底隙速度U。=0.07m/s.ho占wUo0.001250.70 0.070.0255m过小，取ho=0.04m(4)塔板布置取安定区宽度W s=0.08m.取边缘区宽度 W c =0.04mD2D2WdWsWC0.5Aax.

42、r2 x20.04r1802 0.271 0.4620.2812(3)筛板数n与开孔率初取do0.1490.46msin1805mm0.080.271m。.心囂0.468(m2)4.0呈正三角形排列dot= 5.0 4 20mm依下式计算塔板上的开孔率0.907(t/d。)20.907420.0567 =5.67%则每层塔板上的开孔面积 A为:AoAa 0.0567 0.4680.0265m2=A0 =do =0.0265 2=1351 孔3.14 0.005262筛板能校塔流体力学校核板压降的校核气体通过筛板压降相当的液柱高度：hp=h c+h L+h a(1)干板压降相当的液柱高度3 0取

43、板厚 3mm ,0.6,查化工原理下图10-45得：do 5.0Vs0.562,U0A。21.208 m/s0.0265Co=0.742 u COvhc=0.051=0.05121.2080.74941.067=0.0341m液柱(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hlVs0.562c c /,、UaAtAf20.785(m/s)0.785 10.0691相应的气体动能因子FaUa 0.50.785 0.766 0.50.687查化工原理下图10-46得：3=0.72hl(hw how) hL 0.72 0.0601 0.0433m 液柱(3) 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h a0.

44、00507m,44*58.47h =9.8p Ldo 9.81*941.067*5板压降 hp=h c+h L+h =0.0341+0.0433+0.00507=0.0825 m本设计系常压操作，对板压降本身无特殊要求1液沫夹带量的校核3.25.7*10 6 ev =CTuaHT-hf5.7*10 658.47*10 33.20.7850.3 2.5*0.06010.0196 kg 液/Kg 汽0.037(1.5-2.0)uow 10.42表明具有足够的操作弹性。根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适2.7 提馏段塔板负荷性能图注:以下计算常用how 2.84 10弋严得h

45、ow(Ls),E 占经验计算,2/3取 E=1.0 则 hoW2.84 10 3 1.0 (“)2/3= 2.84 10 33600Ls0.8462LS 2/30.70.72.7.1过量液沫夹带线依下式计算:ev=LH3.2(2-1)式中：Ua =-=厂=1 .397VsAt Af 0.785 120.06912/32/3h f = 2.5(h w+h ow)= 2.5(0.0499 0.8462 LS ) = 0.125 2.1155L令 ev=0.1kg 液/kg 气J 由 =58.4710 3 N/m, Ht=0.3 m代入式(2-1)得：0.1 =6.5.7 10(1.397Vs)3.

46、258.47 10 0.3 0.1252.1155LZ2/32/3表2 6Ls , m3 /s0.0020.0040.0060.008Vs, m3/s0.890.770.660.57依表中数据在作出过量液沫夹带线(参见图2-2)2.7.2溢流液泛线H由式2 dhwHt 和 Hdhwhowhf hf联立求解。整理得：Vs 1.1 13.19Ls在操作范围中，任取几个LS值，根据上式算出VS值列于表2-6中:hc= 0.051 ( Uo )Co()L=.051 (COAO)=0.051 (Vs0.74 0.0265)20.766941.067一 2=0.11VS(1) hp hc hL h2/30.6093LS2/3hi=(hw+h ow )= 0.72(0.0499 0.8462LS ) 0.035922/ 3故 h p = 0.11VS + 0.0359 0.6093LS+0.0050722/3=0.11VS + 0.6093LS+ 0.0410L 2L2 2 h d =0.153 (- ) 2= 0.153 (S )