化工原理课程设计精馏塔设计

1、 化工原理课程设计1原理课程设计任务书原理课程设计任务书目目 录录化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 .1 1目录目录 .2 2一、设计概述一、设计概述 .2 2二、设计方案的确定及流程说明二、设计方案的确定及流程说明 .5 5（一）（一） 塔板设计的要求塔板设计的要求.5（二）装置的确定（二）装置的确定.5（三）流程图（三）流程图.6（四）操作条件（四）操作条件.6三、塔的工艺计算三、塔的工艺计算 .6 6（一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算.7（二）全塔物料衡算（二）全塔物料衡算.7（三）塔板数的确定（三）塔板数的确定.7四、塔的工艺条件及物性数据计算四、塔的工艺条件及物性数据计

2、算 .9 9五、气液负荷计算五、气液负荷计算 .1212六、塔和塔板主要工艺尺寸计算六、塔和塔板主要工艺尺寸计算 .1313七、筛板流体力学验算七、筛板流体力学验算 .1717八、塔板负荷性能图八、塔板负荷性能图 .1919( (一一) )精馏段精馏段.19（二）提馏段（二）提馏段.22九、设计结果一览表九、设计结果一览表 .2525十、同组成员数据比较十、同组成员数据比较 .2626十一、设计评述及讨论十一、设计评述及讨论 .2727十二、重要经验关联式十二、重要经验关联式 .2828十三、参考文献十三、参考文献 .2828 化工原理课程设计2一、设计概述一、设计概述高径比很大的设备称为塔器

3、。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近 20 年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的 dt 塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆 500 万吨年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达p8400mm，由国内研制的

4、p10000mm 大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、s 型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板） 、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。1板式塔是使用量大，应用范围广的重要气液传质设备。最早的板式塔有泡罩塔和筛板塔。到 20 世纪 50 年代出现了一些生产能力大和分离效果更好的板式塔，其中浮阀塔由于具有塔板效率搞，操作稳定等有点尔得到广泛应用。20 世纪 60 年代初，机构简单的筛板

5、塔克服了自身的某些缺点之后，应用又日益增多起来。2为了有效实现气液两相之间的物质传递，要求塔板具有一下两个作用：塔板是保持良好的气液接触条件，造成较大的接触面，而且气液接触表面不断更新，以增加传质速率。保证气液多次逆流接触，防止气液短路夹带与返混，使塔内各处能提供最大的传质推动力。（一）泡罩塔泡罩塔是应用最早的板式塔，是 celler 于 1813 年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价

6、高、安装维修不便，且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。 化工原理课程设计3 （a） （b）图图 6 泡罩塔泡罩塔（二）浮阀塔浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为 f1 型（v1 型） 、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（jb1118

7、81） 。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 f-1 型 v-4 型 a 型 十字架型 方形浮阀图图 7 浮阀塔板浮阀塔板（三）筛板塔筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群） 。筛板塔是 1932 年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具

8、有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。3 化工原理课程设计4垂直筛板斜台装置导向孔林德筛板图图 8 筛板塔板筛板塔板二、设计方案的确定及流程说明二、设计方案的确定及流程说明 对塔板的要求对塔板的要求 生产能力要大，即单位面积上气体和液体通量大。 板效率高。塔板效率高板数就少，对于板数一定的塔，板效率高可以提高产品质量后者减少回流比（或气液比） ，减少能耗，降低操作费用。 压降小。气体通过单板压降小，能耗低。对于精馏则可以降低釜压力和釜温，这对于处理高沸点和易发生自聚分解的物系尤其重要。 操作范围宽。当塔内操作的气液负荷

9、波动使不至于影响塔的正常操作。结构简单，制造维修方便，造价低廉。 装置流程的确定装置流程的确定精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。苯甲苯饱和蒸汽（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出 化工原理课程设计5部分液体气

10、化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图流程图如右图所示：操作条件操作条件操作压力：精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，本设计中已制定为塔顶压力为 4kpa。进料热状态：进料状态有 4 种，可用进料状态参数 q 值来表示。本设计中已制定为饱和蒸汽进料：。0q 加热方式：蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。

11、但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量 d 一定时，v 的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的 1.12 倍，即。rmin0 . 21 . 1r三、塔的工艺计算三、塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，f5200kg/h；0.41fx 1 0.10.99dx ；回流比 r（自选） ；进料热状况，；塔顶压强，；单板压降0.02wx0q kpap4塔顶不大于。由石油化工基础数据手册 ，卢焕章等编著，化学工业出版社，kpa7 . 0

12、可知：306 309p表表 1 苯和甲苯的物理性质苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量 m沸点（k）临界温度 tc（）临界压强pc（atm）苯 a甲苯 b6678c hc h78.11592.14180.100110.625288.94318.5748.3444.55由石油化工基础数据手册p457 可知： 306 309p 化工原理课程设计6表表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压苯和甲苯的饱和蒸汽压温度c0607080901001101201301400ap391.45mmhg550.80 mmhg757.62mmhg1020.9mmhg1350.4mmhg2.313atm2.964atm3.746at

13、m4.674atm0bp138.95mmhg203.74mmhg291.21mmhg406.73mmhg556.31mmhg746.58mmhg984.70mmhg1278.4mmhg1653.7mmhg由石油化工基础数据手册可知：306 309p表表 3 液体的表面张力液体的表面张力温度8090100110120苯，mnm21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mnm21.6920.5919.4918.4117.34由石油化工基础数据手册可知：306 309p表表 4 苯与甲苯的液相密度苯与甲苯的液相密度温度()6080100120140苯,kg/3m836.6815.079

14、2.5768.9744.1甲苯,kg/3m829.3810.0790.3770.0748.8由石油化工基础数据手册可知：306 309p表表 5 液体粘度液体粘度 l温度()8090100110120苯（）mpa s 0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（）mpa s 0.3110.2860.2640.2450.228由化工工艺设计手册 （下册）国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版社表表 6 6 常压吓苯常压吓苯甲苯溶液的平衡数据甲苯溶液的平衡数据液相中苯的摩尔分数气相中苯的摩尔分数温度c液相中苯的摩尔分数气相中苯的摩尔分数温度c0.00.0110.659.278.9

15、89.48.821.2106.170.085.386.820.037.0102.280.391.484.430.050.098.690.395.782.339.761.895.295.097.981.248.971.092.1100.0100.080.2 化工原理课程设计7（一）塔的物料衡算（一）塔的物料衡算1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率 99/78.1150.99299/78.115 1/92.141dx 2.0/78.1150.02352.0/78.11498/92.141wx2）平均分子量0.450 78.115(1 0.450) 92.14185.829/fmkg kmol0.9

16、92 78.115(1 0.992) 92.14178.227/dmkg kmol 0.0235 78.115(1 0.0235) 92.14191.811/wmkg kmol（二）全塔物料衡算（二）全塔物料衡算总物料衡算 （1）5200dw 易挥发组分物料衡算 （2）0.99 0.020.41 5200dw联立上式（1） 、 （2）解得： 5200fkg h2090.7dkg h3109.3wkg h则 5200f60.59 85.829ffmhkmol /2090.7d26.7278.227ddmhkmol /3109.3w33.8791.811wwmhkmol /（三）塔板数的确定（三）

17、塔板数的确定 塔板数塔板数的计算的计算tn在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法tn如下：（1）根据苯甲苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如上一页所示） 。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表 2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出 c 点（、） 、e 点（、） 、a 点（、）三点； wxwxfxfxdxdx（2）求最小回流比及操作回流比。因饱和蒸汽进料即，所以其 q 线方程minrr0q 为一水平直线，在 x-y 图中对角线上自点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线的交点坐41/78.1150.45041

18、/78.11559/92.141fx 化工原理课程设计8标为（） ，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回0.450,0.260qqyx流比计算式：min0.9920.4502.850.4500.260dqqqxyryx取操作回流比：min1.51.5 2.854.275rr精馏段操作线方程：14.2750.9920.8100.188114.275 14.275 1dryxxxxrr其截距为 0.188 即点，连接点和点可以作出精馏段操作线方程，与 q(0,0.188)bba线交于点，连接点、点 可作出提馏段操作线方程。ddc按照常规的图解法作梯级可得：层（不包括再沸器） ，其中精

19、馏段理13 112tn 论板数为 7 层，提馏段为 5 层（不包括再沸器） ，第 8 层为加料板图如上一页所示2. 全塔效率全塔效率te依式：，根据塔顶、塔底液相组成查 t -x-y 图，求得塔平均温mtelg616. 017. 0度为：，温度下进料液相平均粘度为： 109.681.295.42(1)0.45 0.2661 0.450.2740.2704.mffxxmpa s苯氯苯其中：104.9下的245. 0255. 0)255. 0215. 0(1001201009 .104苯 351. 0363. 0)363. 0313. 0(1001201009 .104氯苯则0.170.616lg

20、0.170.616lg0.27040.519952%tme3. 实际塔板数实际塔板数n精馏段： 提馏段： 713.6140.52n精（层）59.6100.52n提（层）故实际塔板数：（层）14 1024n 四、塔的工艺条件及物性数据计算四、塔的工艺条件及物性数据计算1. 操作压强操作压强mp塔顶压强，取每层板的压降为 0.7kpa，则进料板的压强为：4 101.325105.325dpkpa，塔底压强为：，故精馏段14 0.7 105.325115.125fpkpa24 0.7122.125wdppkpa平均操作压强为：，提馏段平均操作压强为： 105.325 115.125110.2252m

21、pkpa（精）115.125 122.125118.6252mpkpa（提）2. 温度温度mt 化工原理课程设计9根据操作压强，由下式试差计算操作温度：，经试差得到塔顶：bbaaxpxpp00，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：081.6dtc0102.37ftc116.23wtc0，提馏段的平均温度：。081.6 102.3791.9852mtc，精,116.23 102.37109.32mt提c03. 平均分子量平均分子量mm塔顶：，10.992dxy10.980 x 0.992 78.115(1 0.992) 92.14178.227/vdmmkg kmol0.980 78.115

22、(1 0.980) 92.14178.396/ldmmkg kmol进料板：，0.52fy 0.31fx 0.52 78.1151 0.5292.14184.847/vfmmkg kmol0.31 78.1151 0.3192.14187.793/lfmmkg kmol塔底： , 0.018wx 0.065wy 0.065 78.1151 0.06592.14191.229/vwmmkg kmol 0.018 78.1151 0.01892.14191.889/lwmmkg kmol则精馏段平均分子量：，78.22784.84781.537/2vmmkg kmol（精）(78.39687.79

23、383.0951/2lmmkg kmol精）提精馏段平均分子量：84.84791.22988.038/2vmmkg kmol（提） (87.79383.88989.841/2lmmkg kmol提）4. 平均密度平均密度m1）液相密度lm根据主要基础数据表 4，由内插法得：塔顶：，3813.224/lakg m，塔底：，由3808.432/lbkg m3773.3863/lakg m3773.8831/lbkg m 化工原理课程设计10（为质量分率）1ablmlalbaaa塔顶：0.98 78.1150.97650.98 78.1150.02 92.141a1 0.97650.0235b 塔底

24、: 0.018 78.1150.01530.018 78.1150.982 92.141a 1 0.01530.9847b 故塔顶：，即；10.97650.0235813.224808.432lmd3813.1107/lmdkg m塔底：，即；10.01530.9847773.3863773.8831lmw3773.8755/lmwkg m进料板，由加料板液相组成0.31fx 0.31 78.1150.27580.31 78.1151 0.3192.141aa（）1 0.27580.7242b ，故10.27581 0.2758801.1982797.8537lmf3798.7733/lmfk

25、g m故精馏段平均液相密度：813.1107798.7733805.9422lm（精）3/mkg提馏段平均液相密度：3(798.7733773.8755786.3244kg/m2lm提）2） 气相密度mv 3110.225 81.5372.9605/8.31491.985273.15mv mmvp mkg mrt（精）（精）3118.625 88.0383.2844/8.314109.3273.1mv mmvp mkg mrt（提）（提）5. 液体表面张力液体表面张力mnimixi1根据主要基础数据表 3，由内插法得：,，21.0764/amn m顶21.514/bmn m顶 化工原理课程设计

26、11,，。18.5680/amn m进19.1701/bmn m进16.9311/amn m底17.7434/bmn m底 ,0.980 21.07640.02 21.51421.0852/mmn m顶,0.31 18.56800.69 19.170118.9834/mmn m进,0.018 16.9311 0.982 17.743417.7288/mmn m底则精馏段平均表面张力：(21.0852 19.170120.1277/2mmn m精）提馏段平均表面张力：18.9834 17.728818.3561/2mmn m（提）6. 液体粘度液体粘度lm nilmixi1根据主要基础数据表 3

27、，由内插法得：,，0.3034ampa s顶0.307bmpa s顶,， , 。0.2498ampa s进0.2595bmpa s进0.2218ampa s底0.2344bmpa s底 0.98 0.3034(1 0.98) 0.3070.3035lmpa s顶0.31 0.2498(1 0.31) 0.25950.2565lmpa s进0.018 0.2218(1 0.018) 0.23440.2342lmpa s底故精馏段平均液相粘度(0.30350.25650.282lmmpas精）提馏段平均液相粘度0.25650.23420.24542lmmpa s（提）五、气液负荷计算五、气液负荷计

28、算精馏段：1(4.275 1) 26.72140.948/vrdkmol h(3140.948 81.5371.0783/36003600 2.9605vmsvmvmvms精）（精）4.275 26.72114.228/lrdkmol h3114.228 83.09510.003271/36003600 805.942lmlmlmlsms（精）（精）30.003271 360011.7772/hlmh 化工原理课程设计12提馏段：114.228/llkmol h (1)140.948(0 1) 60.5980.358/vvqfkmol h (380.58 88.0380.5983/360036

29、00 2.9605vmsvmvmvms 提）（提）3114.228 89.09510.003625/36003600 786.3244lmslml mlms （提）（提）30.003625 360013.0510/hlmh六、塔和塔板主要工艺尺寸计算六、塔和塔板主要工艺尺寸计算1. 塔径塔径d塔板间距 ht的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表表 6 板间距与塔径关系板间距与塔径关系塔径 dt，m4.0板间距ht，mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故0.45thm0.

30、05lhm；精馏段：0.450.050.40tlhhm11220.003271805.9420.050051.07832.9605lmssvmlv（精）（精）查化工原理-天津出版社（下册）图 35 史密斯关联图，可得160p200.087c依式 2 . 02020cc校正物系表面张力为时20.1277/mn m0.20.22020.12770.0870.087112020ccmax805.9422.96050.087111.4346/2.9605lvvucm s可取安全系数为（安全系数） ，则max0.80.7 1.43461.1477/um s故。按标准,塔径圆整为 1.2

31、m,则空塔气速:44 1.07831.09371.1477svdm 2244 1.07830.9534/1.2svum sd 化工原理课程设计13提馏段： 1122(0.003625786.32440.0940.59833.2844lmssvmlv提）（提）查化工原理-天津出版社（下册）图 35 史密斯关联图，可得；依式160p200.08c2 . 02020cc校正物系表面张力为时18.3561/mn m0.20.22018.35610.080.078642020ccmax786.32443.28440.078641.2142/3.2844lvvucm s可取安全系数为（安全系数） ，则0.

32、80.60.8max0.80.8 1.21420.9714/um s故。按标准,塔径圆整为 1.2m,则空塔气速: 44 0.59830.88560.9714svdm2244 0.59830.5290/1.2svum sd2. 溢流装置溢流装置选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：精馏段：1)溢流堰长：单溢流取（）d，取堰长为 0.66d，即wlwl0.60.8wl0.66 1.20.792wlm2)出口堰高：whowlwhhh由，查化工原理-天津出版社（下册）0.660.792wldm311.7772/hlmh图求的列线图计算可知：164p39owh0.0

33、15owhm0.050.0150.045whm提馏段：，查化工原理-天津出0.660.792wldm311.777213.0510/hlmh版社（下册）图求的列线图计算可知：164p39owh0.0165owhm故0.050.01650.0435whm 3)降液管的宽度与降液管的面积：dwfa 化工原理课程设计14由查（化工原理：图 310 弓形降液管的宽度与面积）得：/0.66wld 164p，/0.138dwd /0.08ftaa 故，利用0.1380.138 1.20.1656dwdm2220.080.081.20.0904844fadm式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即s

34、tflha （，符合要求）0.09048 0.4512.450.003271ftsa hsl5s4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 oh15mm即：0.0150.0450.0150.03owhhm提馏段：1)溢流堰长：单溢流取（）d，取堰长为 0.66d，即wlwl0.60.8wl0.66 1.20.792wlm2)出口堰高：whowlwhhh，查化工原理-天津出版社（下0.660.792wldm311.777213.0510/hlmh册）图求的列线图计算可知：164p39owh0.0165owhm故0.050.01650.0435whm 3)降液管的宽度与降液管的面积：dwf

35、a由查（化工原理：图 310 弓形降液管的宽度与面积）得：/0.66wld 164p，/0.138dwd /0.08ftaa 故，利用0.1380.138 1.20.1656dwdm2220.080.081.20.0904844fadm式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即stflha （，符合要求）0.09048 0.4511.230.003625ftsa hsl5s4)降液管底隙高度：取降液管底隙高度比溢流堰高度低 oh15mm 化工原理课程设计15即：，圆整0.0150.04350.0150.0275owhhm0.03ohm3. 塔板布置塔板布置精馏段：；1)取边缘区宽度,安定

36、区宽度mwc035. 00.060swm2)由式：计算开空区面积，其中：rxrxrxaa1222sin1802， mwdrc565. 0035. 022 . 12； 所以1.20.16560.060.374422dsdxwwm 222120.37442 0.3744 0.5650.37440.565 sin0.82061800.565aam提馏段：1)取边缘区宽度,安定区宽度0.05cwm0.08swm2)由式：计算开空区面积，其中：rxrxrxaa1222sin1802， 1.20.050.5522cdrwm； 所以1.20.16560.080.354422dsdxwwm222120.354

37、42 0.3544 0.550.35440.55 sin0.72171800.55aam因此塔板布置图如下页所示。4. 筛孔数筛孔数与开孔率与开孔率：n精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取0d4mm4mm，故孔中心距。0 . 3/0dt3.0 512.0tmm开孔率 （在 515范围内） ，则每层板上的开孔面0200.907%10.08%()aatad积为，气体通过筛孔的气速为： 0a200.10085 0.82060.08272aaam 化工原理课程设计16， 001.078313.0355/0.08272svum sa0200.082726583()0.0044ana

38、个由（精馏段塔板设计图）图（a）可知与理论相差 296 个6287()n 个2062870.0040.07904am001.078313.6494/0.0790svum sa提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取0d4mm4mm，故孔中心距。0/3.2t d 3.2 412.8tmm开孔率 （在 515范围内） ，则每层板上的开孔面0200.907%8.857%()aatad积为，气体通过筛孔的气速为： 0a200.08857 0.72170.06392aaam， 000.59839.3601/0.06392svum sa0200.063925087()0.0044ana个

39、由（提馏段塔板设计图）图(b)可知与理论数相差 282 个4805()n 个2048050.0040.060384am000.59839.9089/0.06038svum sa5.塔的有效高度塔的有效高度z精馏段：14 0.456.3zm提馏段：10 0.454.5zm七、筛板流体力学验算七、筛板流体力学验算1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度气体通过筛板压降相当的液柱高度phhhhhlcp1)干板压降相当的液柱高度：依，查干筛孔的流量系数图得，ch0/4/41d由式 00.82c 220(01113.64942.96050.0518822 9.810.82805.942vclhmgc 精）2

40、20(0119.90893.28440.0310922 9.810.82786.3244vclhmgc 精） 化工原理课程设计172)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：lh精馏段：，1.07831.0363/1.131 0.09048satfvm saa1.03632.96051.7831aavfu由与关联图查得板上液层充气系数，所以 0af00.5600.56 0.050.028llhhm提馏段：，0.59830.5750/1.131 0.09048satfvm saa0.57503.28441.0421aavfu由与关联图查得板上液层充气系数，所以 oaf00.650.65 0.050.

41、0325lolhhm3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：h精馏段 ，3044 20.1277 100.002546805.942 9.81 0.004lhmgd故 0.051880.0280.0025460.082426phm则单板压强： 0.082426 805.942 9.81615.70.7pplphgpakpa提馏段 ，3044 18.3561 100.002380786.3244 9.81 0.004lhmgd故 0.031090.03250.0023800.06597phm则单板压强 ： 0.06597 786.3244 9.81508.90.7pplphgpakpa2. 雾沫

42、夹带量雾沫夹带量的验算的验算ve精馏段： 3.23.26635.7 105.7 101.03630.01158/0.1/20.1277 100.452.5 0.05avtfekgkgkgkghh液气液气 提馏段：3.23.26635.7 105.7 100.5750.001928/0.1/18.3561 100.452.5 0.05avtfekgkgkgkghh液气液气 化工原理课程设计18故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3. 漏液的验算漏液的验算精馏段：vllowhhc/13. 00056. 04 . 40805.9424.4 0.820.00560.13 0.050.0025462.9

43、6055.8187/m s筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量013.03552.24( 1.5)5.8187owk漏液。提馏段： vllowhhc/13. 00056. 04 . 40786.32444.4 0.820.00560.13 0.050.0023803.28445.5039/m s筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。09.90891.8( 1.5)5.5039owk4. 液泛验算液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 由wtdhhh计算， 而精馏段：dlpdhhhh2200.0032710.1530.1530.00290.792 0.03sd

44、wlhmlh（）（）所以 取0.00290.050.0824260.1353dhm5 . 0则 故在设计负荷下不会发生液0.5 0.450.0450.2475twhhmwtdhhh泛。提馏段：2200.0036250.1530.1530.0035610.792 0.03sdwlhmlh（）（）所以 取，0.050.065970.0035610.1195dhm5 . 0则 故在设计负荷下不会发生0.5 0.450.04350.24675twhhmwtdhhh液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图八、塔板负荷性能图( (一一) )精馏段精馏

45、段1. 雾沫夹带线（雾沫夹带线（1） 化工原理课程设计19 2 . 36107 . 5ftavhhe式中 （a）0.96111.131 0.09048ssastfvvuvaa，23336004 10sfwowwwlhhhhel近似取 , 0 . 1e0.045 ,0.792wwhm lm故 （b）2332/336002.5 0.0452.84 100.1125 1.94820.792sfslhl取雾沫夹带极限值为。 已知，并ve气液 kgkg/1 . 0320.1277 10/n m0.45thm将代入得下式： ba ,2 . 36107 . 5ftavhhe 整理得： 3.

46、2632/30.96115.7 100.120.1277 100.450.1125 1.9482ssvl2/32.1965 12.6791ssvl在操作范围内任取 4 个值，依上式算出相应的值列于附表中：slsv附表（附表（1）)/(3smls31.0 1032.0 1033.0 1034.0 1035.0 1036.0 10)/(3smvs2.06971.99491.93281.87701.82581.7778依表中数据在 vsls图中作出雾沫夹带线，如图 3(a)中线（1）所示。2. 液泛线（液泛线（2）由式 （a） twpwowdhhhhhh近似取.0， 1e0.792wlm 化工原理课

47、程设计20由式：223333360036002.84 102.84 101.00.792ssowwllhel故 （） 2/30.7793owshl由式pclhhhh220000221122 9.8112.96050.044612 9.81 0.82 0.082805.942vsvcllssuvhgcc avv2/32/3020.560.0450.77930.02520.4364lwowshhhll前已算出）0.002546hm故 2222/330.044610.02520.43640.0025460.044610.43640.02775psssshvlvl（） （）22200.1530.153

48、271.01830.792 0.03ssdswllhll h将，及（） 、 （） 、 （）代入（）得：thm4 . 05 . 0,051. 0mhw22/32/320.5 0.450.0450.044610.027750.43640.0450.7793271.0183ssssvlll整理得下式：22/323.917327.25176075.2813sssvll在操作范围内取 4 个值，依上式计算值列于附表中： sl附表（附表（2） 依表中数据作出液泛线，如图 3(a)中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 4 秒，由下式3,max0.45 0.09

49、0480.01018/4tfshalmssmls/331.0 1032.0 103100 . 334.0 1035.0 1036.0 10smvs/33.63873.46043.29583.13342.96862.7988 化工原理课程设计21液相负荷上限线为 vsls图中与气相流量无关的垂线，如图 3(a)中线（3）所示。sv4. 漏液线（气相负荷下限线）漏液线（气相负荷下限线） （4）由、 代入漏液点气速式：2/30.0450.7793lwowshhhl0minavsow04.430.00560.13()/owllvuchh,min2/30805.9424.4 0.820.00560.13

50、0.0450.77930.0025462.9605ssvla（前已算出） ，代入上式并整理得：2079. 0mao 2/3,min4.7029 0.0089040.1013ssvl此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，nslsv列于附表中：附表（附表（3）)/(3smls31.0 1032.0 103100 . 334.0 1035.0 1036.0 10)/(3smvs0.46830.48220.49350.50340.51230.5205依表中数据作气相负荷下限线，如图 3(a)中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（液相负荷下限线（5）：）： 取平堰、堰上液层高

51、度为液相负荷下限条件，取则mhow006. 00 . 1e； 即,min2/336002.84()1000sowwlhel23,min36002.840.006110000.792sl整理上式得43,min6.7557 10/slms在 vsls图 3（a）中作线（5） ，即为液相负荷下限线，如图 3(a)所示。将以上 5 条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5 条线包围区域sslv 为精馏段塔板操作区，p 为操作点，op 为操作线。op 线与（1）线的交点相应相负荷为，op 线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。max,svmin, sv 化工原理课程设计22精馏段的操作弹性

52、,max,min1.8023.740.482ssvv（二）提馏段（二）提馏段1. 雾沫夹带线（雾沫夹带线（1） （a）0.96111.131 0.09048ssastfvvuvaa近似取.0, 1e0.0435 ,0.792wwhm lm 故 （b）2332/336002.5 0.04352.84 100.1088 1.94820.792sfslhl取雾沫夹带极限值为。已知，并将ve气液 kgkg/1 . 0318.3561 10/n m0.45thm代入得下式： ba ,2 . 36107 . 5ftavhhe3.2632/30.96115.7 100.118.3561 100.450.10

53、88 1.9482ssvl整理得： 2/32.1576 12.3193ssvl在操作范围内任取 4 个值，依上式算出相应的值列于附表中： slsv附表（附表（4）)/(3smls31.0 1032.0 1033.0 1034.0 1035.0 1036.0 10)/(3smvs2.03441.96201.90131.84721.79741.7508依表中数据在 vsls图中作出雾沫夹带线，如图 3(b)中线（1）所示。2. 液泛线（液泛线（2）近似取，0 . 1e0.792wlm223333360036002.84 102.84 1010.792ssowwllhel 故。2/30.7793ow

54、shl22000022112213.28440.086842 9.81 0.82 0.06038786.3244vsvcllssvhgcgc avv 化工原理课程设计232/32/300.650.04350.77930.028280.5065lwowsshhhll（前已算出）0.00238hm故 22/322/30.086840.028280.50650.002380.086840.50650.03066psssshvlvl且 22200.1530.153271.01830.792 0.03ssdswllhll h将，及以上数据代入 得：mht4 . 05 . 0,048. 0mhwhhhhl

55、cp22/32/320.5 0.450.04350.086840.50650.030660.77930.0435271.0183ssssvlll整理得下式：22/321.9961 14.80653120.8924sssvll在操作范围内取 4 个值，依上式计算值列于附表中： slsv附表（附表（5） 依表中数据在 vsls图中作出液泛线，如图 3(b)中线（2）所示。3. 液相负荷上限线（液相负荷上限线（3）取液体在降液管中停留时间为 4 秒，由下式3max0.45 0.090480.01018/4tfshalms液相负荷上限线，为 vsls图中与气相流量无关的垂线，如图 3(b)中（3）所示

56、。sv4. 漏液线（气相负荷下限线）漏液线（气相负荷下限线） （4）由、代入漏液点气速式：2/30.04350.7793lwowshhhl0minavsowvllowhhc/)(13. 00056. 043. 40,min2/30786.32444.4 0.820.0056 0.13 0.04350.7793 0.002383.2844ssvlasmls/331.0 1032.0 103100 . 334.0 1035.0 1036.0 10smvs/31.84491.74861.68531.57311.48511.3948 化工原理课程设计24（前已算出） ，代入上式并整理得： 0.0603

57、8oa 2/3,min0.2179 2.124824.2546ssvl此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取 4 个值，依上式计算相应的值，列于slsv 附表中：附表（附表（6）依表中数据作气相负荷下限线，如图 3(b)中线（4）所示。5. 液相负荷下限线（液相负荷下限线（5）：）： 取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件， 则： mhow006. 00 . 1e；即,min2/336002.84()1000sowwlhel23,min36002.840.006110000.792sl 整理上式得43,min6.7557 10/slms在 vsls图 3(b)中作线（5） ，即为液相负荷下限

58、线，如图 3(b)所示。将以上 5 条线标绘于图 3(b)中，即为提馏段负荷性能图。5 条线包围区域为精馏段塔板操作区，p 为操作点，op 为操作线。op 线与（2）线的交点相应相负荷为，opmax,sv线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性min, sv,max,min1.33.760.346ssvv九、设计结果一览表九、设计结果一览表计算数据项目符号单位精馏段提留段各段平均压强mpkpa110.225118.625各段平均温度mt91.985109.3气相vsm3/s1.07830.5983平均流量液相lsm3/s0.0032710.003625实际塔板数tn块14

59、10板间距tthm0.450.45smls/331.0 1032.0 103100 . 334.0 1035.0 1036.0 10smvs/30.33530.34550.35330.36040.36680.3729 化工原理课程设计25塔的有效高度zm6.34.5塔径dm1.21.2空塔气速um/s0.95340.5290塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长wwlm0.7920.792堰高wwhm0.0450.0435溢流堰宽度ddwm0.16560.1656溢流装置管底与受液盘距离o0hm0.0300.030板上清液层高度llhm0.050.05孔径domm4.04.0孔间距tm

60、m12.012.8.0孔数n孔62874805开孔面积0am20.079000.06038筛孔气速oum/s13.64949.9089塔板压降phkpa0.65170.5089液体在降液管中停留时间s44降液管内清液层高度dhm0.13530.1195雾沫夹带vekg 液/kg 气0.011580.001928负荷上限雾沫夹带控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制气相最大负荷,maxsvm3/s1.8021.3气相最小负荷,minsvm3/s0.4820.346操作弹性3.743.76十十、同组成员数据比较及讨论、同组成员数据比较及讨论计算数据项目符号单位精馏段提留段各段平均压强mpkpa110