乙醇和正丙醇物系分离系统设计

1、北京理工大学珠海学院课程设计北京理工大学珠海学院课程设计任务书20112012学年第一学期学生姓名：谢威宁 专业班级： 09化工1班指导教师：李青云工作部门：化工与材料学院一、课程设计题目 乙醇和正丙醇物系分离系统的设计二、课程设计内容(含技术指标)1设计条件生产能力：25000吨/年(每年按300天生产日计算)原料状态：苯含量40% (wt%);温度：25C;压力：100kPa;泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量 99% (wt%);塔釜苯含量2% (wt%)操作压力：100kPa其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rm2具体设计内容和要求(1) 设计工艺方案的选定(

2、2) 精馏塔的工艺计算(3) 塔板和塔体的设计(4) 水力学验算(5) 塔顶全凝器的设计选型(6) 塔釜再沸器的设计选型(7) 进料泵的选取(8) 绘制流程图(9) 编写设计说明书(10) 答辩i北京理工大学珠海学院课程设计三、进度安排时间设计安排10.2610.28设计动员，下达任务书，查阅资料，拟疋设计方案，方案论证， 物性数据计算10.2811.11工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板 层数、实际进料板位置）11.1111.18塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）11.1811.25热量衡算；附属设备的选型和计

3、算11.25-12.02绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.0212.09绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.0912.16编写设计说明书，答辩要求2012.01.03将说明书及图纸装订并提交2012.1.41.5答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证 （包括 考虑经济性；丄艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际 塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和

4、冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算冉沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）#北京理工大学珠海学院课程设计9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参 考资料等10答辩每班数不少于20人答辩教研室主任签名：2011年10月14日iii北京理工大学珠海学院课程设计摘要浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。 本设计对年处理量为二万五千吨乙醇-正丙醇的浮阀连续精馏塔进行了设计。 通过对浮阀精 馏塔、换热器的设计，使我更好地掌握化工原理的原理与方法。 塔顶冷凝装置采用全凝器， 用以

5、准确控制回流比；塔底采用直接式蒸汽加热，以提供足够热量。通过插值法计算出塔内各部位的温度、密度、表面张力、粘度、相对挥发度等各项物 性数据；通过逐板法计算出理论板数、板效率、实际板数、进料位置，在板式塔工艺中计 算出塔径、有效塔高、筛孔数并通过流体力学的验算，符合各项指标，最后，确定了塔顶 全凝器冷却水的用量以及塔底再沸器中加热蒸汽的用量，同时对输送各股物流的管径进行 了设计；结果表明，本设计合理。关键词：连续精馏；浮阀精馏塔；精馏塔设计；乙醇；正丙醇7目录北京理工大学珠海学院课程设计任务书 I.摘要IV1 绪论12 设计方案说明22.1设计方案的确定22.2工艺流程图33 塔板的工艺设计53

6、.1精馏塔全塔物料衡算 53.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系 53.3理论塔板的计算123.4塔径的初步设计143.5溢流装置163.6板塔分布、浮阀数目与排列 174 塔板的流体力学计算 204.1气相通过浮阀塔板的压降 204.2淹塔214.3雾沫夹带224.4塔板负荷性能图225 热量衡算295.1热量示意图295.2热量衡算296塔附件设计346.1接管346.2筒体与封头356.3裙座356.4人孔357塔总体高度的设计 367.1塔的顶部空间高度 367.2塔的底部空间高度367.3塔总体高度 368 附属设备设计378.1冷凝器的选择378.2再沸器的选择 3

7、7主要符号说明38附录1精馏段和提馏段的浮阀孔局部排布图 40附录2工艺流程图41总结42参考文献43致谢44北京理工大学珠海学院课程设计1 绪论塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的传质介质设备。 根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料他两大类。板式塔内置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传 热。在正常操作下，液相为连续相；气相为分散相，其组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流 操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时 也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连

8、续 相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。本设计塔板采用板式塔中的浮阀塔板。浮阀塔板是在泡罩塔板和筛板塔的基础上发展 起来的，它吸收了两种塔板的特点。其结构特点是在塔板上开若干个阀孔，每个阀孔装有 一个可以上下浮动的阀片。气流从浮阀周边水平地进入塔板上液层，浮阀可根据气流流量 的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔板的优点是结构简单、造价方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于 阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较 长，故塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操 作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等

9、现象，使踏板效率和操作弹性下降。152设计方案说明2.1设计方案的确定2.1.1装置流程的确定精馏过程按操作方式不同，分为连续精馏和间歇精馏两种流程。连续蒸馏具有生产能 力大，产品质量稳定等特点，适合原料处理量大且需获得组成一定的产品的混合物的分离， 工业生产中以连续蒸馏为主。因此本设计中采用连续精馏。由于乙醇-正丙醇物系可以用循环水作冷却介质，减少冷却费用。有必要时可以考虑 余热的利用。譬如，用原料液作为塔顶产品冷却器的冷却介质，即可将原料预热，又可节 约冷却介质。塔顶冷凝器采用全凝器，以便准确地控制回流比。2.1.2操作压力的选择蒸馏过程按操作压力不同，分为常压蒸馏、减压蒸馏和加压蒸馏。一

10、般除热敏性物系 外，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求， 并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系， 都应采用常压蒸馏。所以本设计中的操作压力采用常压。2.1.3进料热状况的选择本设计采用泡点进料。采用接近泡点的液体进料和饱和液体下进料，进料温度就不受 季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控制。且乙醇-正丙醇为一般物系，实用常用方式进料。2.1.4加热方式的选择由于在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时，宜采用直接式加热。其优点是可以利用 压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。故本设计采用再沸器加热塔 釜料液。2.1.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其

11、选择的原则是使设备费和操作费用之和最低。 设计时应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验选定2.1.6换热器的选择本设计选用U型管换热器，U型管换热器的每根管子可以自有伸缩，而与其他管子跟 壳体无关，结构简便，质量轻，使用与高温高压场合。2.2工艺流程图2.2.1原料液的走向注：1 : F为进料液物流，组成为 Xf；2 : D为塔顶馏出液物流，组成为xd ；3: W为塔底釜液物流，组成为 Xw；图2-1精馏工艺流程图2.2.2全凝器内物流的走向塔顶冷瀕图2-2全凝器物流流程图223再沸器内物流的走向图2-3再沸器物流流程图3塔板的工艺设计3.1精馏塔全塔物料衡算F:进料量（kmol/s

12、）斥:原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s）冷:塔顶组成原料乙醇组成：X40/46=46.51%40/46 60/60W:塔顶残液流量（kmol/s）Xw：塔底组成=99.23%塔顶组成:塔底组成:99/4699/46 1/602/462/46 98/60进料量：25000 10304/460.4/6 = 0.01803kmol/s300 汉 24 疋 3600xw-2.59%物料衡算式为：F二D WFxf 二 Dxd WXw联立代入求解：D=0.008194kmol/s，W=0.009836kmol/s3.2常压下乙醇-正丙醇气液平衡组成（摩尔）与温度关系表3-1气液平衡

13、数据表温度t/0C乙醇摩尔分数温度t/oC乙醇摩尔分数液相X/%气相y/%液相X/%气相y/%97.600084.980.5460.71193.850.1260.24084.130.6000.76092.660.1880.31883.060.6630.79991.600.2100.34980.500.8840.91488.320.3580.55078.381.01.086.250.4610.6503.2.1温度利用表1中数据差值法求tF、tD、tw86.25 -84.98tF -84.98otF :tF =86.19 C0.461 -0.5460.4651 -0.54680.50 -78.38

14、tD -78.38otD :tD =78.52 C0.884 -1.00.9923 -1.0tW：97.60-93.85tw 93.85tw =96.83°C0 0.1260.0259 -0.126精馏段平均温度：t；二* 匕二86.19 78.52 =82.36°C 2 2提馏段平均温度：厂Jf +如_86.19*96.83 =91 51oC2 2 2 '气相组成yD：80.5 -78.380.9141.078.52 -78.38yD t.oyD =99.43%表3-2塔顶产品、塔底产品、进料液的摩尔组成及温度汇总塔顶产品塔底产品进料液Xd = 0.9923Xw

15、= 0.0259xF = 0.4651toc5 =78.52 CtW =96.83 °Ctocif =86.19 C322密度已知：混合液密度：1 01 01 1二一 A . - B（：.为质量分数，M平均相对分子质量） 1 沐订混合气密度：pTopMv -22.4TP。塔顶温度：tD =78.52°C进料温度：tF =86.19°C气相组成y86.25 -84.980.650 0.71186.19 -84.98yF -0.711yF =65.29%塔底温度：g =96.83°C96.83 -93.85 yW -'O.240(1)精馏段气相组成

16、yw = 97.60 一93.8500.240yw = 4.93%液相组成 X-Xj =(xD xF )/2为=72.87%气相组成 y-y/WD yF)/2y 82.36%所以Ml1 =46 0.7287 (1-0.7287) 60 = 49.80kg/k m o IMV1 =46 0.8236 (1 -0.8236) 648.47kg/km ol(2)提馏段液相组成 x2 : x2 =(xw xF) /2x2 =24.55%气相组成 y2: y2 = (yw yF) / 2y 35.11%所以Ml2 =46 0.2455 (1 -0.2455) 60 = 56.56kg/k m o IMv

17、2=46 0.3511 (1 -0.3511) 60 =55.08kg/k m o I表3-3不同温度下乙醇和正丙醇的密度温度tc7080901001103乙醇 a , kg / m754.2742.3730.1717.4704.3正丙醇凡，kg /759.6748.7737.5726.1714.2求得在tD、tF、tw下的乙醇和正丙醇的密度（kg/m3）tF =86.19°CtD =78.52°CtW = 96.83° C90-8090-86.19730.1 一 742.3 一 730.1 一 嘉90-8090-86.19737.5-748.7 一 737.5

18、- ©10.41 - 0.4=+734.75 741.7780-7080-78.52742.3- 754.2 一 742.3 -80-7080 - 78.52748.7759.6 一 748.7 一 让10.991-0.99=+订 744.09 750.31100-90100 - 96.83717.4- 730.1 一 717.4 - ?aW100-90100-96.83726.1 -737.6 一 726.1 - f1 0.02 1-0.02咖-721.42729.75讣=734.75匚=741.77心=738.95G 二 744.09:bD 二 750.31订=744.15Gw

19、=721.42?bw 二 729.75：w= 729.58所以738.95 744.152= 741.55L2729.58 738.952= 734.27M LD =xD46(1- xD)60 = 46.11kg/kmolM lf =xF46(1-xF)60 = 53.49kg /kmolM LW 二 xW 46 (1xW) 60 = 59.64kg / kmolM L146.11 53.492二 49.80kg/ k m o lM L2M lw M lf259.64 53.492=56.57kg/km olM VD 二 yD 46 (1 - yD) 60 = 46.08kg / km olM

20、vf 二 yF 46 (1_yF) 60 = 50.86kg / kmolMVw=yW 46 (1-yW) 60 = 59.31kg / km olM viM VD M VF246.08 50.862=48.47kg / km olM V2;V1M vwM vf59.3150.862273.15 50.8622.4 (273.15 86.19)273.15 46.0822.4 (273.15 78.52)273.15 59.3122.4 (273.15 96.83)1.73 1.602= 1.67=55.09kg/ k m o l= 1.60= 1.951.73 1.952=1.843.2.3

21、混合液体表面张力n已知：二 m = 7 x»：i表3-4不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力名称0C60 C0C80 C0C100 C乙醇二a,mN /m20.2518.2816.29正丙醇二b,mN/m21.2719.4017.50求得在tD、tF、tw下乙醇和正丙醇的表面张力（mN/m）tD =78.520CaD - 18.43-bD = 19.5480-60= 80-78.5218.28-20.25 18.28- Jd80-60= 80-78.5219.40-21.2719.40-6d-D =xaD (1Xd 尸bD =0.9923 18.43 (1 -0.9923) 19.54

22、= 18.44tF =86.19°C；aF =17.66bF - 18.81100-8086.19-8016.2918.28 一 匚aF 18.28100-8086.19-8017.50 -19.40 一 匚 bF 一 19.40；F =Xf6f (1xf)6f =0.4651 17.66 (1 0.4651) 18.81 =18.28= 96.83° C100-80100 - 96.83二 aW - 16.6116.29-18.2816.29 - aW100-80100-96.83-bW =17.8017.50-19.4017.50 - bw二w 二 xW；aw (1-x

23、w)二bW =0.0259 16.61 (1 -0.0259) 17.80=17.76(1)精馏段的平均表面张力： G =(二F6)/2 =18.36(2)提馏段的平均表面张力:6 = (；F ；W)/2 =18.023.2.4混合物的粘度表3-5不同温度卜乙醇和止丙醇的粘度名称C60 C0C80 C0C100 C乙醇 J,mPa *s0.6010.4950.361正丙醇叫，mPas0.8990.6190.444 0 100-8082.36-80t1 =82.36 CLa1 =0.4792mPa.s0.361-0.495a1-0.495100-8082.36-80b1 = 0.5984mPas

24、0.444-0.619b1 -0.619100-80100-91.51t2 = 91.51° C"a2 = 0.4179mPas0.361-0.4950.361 -叮2100-80100-91.51-b0.5183mPa.s0.444-0.6190.444- %2(1)：精馏段粘度:0温度/ CPA(kPa)FB(kPa)oti78.52102.1147.812.1480.00108.2450.932.1382.00117.0155.422.1184.00126.3760.222.1086.19137.3265.872.0888.00146.9670.862.0790.00

25、158.2676.732.0692.00170.2883.002.0594.00183.0489.682.0496.83202.4499.882.03丄'1 = "a1xi u.-bi(1 - xi)=0.4792 0.7287 0.5984 (1 -0.7287) = 0.5093m P.a(2)提馏段粘度：-2 = "a2X2(1 - X2)-0.4 1 7 90.2 4 5 50.5 1 80.2 4 5» 5 0.4 9 3n7 P .s3.2.5相对挥发度已知：温度-饱和蒸汽压关系式(安托因方程)：乙醇：丙醇：相对挥发度：表3-6不同温度下的相对

26、挥发度计算结果lg Pa = 7.33827 -Ig Pb =6.74414 -PaPbt 231.481375.14193.0 t北京理工大学珠海学院课程设计（1）精馏段的平均相对挥发度：5 2.14 2.13 2.11 2.10 2.08 =2.11（2）提馏段的平均相对挥发度:6 2.08 2.07 2.06 2.05 2.04 2.03 = 2.05(3)全塔平均相对挥发度：:-°2.14 2.13 2.11 2.10 2.08 2.07_2.06 2.05 2.04 2.03 = 2.083.3理论塔板的计算由于泡点进料，q=1,即q为一直线，且Xq =Xf =0.4651

27、1 Xd« -1 .Xqa(1 - Xd j1 Xq10.99232.081-0.99232.08-10.46511 -0.4651= 1.9478#R = 1.9Rmin =1.9 1.9478 =3.70L= RD =3.70 0.008194 =0.03032kmol /s已知：精馏段操作线方程：yn 1R XnXd0.7872Xn 0.2111R + 1R+1提段操作线方程：L qFWym 1XmXw - 1.2554Xm 0.006615L qF -WL qF -W气液平衡方程：y =x2.08xy-A 1 c -1)x1 1.08x2.08-1.08y以下用逐板计算法确定

28、精馏塔的理论板层数：（1）精馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和精馏操作线方程）相平衡操作线相平衡操作线Xd 二Y1- -X1- -丫21 1X2- -丫31 1. - -Xn/计算到Xn4 xf则第n-1块板即为进料板（2）提馏段理论塔板数的计算（交替使用相平衡方程和提馏操作线方程）相平衡 操作线相平衡操作线Xn4yn 4Xn - - yn'Xn -1 - r计算到Xn : Xw则理论塔板数为N块北京理工大学珠海学院课程设计计算结果如下:表3-7逐板法计算理论塔板数结果x编号x的值y编号y的值xD0.9923y10.9923x10.9841y20.9858x20.9709y30

29、.9754x30.9502y40.9591x40.9185y50.9341x50.872y60.8975x60.808y70.8472x70.7272y80.7836x80.6352y90.7111x90.542y100.6378x100.4585y110.569x110.3883Y120.4809x120.3081y130.3802x130.2277y140.2792x140.157y150.1905x150.1016y160.1209x160.06202y170.07124x170.03557y180.03804x180.001866由计算结果可知：进料板为第10块板，精馏段塔板数为9,提

30、馏段塔板数为& 理论板Nt =18块(包括再沸器)由公式：板效率Et =0.494l恥5(1) 精馏段已知：=2.11叫=0.5093mPa.sEt =0.49"2.11x 0.5093 )丄245 = 0.48“卩精=吐=旦=19块Et 0.48(2) 提馏段已知：J = 2.05=04937mPa.sI'-0 245Nt8ET =0.49x(2.05 x0.4937 . =0.49“卩提=17块Et 0.49全塔所需实际塔板数：NP二NP精NP提=19 17 =36块全板效率：ET二吐 二匹T 100% =47.2%Np 36实际加料板位置是从塔顶到塔釜的第20块

31、板3.4塔径的初步设计3.4.1气液相体积流量计算(1)精馏段L=0.03032kmol/sV=(R+1)D=(3.70+1) 0.008194=0.03851kmol/s已知：M L1 = 49.80kg/km olM V1 = 48.47kg/km ol：L1 =741.55kg/m3?V1.67kg/m3质量流量：=49.80 0.03032= 1.510kg/sV M V1V =48.47 0.03851 = 1.867kg/s27体积流量:Ls1PV11.510741.55A 3= 2.04 10 m /s1.8671.67-1.118m3/s(2)提馏段：L =L qF =0.03

32、032 1 0.01803 = 0.04835k m OSV =V (q -1)F =0.0 3 8 5m Os已知：M L2 56.57kg/km olM V2 55.09kmol/ s质量流量：33L2 = 734.27kg/m= 1.84kg/mE 二 ML2L =56.57 0.04835 = 2.735kg/sV2 二 MV2V =55.09 0.03851 = 2.122kg/s体积流量：ls2=£=7|需皿721°讣3/sVs2 唱=需=1.153"U =：0.60.8 *Umax3.4.2精馏段U max = CLV ,式中C由史密斯关联图查出横坐

33、标数值：止独仁述曲74便12 =0.038VS1 占1 丿 1.118、1.67 丿取板间距Ht =0.4m，板上液层高度hL = 0.07m，贝U Ht -h 0.33m查图可知C20=0.07220 兽l20丿二 0.072518.36 *-)= 0.07127u max= 0.07127741.55-1.67V167=1.50m/s5 = 0.7u max = 0.7 1.50 = 1.05m / s1.118D1 =3.14 1.05= 1.16m空塔气速：W =空8 = 0.73m 冷1.54圆整：D 1.4m，横截面积:3.4.3提馏段At3.14 1.41.54m24横坐标数值：

34、仝电羊72“0打*二0.064Vs2 1叽丿 1.153< 1.84 丿取板间距Ht =0.4m,板上液层高度 hL = 0.07m，则Ht -hL = 0.33m z 02z x0.2查图可知 c20 =0.0701 ,C =C20 °2 =0.0701 汉卩8.02 丨=0.06865l20丿I 20丿u max=0.06865734.27-1.84=1.37m/su2 = 0.7 umax = 0.7 1.37 = 0.96m/s-1.24m4Vs2 二 4 1.153:,：u23.14 0.96圆整：1D2 =1.4m，横截面积：AT3.14 1.42 =1.54m24

35、空塔气速：u2'.153 =0.75m/s1.543.5溢流装置3.5.1堰长取 l W = 0.7D =0.7 1.4=0.98m堰上液层高度:how2.841000近似取E =1(1)精馏段2.8410003600 汉 2.0410°.0.98=0.011mhv =h_ -=0.07 - 0.011 = 0.059m(2)提馏段h ow3600 3.72 10"10000.98二 0.016mh w = h l 一h ow = 0.07 - 0.016 二 0.054m3.5.2弓形降液管的宽度和横截面Wd /D =0.155Wd =0.155 1.4 =0.2

36、17m由訴0.7,查图得：Af/295则：Af =0.095 1.54 = 0.146m2验算降液管内停留时间:精馏段:AH0.146 0.42.04 10：=28.63s提馏段：AH/146 °4= 15.70s LS23.72x10停留二5s时间，故降液管可使用3.5.3降液管底隙高度（1）精馏段取降液管底隙的流速u°=：0.09m/slWU02.04 100.98 0.09=0.0231mhw - ho = 0.059 - 0.0231 二 0.0359m 0.006m提馏段取U。=0.09m/ sh0 二J,严 10= 0.0422mlwu00.98 0.09h w

37、 h 0 = 0.054 0.0422 = 0.0118m0.006m36板塔分布、浮阀数目与排列3.6.1塔板分布本设计塔径D=1.4m，采用分块式塔板，以便通过人孔装拆塔板3.6.2浮阀数目与排列（1）精馏段 取阀孔动能因子F0 =11,则孔速u01为U018.51m/ s1.67每层塔板上浮阀数目为/ d0Uoi41.1180.785 0.0392 8.51= 110 个取边缘区宽度Wc = 0.045m，破沫区宽度Ws =0.07m鼓泡区面积：Aa = 2 X、R2 - x20 R2 a r c sn11 8 0Rj其中R = D Wc = 14 0.045 二 0.655m2 2D1

38、 4,xWd Ws0.217 0.07 二 0.413m所以，Aa =2|0.4130.6552 0.4132 +314 xo.6552 汇 arcsin 04131.005m2180<0.655；则排间距：t'A51.0050.122mNt 1109075塔径较大，采用分块式塔板，故采用等腰三角形叉排，按0.075m, t 0.08m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数124个按N=124核算阀孔动能因子1.118 u 012 7.56 m / s0.785 0.039124F01 =7.56 31.67=9.77阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内I塔板开孔率二业二073

39、100%= 9.67%U01 7.56(2) 提馏段F11取阀孔动能因子F0 = 9，则孔速u02 = > 0 -. 8.11m/ s叽<1.84每层塔板上浮阀数目为N =Vs21.153?119个20.785 0.0392 8.11d°u°241 005t=75mm,估算排间距 t1 0.113m119 汉 0.075取t' =80m m，排得阀数124个U02按N=124核算阀孔动能因子27.79m/ s0.785 0.039124Fo2 =7.79 一 1.84 =10.57阀孔动能因子变化不大，仍在913范围内I塔板开孔率=芈 075 100%

40、= 9.63%U027.794塔板的流体力学计算4.1气相通过浮阀塔板的压降1精馏段u0c1(1)干板阻力=7.93m/ s0758 510.175因 Uoi : Uoci，故di = 19.9Uo1=19.9= 0.039mPli741.55(2) 板上充气液层阻力取 毎0 = 0.45,hL = 0.07m，贝U= $0hL = 0.45汉0.07 =0.0315(3) 液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的液柱高度为502.89Pahp1 =0.0377 0.0315= 0.0692mPp1 = hp1 'L1g = 0.0692 741.55

41、9.82、提馏段(1)干板阻力因 u 02 ： U0c2，故= 19.9V2Uoc2 二 1.820.175U02,73.1育184=7.52皿，L29.9 8 = 0.039m734.27(2)板上充气液层阻力取 0 =0.45,hL = 0.07m贝Uhl2 = ；0hL =0.45 0.07 = 0.0315(3)液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不计，因此与气体流经塔板相关的液柱高度为hp 0.0 3 7 70.0 3 1=50.0 6 9n2Pp2 =hp2 'L2g =0.0692 734.27 9.8 = 497.95Pa4.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制

42、降液管中清夜层高度Hd乞Ht hw，即H d = hP hL hD4.2.1精馏段（1）单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度hp! =0.0692（2）液体通过压降管的压头损失hd1 =0.153鼻21 wh0= 0.1532.04 100.98 90 2 3J= 0.0 0 1 m4(3) 板上层高度 h =0.07m,则 Hd0.0692 0.00124 0.00.1404m取即=0.5，已选定 Ht 0.4m, hw0.059m则 HT hw 1 =0.50.4 0.059 = 0.2295m可见，Hd1 .；：T：；Ht - hw ，符合防止淹塔要求4.2.2提馏段（1） 单层气体通过

43、塔板的压降相当的液柱高度hp2 = 0.0692m（2）液体通过压降管的压头损失Ls2 孑，Z 3.72x 10° '2hd2 =0.153=0.153汉 =0.00124m（Iwh。丿2.98X 0.0422 丿（3）板上层高度 h0.07m，则 hd2 =0.0692 0.00124 0.07 二 0.1404m 取 =0.5，已选定 Ht = 0.4m, h w = 0.054m则 HT hw 2 =0.50.4 0.054 = 0.227m可见，Hd2 ：一： Ht * hw 2，符合防止淹塔要求4.3雾沫夹带4.3.1精馏段泛点率二VsiV1"L1 - V

44、11.36Ls1Zl板上液流经长度：ZL 二 D2Wd =1.4-2 0.217 = 0.966m板上液流面积：九=Ar -2Af =1.54-2 0.14 1.248m2取物性数据K=1.0,泛点负荷系数CF =0.1071.118 .1.671.36 2.04 10 0.966泛点率741.55 一伸46.48%1.0 0.107 1.248对于大塔，为避免过量物沫夹带，泛点率应小于80%，计算满足要求，故物沫夹带能满足e ： 0.11kg （液/kg气）的要求4.3.2提馏段取物性数据K=1.0,泛点负荷系数CF =0.1101.153*泛点数二-1.84+ 1.36疋3.72汉 10汉

45、 0.96673421.8445.66%1.0 0.110 1.248由以上计算可知，符合要求。4.4塔板负荷性能图4.4.1雾沫夹带线VS ； V _1.36LsZlS| PpS L泛点率L VKCfA据此可作出精馏段、提馏段负荷性能图中雾沫夹带线a1 a2o按泛点率80%计算（1）精馏段北京理工大学珠海学院课程设计33Vsi1.670.81741.55 -1.671.36 0.9661.0 0.107 1.248整理得：0.1068 = 0.0475VS1 1.314L&,即卩 Vs1 =2.25-27.661_&(2)提馏段Vs21.840.8 734.27 -1.841

46、.36 0.966Ls2整理得：0.1098 =0.05012Vs2 1.314Ls2,即Vs 2.19-26.22Ls21.0 0.110 1.248表4-1雾沫夹带线取值精馏段提馏段LsVsLsVs0.00082.230.00082.170.0121.920.0121.884.4.2液泛线Hthw=hphLhd-hchihchLhd由此确定液泛线，忽略式中h.Ht hw 1=5.34vU°2?LgLs + 0.153+(1 + %"wh。j-)hw +2.84 E，Z3 6 0L01 0 0 0( lw而(1)精馏段Vsd：N41.67Vs10.2295 =5.3420

47、.785 0.0392 1242 741.55 9.80.153LS13.98汇 0.0231 丿3600 Ls1'、0.98-+(1 +0.45 )0.059 +2.84況 10“ 汇1.840.227=5.34VS2'l0.785x0.0392 灯24 丿2 734.27 9.80.153/L、2LS2:Q98X 0.0422 丿2整理得：VS1 =27.46 -56955.40L： _187.03Ls3(2)提馏段广3600Ls2 空3、0.98 丿液体在降液管内停留时间AfHTLs=3 5s+ (1 +0.45 )0.054 +2.8410,汉整理得：VS2 =25.4

48、9 “5337.41LS2 -168.09L：3据此可画出精馏段、提馏段的液泛线bl、b2表4-2液泛线取值精馏段提馏段LsVsLsVs0.00085.080.00084.900.0034.840.0034.670.0064.510.0064.400.0084.040.0084.180.0123.070.0123.804.4.3液相负荷上限液体的最大流量应保证降液管中停留时间不低于35s以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，则(Ls)maxAfHT0.146 0.43= 0.012m /s据此可画出液相负荷上限线 c4.4.4漏夜线对于Fi型重阀，依F。=5作为规定气体最小负荷的标准，则 VdoNUo4(1)精馏段(VS1)min0.0392 124o.573m3/s4v'1.67(1)提馏段253(VS2 )min0.0392 1240.546m3/s4(1.84据此可画出精馏段、提馏段的漏液线d1、d24.4.5液相负荷下限线取堰上液层高度how = 0.006 m作为液相负荷下限线的条件，作出液相下限线，该直线为与气相流量无关的竖线2.841000E 3600 Ls minlW-0.006取 E=1.0,则（LS h = 0.006 汉1000 丫彳= 0.0008m3 / s、 2.84 勺 丿