化工原理课程设计甲醇和水

1、摘要 3Abstract 3引言第1章设计条件与任务1.1设计条件21.2设计任务2第2章设计方案的确定2.1操作压力32.2进料方式32.3加热方式32.4热能的利用 3第3章精馏塔的工艺设计3.1全塔物料衡算 53.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数 53.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 53.1.3物料衡算进料处理量 53.1.4物料衡算53.2实际回流比63.2.1 最小回流比及实际回流比确定 63.2.2操作线方程73.2.3汽、液相热负荷计算 73.3理论塔板数确定 73.4实际塔板数确定 73.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 83.5.1 操作压力计算83.

2、5.2 操作温度计算 93.5.3平均摩尔质量计算 93.5.4平均密度计算103.5.5 液体平均表面张力计算 113.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 123.6.1 塔径计算123.6.2精馏塔有效高度计算 1415第4章塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算 154.1.1 溢流装置计算 154.1.2塔板设计164.2提馏段塔板工艺尺寸设计 164.2.1 溢流装置计算 164.2.2塔板设计174.3塔板的流体力学性能的验算 174.3.1 精馏段174.3.2提馏段194.4板塔的负荷性能图 204.4.1精馏段20442提馏段22第5章板式塔的结构5.1塔体结构245.1.

3、1 塔顶空间245.1.2塔底空间245.1.3 人孔245.1.4 塔高245.2塔板结构25第6章附属设备6.1冷凝器256.2原料预热器25第7章接管尺寸的确定7.1蒸汽接管277.1.1 塔顶蒸汽出料管 277.1.2塔釜进气管277.2液流管277.2.1 进料管277.2.2 回流管277.2.3 塔釜出料管27第8章附属高度确定8.1筒体298.2封头298.3塔顶空间298.4塔底空间298.5人孔298.6支座298.7塔总体高度29第9章设计结果汇总设计小结与体会24252729313334参考文献课程设计不同于平时的作业，在设计中需要我们自己做出决策，即自己确定方案、选择

4、流程、 查取资料、进行过程和设备计算，并要求自己的选择作出论证和核算，经过反复的分析比较，择优 选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养提高学生独立工作能力的有益实践。对我 们以后的设计方面有很大的帮助。主要任务是：全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定，计算冷凝器的热负荷，计算精 馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数，塔径的估算，板式塔的工艺尺寸的计算（溢流装置和 塔板的设计计算），流体力学性能的校核（板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液、及液泛），塔板的负荷性能图的绘制（液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液先、液沫夹带线和溢流液泛线），塔的结构确定（塔体结构和塔板结构）附属设

5、备的选型（塔顶冷凝器，塔底再沸器的，原料预热器换 热面积）接管尺寸的确定，绘制精馏塔系统工艺流程图和装备图。本次设计的是年处理量为25000 t.a -1甲醇和水的溶液，采用直接蒸汽加热，泡点进料。进过确定方案计算和核算，得到操作回流比为1.5，理论塔板数为10块，实际板数为 25，塔板效率为42.43%,估算塔径为 800mm塔的总体高度为 18.19m，堰长为0.42m，堰高为0.044m （精）0.0373m（提），筛孔直径为0.004m，筛孔数目为2250,板间距0.40m，塔的操作弹性1.29 （精）1.75 （提）。 关键词：精馏塔、设计、效率、塔板、人孔、塔间距AbstractC

6、ourse design is differentfrom the usual operation,the design decisionsthat needour own, that his identification of programs, select the process, accessing information, carry out the process and equipme nt calculati on and asked to dem on strate their choice and accounting,through repeated analysisco

7、mparison,the best optionbe selected andreas on able desig n. Therefore, the curriculum is to train stude nts to work in depe nden tly to improve the useful practice. The desig n of our future is very helpful.Maintasks : full tower material balanee, operatingreflux ratio and theoretical platenumber o

8、f identified, the condenser heat load calculation, calculation of distillation sect ion,stripp ingsecti on tray efficie ncy,to determ ine the actual nu mber of trays, colu mndiameter estimate the size of plate column calculationprocess (overflow devices and platedesignandcalculation), HydrodynamicPe

9、rformaneeVerification(plate pressure drop,liquidleveldrop, entrainment, weeping,and flooding), tray mappingof the load performanee(lower line liquid load, liquid load limit lin e, leak ing first, entrainment floodi ng line and overflow line),determinedthe structure of tower (the tower structure and

10、traycon figurati on) an cillary equipme nt Selecti on (tower conden ser, reboiler bottom of the column, the raw material preheater heat transfer area) to determine the size to take over, drawing flow chart of distillation systems and equipment plan.This design is the annual processing capacity of 20

11、000 ta-1 solutionof methanol and water,direct steam heati ng, bubble point feed. Been to determ ine the program computati on and accounting, are operating reflux ratio of 1.16, theoretical plate number 15, the actual plate nu mber was 32, tray efficie ncy was 43.8%, estimate the tower diameter of 70

12、0mm, the overall tower height 18.19m, weir len gth 0.42m, weir height is 0.044m (fine) 0.0373m (men ti on ed),sieve diameter is 0.004m, the nu mber of mesh 2250, plate spaci ng 0.40m, Tower'soperating flexibility 1.29 (fine) 1.75 (mention).Keywords: distillati on colu mn, desig n, efficie ncy, t

13、rays, man holes, tower spaci ng在炼油、石油加工、精细化工、食品、医药等部门，塔设备属于使用量大，应用面广的重要单 元设备。塔设备广泛用于蒸馏、吸收、萃取、洗涤、传热的单元操作中。所以塔设备的研究与设计 一直是国内外学者普遍关注的重要课题。塔设备按其结构形式基本上可以分为两类：板式塔和填料塔。板式塔为逐板接触式汽液传质设 备，它具有结构简单、安装方便、压降低，操作弹性大，持液量小等优点。同时也有投资费用较高， 填料易堵塞等缺点。本设计目的是分离甲醇-水混合液，采用筛板式精馏塔。塔型的选择因素很多，主要有物料性质、操作条件、塔设备的制造安装和维修等。1、与物性有关的

14、因素（1）本设计任务为分离甲醇-水混合物，对于二元混合物的分离，应该使用连续精馏。（2） 易起泡的物系在板式塔中有较严重的雾沫夹带现象或引起液泛，应选填料塔。本设计为 甲醇和水，可选用板式塔。（3）对于有悬浮物或容易聚合物系的分离，为防止堵塞，宜选用板式塔。2、与操作条件有关的因素（1）对于有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔为适宜；（2）对于液体喷淋密度极小的工艺过程，若采用填料塔，填料层得不到充分润湿，使其分离 效率明显下降，故宜选用板式塔。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜 力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一

15、方面影响到冷却水用量。 另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利 用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，塔的工艺计算、结构设计和校核。第1章设计条件与任务1.1设计条件在常压操作的连续板式精馏塔内分离甲醇-水混合物。塔釜直接蒸汽加热，生产能力和产品的质量要求如下：生产能力：年处理甲醇 -水混合液25000吨（300天/年）原 料：甲醇（含50%质量分数，下同）的常温液体分离要求：塔顶甲醇含量不低于99%塔低甲醇含量不高于 2%操作条件：塔顶压力：4kPa（表压）： 进料热状态：泡点进料； 回流比：自选； 单板

16、 压降 < 0.7kPa。建厂地址：武汉1.2设计任务1全塔物料衡算、操作回流比和理论塔板数的确定。2计算冷凝器和再沸器热负荷。3计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数。4估算塔径。5板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算。6塔板的流体力学性能校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液及液泛的校核。7绘制塔板的负荷性能图。塔板的负荷性能图由液相负荷下限线、液相负荷上限线、漏液线、 液沫夹带线和溢流液泛线确定。8塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构。塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔），支座，封头，塔高等。塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板。9塔的附属设备选型

17、，包括塔顶冷凝器、塔底（蒸馏釜的换热面积，原料预热器的换热面积与泵 的选型（视情况而定）。10精馏塔各接管尺寸的确定。11绘制精馏塔系统工艺流程图。12绘制精馏塔装配图。13编写设计说明书。14计算机要求：编写程序、CAD绘图等。15英语要求：撰写英文摘要。16设计说明书要求：逻辑清楚，层次分明，书写工整，独立完成。第2章设计方案的确定设计方案选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构型式和主要操作条件。所选方案 必须：能满足工艺要求，达到指定的产量和质量；操作平稳，易于调节；经济合理；生产 安全。在实际的设计问题中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力，进

18、料状况，加热方式及其热能的利用。2.1操作压力精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的性质、技术上的可行 性和经济上的合理性来考虑。一般来说，常压精馏最为简单经济，若物料无特殊要求，应尽量在常压下操作。对于沸点低， 常压下为气态的物料必须在加压下进行精馏。加压操作可提高平衡温度，有利于塔顶蒸汽冷凝热的 利用，或可以使用较便宜的冷却剂，减少冷凝、冷却费用。在相同塔径下，适当提高操作压力还可 提高塔的处理能力，但增加塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度也有所下降。对于热敏 性和高沸点物料常用减压精馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增大，有利于分离。减压操作降 低了平衡

19、温度，这样可以只用较低温位的加热剂。但降低压力也导致塔径增大和塔顶蒸汽冷凝温度 的降低，且必须使用抽真空的设备，增加了相应的设备和操作费用。本设计为塔顶压力（表压）4kPa下操作。2.2进料方式进料的热状态指进料的 q值，q的定义为使每千摩尔进料变成饱和蒸汽所需的热量与每千摩尔 进料的汽化潜热之比。进料状态主要有五种：冷进料、泡点进料、气、液混合进料、饱和蒸汽进料、 过热蒸气进料等。其中泡点进料的操作比较容易控制，并且不受季节气温的影响；另外，泡点进料 时，精馏段与提馏段的塔径相同，在设计和制造时也比较方便。所以本设计操作选择泡点进料，即q=1。2.3加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽

20、加热，以提供足够的能量。若待分离的物系为某种轻组 分和水的混合物，往往可采用直接蒸汽加热方式，即把蒸汽直接通入塔釜汽化釜液。这样，只需在 塔釜安装鼓泡管，可以省去一个再沸器，并且可以利用压力较低的蒸汽来进行加热，操作费用和设 备费用均可降低。但在塔顶轻组分回收率一定时，由于蒸汽冷凝水的稀释作用，使残液轻组分浓度 降低，所需的塔板数略有增加。对于某些物系（如酒精一水），低浓度时的相对挥发度很大，所增 加的塔板数不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。若釜液粘度很大，用间壁式换热器加热困难， 此时用直接蒸汽加热可取得良好的效果。2.4热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，

21、通常进入再沸器的能量仅有 5%左右被有效的利用。所以，蒸馏系统的热能利用问题应值得认真考虑。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低，不可能直接用来作塔釜的热源。但可用作 低温热源，或通入废热锅炉，产生低压蒸汽，供别处使用。或可采用热泵技术，提高温度后再用于 加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采用设置中间再沸器和中间 冷凝器的流程，因为设置中间再沸器，可利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比 塔顶高的热量。3.1全塔物料衡算第3章精馏塔的工艺设计3.1.1原料液、塔顶及塔底产品的摩尔分数甲醇（CHOH的摩尔质量:M A 32.04kg/kmol

22、水（HO）的摩尔质量：M B18.02kg /kmol则各部分的摩尔分数为:WpxDwp1wpM a M b0.9932.040.990.0132.0418020.9824(3.1)wFXfMa1 WFM a M bwF0.5032.040.5032.04:0.5018.020.3600(3.2)XwWwm70.0232.040.01133.1.2原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量(3.3)mDXD M A(1Xd)Mb0.982432.04(10.9824)18.0231.79kg/ kmol(3.4)mFXF M A(1XF ) M B0.360032.04(10.3600)18.022

23、3.07kg/ kmol(3.5)mwxw M A (1xw )M b0.011332.04(10.011318.0218.18kg/ kmol(3.6)3.1.3物料衡算进料处理量F250001000150.51kmol / h（3.7）3.1.4物料衡算总物料衡算（直接蒸汽加热）0.9818.02Ww1 WwMb0.0232.04300 24 M f（3.8）轻组分（甲醇）衡算:Fx fDx p WXw(3.9)由恒摩尔流假设得:S L D (R 1)D(3.10 )求解得到:XfXwXdW F RD ; S (R 1)D ; L F RD ; V S3.2实际回流比由数据手册查的甲醇-水

24、(101.325kPa )的物系汽液平衡数据如下：表3.1常压下的甲醇-水的气液平衡数据t/ C xyt/ C x1000075.30.496.40.020.13473.10.593.50.040.23471.20.691.20.060.30469.30.789.30.080.36567.60.818660.917650.957964.51780.30.6653.2.1最小回流比及实际回流比确定根据101.325KPa下，甲醇-水的汽液平衡组成关系绘出甲醇-水x-y图(见图3.2 ),泡点进料，所以q=1，即q为一条直线。此时，Xe

25、=XF=0.5由上表的内插法求得：ye0.705Xd yeyeXe0.98240.7140.714 0.0.36000.8039通过Excel软件，算得R (1.22)Rmin下对应的塔板数并作图如下:24222018N161412R/Rmin由 上 图 确 定N=101.5RD 52.69kmol/h ;W214.06kmol/h ;S116.21kmol/h ; L214.06kmol/h ;V 116.21kmol/h3.2.2操作线方程(1)精馏段操作线方程:yn 1XnXdR 10.7166xn0.2348(3.11)(2)提馏段操作线方程：w

26、Yn 1 Xnswxw 1.6713xn 0.0337 s3.2.3汽、液相热负荷计算L1 RD38.72 kmol/h(1 )精馏段：V1 (R1)D72.26 kmol/h(3.12)(2 )提馏段:L2 W 166.05 kmol/hV2 S 72.26 kmol/h3.3理论塔板数确定3.4实际塔板数确定板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反应了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算:Et 0.49(L)0.245(3.12)注：一一塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度L 塔顶与塔底平均温度下的液相粘度mPas(1)实际板层数的初步求取设 Et

27、 0.42，则精馏段实际板层数： N精6 0.42 15提馏段实际板层数：N提4 0.42 10总实际板层数：n N精 N提 25P表 101.3 4 105.3kPa每层塔板压降：p 0.7kPa塔顶操作压力：PwPD 0.7 25操作温度的计算;塔顶温度用内插法,平均温度：tm(tDtw)/2(65.0相对挥发度的计算:(2)塔板总效率估算操作压力计算塔顶操作压力：pD p当地yi /x1D 塔顶相对挥发度：(1 y1)/(1 x1)y2 / x2w 塔顶相对挥发度：(1 y2)/(1 x2)平均相对挥发度:.d w , 2.46 8.24122.8kPatD 65.0 C，tw 105.

28、10 C105.10)/285.05 C0.9824/0.95782.46 (1 0.9824)/(1 0.9578)0.0847/0.01118.24 (1 0.0824)/(1 0.0111)4.50 tm 85.05 C 时，查得 L 0.4mPa?s, 塔板总效率的估算。根据Et' 0.49(l)-。2450.49(4.5 0.4)°245 42.43%，且|Et'Et|0.43% 1%，则Et42.43% ,“精6/42.43%15 , N提4/42.43%10 ,则 N 15 10 25 3.5精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算3.5.1操作压力计算塔顶操

29、作压力：pd101.3 4 105.3kPa ；每层塔板压降： 操作压力：Pf 塔顶操作压力： 塔顶操作压力：P 0.7kPa ；Pd 22 0.7 120.7kPaPd P当地 P表 101.3 4 105.3kPa（1 ）精馏段平均压力（2）提馏段平均压力:3.5.2操作温度计算Pmi 乂 辱迪 ii3kPa2Pf PwPm2227 125£)123.15kPaPw Pd 0.7 25 122.8kPa前面已求得:塔顶温度tD 78 29 C 进料板的温度:tF 82.04 C塔底的温度：tw 95.34 C（1）精馏段平均温度:（2）提馏段平均温度:3.5.3平均摩尔质量计算t

30、m1tm2tDtF2tw tF278.29 82.04295.34 82.04280.16 C88.69 CM LDMxdMa(1-Xd)Mb0.811546.07(1 -0.8115)18.0240.78kg/km ol(3.21)MvdmyDMA(1-yD)M b0.828446.070.171618.02 41.25kg/kmol(3.22)塔顶平均摩尔质量:xd y1 0.9824, X1 0.9578进料板平均摩尔质量：M VFMyFMA(1-yF)MB0.323846.070.676218.0227.07kg/kmolMlfmXfMa(1-xf)Mb0.585946.070.414

31、118.0234.40kg/kmol塔底平均摩尔质量:MlwmXwMa (1-xw)Mb 0.018046.070.982018.02 18.50kg/kmolM VWMyWMA (1-yW)MB 0.167646.070.8324 18.02 22.70kg/kmol(1)精馏段平均摩尔质量：Mlm (40.78 27.07)/2 33.93kg/kmolM VM(41.2534.40)/2 37.83kg/kmol(2 )提馏段平均摩尔质量：Mlm' (27.07 18.50)/2 22.78kg/kmolMvm'(34.4022.70)/2 28.55kg/kmol3.5

32、.4平均密度计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程，即VmPmM VmRTm(3.31)液相平均密度计算:(3.32)1Lm =ii注：i为该物质的质量分数塔顶平均密度计算：由tD 65.0 C，查手册得 a 744.4kg/m 3， b 973kg/m3LDMd/ a (1 d)/ b 0.917/7440.083/9733759.2kg/m进料板平均密度计算：由t282.04，查手册得737.3kg/m969kg/m质量分数:0.3238 46.070.323 46.07 0.6762 18.020.55LFM1a/ a (1 a) / B10.55/737.30.45/969826.2

33、0 kg/m塔底平均密度计算：由tw 95.34 C，查手册得3a 703kg/m ，3B 960 kg/m0.0180 46.07W0.0180 46.07 0.98200.04518.02LWMW / A1(1w) / B0.045/70310.955/960.944.46 kg/m 3(1) 精馏段平均密度:VM气相:PmM VMRT m11337.838.314 (80.16273.15)31.46 kg/m液相:LM(LDMlfm )/2(759.2826.20)/2792.7kg/m,Pm'Mvm'123.15 28.55/ 3气相：vm'1.17kg/mR

34、Tm'8.314 (88.69 273.15)(2)提馏段平均密度:液相： LM'( LDMlfm')/2(826.20944.46)/2 885.33kg/m3.5.5液体平均表面张力计算对于二元有机物-水溶液表面张力可用下试计算:并用下列关联式求出sW ,1/4msO1/4 sW W1/4sO O(3.36)sWA加o)sO 1B Qlg( sW / sO)lg(Vw0.411(q T)(oVo2/3xWV / (xWVW XdVo / (xwVw M w ; vM owqXOVO)XOVO )wVT)(3.37)注：下标 w表示水，O表示有机物；Vw 表示水的摩尔

35、体积；Vo 有机物的摩尔体积。(未修改：(1 )精馏段平均表面张力：由tm1 71.965 C ,查表得：o 17.65mN/m ；33W 63.98mN/m ； o 750kg / m ; w 976.62kg /m ； xO 0.56 ； xW 1 xO 0.44带入上述公式计算得：m1 21.92mN/m(2)提馏段平均表面张力：由tm2 88.488 C，查表得： O 16.27mN/m ；33W 61.00mN/m ； O 728kg / m ; W 966.28kg / m ； xO 0.09 ；心 1 xO0.91带入上述公式计算得：m1 42.59mN/m )3.5.6液体平均

36、黏度计算(3.38)液体平均黏度计算公式：lg Lm Xi lg i塔顶平均黏度计算：由tD 65.0 C，查手册得 a 0.34mPa?s， b 0.46mPa?s得到:lg ldmxA lg A xB Ig B 0.9824 lg 0.34 0.0176 lg 0.460/466ldm 0.342mPa?s进料板平均黏度计算：由 tF 78.25 C，查手册得 A 0.29mPa ?s, B 0.37mPa?s得到:lg LFMxAlg A xB lg B 0.3076 lg 0.290.6924 lg 0.370.464塔底平均黏度计算:LWM 0.213mPa?slfm 0.344mP

37、a ?s由 tw 105.1 C，查手册得 A 0.215mPa ?s， B 0.249mPa(1)精馏段液体平均黏度LM ( LDlf )/2(0.344 0.342)0.343mPa?s(2)提馏段液体平均黏度:LM '( LDlf ' )/2(0.344 0.213)0.279mPa?s3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.6.1塔径计算(1)精馏段精馏段的气、液相体积流率为：V 1Mvm3600 L.M116.21 29.613600 1.14230.837m3/sLSL1Mlm3600 .M63.76 26.893600 802.320.000594 m 3/sVs(丄)

38、2VLs 3600( l)2Vs 3600( V)0.000594 3600(802.32g(1.142 )0.837 36000.0188HT-hL 0.45-0.05 0.40m取板间距Ht 0.45m，板上液层高度hL 0.05m则:C20 0.0825- 22 -C C20咗)2OP825 F2。0841Umax cj L V 0.0841 J802.32 1.142 2.2275m/s VV 1.142取安全系数为0.8，则空塔气速为:U 0.8U max0.8 2.2275 1.782m/s巫1087 0.773mu , 3.14 0.782按标准塔径圆整后为:D 0.8m截塔面积

39、为:AtD243.1415 0.802420.5024m实际空塔气速：口 VS仝37 1.666m/sAt0.5024u 1.666 0.748 0.8u max 2.2275(2) 提馏段提馏段的气、液相体积流率为:L1'Mlm3600 lm214.06 20.2553600 900.62430.001337m /sV 2 M vm '3600 vm116.21 23.433600 0.99310.8242 m3/s查史密斯l1VsVLs'3600 (3600(,1亡)2VVs'关 联 图，10.001337 3600 (900.625二0.8242 3600

40、 ( 0.9133)U max'0.09625900.625 0.9133Y 0.91333.03m/s横 坐 标 为0.0509取板间距，屮 0.45m板上液层高度hL 0.05m则： 屮七 0.45-0.050.40m丄37 80 -查图得：C200.085, C C20( L)20.0825 ()20.00965420 20D4 0.82423.14 1.818取安全系数为0.6，则空塔气速为：u 0.6umax 0.6 3.30 1.641m/sVs 0.8242u1.641m/sAt0.50240.760m按标准塔径圆整后为：aD 0.8mD223.1415 0.802截塔面

41、积为：A4U. 5024 m4实际空塔气速:u 1.6410.542 0.6U max 3.033.6.2精馏塔有效高度计算在进料板上方开一个人孔，精馏段开2个人孔，高度为0.6m;塔板有效咼度为：Z (Np-1)3 0.612.2m第4章塔板工艺尺寸的计算4.1精馏段塔板工艺尺寸的计算4.1.1溢流装置计算因塔径D=0.8m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下: 堰长 lw取 lw 0.6D0.6 0.80.48m溢流堰高度how由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how2竺 E（5f1000 lw2.84 ,1100020.000594

42、360030.480.00749m取板上清液层高度hL 50mm，故hWhL hoW 0.05 .00749 0.0423m弓形降液管宽度 Wd和截面积Af由lw：D 0.60查弓形降液管参数图得:AfAt0.055 ； Wd 0.11D故则 Wd0.105 0.8 0.084m,Af0.050.50240.02512m验算液体在降液管中停留时间 ，即:3600Af Ht3600 0. 0025120.00594 360019.03s 5s（设计合理）故降液管设计合理。降液管底隙高度h0h。Lh36001 wU00.0005940.48 0.07取 ho 30mm,

43、hw ho 42.330 12.3mm 0.006mm故降液管底隙高度设计合理。4.1.2塔板设计0.035m。4.122边缘区宽度确定取人口安定区宽度为 Ws Ws 0.06m，边缘区宽度为 Wc开孔区面积的计算开孔区面积 Aa计算：开孔面积为Aa2(x.r2 x22rsin180其中xWs)0.82(0.084 0.06)0.256m ；故:Wc0.80.0350.365m ；2 (0.256 0.3650.2563.1415 0.3652 sin1801 0.256)0.3650.326m筛孔计算及其排列本物系无腐蚀性，可选用板厚3mm碳钢板，取筛孔直径 d

44、o 5mm,筛孔按正三角形排列，取孔中心距：t 2.5do 2.5 5 12.5mm；筛孔数目：n1.155 Aa1.155 0.32632(12.5 10 3)22410 个开孔率为：开孔率为:0.907(血)20.907 (丄)2 14.5%;t2.5精馏段每层板上的开孔面积是:A0Ae 0.145 0.326 0.0473m2气体通过筛孔的气速为:VS 遊 17.7m/sA00.04734.2提馏段塔板工艺尺寸设计4.2.1溢流装置计算溢流堰高度how由hw hL how，选用平直堰，堰上液层高度:how2.84 匚10003w2.84100020.001337 3600

45、30.480.0132m取板上清液层高度 hL 50mm，故 hw = how 0.05 0.01320.0368m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw；D 0.60查弓形降液管参数图得：A 0.055； Wd 0.11atd故则 Wd 0.105 0.80.084m, Af 0.05 0.50240.02512m23600Af Ht验算液体在降液管中停留时间 ，即:19.03s 5s(设计合理)3600 0. 0025120.00594 3600故降液管设计合理。降液管底隙高度h0h。Lh36001 wU00TT07 0.0398m (0.20m-0.25m)取

46、h0 30mm,hw ho 39.830 9.8mm 0.006m故降液管底隙高度设计合理。4.2.2塔板设计与精馏段塔板设计相同，但气体通过筛孔的流速不同:气体通过筛孔的气速：VS 0.8242u0-17.4m/ sA00.04734.3塔板的流体力学性能的验算4.3.1精馏段塔板压降(1 )干板阻力hc计算(4.8)hc 0.051(鱼)2(丿)0)L则hc0.051 (2473)2( 1.142 ) 0.0382m液柱。0.772802.32(3) 气体通过液层的阻力 h1的计算气体通过液层的阻力 h1可由下式计算：h1hL按面积(A 2Af)计算的气体流速为：Ua亠AtA

47、f0.8371.754m/s;0.5024 0.025121 1ua .v 1.7541.1421.874Kg°/(s.m2)；(下)P182图10-46 )充气系数与能动因子关联图得：Bh1 hL(hw how) 0.57 (0.0423 0.00769) 0.0285m液柱(3 )液体表面张力阻力计算液面的表面张力的阻力气体能动因子Fa 查(化工原理hL(hw=0.57 ,则h可由下式计算：4 22 1030.00224m液 柱802.32 9.81 0.005气体通过每层塔板的液面高度为：hp hf h hc h h 0.0745 0.0258 0.

48、00224 0.0653m液柱；气体通过每层塔板的压降为：hL.M gd0 Php Lg 0.0653 802.32 9.81 514Pa 700Pa液面落差(忽略液面落差的影响) 液沫夹带5.7 10 6 (Ua)3.2(Hthf)(4.11)mlhf2.5hL(4.12)65.7 10(Ual Ht hf33.25.7 101.7543"?22 (0.45 0.125)0.0571kg液kg气0.1故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 漏液u0,min4.45.(0.0056 0.13hL h )Vm1(4.13)u0,min 4.40.772(0.00560.13

49、 0.05 0.00224) 802.321.1428.94m/s实际孔速u。17.7m/S U0,min稳定系数为UoK1771.98(1.5 2.0)u0.min 8.04故本设计中无明显漏液。 液泛为防止发生液泛，降液管内也层高度应满足:Hd(Ht hw)(4.14)取 0.5 得到：(Ht hw) 0.5 (0.45 0.0423)0.246mhd 0.153 (uo')20.153 0.0720.00075m液柱Hd 0.0653 0.05 0.00075 0.243m液柱(Ht hw)故本设计中不发生液泛。4.3.2提馏段提馏段计算方法与精馏段相同，验算结果如

50、下：塔板压降（1）干板阻力hc计算则hc 0.051 （丝兰凡哎33） 0.0249m液柱。 0.772948.99（4）气体通过液层的阻力 h1的计算气体通过液层的阻力 h1可由下式计算：h1hL按面积（A 2Af）计算的气体流速为：VATAf0.82420.5024 0.025121.727m/s;1 1气体能动因子 Fa Ua. v 1.754 J.142 1.874Kg可（s.m2）；查（化工原理（下）P182图10-46 ）充气系数与能动因子关联图得:=0.58，则hL( hw how) 0.58 (0.0368 0.0132) 0.029m液柱；（3 ）液体表面张力阻力计算 液面的表面张力的阻力h可由下式计算:4 37.8 10 30.00342m 液柱900.625 9.81 0.005气体通过每层塔板的液面高度为：