化工原理课程设计_

1、徐Wt JL徨 '> 院化工原理课程设计设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计学生姓名学号班级指导教师2015年5月1日6月22设计时间日完成时间2015年6月23日于徐州目录、总论1.1概述.6.1.2文献综述7.板式塔类型.7.筛板塔7.1.3设计任务书8.设计题目设计条件设计任务二、设计思路三、工艺计算3.1平均相对挥发度的计算103.2绘制t-x-y图及x-y图1.13.3全塔物料衡算1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数1.3.平均摩尔质量13全塔物料衡算：1.4进料量:143.5图解法求理论板数及加料板位置 1.7.精馏段和提馏段操作线方程的确定 17.理论板数及加料板位置

2、17.3.6实际板数及加料板位置确定 1.9四、塔板结构设计20202.0.22.4.1气液体积流量精馏段的气液体积流量提馏段的气液体积流量4.2塔径计算2323塔径初步估算26校核HT与D的范围4.3塔高的计算274.4塔板结构设计27塔板结构尺寸的确定27弓形降液管28塔盘布置29开孔面积计算30筛板的筛孔和开孔率314.5塔板流体力学校核31塔板阻力31严重漏液校核34降液管溢流液泛校核354.6塔板性能负荷图3.6.漏液线36液沫夹带线37.液相负荷下限线37.4.6.4液相负荷上限线38液泛线3.8五、换热器395.1换热器的初步选型39塔顶冷凝器3.9.塔底再沸器3.9.5.2塔顶

3、冷凝器的设计40六、精馏塔工艺条件42.6.1塔体总高4.26.2精馏塔配管尺寸的计算44塔顶汽相管径dp.4.4回流液管径dR4.4.加料管径dF444Z七、塔板结构设计结果八、符号说明48九、结束语49一、总论1.1概述化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物。其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作。在化工、炼油、石油化工等工业中得 到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂）。使气、液两相多次直接接触和分离。利用液相混合物中各组分挥发度的不同。使易挥发组分由液相向气相

4、转移。难挥发组分由气相向液相转移 。实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔。筛板塔的突出优点是结构简单造价低 。合理的设计和适当的 操作筛板塔能满足要求的操作弹性。而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液 。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一。五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备。为减少对传质的不利影响。可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板 上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成。使用碳钢的比率较少。它的主要优点是：结构简单。易于加工。造价

5、为泡罩塔的60左右。为浮阀塔的80%左 右；在相同条件下。生产能力比泡罩塔大 20%40% ;塔板效率较高。比泡罩塔高15%左 右。但稍低于浮阀塔；气体压力降较小。每板降比泡罩塔约低 30%左右。缺点是：小孔筛 板易堵塞。不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；操作弹性较小（约23）。蒸馏是分离均相混合物的单元操作。精馏是最常用的蒸馏方式。是组成化工生产过程综合运用所学知识，来解决实际化工问题的能力，做到能独立进行化工设计初步训练。为以后 从事设计工作打下坚实的基础。1.2文献综述板式塔类型气-液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在

6、其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不 同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔 等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔（1813年卜筛板塔（1832年）,其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔 板等。目前从国内外实际使用情况看 ，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，先以筛板精馏塔为主体进行设计。筛板塔筛板塔也是传质

7、过程常用的塔设备 ，它的主要优点有：（1 ）、结构比浮阀塔更简单， 易于加工，造价约为泡罩塔的 60%,为浮阀塔的80 %左右。（2）、处理能力大，比同塔 径的泡罩塔可增加 1015 %。（ 3）、塔板效率高，比泡罩塔高15 %左右。（4）、压降 较低,每板压力比泡罩塔约低 30 %左右。筛板塔的缺点是：（1 ）、塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）、 操作弹性较小（约23）。（ 3 ）、小孔筛板容易堵塞1.3设计任务书设计题目乙醇-水筛板精馏塔设计设计条件 常压p=1atm （绝压）。 原料来自粗馏塔，露点进料，进料组成23%乙醇（质量分数） 塔顶浓度为含乙醇 92.41% （

8、质量分数）的乙醇，产量为30吨/天； 塔釜采用饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于0.3% （质量分数）； 塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=1.12.0Rmin ; 公用工程：循环冷却水：进口温度32 C,出口温度38 C；导热油：进口温度260 C,出 口温度250 C 厂址：徐州地区设计任务1、 完成该精馏塔的工艺设计，包括辅助设备及进出口管路的计算和选型；2、 画出带控制点工艺流程图、xy相平衡图、塔板负荷性能图、塔板布置图、精馏塔工艺 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设计评价。二、设计思路首先，乙醇和水的原料混合物进入原料罐 ，在里面停留

9、一定的时间之后 ，通过泵进因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就 分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升 到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产 品冷却器中，停留一定的时间然后进入乙醇的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成乙醇和水的分离。乙醇一水混合液经原料预热器加热，进料状况

10、为汽液混合物 q=1送入精馏塔，塔顶 上升蒸汽采用全凝器冷凝，一部分入塔回流，其余经塔顶产品冷却器冷却后 ，送至储罐， 塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品冷却后，送入贮罐（附流程图）。图1流程示意图三、工艺计算3.1平均相对挥发度的计算由相平衡方程得：:xI =1 (二-1)xy(x-i)x(y-i)(i-i)(1-2)查阅相关资料，常压下乙醇和水的气液平衡数据如下表表1常温常压下乙醇-水的平衡数据x0.1800.2000.2500.3000.3500.400y0.5100.5250.5510.5750.5950.610x0.4500.5000.5500.6000.6500.700y0.6350.

11、6570.6780.6900.7250.755VPa/Xa(1-3)(1-4)由道尔顿分压定律 R = Py-AVbPb/XbyA yB 二 yA (1 - gXa Xb Xa (1 Xa)将上表数据代入得序号12345a3.68153.15692.72542.35012.1263序号678910a1.91551.72281.54081.41961.3207则:.=10 ：.1爲2 -屯:陥。-3.043.2 绘制 t-x-y图及x-y图表2乙醇一水系统t x y数据沸点乙醇摩尔数/%沸点乙醇摩尔数/%t/ C气相液相t/ C气相液相99.90.0040.0538227.356.4499.80

12、.040.5181.333.2458.7899.70.050.7780.642.0962.2299.50.121.5780.148.9264.7099.20.232.9079.8552.6866.2899.00.313.72579.561.0270.2998.750.394.5179.265.6472.7197.650.798.7678.9568.9274.6995.81.6116.3478.7572.3676.9391.34.1629.9278.675.9979.2687.97.4139.1678.479.8281.8385.212.6447.4978.2783.8784.9183.7517

13、.4151.6778.285.9786.4082.325.7555.7478.1589.4189.41根据上面表中的数据绘制乙醇-水的t-x-y相图，如下：沛点t/f乙醇冰相團图2乙醇-水相图3.3全塔物料衡算查阅相关文献，整理有关物性参数表3乙醇-水物性参数项目数值年处理原料能力F=3000t/a质量分数3f= 0.23co d=0.9241co w=0.003分子量M 乙醇=46.07kg/kmol=18.01kg/kmol进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数F：进料量（kmol/h）Xf :原料组成（摩尔分数。下同）D:塔顶产品流量(kmol/hXd :塔顶组成W:塔底残液流量(kmol/h

14、Xw :塔底组成WanAMaWa . WbM A M B(1-5)原料液乙醇的摩尔组成0.23/46.07塔顶产品乙醇的摩尔组成XF =0.23/46.070.77/18.010.9241/ 46.07-0.1046塔底残夜乙醇的摩尔组成Xd =0.82640.9241/ 46.070.0759/18.010.003/46.07Xw=0.0011750.003/46.070.997/18.01平均摩尔质量根据公式可得：Xa M a * (1 Xa ) M b(1-6)原料液的平均摩尔质量Mf =0.1046 46.07 (1 -0.1046) 18.01 = 20.945kg /kmol馏出液

15、的平均摩尔质量：MD =0.8264 46.07(1 -0.8264) 18.01 =41.199kg/kmol塔釜残液的平均摩尔量：Mw =0.001175 46.07 (1 -0.001175) 18.01 =18.043kg / kmol333全塔物料衡算：进料量：30000F=30 吨 /天=51.096kg/mol24猊0.23汇46.07+0.77><18.01)全塔物料衡算式：F=D+W解之得：D=6.404 kmol/h , W=44.692 kmol/h表3物料衡算表项目数值进料流量F，kmol/h51.096塔顶产品流量D， kmol/h6.404塔釜残液流量W

16、，kmol/h44.692进料组成，Xf（摩尔分数）0.1046塔顶产品组成，Xd（摩尔分数）0.8264塔釜残液组成，Xw（摩尔分数）0.0011753.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定最小回流比:x3.04x3.04xy 二平衡线方程1 C -1)x1(3.04 -1)x1 2.04xXf 71046 Xd =0.8264Xw =0. 001175因为 q =1所以 Xq =xF - 0.1046yq0.262相平衡方程：1_1)x泡点进料最小回流比口 =。.叽。262 = 3.627yq -xq0.262 -0.1064确定最适操作回流比R由Fenske方程计算最小理论板数NminN

17、 minlg-1 =6.47（不包括塔釜）图3吉利兰关联图为了避免吉利兰图反复转载以及查图误差，可由下面公式计算 N的值(1-7)(1-8)(1-9)(1-10)表4 RN t关系计算结果RXYNt3.6270.0000.75028.8804.3520.1360.50814.1955.0780.2390.41711.8135.8030.3200.35710.6166.5290.3850.3139.8757.2540.4390.2799.366N图4 N t-R关系图由图可知最适回流比 R=5.0783.5图解法求理论板数及加料板位置精馏段和提馏段操作线方程的确定精馏段： L = RD =5.0

18、78 6.404 = 32.520kmol / hV =(R 1)D =(5.078 1) 6.404 =38.924kmol/hyn 1 -xnXd(1-11)精馏段操作线方程：yn4 =0. 83 5n 0. 134提馏段：L =l qF =32.520 1 51.096 =83.616kmol / hV =V (q T)F =38.924 (1 T)F =38.924kmol / h(1-12)提馏段操作线方程：ym 2.148x0.00135理论板数及加料板位置精馏段：由平衡线方程的y3.04 -2.04 y与yn 1= 0.835xn 0.134 联立已知 y1=XD=0.8264X

19、1=-0.61033.04 -2.04%y2= 0.835 洛 0.134=0.6436依次类推，可得：X1=0.6103y1=0.8264X2=0.3726y2=0.6436X3=0.2088y3=0.4452X4=0.1279y4=0.3084X5=0.0945y=0.2408X6=0.0817y6=0.2129X5=0.0945 <Xq=0.1046提馏段由平衡线方程的y3.04 -2.04 y-2.148x0.00135 联立y6 =2.148X5 -0.00135 = 0.2016 y6佻-0.07673.04-2.04 y6依次类推：X6=0.0767y6=0.2016X7=

20、0.0604y7=0.1634X8=0.0462y8=0.1283X9=0.0344y9=0.0978X10=0.0251y10=0.0726X11=0.0179yn=0.0526X12=0.0125y12=0.0372X13=0.0086y13=0.0256X14=0.0057y14=0.0170Xi5 =0.0036xi6 =0.0021X17=0.0010yi5 =0.0108yi6 =0.0064yi7=0.0032xi7=0.0010<x w=0.001175综上所述,理论板总数Nt =17 ,进料板位置Nf =53.6实际板数及加料板位置确定全塔效率由Oconnell关联式计

21、算20 C时，水的粘度为1.0050cp ,乙醇的粘度为1.18cp塔进料液体平均摩尔粘度Et =0.17-0.616lg"m=0.484Nt(1-13 )根据公式：NP -Et得：5精馏段的塔板数：NP =10 330.484取整10块，考虑安全系数加一块为11块12提馏段的塔板数：NP 28.0342.8%取21块，考虑安全系数加一块为22块。故进料板为11块，实际塔板数33块。表5塔板计算结果项目值回流比5.078理论板数17板效率48.60%实际板数33理论加料位置5头际加料位置11四、塔板结构设计4.1气液体积流量精馏段的气液体积流量由图2乙醇-水相图可知，td=83.2

22、C （塔顶第一块板）tf=90.4 C （加料版）tw=103.2 C （塔底）xf=0.1046, x d=0.8264 由相图查得 yF=0.4221， yD=0.8301,由公式 （1-6）可得M vf= 29.854kg/mol， M vF=41.303kg/moltd +t f精馏段的平均温度：tm d - = 86.8 C2t +tf提馏段的平均温度：t ' = 一 =96.8乜m,c表6精馏段溶液参数项目参数位置进料板塔顶第一块板摩尔分数xf=0.1046xd=0.8264yF=0.4221yD=0.8301摩尔质量kg/molMf=20.945Md=41.199液相平均

23、摩尔质量Mvf=29.854Mvd=41.303温度IC90.483.2M =(Mf Md )/2 =(20.945 41.199) / 2 =31.072kg / kmol液相平均温度：tm =(tF tD)/2 =(90.4 83.2)/2=86.8 C温度(C)2030405060708090100110乙醇的密度(kg/m 3)795785777765755746735730716703水的密度(kg/m 3)998.2995.7992.2998.1983.2977.8971.8965.3958.4951表7乙醇和水的密度在平均温度为86.8 C时用内插法求得：3杯=971.179kg

24、/m31醇=735.110kg/m液相平均密度为精馏段的液相负荷L 二 RD =5.078 6.404 二 32.52Ckmol / hlm32.520 31.072800= 1.263m3/h由PV 二nRT m mRTPM m RT 二 PRT Vc pm1x,lm 1-x'lm所以: -= 十RT"乙醇”水n其中，平均质量分数(1-14)则:x,lm =(0.40.94)/2 =0.67?lm0.671 - 0.67735.110971.179= 0.00125所以3im 二 800 kg / m进料板压强：气相平均压强：气相平均摩尔质量R =PD 0.7 11 =11

25、3.0KPa气相平均密度PF M VmRT113° 心78=1.366g8. 314 (8 0. 89273. 1 5)m3精馏段塔顶压强PD =4 101.3 =105.3KPa若取单板压降为0.7KPa,贝,cPd Pf105. 3 113. 0“PmD _109. 1 KPa2 2- MvF+Mvd 29.854 +41.303»八 ,:M vm35.578kg / kmol2 -气相负荷： V =(R 1)D =(5.078 1) 6.404 =38.924kmol / h3= 1013.79m3/hVMVm 38.924 35.578©m 一 1.366

26、表8精馏段的负荷名称气相液相平均摩尔质量kg/kmol35.57831.072平均密度kg/m 31.366800体积流量m3/h1013.791.263提馏段的气液体积流量(塔底)M VF=由图2乙醇-水相图可知，td=83.2 C （塔顶第一块板）tf=90.4 C （加料版）tw=103.2 C xf=0.1046, xw=0.00175 由相图查得 yF=0.4221 , yW=0.0124,由公式 （1-6 ）可得 29.854kg/mol , M VF=18.385kg/mol表9提馏段溶液参数位置进料板塔釜摩尔分数Xf=0.1046xw=0.001175yF=0.4221yw=0

27、.0124摩尔质量 kg/mol Mf=20.945Mw=18.059Mvf=29.854Mvw=18.385温度 /C99.383.6采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的气液相负荷表10精馏段的负荷名称气相液相平均摩尔质量kg/kmol21.07628.196平均密度kg/m 34.43924.5体积流量m3/h1353.831.9514.2塔径计算塔径初步估算表11塔板间距和塔径的经验关系塔径D/m>2.4塔板间距HT/m> .说明：工业塔中，板间距范围200900 mm由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。由以上的计算结果可以得到塔的

28、平均蒸汽流量：YsLI013.79 1353.83 =ii83.8im3/h塔的平均液相流量：Lsj Lst1.263 1.9513=1.607m /h塔的液相平均密度：L订 800 924.5 = 862.25kg/塔的气相平均密度：由塔径公式V1-3664-4 2.898kg/m3D =(1-15 )可知：由于示意的空塔气速u = (0.6 -0.8)umax，因此，需先计算出最大允许气速Umax。(1-16 )即_ ：v即Umax =cj-丫Pv取塔板间距HT =0.4m，板上液高度HL = 60mm = 0.06m那么分离空间高度：HT -HL =0.4-0.06= 0.34mLs 兀

29、 1.607862.25气液动冃能参数 : I=汉=0.0234MSJ1183.81 V 2.898I f !Hr-虬T-M班图5史密斯关联图表面张力：C20 = 0.069,因为C二C20（）0.2,需先求平均表面张力20表12水和乙醇的表面张力温度C2030405060708090100110水的表面张力mN72.77169.367.76664.362.76058.456.8乙醇的表面张力22.321.220.419.818.81817.116.215.214.4根据上图使用内插法得塔顶：二乙醇=17.3mN/m二水=62.99mN/m塔顶平均表面张力：二辺=0.8264 17.3 (1

30、-0.8264) 62.99 =25.232mN / m进料板匚乙醇=16.78mN/m匚水二61.76mN/m进料板的平均表面张力：二mF =0.1046 16.78 (1 -0.1046)61.76 =57.055mN /m塔底二乙醇=15.27mN/m 二水二58.52mN /m塔底的平均表面张力二mw =0.001175 15.27 （1 -0.001175） 58.52 =58.469mN /m精馏段液体平均表面张力25.232+57.055 川M /:;:. m141.144mN / m提馏段液体平均表面张力57.055 58.469:;-m257.762mN / m2全塔液相平均

31、表面张力：25.23257.05558.469 “一门:m46.919mN / m3C（0.020）0.260.069= 0.0811V 1.607-1.877m/s取空塔速率为最大允许速率的0.7倍，则空塔速率为：u =0.7 1.877 =1.314m/s|4Vg4 0 7025则塔径为：D二, g0.825mV 兀u Y3.14汉 1.314根据标准塔径圆整为： D = 1m = 1000mm4Vsj 4 汇 1 377此时，精馏塔的上升蒸汽速度为 ：Uj 可.一 =1.754m/s2 2：D2 3.14 12提馏段的上升蒸汽速度为：Uj =绘 / 37? =1.752m/sD23.14

32、 12安全系数：U i 1 754j 1754 =0.7932.098UtU maxU max卓 0.7922.098U max匕丄均在之间，符合要求。U max0.0811 （0.020）0.2 （0.0448）校核HT与D的范围由此重新计算：A T =0.785D 2 =0.785 mA f = 0.088A t =0.0691 mA n = A t - A f =0.7159 mu = V s /An =1.584 m/s实际泛点百分率：u /u f =0.7164.3塔高的计算塔的高度可以由下式计算Z=HP (N -2-S)Ht SHt H f Hw一直实际塔板数 N=32块，板间距H

33、t =0.4m ,由于料液较轻的话，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔32，则人孔数目S为：s=32-1=3个8取人孔两板之间的间距Ht =0.6m，则塔顶空间Hp =1.2m，塔底空间Hw = 2.5m，进料板空间咼度：Hf =0.8m,那么全塔高度：Z =1.2 (30 -2 -4) 0.4 4 0.6 0.8 2.5 =16.5m4.4塔板结构设计塔板结构尺寸的确定由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分11AF"IIIIHd1 1一一 1.1图6溢流装置图 （10x20cm）取无效边缘区宽度 WC = 40mm，泡沫区宽度 WS = 70mm查得堰长：Lw = 650m

34、m弓形溢流管宽度：WD =120mm弓形降液管面积：Af = 0.0534m2A降液管面积与塔截面积之比 ：-=6.8%At堰长与塔径之比 Lw650 =0.650D 1000降液管的体积与液相流量之比.，即液体在降液管中停留时间一般应大于5S,液体在精馏段降液管内的停留时间：Af htLstO.0534 0.4 =29.02 5S符合要求0.000736液体在提馏段降液管内的停留时间人川丁O.。534 0.4Lst0.001275 =16.75 5S 符合要求弓形降液管采用平直堰，堰高hW =hL h°Wh l 板上液层深度一般不宜超过60 70 mm how 堰上液流高度 堰上液

35、流高度可根据如下公式计算2Ls 一how = 0.00284 E( )3E液体的收缩系数Ls 液相的体积流量Lw 堰长3 18 -精馏段：how =0.00284E(3_8)3 =0.0157E0.65由 Lw = 0.65 DLS3.18(Lw)2.52.50.65= 7.78查手册知E = 0.76则how =0.0157 0.76 = 0.0119mLW =0.065 -0.0119 =0.05881m降液管底部离塔板距离即同理，提馏段：由 Dh。，考虑液封取h。比hw小15mmhO =0.0581 - 0.015 =0.043814.59 3how巾叱晒品)3= 0.0412ELs(l

36、w)2'54.59250.65= 13.78查手册 E=1.038how =0.0412 1.038 = 0.043mhw =0.06 -0.043 =0.017mho =0.017 -0.015 二 0.002m塔盘布置1. 受液区和降液区一般两区面积相等。2. 入口安定区和出口安定区 。mm一般取安定区宽度 Ws =（ 50-100）mm，一般取边缘区宽度 Wc =（ 30-50）00 ,图7塔盘布置图444开孔面积计算阀孔总面积可由下式得：r2 arcsin()180r已知W =0-12m,近取无效边缘区宽度W =°.°4m ,泡沫区宽度Ws 7°7

37、m(1-17)D1x(Ws 叫)= -(0.07 - 0.1020.31m22r = D -Wc = 0.5 -0.04 = 0.462-i' 273 1420 31所以 Aa =2 0.31 0.462 一0.312 ：、: 0.462 arcsin()二 0.523mIL1800.46445筛板的筛孔和开孔率因乙醇-水组分无腐蚀性，可选用：=3mm的碳钢板，取筛孔直径d。=5mm筛孔按正三角排列：*t图8筛孔的排列方式孔中心距 t =3d° =3 5 =15mm筛孔数目：1158000Aa11580007.532 2691 7 2692 个n2691.72692 个t15

38、2n 1 二do2开孔率：42 = = 10.07% (在 5-15% 范围内)t(d-)2(15)2d5气体通过筛孔的气速为：U。= 丄（1-18）叽则精馏段:0.578uoJ10.97m/s0.1007 0.523提馏段:0.827_ _ ,uot15.44m/s0.10070.5234.5塔板流体力学校核塔板阻力塔板阻力hf包括以下几部分（a）干板阻力hd 气体通过板上孔的阻力（无液体时）；（b）液层阻力hi气体通过液层阻力（c）克服液体表面张力阻力h。一孔口处表面张力气体通过塔板的压力降（单板压降） h hchl hr（ 1-19）h p -气体通过每层塔板压降相当的液柱高度hc -气

39、体通过筛板的干板压降hi -气体通过板上液层的阻力h.-克服液体表面张力的阻力干板阻力hcu p干板压降 he ， 由此公式计算：he = 0.051（）2CoPl（1-20）d 5根据1.67查干筛孔的流量系数图&3图9塔板孔流系数图得 Co =0.78精馏段：hc =0.051 (10.97)2 468 = 0.059m液柱0.78800提馏段:51 （鬻2益皿6口液柱(1-21 )板上充气液层阻力hi板上液层阻力hi用此的公式计算：hi =：2hL =2（H w how） hL-板上清液层高度:-反应板上液层充气程度的因数（充气因数）降液管横截面积3Af -0.0534m，塔横截

40、面积At -23.14 142二 0.785m精馏段：U2Vs0.5870.79m/sAt -Af 动能因子：Fa 二 ua .,V =0.794.68 =1.71查充气系数1与Fa的关联图可得2 =0.59则 0 = -hL =0.59 0.06 = 0.035mVS,0 827提馏段：Ua, S1.132At -Af 动能因子：Fa ="a .”V =1.1324.43 =2.38查充气系数与Fa的关联图 可得 =0.56则hl ；-h0.56 0.06=0.03364、：Lgd o(1-22)由表面张力引起的阻力h；二精馏段:4 汇 41.08"0cccch0.004

41、19m8009.81 汇 0.005提馏段:.,4 56.80 10“h0.00501m924.5 9.81 0.005液体表面张力的阻力计算公式综上,故精馏段hp 二 0.059 0.035 0.00419 二 0.0982m液柱压降 ：P = :gh =800 9.81 0.0982 = 0.77kpa提馏段hp 二 0.096 0.0336 0.00501 二 0.134m液柱压降 .0 = gh =924.5 9.81 0.134 =1.215kpa说明：（1）若塔板阻力过大，可增加开孔率或 降低堰高。（2）对于常压和加压塔，塔板阻力一般没有什么特别要求。（3）对于减压塔，塔板阻力有一

42、定的要求。液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和流量均不大，故可忽略液面落差的影响液沫夹带量校核板上液体被上升气体带入上一层塔板的现象，叫做液沫夹带。为保证板式塔能维持正常的操作效果，通常塔板上液沫夹带量 eV :：: 0.1kg液/kg气，可按下式计算5.7 10“U(Ht -hf)3'2(1-23 )精馏段:5.7 1037.71 10”0.790.42.5 0.06)32=0.006kg液 /kg气提馏段：eVTA（。鳥爲宀皿心液山气故在本设计中液沫夹带量 eV在允许范围内，不会发生过量液沫夹带严重漏液校核漏液验算，根据公式：= 4.4C(0.00560.13hL -

43、h；_) :L'g一(1-24)稳定系数：K1.5 - 2.0owJo-筛孔气速Jow -漏液点气速精馏段:% "4 0.78 V0056 °.13 O.。6"00419 800 = 4.16m/sM4.68实际孔速： I。= 10.97m/s10 97稳定系数为K = 10兰7 =2,641.54.16实际孔速：Jo15.44m/s稳定系数：K J5.44 =3.4 .1.54.54提馏段:故在本设计中无明显漏液Icrc 0.0056 0.13 0.06 -0.00501 924.5.八.4.43降液管溢流液泛校核为阻止塔内发生液泛，降液管内液层高 Hd

44、应服从的关系：Hd乞(Ht hw)(乙醇-水不易分离的体系)精馏段：(Ht hw) =0.6(0.400.0119) =0.247m又因为Hd =hp hL hd板上不设进口堰：hd =0.153(叮)2 =0.153 0.667 0.00068m液柱Hd =0.000680.060.0175 = 0.0782 m 液柱Hd 二(Ht hw)乞 0.247提馏段：(Ht hw) =0.6(0.40.0039) = 0.242mhd = 0.153(% )2 =0.153 (0.272)0.0113Hd =0.01130.060.0056 = 0.0769m 液柱Hd =（Ht hw）乞 0.2

45、42故在本设计中不会发生液泛现象。4.6塔板性能负荷图在确定了塔板的工艺尺寸，又按前述各款进行了流体力学验算之后，便可确认所设计的塔板能在任务规定的气液负荷下正常操作。此时，有必要进一步揭示该塔板的操作性能，即求出维持该塔板正常操作所允许的气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图的形式表示。L.m»h液相负荷下限线图10塔板负荷性能图漏液线Uomin =10.97m/sVS mindonuomin =0.785 0.0052 2692 10.97 = 0.5796m3/s = 2086.38m3/ h 据4此可以做出与流体流量无关的ua )3.2(1 T -hfUaVsVsh

46、fAt 'Af0.785-0.05340.7316= 2.5hL =2.5(hw how),hw =0.017m,h°w ".00284E(冬' lw3600L how = 0.0028 1.038 (0.652则 hf =2.59(0.017 =0.912L3)2= 0.0425 2.28L空2HT -Hf =s空2二 s35.7心0上 氐-44.81 102卫.3575 -2.28Ls§2= 0.1解得2VS = 0.0105-0.067L?462液沫夹带线5.7 10-6ev 二6计算所得：Ls(m3/s)0.0020.0040.0060.0

47、08Vs(m 3/s)0.00940.00880.00830.0078据此可作出液沫夹带线 2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上清液层高度how = 0.006m作最小液体负荷标准，由how23600Ls -= 0.00284E(s)3Lw= 0.86E得 E = 1.038则:L Smin3600-0.000522m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限346.4液相负荷上限线以v -5s作为液体在降液管管中停留时间的下限Ls=5Ls, max =AHO.。534 0.4 "00427m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线液泛线令 Hd = '(Ht hw),Hd 二 hp hL hd,hphc hLhemhL,hL =hw how联立的：Ht( - 1 -1)hw =( 一： 1)howhehd(1-25)2 2 整理得：a'Vs 二 b'-c'aLs -d'Ls空0.051 pv0.051：;.22( 0.0052 2692 0.78)244.65E。62b' = HT( - 1 -1)hw =0.6 0.4 (0.6 -0.55 -1) 0.017