工070313(化工原理课程设计)

1、南京工业大学化学化工学院化工原理课程设计设计题目常压甲醇水筛板精馏塔设计学生姓名陈献富班级、学号化工070313指导教师姓名 刘晓勤、王晓东课程设计时间2010年6月14日-2010年6月25日课程设计成绩百分制权重设计说明书、计算书及设计 图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、 设计过程表现、设计答辩及 回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字化学化工学院课程设计任务书课程名称化工原理课程设计设计题目常压甲醇水筛板精馏塔设计学生姓名陈献富 专业 化学工程与工艺班级学号1001070313设计日期 2010年_6_月日至2009年_6_月_25日 设计条件及任务：设计体系：甲

2、醇一水体系设计条件：进料量：F二 200 kmol/h进料浓度：Zf=0.35（摩尔量分数）进料状态：q =1操作条件：塔顶压强为4kPa（表压），单板压降不大于0.7kPa 塔顶冷凝水采用深井水，温度t = 12 C；塔釜加热方式：间接蒸汽加热，采用 3kgf/cm 2（表压）水蒸汽 全塔效率：Et = 49%分离要求：Xd= 0.995 （质量分数）；Xw= 0.002 （质量分数）；回流比：R/Rmin =1.6指导教师刘晓勤、王晓东2010年6月11日目录绪论11精馏简介12塔设备简介13体系介绍24. 设计要求2第一节概述31.1精馏操求作对塔设备的要求 31.2板式塔类型 3筛板塔

3、 3浮阀塔 3泡罩塔 31.3设计单元操作方案简介 41.4精馏塔的设计简介4筛板塔设计须知 4筛板塔的设计程序 4第二节设计方案的初步确定 52.1操作条件的确定5操作压力 5进料状态 5加热方式 52.1.4 冷却剂与出口温度 5回流比 6热能的利用 62.2确定设计方案的原则62.3操作流程简图 7第三节板式精馏塔的工艺参数计算 83.1物料衡算与操作线方程83.2理论塔板数的计算与实际板数的确定 10理论板数的计算 10实际板数的确定 113.3操作压强的计算113.4操作温度的计算 113.5塔内物料平均分子量、张力、流量及密度的计算 12密度及流量 12液相表面张力的确定： 13液

4、体平均粘度计算 134.1塔的有效高度和板间距的初选 14塔有效高度 144.2塔径14第五节板式塔的结构 165.1塔的总体结构165.2总塔高度16塔顶空间HD 16塔底空间 16整体塔高 16人孔数 165.3塔板结构16溢流装置 16弓形降液管宽度W和面积A 17降液管底隙高度h0 18塔板布置及筛孔数目与排列 1854筛板的力学检验19塔板压降 19液面落差 20液沫夹带 205.4.4 漏液 215.4.5 液泛 215.5.塔板负荷性能图21漏液线 21液沫夹带线 22液相负荷下限线 23液相负荷上限线 23液泛线 23操作弹性 24第六节设计结果汇总26第七节精馏装置的附属设备

5、 287.1管壳式换热器的设计与选型28塔顶冷凝器（列管式换热器） 28进料预热器 317.2再沸器327.3管件33塔釜残液出料管 33塔顶回流液管 33塔釜再沸器蒸汽进口管 33塔顶蒸汽进冷凝器进口管 347.3.6 塔顶冷凝水管 347.4冷凝水泵的选择347.5除沫器357.6裙座35附表361常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系 362、理论塔板数计算（MATLAB序）： 363、 进料、塔顶及塔釜温度一组成的插值计算（MATLAB序） 374、史密斯关联图 37参考文献及设计手册38设计感想 39感谢40绪论1精馏简介蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是一种属于传质分离的单元操作。广

6、泛应用于 炼油、化工、轻工等领域。蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组 分在相同的压力、温度下，其挥发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。以本设计 所选取的甲醇-水体系为例，加热甲醇（沸点 64.5 C）和水（沸点100.0 C）的混合物 时，由于甲醇的沸点较低（即挥发度较高），所以甲醇易从液相中汽化出来。若将汽化的 蒸汽全部冷凝，即可得到甲醇组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即 可将甲醇和水分离。经过多次部分汽化部分冷凝，最终在汽相中得到较纯的易挥发组分， 而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。在工业精馏设备中，使部分汽化的液相与部分冷凝的气相直接接触，

7、以进行气液相 际传质，结果是气相中的难挥发组分部分转入液相，液相中的易挥发组分部分转入气相， 也即同时实现了液相的部分汽化和气相的部分冷凝。蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。按原料中所 含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。 按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、 减压（真空）蒸馏。此外，按操作是否连续蒸馏和间歇蒸馏。工业中的蒸馏多为多组分 精馏，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生 产中精馏的应用更为广泛。本设计着重讨论常压下甲醇-水双组分体系精馏。2.塔设备简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备

8、。根据塔内气液 接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气体 以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触 逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而 上（也有并流向下者）与液相接触进行质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分 接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气 流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗 少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述

9、所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物 系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以及设 计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中， 气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目 的的气液传质设备之一。3.体系介绍本设计的体系为甲醇-水体系。101.325kPa下，甲醇水体系汽液平衡数据如下：温度t（C）液相组成x气相组成y温舌度t（C）液相组成x气相组成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8

10、910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.66511780.30.7注：x、y分别为气液两相中甲醇的摩尔分数4设计要求设计条件： 体系：甲醇-水体系已知：进料量F=200 kmol/h进料浓度Zf= 0.35 （摩尔分数）进料状态：q= 1 操作条件：塔顶压强为4 kPa（表压），单板压降不大于0.7kPa。塔顶冷凝水采用深井水，温度t = 12C；塔釜加热方式：间接蒸汽加热全塔效率Et = 49%分离要求：Xd= 0.995 （质量分数）;Xw= 0.002 （质量分数）;R/Rmin =1.6 。

11、第一节概述1.1精馏操求作对塔设备的要求工业上对塔设备的主要要求：（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3） 气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消 耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。1.2板式塔类型塔设备大致可以分为两类，一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、舌形、S形、多降液管塔板等；另一类是无降液管塔板，如传流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业上应用较多的是有降液管的浮阀、筛板和泡罩塔板等。筛板塔筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分 为小孔径筛板（孔径为3

12、8mm和大孔径筛板（孔径为10 25mm两类。工业应用小以小 孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合 （如分离粘度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大； 气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于 10.5%，板效率提高产量15流右；而压降可降低30流右；另外筛板塔结构简单，塔板 的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。但其缺点是筛孔易堵塞，不宜处 理易结焦、粘度大的物料。值得说明的是，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操 作弹性减小，传质效率下降。然而近年来，由于设计和控

13、制水平的不断提高，可使筛板 的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。综合考虑利弊，对于甲醇-水体系，本设计选用筛板塔。浮阀塔浮阀广泛应用于精馏、吸收和解析等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮 动懂得浮阀，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 可以根据气流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀的主要优点是生产能力大，操作弹性大，分离效率高，塔板结构较泡罩塔简单泡罩塔泡罩塔是最早使用的板式塔，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内用较多的是圆形泡罩泡罩的主要优点是操作弹性较大，液气比范围大，适用于多种介质，操作稳定可靠; 但其结构复杂、造价高、

14、安装维修不方便，气相压降较大。现虽已为新型塔板取代，但 鉴于其某些优点，仍有使用。1.3设计单元操作方案简介蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏具有生 产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活、 适应性强等优点，但适合于小规模、多品种或多组分物系的初步分离。故分离苯-甲苯混合物体系应采用连续精馏过程。蒸馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却剂中的冷却介质将余热带走。塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器 -全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便准确控制回流比。本设计中 采用

15、全凝器。1.4精馏塔的设计简介筛板塔设计须知（1）筛板塔设计是在有关工艺计算已完成的基础上进行的。对于气、液恒摩尔流 的塔段，只需任选其中一块塔板进行设计，并可将该设计结果用于此塔段中。例如，全 塔最上面一段塔段，通常选上面第一块塔板进行设计；全塔最下面一段塔段，通常选最 下面一块塔板进行设计。这样计算便于查取气液相物性数据。（2）若不同塔段的塔板结构差别不大，可考虑采用同一塔径，若不同塔段塔板的 筛孔数、空心距与筛孔直径之比t/d 0可能有差异。对筛孔少、塔径大的塔段，为减少进 塔壁处液体“短路”，可在近塔壁处设置挡板。只有当不同塔段的塔径相差较大时才考 虑采用不同塔径，即异径塔。筛板塔的设

16、计程序确定设计方案；平衡级计算和理论塔板的确定;塔板的选择；实际板数的确定；塔体流体力学计算；管路及附属设备的计算与选型;撰写设计说明书和绘图。第二节设计方案的初步确定2.1操作条件的确定操作压力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，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下 列原则： 压力增加可提高塔的处理能力， 但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力 增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。 因此如果在常压下操作时，塔顶蒸汽可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。 操作压力大

17、于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸汽时，应对低压、冷冻剂冷却和高 压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 考虑利用较高温度的蒸汽冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝， 且压力 提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增 大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。综合考虑以上因素本设计采用常压精馏。进料状态泡点进料时，塔的操作易于控制，不受环境影响。饱和液体进料时进料温度不受季 节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制。此外，泡点进料，提馏 段和精馏段塔径大致相同，在

18、设备制造上比较方便。冷液进塔虽可减少理论板数，使塔 高降低，但精馏釜及提馏段塔径增大，有不利之处。所以根据设计要求，选择泡点进料, q= 1 o加热方式精馏塔的设计中多在塔底加一个再沸器以采用间接蒸汽加热以保证塔内有足够的热 量供应；由于甲醇-水体系中，甲醇是轻组分由塔顶冷凝器冷凝得到，水为重组分由塔 底排出。所以本设计应采用再沸器提供热量，采用3kgf/cm2 （温度130C）间接水蒸汽加热。冷却剂与出口温度本设计中采用的冷却剂为深井水，深井水水温较江河水水温稳定（如：南京地区深 井水水温常年维持在12C），易于操作条件的控制。冷却水出口温度过高，则冷却效果不佳；反之，如果温度过低，冷却水用

19、量较大， 增加了成本。综合考虑这两方面因素，本设计的冷却水出口温度选为：30C回流比选择回流比主要从经济观点出发，力求设备费用和操作费用最低。实际操作的R必THF：.1L 须大于Rnin，但并无上限限制。选定操作 R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少， 设备投资减少，但因塔内气、液流量 L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝 器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过 大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随 之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系 如右图所示。总费用最低点对应的 R值称为最佳回流 比。设计时应根据技术经济核算确定最佳 R值，常用的 适宜R值范围

20、为：R=（ 1.22） Ro本设计综合考虑 以上原则，选用：R= 1.6Rmino热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%上被塔顶冷凝器中冷却介质带 走，仅约5%勺能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸汽温度提高， 提高了温度的 蒸汽再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸汽冷凝。该方法不仅可节省大量的加 热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸汽可用作低温系统的热源，或通 入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需 增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。本设计中的热能利用主要有两方面：一、塔顶冷却水的热量，通过水介质导出，可

21、用周边生活区的供暖；二、塔釜残液温度较高，可用于进料的预热。2.2确定设计方案的原则总的原则是尽可能多地采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求， 符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作 弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设置必需的仪表并安装在适宜部位，以便能 通过这些仪表来观测和控制生产过程。满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理利用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消

22、耗。回 流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节 省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备 面积增加，设备费用增加。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽可能低一些。 保证生产安全生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆产品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和 强度。2.3操作流程简图3.1.2 q线方程因为 Xf= 0.35 q = 1q线方程为：x= 0.35读图可知平衡线和q线交点为:Xe=0.2325, ye=0.6993.1.3Rmin和R的确定1 |11 |-I

23、L 4W-靳9$ -0L1-沁0U 1S3 QJ 04 0$ e* OF Q * fifJI第三节板式精馏塔的工艺参数计算3.1物料衡算与操作线方程物料衡算已知进料量F= 200kmol/h，进料组成Xf= 0.35 （摩尔分率），进料q= 1 设计要求：Xd= 0.995 （质量分率）,Xw=0.002 （质量分率）将物料的质量分率转化为摩尔分率：质量分率摩尔分率Xd0.9950.9911Xw0.0020.0011衡算方程：200 D WD 70.48kmol/hFX f DX d WXw200 0.350.9911 D 0.0011W W 129.52kmol /hRmin仏丄 O99 .

24、699。帥Ye Xe 0.699 0.2325R=1.6FU=1.6 X 0.8371=1.3393 精馏段操作线方程精馏段操作线方程：RXD1.6410.9911Yn 1Xn DXn0.5725Xn 0.4237R 1R 1 2.6412.641精馏段和提馏段气液流量D= 70.48kmol/hR = 1.3393精馏段：L= RD= 94.39kmol/hV=( R+ 1) D- 164.87kmol/h提馏段：L= L+ qF= 94.39+200=294.39kmol/hV= V-( 1 q) F-V- 164.87kmol/h提馏段操作线方程提馏段操作线方程：LWXYm 1Xm W

25、1.7856Xm 0.000885VV1.0o.0 60 70.6A 050 40.30.20.10.00 00/020.30.40.50 6070.91；03.2理论塔板数的计算与实际板数的确定理论板数的计算由于塔釜残液的浓度较低，而塔顶产品的浓度较高，故不适宜用作图法求解理论板 数。本设计采用逐板计算的方法求解。（1）精馏段理论板数由上而下逐板计算，自x=0.9911开始到Xi首次越过Xf=0.2325时为止xo=O.9911,y 1=0.9911Xi=0.9788,y 2=0.9841X2=0.9621,y 3=0.9745X3=0.9393,y 4=0.9615X4=0.9082,y

26、5=0.9437X5=0.8662,y 6=0.9196Xe=0.8104,y 7=0.8877X7=0.7390,y 8=0.8468X8=0.6484,y 9=0.7949X9=0.5341,y 10=0.7295X10=0.4009,y 11=0.6532因XnXf,故第11块为加料板, （1）提馏段理论板数由上而下逐板计算，自Xn=0.2842,y 12=0.5067X12=0.1434,y 13=0.2551X13=0.0463,y 14=0.0818X14=0.0113,y 15=0.0194平衡关系精馏段操作线方程精馏段共有10块理论版。X1=0.9788,y 1=0.9911X

27、2=0.9621,y 2=0.9841Xa=0.9393,y 3=0.9745X4=0.9082,y 4=0.9615X5=0.8662,y 5=0.9437X6=0.8104,y 6=0.9196X?=0.7390,y 7=0.8877Xs=0.6484,y 8=0.8468X9=0.5341,y 9=0.7949X10=0.4009,y 10=0.7295Xn=0.2842,y 11=0.6532Xn=0.2842开始到Xi首次越过Xw=0.0011时为止平衡关系提馏段操作线方程X12=0.1434,y 12=0.5067X13=0.0463,y 13=0.2551X14=0.0113,y

28、 14=0.0818X15=0.0025,y 15=0.0194X15=0.0025,y 16=0.0036X16=0.0004,y 16=0.0036因X16Xw，所以理论板数不足16块。塔釜相当于一块理论板。提馏段理论板数=15-11+（X15-Xw）/（x 15-x 16）-1=3.68 块（不含塔釜）总理论板数=11+3.68=14.68块（不含塔釜）（理论板数计算由MATLA完成，详细程序见附表）实际板数的确定平均相对挥发度a =5.5平均黏度为卩L=0.33mPas由奥肯奈尔(OconnelI)关联图的Et=0.49N精=11/0.49=23 块N提=3.68/0.49=8 块2=

29、 N 精+N 提=23+8=31 块实际塔板数为31块3.3操作压强的计算本设计采用常压精馏根据设计要求，相关计算如下:塔顶压力 P 顶=101.3+4=105.3kPa单板压降厶P=0.7kPa进料板压力 Pf=105.3+0.7 X 22=120.7kPa塔底压力 pw=105.3+0.7 X 31=127.0kPa精馏段平均压力 pm=(105.3+120.7)/2=113.0kPa提馏段平均压力 pm =(120.7+127.0)/2=123.9kPa3.4操作温度的计算通过“ t-x-y ”数据进行插值计算得：泡点进料：xf= 0.35进料板温度t f=76.58 C塔顶温度：tD=

30、64.51 C塔底温度：tW=99.78 C精馏段平均温度 tm=(76.58+64.51)/2=70.55 C提馏段平均温度 tm=(99.78+76.58)/2=88.18C(以上温度的插值计算由MATLA完成，详细程序见附表。)常压下甲醇-水气液平衡组成与温度关系温度t(C)液相组成x气相组成y温度t( C)液相组成x气相组成y10000750.40.7960.020.1730.50.8940.040.2710.60.8910.060.3690.70.9890.080.4680.80.9880.10.4660.91840.150.56511820.20.665113.5塔内物料平均分子量

31、、张力、流量及密度的计算密度及流量设甲醇为a,水为b甲醇分子量为：32.04kg/kmol水的分子量为：18.01 kg/kmol（1）精馏段精馏段平均温度70.55 C由 t-x-y 数据插值计算得：Xa= 0.6348, ya= 0.8407液相平均分子量: 气相平均分子量:查表得：Pa = 748.60 kg/m3, pb 978.13kg/m3M=XaM+(1-x a) M b=26.92 kg/kmolMV= y aM+(1-y a) M b=29.81kg/kmol液相密度:PlMiM a X a M b Xb3794.14kg/m（液相视为正规溶液）PaP b气相密度：PvPmM

32、vRT1.179kg/m3 （气相视为理想气体）气相流量：V Mv164.87 29.81gm%3600 pv 3600 1.179液相流量LsL Ml3600 p L94.39 26.923600 794.148.89 10 4m3/s（2）提馏段提馏段平均温度：88.18 C由 t-x-y 数据插值计算得：Xa= 0.0937, ya= 0.4021查表得：pa=727.01kg/m3, Pb=966.48kg/m3液相平均分子量：Mi=xaMa+(1-xa) Mb=19.32kg/kmol 气相平均分子量：Mv= yaMa+(1-ya) Mb= 23.65kg/kmol液相密度:PlMM

33、 aXaM bXb3919.43kg/m（液相视为正规溶液）Pap b气相密度:PmMvRT0.975kg/m3 （气相视为理想气体）液相流量LsL Ml3600 pL294.39 19.323600 919.431.72 10 3m3/s气相流量:VsV Mv3600 Pv164.8723.653600 0.97531.1109m /s（以上温度的插值计算由MATLA完成，详细程序见附表。）3.5.2液相表面张力的确定:塔顶液相表面张力tD=64.5C,查得:aa =16.81mN /m ,(yb=66.60mN/mD Xaa (1 Xa)bb =17.25mN / m进料板液相表面张力tF

34、=76.58C, aa=15.43mN / m , ab =64.42mN /m(T F Xa C a (1 xa)b =47.27mN /m塔底液相表面张力tw=99.78C, (ya =12.82mN / m , (yb =60.04mN / mT W Xa T a (1 Xa)b =59.99mN /m精馏段平均液相表面张力T精32.26 mN/m提馏段平均液相表面张力T提tf253.63 mN /m液体平均粘度计算lg UmXilg 山塔顶液体粘度：tD =64.51 C , ua =0.3289 mPa s, ub =0.4497 mPa slg Um1Xg 山 Um1 0.3298

35、 mPa s同理,进料板液体um2 =0.3450 mPa s塔底液体 Um3 =0.2886 mPa s精馏段平均液相粘度精(Um2 + Um1 )/2=0.3374 mPa s提馏段平均液相粘度 J提(忤2 + s3)/2=0.3168 mPa s第四节 板式塔主要尺寸的设计计算4.1塔的有效高度和板间距的初选塔有效高度精馏段有效高度Z精（Npi 1） Ht （23 1） 0.45 9.9m提馏段有效高度Z提（Np2 1） H t （81）0.453.15m从塔顶开始每隔7块板开一个人孔，其直径为0.6米,开人孔的两块板间距取0.7米所以应多加高（0.7-0.45） X 31/7=1mZ=

36、Z精+Z 提+1.0=9.9+3.15+1.0=14.06m4.2塔径精馏段欲求塔径应先求出空塔气速口=安全系数X Umax功能参数：（Ls）pZ O.889 ；794.14 0 01992VS pV1.158 1.179取塔板间距HT=0.45m,板上液层高度h1=0.06m,那么分离空间：HT-h 1=0.45-0.06=0.39m0.086从史密斯关联图查得：C20.78，由于C C（益）0.2Umax CPl Pv 2.23 m/SpVu=0.7 umax=0.7 X 2.23=1.56 m/s4 1.1583.14 1.560.97mD产1 n u取 D=1.2m塔截面积:At实际空

37、塔气速:-1.2 21.131m24u Vs 11581.024 m/sAt1.131-D24422提馏段功能参数：（-S-） pSi .172 J919.430.0475VS Vv1.1109 F 0.975取塔板间距HT=0.45m,板上液层高度h1=0.06m.那么分离空间：HT-h 仁0.45-0.06=0.39m从史密斯关联图查得：C20 0.085，由于C- Cd（提）0.2 0.10420Umax C p-IpZ-3.19m/sy pvu =0l7nax=0.7 X 3.19=2.2m/s0.797m4Vs4 1.1109DV n u 3.14 2.23 圆整取：D=0.8m 5

38、s故降液管尺寸可用。Af0.072 1.131 0.08143m2Wd0.131.20.156m0.50.50.40.40.30.30.20.2MBAf Ht0.08143 0.45LS0.00172停留时间5s故降液管尺寸可用降液管底隙高度h21.3s 5sh0=hw-0.006=0.05-0.006=0.044m 0.025m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度取0.06m塔板布置及筛孔数目与排列塔板的分块D 800mm故塔板采用分块，查表塔板分为 3块边缘区宽度确定取WS WS 0.07m, WC0.05 m开孔区面积Aa计算r=D/2-Wcx=D/2-W d-WZ精馏段：x=0

39、.6-（0.156+0.07）=0.374m r=0.6-0.05=0.55m, Aa=0.754m2提馏段：2x=0.6-（0.156+0.07）=0.374m, r=0.6-0.05=0.55m , Aa =0.754m筛孔计算及其排列物系无腐蚀性，选用S =3mn碳钢板，取筛孔直径 d0 5mm 0筛孔按正三角形排列（如右图所示），取孔中心距t为t 3d。3 5 15mm开孔率为=0.907牛）0.907（器）2仞精馏段：筛孔数目：n 軒3870 个气体通过阀孔的气速VsU01.158A00.101 0.754提馏段15.21m/ s筛孔数目n为n1.155Aat21.155 0.754

40、20.01523870个UoVs瓦1.11090.101 0.75414.58m/ s5.4.筛板的力学检验塔板压降干板阻力九计算由 d。/ S =167 查图得 c=0.772因为开孔率 15%,所以： 精馏段 hc= 0.051 ( p/ p) X (uo/co) 2(1.179/794.14) 液柱p /I / X ( uo /co )(0.975/919.43)=0.051 X =0.0294m 提馏段hc= 0.051 (=0.051 XX (15.21/0.772)X (17.68/0.=72)193m 液柱气体通过液层的阻力hl计算精馏段：Ua=Vs/(AT-2Af)=1.179

41、/(1.131-2X 0.08143)=1.218m/sF0 =Ua . p v =1.32 查表得 B =061 hl= B hw+how)=0.61 X 0.0572=0.0349(液柱)提馏段UaJ=Vs/(AT-2Af =1.1109/(1.131-2X 0.08143)=1.147m/sF =/P7=1.13 查表得 B =4.hl = B W+how)=0.64 X 0.0611=0.039(液柱)541.3液体表面张力的阻力 忙计算精馏段h厂精p l gd 04 32.26 100.00331m 液柱794.14 9.81 0.005提馏段h,=力扌是pLgd。4 53.63 1

42、0 30.00476m 液柱919.43 9.81 0.005541.4气体通过每层塔板的压降 P=p ghhp 1% hi h,精馏段h p =0.0294+0.0349+0.00331=0.0676m液柱 P精=-精 ghp=794.14 X 9.81 X 0.0677=527Pa提馏段h p =0.0193+0.0392+0.00476=0.0634m液 柱 P提=提 ghp=919.43 X 9.81 X 0.0634=571Pa全塔平均每块塔板上的压降： = （22 XAP精+9XAP提）/31=540Pa=0.54kPa0.7kPa所以单板压降符合要求。液面落差对于D 1.6m的筛

43、板，液面落差可以忽略不计。液沫夹带5.7 10 6Ua（Ht hf产他液/kg气）精馏段:hf 2.5hL 2.5 0.05720.1430.01455.7 101.218 严eV3（）32.26 10 3 0.45 0.143提馏段：hf 2.5hL2.5 0.06120.153,65.7 10(1.147)3253.63 10 3(0.45 0.153)0.00943本设计液沫夹带量在允许范围0.1 kg液/kg气内,符合要求.5.4.4漏液筛板塔,漏液点气速Uo,min=4.4Co (0.0056 0.13h L h ff)p l / p V带入数据得：精馏段u0,min4.4 0.77

44、2j(0.0056 0.13 0.0572 0.00331) 794.14/1.179稳定系数 K=u/uo,min=15.28.7=1.75提馏段u0,min4.4 0.772(0.0056 0.13 0.0612 0.00476) 919.43/0.975稳定系数 K=3 /umin =.6/9.7=1.51稳定系数均在1.52之间，符合要求，无明显液漏。8.7 m/s9.7 m/s5.4.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hdhw)对于设计中的甲醇-水体系 =0.5, H 0.5 (0.45 0.05) =0.25m 由于板上不设进口堰精馏段hd.15喘)20.153(0.0008

45、89)2(0.7920.044)H dhp hLhd提馏段0.072 0.0352 0.0001hd 0.153Ls-)2 Iwh。0.153(0.00172)2(0.792 0.044)Hd hp hL hd0.072 0.0402 0.000370.0001 m 液柱0.107m0.25m0.000370.113m0.25m所以不会发生液泛现象5.5.塔板负荷性能图漏液线由 uo,min =4.4C0 (0.0056 0.13hlhff)p l / p vhL hw how得:VS,minU0,min-A精馏段：Vs,min=4.4CA0 (0.00560.13 hw2/ 3284 e L

46、h1000 lwh ff)p L / p V4.4 0.7720.0762 0.00560.13(0.05284 110002/33600 Ls) 0.00331794.14/1.1790.7922/3得 Vs, min =0.26. 68.24Ls 5.9207提馏段：i2/ 3V2.84Lhs, min4.4C0A0 (0.0056 0.13 hw E5i1000lwha )p L / p V4.4 0.772 0.0762 .0.0056 0.13(0.051V10003600 Ls0.7922/3)0.00476919.43/0.975IO / Q得 Vs, min =0.26 . 95.53Ls 6.922液沫夹带线以e 0.1kg液/kg气为限求Vs - Ls关系:65.7 10 u03.2由eV 精馏段:U0VsATAfVs1.131 0.081430.953Vshow2.84 匚1000Lhl w空11000(3600 Ls)2/30.792)2/30.779LShw0.05mhf2.5hL5.7 102.56-(h w how )2/3Cl整理得Vs 2.47提馏段：u0)3.2Ht hf)2/314.83 Ls0.125 1.95Ls65.7 10(32.26 100.325 1.95L0.953V