课程设计乙醇正丙醇混合液的精馏塔设计.pdf

word 文档 可自由复制编辑 成绩 科技学院 化工原理课程设计 说明书 设计题目：分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计 word 文档 可自由复制编辑 目录 目录.2 一 设计任务书.4 二 塔板的工艺设计.4（一）设计方案的确定.4（二）精馏塔的物料衡算.4 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数.4 2.物料衡算.4(三)物性参数的计算.5 1.操作温度的确定.5 2.密度的计算.6 3.混合液体表面张力的计算.9 4.混合物的粘度.11 5.相对挥发度.12(四)理论板数及实际塔板数的计算.12 1.理论板数的确定.12 2.实际塔板数确定.14(五)热量衡算.14 1.加热介质的选择.14 2.冷却剂的选择.15 3.比热容及汽化潜热的计算.15 4.热量衡算.17(六)塔径的初步设计.19 1.汽液相体积流量的计算.19 2.塔径的计算与选择.20(七)溢流装置.22 1.堰长 lW.22 2.弓形降液管的宽度和横截面积.23 3.降液管底隙高度.23(八)塔板分布、浮阀数目与排列.24 1.塔板分布.24 2.浮阀数目与排列.24 二、塔板的流体力学计算.26（一）汽相通过浮阀塔板的压降.26 1.精馏段.27 2.提馏段.27（二）淹塔.28 1.精馏段.28 2.提馏段.28（三）雾沫夹带.29（四）塔板负荷性能图.30 1.雾沫夹带线.30 2.液泛线.31 word 文档 可自由复制编辑 3.液相负荷上限线.32 4.漏液线.32 5.液相负荷下限线.33 三、塔总体高度计算.35 1.塔顶封头.36 2.塔顶空间.36 3.塔底空间.36 4人孔.36 5.进料板处板间距.37 6.裙座.37 四、塔的接管.37 1.进料管.37 2.回流管.38 3.塔底出料管.38 4.塔顶蒸汽出料管.38 5.塔底蒸汽管.38 五、塔的附属设备设计.39 1.冷凝器的选择.39 2.再沸器的选择.39 六、总结.40 七参考文献.41 word 文档 可自由复制编辑 一 设计任务书【设计题目】分离乙醇-正丙醇混合液的精馏塔设计 【设计条件】进料：乙醇含量 40%（质量分数，下同），其余为正丙醇 分离要求：塔顶乙醇含量 93%；塔底乙醇含量 0.01%生产能力：年处理乙醇-正丙醇混合液 25000 吨，年工 7200 小时 操作条件：间接蒸汽加热；塔顶压强 1.03atm(绝压)；泡点进料；R=5 【设计计算】二 塔板的工艺设计 （一）设计方案的确定 本设计的任务是分离乙醇-正丙醇混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。（二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔釜产品的摩尔分数 乙醇的摩尔质量 MA=46kg/kmol 丙醇的摩尔质量 MB=60kg/kmol 原料乙醇的摩尔分数：654.060/6046/4046/40Fx 塔顶产品的摩尔分数：945.060/746/9346/93Dx 塔釜残夜乙醇的摩尔分数：00013.06099.99/46/01.046/01.0Wx 2.物料衡算 原料处理量：1-392.647200)60/6.046/4.0(1025000hkmolF 物料衡算：WD F word 文档 可自由复制编辑 乙醇的物料衡算：WDFW xDxFx 两式联立得：1-1h32.96kmolWh31.96kmolD (三)物性参数的计算 表 1 乙醇正丙醇混合液的 t-x-y 关系（x 表示液相中乙醇摩尔分率，y 表示气相中乙醇摩尔分率）t 97.60 93.85 92.66 91.60 88.32 86.25 84.98 84.13 83.06 80.50 78.38 x 0 0.126 0.188 0.210 0.358 0.461 0.546 0.600 0.663 0.884 1.0 y 0 0.240 0.318 0.349 0.550 0.650 0.711 0.760 0.799 0.914 1.0 表 1 的 平 衡 数 据 摘 自：J.Gmebling,U.onken Vapor-liquidEquilibrium Data Collection-Organic Hydroxy Compounds:Alcohols(p.336)。乙醇沸点：78.3；正丙醇沸点：97.2。1.操作温度的确定 利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度 tF、塔顶温度 tD塔釜温度 tW 进料温度：.17860.358-0.46588.32-0.358-0.46132.88-25.86FFtt 塔顶温度：40.790.884-0.94580.5-0.884-180.5-78.4DDtt 塔釜温度：596.970-0.0001397.60-0-0.12697.60-93.85WWtt 精馏段平均温度：79.82240.7917.8621DFttt 提馏段平均温度：89.91260.9717.8622WFttt word 文档 可自由复制编辑 2.密度的计算 利用式：)(4.22)(a100VB为平均相对分子量、为质量分数MTpMpTaaBAAL，计算混合液体的密度和混合气体的密度。(1)塔顶：塔顶温度：tD=79.40 气相组成 yD:0959.0140.78-40.791-0.91478.40-50.80DDyy 进料：进料温度：tF=86.17 气相组成 yF:6539.065.086.25-86.170.65-0.5586.25-32.88FFyy 塔釜：塔釜温度：tW=97.60 气相组成 yW:0.00025624.093.85-97.5960.24-093.85-60.97wWyy(2)精馏段平均液相组成1x:0705.02546.0945.021FDxxx 精馏段平均汽相组成1y:6580.025396.0959.021FDyyy 精馏段液相平均相对分子量1LM:-11kmol50.13kg0.705)-(160705.046LM 精馏汽相平均相对分子量1VM:-11kmol48.71kg0.8065)-(1600.806546VM word 文档 可自由复制编辑(3)提馏段平均液相组成2x：2623.0213000.0465.022WFxxx 提馏段平均汽相组成2y：7132.020.0002566539.022WFyyy 提馏段液相平均相对分子量2LM:-12kmol56.74kg0.2326)-(1600.232646LM 提馏汽相平均相对分子量2VM:-12kmol2kg4.550.3271)-(1600.327146VM(4)进料、塔顶及塔釜混合液的密度 表 2：不同温度下乙醇和正丙醇的密度 温度/70 75 80 85 90 95 100 乙醇3-mkg 748.87 739.87 735.87 731.87 728.87 723.87 715.87 正丙醇3-mkg 762.56 755.86 750.86 745.87 740.87 735.87 730.87 利用表 2 中的数据利用数值插入法确定进料温度 tF、塔顶温度tD塔釜温度 tW下的乙醇和正丙醇的密度。进料温度 tF：tF=86.17 )(17.731-87.72817.86-9087.731-87.72885-903-进料中乙醇的密度乙醇乙醇mkg)(744.74-740.8717.86-90745.87-740.8785-903-进料中正丙醇的密度正丙醇正丙醇mkg )(25.73974.7444.0-117.7314.013-B料液的密度mkgaaFBAAF 塔顶温度 tD：tD=79.40 )(736.35-87.73579.40-80739.87-735.8775-803-馏出液中乙醇的密度乙醇乙醇mkgword 文档 可自由复制编辑)(751.46-750.864.79-80755.86-750.8675-803-馏出液中正丙醇的密度正丙醇正丙醇mkg )(737.39751.4693.0-1736.3593.013-B馏出液的密度mkgaaDBAAD 塔釜温度 tW：tW=97.60 )(719.71-715.8760.97-100723.87-715.8795-1003-釜残液中乙醇的密度乙醇乙醇mkg)(733.27-730.8797.60-100735.87-730.8795-1003-釜残液中正丙醇的密度正丙醇正丙醇mkg )(733.27733.270001.0-171.7190001.013-B釜残液的密度mkgaaWBAAW(5)精馏段液相平均密度和提馏段液相平均密度 精馏段液相平均密度：3-132.738239.73725.7392mkgDFL 提馏段液相平均密度：3-2736.262733.2725.7392mkgwFL(6)精馏段和提馏段混合液的平均摩尔质量 塔顶混合液的平均摩尔质量：-1kmol46.77kg600.945)-(146945.060)-(146DDLDxxM 进料液的平均摩尔质量：-1kmol49kg.53600.465)-(146654.060)-(146FFLFxxM 塔底釜残液的平均摩尔质量：-1kmol60.00kg600.00013)-(14600013.060)-(146WWLWxxM所以，精馏段混合液的平均摩尔质量：word 文档 可自由复制编辑 1-113.50249.5377.462kmolkgMMMLFLDL 提馏段混合液的平均摩尔质量：1-256.75260.0049.532kmolkgMMMLWLFL(7)精馏段汽相平均密度和提馏段汽相平均密度 塔顶混合液汽相平均密度：30066.11)40.7915.273(4.2203.115.27360)959.01(959.0464.22)1(mkgTPPTMyyMDDVD正丙醇乙醇进料液汽相平均密度：300.7811)17.8615.273(4.2203.115.27360)6539.01(6539.0464.22)1(mkgTPPTMyyMFFVF正丙醇乙醇塔底釜残液汽相平均密度：30003.21)60.9715.273(4.2203.115.27360)000256.01(000256.0464.22)1(mkgPTPTMyyMWWWVW正丙醇乙醇 所以，精馏段汽相平均密度：3-172.1278.166.12mkgVFVDV 提馏段汽相平均密度：3-291.1278.12.032mkgVFVwV 3.混合液体表面张力的计算 表 3：不同温度下乙醇和正丙醇的表面张力 温度/70 75 80 85 90 95 100 乙醇1-mmN 18.2 17.9 17.4 17.0 16.4 16.1 15.7 正丙醇1-mmN 19.8 19.5 18.9 18.5 18.1 17.6 17.2 word 文档 可自由复制编辑 利用上表中数据利用数值插入法确定进料温度 tF、塔顶温度 tD塔釜温度 tW下的乙醇和正丙醇的表面张力。液相平均表面张力按下式计算：iiLMx(1)混合液体表面张力 原料液的表面张力 乙醇的表面张力：1-86.16-4.1617.86-9017-4.1685-90mmNFF乙醇乙醇 正丙醇的表面张力：1-18.41-18.117.86-905.18-1.1885-90mmNFF正丙醇正丙醇醇 原料液的表面张力-1m17.69mN18.410.465)-(186.16465.0)-(1FFFFiiLFMxxx正丙醇乙醇塔顶液的表面张力 乙醇的表面张力：1-17.46-4.1740.79-8017.9-4.1775-80mmNDD乙醇乙醇 丙醇的表面张力：1-18.97-18.979.40-8059.1-.91875-80mmNDD正丙醇正丙醇 塔顶液的表面张力-1m17.54mN18.970.945)-(117.46945.0)-(1DDDDiiLDMxxx正丙醇乙醇 釜残液的表面张力 乙醇的表面张力：1-15.89-15.797.60-10016.1-7.1595-100mmNWW乙醇乙醇 丙醇的表面张力：1-17.39-17.297.60-1006.172.1795-100mmNWW正丙醇正丙醇 釜残液的表面张力-1m17.39mN17.390.00013)-(115.8900013.0)-(1WWWWiiLWMxxx正丙醇乙醇word 文档 可自由复制编辑(2)提馏段和精馏段的平均表面张力 精馏段平均表面张力：1-1m62mN.17254.1769.172LDMLFM 提馏段平均表面张力：1-2m54mN.17239.1769.172LWMLFM 4.混合物的粘度 表 4：不同温度下乙醇和丙醇的粘度 温度 70 75 80 85 90 95 100 乙醇SmPa 0.51 0.480 0.426 0.410 0.370 0.345 0.325 正丙醇SmPa 0.85 0.750 0.685 0.640 0.565 0.495 0.460 利用表 4 中的数据利用数值插入法确定进料温度 tF、塔顶温度tD塔釜温度 tW下的乙醇和正丙醇的粘度。(1)混合液体粘度 精馏段的平均温度为：79.821t,该温度下 乙醇的粘度为：SmPa 417.079.82-85-41.080-850.426-41.0乙醇乙醇 正丙醇的粘度为：SmPa 660.079.82-85-4.6080-850.685-0.64正丙醇正丙醇 精馏段混合液的粘度为：SmPax489.0660.0705.0-1417.0705.0 x-1111）（）（正丙醇乙醇(2)提馏段的平均温度为：79.821t,该温度下 乙醇的粘度为：SmPa 361.091.89-95-.345090-950.37-345.0乙醇乙醇 正丙醇的粘度为：SmPa 539.091.89-95-495.090-950.565-0.495正丙醇正丙醇 提馏段混合液的粘度为：word 文档 可自由复制编辑 SmPax498.0539.02326.0-1361.02326.0 x-1222）（）（正丙醇乙醇 5.相对挥发度 由465.0Fx,5396.0Fy 得17.2465.0-16539.0-1465.06539.0F 由945.0Dx,9590.0Dy 得1.36945.0-19590.0-1945.09590.0D 由00013.0Wx,000256.0Wy 得1.9700013.0-1000256.0-100013.0000256.0W 精馏段的相对挥发度：73.1236.109.221DF 提馏段的相对挥发度：2.03297.109.222WF 平均相对挥发度1.7897.136.12.0933DWF (四)理论板数及实际塔板数的计算 1.理论板数的确定 设计条件已确定回流比 R=5，并且是泡点进料,q=1 则，1-159.8096.315hkmolRDL 1-191.7696.311)5()1(hkmolDRV 1-72.42292.64180.915hkmolqFLL 1-191.76hkmolVV word 文档 可自由复制编辑 本设计采用图解法求解理论板数。由表 1 中乙醇和正丙醇的气液平衡数据，绘出 x-y 图，如下图：操作线方程 精馏段操作线方程为：158.0833.0945.01511551111nnDnnxxxRxRRy 提馏段操作线方程为：0000223.0-172.100013.076.19196.32-76.19172.224-1mmWmmxxxVWxVLy 利用逐板计算法计算理论板数 层数 x 值 y 值 备注 1 0.908522809 0.945 2 0.861233883 0.9147995 3 0.802425399 0.875407825 4 0.733478938 0.826420357 5 0.65802022 0.768987956 6 0.581405194 0.706130843 7 0.509320232 0.642310527 8 0.446197085 0.582263753 进料板 9 0.350625986 0.522920684 10 0.255738892 0.410911356 11 0.174114202 0.299703682 12 0.112119541 0.204039544 13 0.069342595 0.131381802 14 0.04174412 0.081247222 15 0.024702485 0.048901808 16 0.014463037 0.028929012 17 0.008411351 0.01692838 18 0.004869525 0.009835803 19 0.002808487 0.005684783 20 0.001613142 0.003269246 21 0.000921219 0.001868302 22 0.000521151 0.001057369 23 0.000289983 0.000588489 24 0.000156459 0.00031756 25 7.9351E-05 0.000161069 塔釜 由上表看出全塔理论板数为25NT块（包含再沸器）word 文档 可自由复制编辑 加料板为第 8 块理论板。精馏段理论板数：7NT1块；提馏段理论板数：171-7-25NT2）（块 2.实际塔板数确定 精馏段：已知：73.11，s0.489mPa1 51.0)489.073.1(49.0)(49.0245.0245.0111LTE 1451.0711TTPENN精块 提馏段：已知：2.032，s0.498mPa1 49.0)849.030.2(49.0)(49.0245.0245.0222LTE 3549.01722TTPENN提块 则全塔所需的实际板数为：493514NP提精PPNN块 全塔效率：%98.48%10049125%100PTTNNE 实际加料板的位置在第 15 块板。(五)热量衡算 1.加热介质的选择 常用的加热介质有饱和水蒸汽和烟道气。由于水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道的优点，本设计采用饱和水蒸汽作为加热介质。word 文档 可自由复制编辑 饱和水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程谁相应减少，但是压力不宜过高。2.冷却剂的选择 常用的冷却剂式水和空气，本设计考虑用冷凝水作为冷却剂。3.比热容及汽化潜热的计算 表 5：不同温度下乙醇和正丙醇的比热容 温度 60 70 80 90 100 乙醇 KJ/(Kg)3.07 3.25 3.48 3.69 3.89 正丙醇 KJ/(Kg)2.86 3 3.13 3.26 3.34 表 6：不同温度下乙醇和正丙醇的汽化热 温度 70 80 90 100 乙醇 kJ/kg 810 820.5 840.8 860.9 丙醇 kJ/kg 673 690.5 703.5 745.5(1)塔顶温度 tD下的比热容 塔顶温度 tD=79.40，使用内插法求该温度下乙醇和正丙醇的比热容。乙醇的比热容：40.79-80C-48.340.79-80C-70-8025.3-48.370-80C-79.40p79.40p80,70p80,乙醇，乙醇，乙醇乙醇，乙醇ppCC K)/(kg466.3C79.40pkJ乙醇，正丙醇的比热容：40.79-80C-13.340.79-80C-70-8000.3-13.370-80C-79.40p79.40p80,70p80,乙醇，正丙醇，正丙醇乙醇，正丙醇ppCC K)/(kg122.3C79.40pkJ正丙醇，word 文档 可自由复制编辑 正丙醇，乙醇40.7940.79,)1(PDpDpDCxCxC K)kJ/(kmol22.161K)/(kg447.3 122.3945.0-1466.3945.0kJ）（(2)进料温度 tF下的比热容 进料温度：tF=86.17 乙醇的比热容：86.17-90C-3.6986.17-90C-80-9048.3-69.380-90C-86.17p86.17p0,980p0,9乙醇，乙醇，乙醇乙醇，乙醇ppCC K)/(kg610.3C86.17pkJ乙醇，正丙醇的比热容：86.17-90C-26.386.17-90C-80-9013.3-26.380-90C-86.17p86.17p0,980p0,9乙醇，正丙醇，正丙醇乙醇，正丙醇ppCC K)/(kg210.3C86.17pkJ正丙醇，正丙醇，乙醇40.7940.79,)1(PFpFpFCxCxC K)kJ/(kmol65.181K)/(kg396.3 210.3465.0-1610.3465.0kJ）（(3)塔底温度 tW下的比热容 塔釜温度：tW=97.60 乙醇的比热容：97.60-100C-3.8997.60-100C-90-10069.3-89.390-100C-60.97p97.60p0,1090p0,10乙醇，乙醇，乙醇乙醇，乙醇ppCC K)/(kg842.3C97.60pkJ乙醇，正丙醇的比热容：97.60-100C-34.397.60-100C-90-10026.3-34.390-100C-97.60p97.60p0,1090p0,10乙醇，正丙醇，正丙醇乙醇，正丙醇ppCC K)/(kg321.3C6097pkJ。正丙醇，word 文档 可自由复制编辑 正丙醇，乙醇97.6060.,97)1(PWpWpWCxCxC K)/(kmol199.26K)/(kg321.3321.300013.0-1842.300013.0kJkJ）（(4)塔顶温度 tD下的汽化潜热 内插法计算出塔顶温度下的汽化潜热。乙醇的汽化潜热：40.79-80-5.82070-801.810-5.82079.4-80-70-80-79.4079.40807080乙醇，乙醇，乙醇，乙醇，乙醇，1-79.409.819-kgkj乙醇，正丙醇的气化潜热：40.79-80-5.69070-80673.3-5.69079.4-80-70-80-79.4079.40807080正丙醇，正丙醇，正丙醇，正丙醇，正丙醇，1-79.405.689-kgkj正丙醇，-14.794.79kg812.7kJ689.50.945)-(19.819945.0)1(正丙醇，乙醇，DDDxx 4.热量衡算(1)0时塔顶上升的热量 Qv 塔顶以 0为基准 VDDDPDVMVtCVQ 1-35.971231957.467.81276.19140.7922.16176.191hkJ(2)回流液的热量RQ 注：此为泡点回流。根据 t-x-y 图查得此时组成下的泡点 tD=79.20 图 2：乙醇正丙醇混合液的 t-x-y 关系图 word 文档 可自由复制编辑 此温度下，20.79-80C-48.320.79-80C-70-8025.3-48.370-80C-79.20p79.20p80,70p80,乙醇，乙醇，乙醇乙醇，乙醇ppCC K)/(kg462.3C79.40pkJ乙醇，正丙醇的比热容：20.79-80C-13.320.79-80C-70-8000.3-13.370-80C-79.20p79.20p80,70p80,乙醇，正丙醇，正丙醇乙醇，正丙醇ppCC K)/(kg120.3C79.40pkJ正丙醇，正丙醇，乙醇40.7940.79,)1(PRpRpRCxCxC K)l.06kJ/(kmo161K)/(kg443.3120.3945.0-1462.3945.0kJ）（1-74.201266320.7806.1618.159hkJtCLQRpRR(3)塔顶馏出液的热量DQ 因馏出口与回流口组成相同，所以K)l.06kJ/(kmo161pDC 1-24.40356240.7806.16196.31hkJtCDQDpDD(4)进料的热量FQ word 文档 可自由复制编辑 1-15.101617817.8665.18192.64hkJtCFQFpFF(5)塔底残液的热量WQ-1hJ640998.70k60.9726.19996.32WpWWtCWQ(6)冷凝器消耗的热量CQ-1hkJ 7296093.33403562.24-2012663.7435.9712319DRVCQQQQ(7)再沸器提供热量BQ(全塔范围列热量衡算式)取塔釜热量损失为 10，则BQQ1.0损,损QQQQQQDWCFB 再沸器的实际热负荷：-1hkJ7324475.761016178.51-403562.24640998.7033.7296093-9.0FDWCBQQQQQ 计算得：-1hJ8138306.4kBQ 计算结果见下表：表 7：热量衡算计算结果 项目 进料 冷凝器 塔顶流出液 塔底流出液 再沸器 平均比热容K)/kJ/(kmol 181.65 161.22 199.26 热量)h/(kJ-1Q 1016178.51 7296093.33 403562.24 640998.70 8138106.4 (六)塔径的初步设计 1.汽液相体积流量的计算(1)精馏段：1-159.8096.315hkmolRDL 1-191.7696.311)5()1(hkmolDRV 已知：-11kmol50.13kg LM，-11kmol48.71kg VM word 文档 可自由复制编辑 3-136.738mkgL，3-172.1mkgV 则质量流量为：1-1177.80108.15913.50hkgLMLL 11189.963276.19171.48hkgVMVV 体积流量为：1-33-1111001.323.738360077.80103600smLLLs 1-3111556.11.7236009632.893600smVVVs(2)提馏段 1-72.42292.64180.915hkmolqFLL 1-191.76hkmolVV 已知：-12kmol75kg.56LM，-12kmol55.42kg VM 3-2736.27mkgL，3-291.1mkgV 则质量流量为：1-2286.12752224.7256.75hkgLMLL 12234.1062776.19142.55hkgVMVV 体积流量为：1-33-222104.8126.673360086.12752smLLLs 1-3V2221.54691.1360034.106273600smVVs 2.塔径的计算与选择(1)精馏段 利用maxu)(安全系数u；8.06.0安全系数)(umax可由史密斯关联图查出式中的CCVVL，史密斯关联图如图 3 所示。word 文档 可自由复制编辑 图 3：史密斯关联图 横坐标数值：040.072.136.738556.11001.32/13-2/11111VLssVL 取板间距：mHT45.0,mhL07.0，mhHLT38.0 查图 3 可知：082.020C 0799.02062.17082.0202.02.0120CC 1-max65.172.172.1-36.7380799.0smu，1-max116.165.17.0u0.7smu 塔径：muVDs31.116.114.3556.144111，塔径圆整：mD4.11 塔横截面积：222154.14.1785.04mDAT 空塔气速：1-1101.154.1556.1smAVuTs word 文档 可自由复制编辑(2)提馏段 横坐标数值：061.01.9127.736546.1104.812/13-2/12222VLssVL 取板间距：mHT45.0,mhL07.0，mhHLT38.0 查图 3 可知：076.020C 0740.02054.17076.0202.02.0220CC 1-max.451.91191.1-27.7364007.0smu，1-max2.0215.417.0u0.7smu 塔径：muVDs9.31.02114.3546.144222，塔径圆整：mD4.11 塔横截面积：222254.14.1785.04mDAT 空塔气速：1-1100.154.11.546smAVuTs(七)溢流装置 1.堰长Wl 取mDlW91.04.165.065.0 出口堰高：本设计采用平直堰，堰上高度OWh按下式计算 3/2100084.2whOWlLEh（因溢流强不是很大，近似取溢流系数 E=1）(1)精馏段 mhOW0148.091.0101.33600100084.23/23-word 文档 可自由复制编辑 溢流堰高度：mhhLW055.00148.007.0h-OW(2)提馏段 mlLEhWOW020.091.01081.43600100084.2100084.23/23-3/2h2 溢流堰高度：mhhLW050.0020.007.0h-OW 2.弓形降液管的宽度和横截面积 降液管的型式：因塔径和流体流量适中，故选取弓形降液管。查图：65.0DlW 查图得：0721.0TFAA,124.0DWD 2111.054.10721.00721.0mAATF2174.04.1124.0124.0mDWD 验算降液管内停留时间：(1)精馏段 ssLHAhTF557.1685.1045.0111.0360036001(2)提馏段 ssLHAhTF557.1685.1045.0111.0360036001 图 4：弓形降液管的参数 3.降液管底隙高度(1)精馏段 降液管底隙的流速smu/15.00 04m.0350.015.091.01018.403-020hmulLhWs取(2)提馏段 word 文档 可自由复制编辑 02m.0220.015.091.01001.30-10s10hmulLhW取 (八)塔板分布、浮阀数目与排列 1.塔板分布 本设计塔径4m.1D，因800mmD，故采用分块式塔板。2.浮阀数目与排列(1)精馏段 取浮阀动能因子11F0 孔速：smFV/387.872.111u1001 每层塔板上浮阀数目：（个）155387.8039.0785.0556.14VN20120S1ud word 文档 可自由复制编辑 取边缘区宽度：06m.0WC；泡沫区宽度：10m.0Ws 计算塔板上的鼓泡区面积：RxarRxRxsin1802A222a,其中,64.006.024.12DRCW 0.4260.10)(0.174-24.12xsdWWD 代入数据,RxarRxRxsin1802A222a mar00.164.0426.0sin64.018014.3426.0-0.640.4262222 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距75mmt 估算排列间距：86mm085.075.0015500.1NAttam 若考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而个分块的支撑于衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜 86mm，而应小些，故取70mmt，按75mmt、70mmt，以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略），排得浮阀数为 165 个。按160N 个重新核算孔速和阀孔动能因子 smNdu/898.7165039.0785.0556.14V220S101 36.1072.1898.7u10101VF 阀孔动能因子变化不大，仍在139范围之内。塔板开孔率：75%.9100%36.101.01011(2)提馏段 取浮阀动能因子11F0 word 文档 可自由复制编辑 孔速：smFV/959.7.91111u2002 每层塔板上浮阀数目：（个）163959.7039.0785.0546.14VN22020S2ud 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距75mmt 估算排列间距：82mm208.075.0063100.1NAttam 故取70mmt，按75mmt、70mmt，以等腰三角形叉排作图（浮阀排列示意图略），排得浮阀数为 170 个。按071N 个重新核算孔速和阀孔动能因子 smNdu/.6177701039.0785.0546.14V220S220.5310.911617.1u20220VF 阀孔动能因子变化不大，仍在139范围之内。塔板开孔率：50%.9100%53.101.00022 二、塔板的流体力学计算（一）汽相通过浮阀塔板的压降 依据hhhhcP1，ghpLpP来计算。word 文档 可自由复制编辑 1.精馏段(1)干板阻力 smuVc/803.772.11.731.73825.1825.1110 因1001cuu，故 mguhLvc404.08.98.32732387.8.71134.5234.52101211(2)板上充气液层阻力取5.00，mhL07.0，则 mhhLL035.007.05.001(3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：079m.0035.0044.011hhhcP a571.608.932.738079.01PghpLpP 2.提馏段(1)干板阻力 smuVc/368.791.11.731.73825.1825.1220 因2002cuu，故 mguhLvc450.08.96.26732959.791.134.5234.52202222(2)板上充气液层阻力取5.00，mhL07.0，则 mhhLL035.007.05.002(3)液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。word 文档 可自由复制编辑 与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：08m.0035.0045.022hhhcP a577.238.926.73608.01PghpLpP（二）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度)h(HWTdH，dLpdhhhH 1.精馏段 (1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱 mhp079.01(2)液体通过塔板的压降相当的液柱高度 mhlLhwsd00137.0035.091.01001.3153.0153.023-2011(3)板上液层高度 mhL07.0，则 0.1504m00137.007.0079.01111dLpdhhhH 取5.0，已选定mHT45.0，mhW055.0，则 0.2525m0.055)(0.450.5)h(HWT 可见0.2525m)h(H1504.0WT1dH，所以符合防止淹塔的要求。2.提馏段(1)单层气体通过塔板的压降相当的液柱 mhp80.02(2)液体通过塔板的压降相当的液柱高度 word 文档 可自由复制编辑 mhlLhwsd88300.0220.091.01081.4153.0153.023-2012(3)板上液层高度 mhL07.0，则 0.1588m00883.007.008.01111dLpdhhhH 取5.0，已选定mHT45.0，mhW005.0，则 0.250m0.050)(0.450.5)h(HWT 可见0.250m)h(H8815.0WT1dH，所以符合防止淹塔的要求。（三）雾沫夹带(1)精馏段 泛点率：%10036.111111bFLSVLVSAKCZLVF 板上液体流经的长度：mWDZDL052.1174.024.12 板上液馏面积：mAAAFTb318.1111.0254.12 取物性系数0.1K，泛点负荷系数013.0FC 代入数据：%10036.11111bFLSVLVSAAKCZLVF%92.59%100318.1103.00.1502.11001.336.11.72-32.73872.1556.13-对于较大的塔，为了避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%，由上面计算结果可知，雾沫夹带能够满足气液 kgkgeV/011要求。（2）.提馏段 word 文档 可自由复制编辑 取物性系数0.1K，泛点负荷系数013.0FC 泛点率：%10036.122222bFLSVLVSAKCZLVF%22.64%100318.1103.00.1502.11008.436.11.91-26.73691.1546.13-（四）塔板负荷性能图 1.雾沫夹带线 泛点