乙醇筛板精馏塔设计

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1、1化工原理课程设计化工原理课程设计报告报告 70560 吨吨/年乙醇年乙醇水水精精馏馏装置装置设计设计年年级级专业专业设计设计者姓名者姓名设计单设计单位位完成日期完成日期年年 月月 日日2目目 录录一、概述一、概述 .51.1 设计依据设计依据 .51.2 技术来源技术来源 .51.3 设计任务及要求设计任务及要求 .5二：计算过程二：计算过程 .61. 塔型选择塔型选择 .62. 操作条件的确定操作条件的确定 .62.1 操作压力.72.2 进料状态.72.3 加热方式.72.4 热能利用.73. 有关的工艺计算有关的工艺计算 .73.1 最小回流比及操作回流比的确定.93.2 塔顶产品产量

2、、釜残液量及加热蒸汽量的计算.93.3 全凝器冷凝介质的消耗量.103.4 热能利用.103.5 理论塔板层数的确定.113.6 全塔效率的估算.123.7 实际塔板数.134. 精馏塔主题尺寸的计算精馏塔主题尺寸的计算 .134.1 精馏段与提馏段的体积流量.134.1.1 精馏段.144.1.2 提馏段.154.2 塔径的计算.164.2.1精馏段塔径的计算.164.2.2 精馏塔高的计算.1935. 塔板结构尺寸的确定塔板结构尺寸的确定 .195.1 塔板尺寸.195.1.1精馏段塔板尺寸.195.1.2 提馏段塔板尺寸.205.2 塔板布置.226筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算

3、.236.1 先对精馏段进行计算.236.1.1.塔板压降.236.1.2液面落差.246.1.3液沫夹带.246.1.4漏液验算.246.1.5 液泛验算.256.2 对提馏段进行计算.256.2.1.塔板压降.256.2.2液面落差.266.2.3液沫夹带.266.2.4漏液验算.276.2.5 液泛验算.277. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.277.1 精馏段的计算.277.1.1 漏液线.277.1.2 液沫夹带线.287.1.3 液体负荷下限线.297.1.4液体负荷上限线.297.1.5 液泛线.297.1.6 操作性能负荷图.307.2 提馏段的计算.317.2.1 漏液线.3

4、17.2.2 液沫夹带线.317.2.3 液体负荷下限线.327.2.4液体负荷上限线.327.2.5 液泛线.337.2.6 操作性能负荷图.337.7 筛板塔的工艺设计计算结果.3548. 各接管尺寸的确定各接管尺寸的确定 .368.1 进料管.368.2 釜残液出料管.378.3 回流液管.378.4 塔顶上升蒸汽管.378.5 水蒸汽进口管.385一、概述一、概述乙醇水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化、医药等行业。近些年来，由于燃料价格的上涨，乙醇燃料越来越有取代传统燃

5、料的趋势，且已在郑州、济南等地的公交、出租车行业内被采用。山东业已推出了推广燃料乙醇的法规。长期以来，乙醇多以蒸馏法生产，但是由于乙醇水体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的乙醇来说产量不好。但是由于常用的多为其水溶液，因此，研究和改进乙醇水体系的精馏设备是非常重要的。塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。1.1 设计依据设计依据本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出理论计算。1.2 技术来源技术来源目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些

6、简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。1.3 设计任务及要求设计任务及要求原料：乙醇水溶液，年产量 70560 吨 乙醇含量：31%(质量分数)，原料液温度：456设计要求：塔顶的乙醇含量不小于 80%(摩尔分率) 塔底的乙醇含量不大于 0.05%(摩尔分率)表表 1 乙醇乙醇水溶液体系的平衡数据水溶液体系的平衡数据液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)液相中乙醇的含量(摩尔分数)汽相中乙醇的含量(摩尔分数)0.00.00.400.6140.0040.0530.450.6350.010.110.500.6570.020.17

7、50.550.6780.040.2730.600.6980.060.340.650.7250.080.3920.700.7550.100.430.750.7850.140.4820.800.820.180.5130.850.8550.200.5250.8940.8940.250.5510.900.8980.300.5750.950.9420.350.5951.01.0二：计算过程二：计算过程1. 塔型选择塔型选择根据生产任务，若按年工作日 300 天，每天开动设备 24 小时计算，产品流量为，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生10200/kg h产过程中压降和塔板液面落差的影响，提

8、高生产效率，选用浮阀塔。72. 操作条件的确定操作条件的确定2.1 操作压力操作压力由于乙醇水体系对温度的依赖性不强，常压下为液态，为降低塔的操作费用，操作压力选为常压其中塔顶压力为51.01325 10 Pa 塔底压力51.01325 10700N Pa2.2 进料状态进料状态虽然进料方式有多种，但是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，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料2.3 加热方式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

9、证塔内有足够的热量供应；由于乙醇水体系中，乙醇是轻组分，水由塔底排出，且水的比热较大，故可采用直接水蒸气加热，这时只需在塔底安装一个鼓泡管，于是可省去一个再沸器，并且可以利用压力较底的蒸汽进行加热，无论是设备费用还是操作费用都可以降低。2.4 热能利用热能利用精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。3. 有关的工艺计算有关的工艺计算由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数8转化为摩

10、尔分数。原料液的摩尔组成：3232231/ 460.149531/ 4669 /18CH CH OHfCH CH OHH Onxnn0.8,0.05DWxx原料液的平均摩尔质量： 322(1)0.1495460.8505 1822.19/ffCH CH OHfH OMx MxMkg kmol同理可求得：40.4/,19.4/DWMkg kmol Mkg kmol45下，原料液中23233971.1/,735/H OCH CH OHkg mkg m由此可由 t-x(y)图:查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点，表表 2 原料液、馏出液与釜残液的流量与温度原料液、馏出液与釜残液的流量与温度名称原料液

11、馏出液釜残液(摩尔分数)fx0.14950.800.059摩尔质量/kg kmol22.1840.419.4沸点温度 /t84.6378.2891.753.1 最小回流比及操作回流比的确定最小回流比及操作回流比的确定由于是泡点进料，过点做0.1495qfxx(0.1495,0.1495)e直线交平衡线于点，由点可读得，因此：0.1495x dd0.489y min(1)0.800.4890.9160.4890.1495dqqqxyRyx又过点作平衡线的切线，如图：(0.80,0.80)a读得切点坐标为，因此：0.616,0.708qqxymin(2)0.800.70810.7080.616Dq

12、qqxyRyx所以，minmin(2)1RR可取操作回流比min1.5(/1.5)RR R103.2 塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算以年工作日为 300 天，每天开车 24 小时计，进料量为：310.2 10/460/22.18/kg hFkmol hkg kmol由全塔的物料衡算方程可写出： (蒸汽) 0VFDW00y 52.3/Dkmol h 00fDWV yFxDxWx538.45/Wkmol h (泡点) WLLqFRDqF1q 0130.75/Vkmol h3.3 全凝器冷凝介质的消耗量全凝器冷凝介质的消耗量塔顶全凝器的热负荷：(1)

13、()CVDLDQRD II可以查得，所以1266/,253.9/VDLDIkJ kg IkJ kg6130.75 40.4 (1266253.9)5.35 10/CQkJ h取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为 25和 45则平均温度下的比热，于是冷凝水用量可求：4.174/pcckJ kg C66215.35 100.128 10/()4.174 (4525)CCpcQWkg hctt3.4 热能利用热能利用以釜残液对预热原料液，则将原料加热至泡点所需的热量可记为：fQ21()ffpfffQW ctt其中84.634564.822fmtC查得乙醇的比热64.82 C2.839/pckJ

14、kg C乙11水的比热4.184/pckJ kg C水用（x 代表质量分数）1pfiiicxc计算得0.31 2.8390.69 4.1843.767/pfckJ kg C610200 3.767 (84.6345)1.52 10/fQkJ h釜残液放出的热量12()wwpwwwQW ctt若将釜残液温度降至250wtC那么平均温度91.755070.882wmtC查得乙醇的比热C70. 882.941/pckJ kg C乙水的比热4.188/pckJ kg C水其比热为，因此，4.188 0.8812.941 0.1194.040/pwckJ kg C6538.45 4.040 (91.75

15、50) 19.41.762 10/wQkJ h可知，于是理论上可以用釜残液加热原料液至泡点wfQQ3.5 理论塔板层数的确定理论塔板层数的确定精馏段操作线方程：11.50.80.60.32111.5 11.5 1DnnnxRyxxxRR提馏段操作线方程：100538.45538.450.054.120.206130.75130.75nmwmWWyxxxxVV12线方程：q0.1495x 在相图中分别画出上述直线，如图;yx利用图解法可以求出块(含塔釜)14.2TN 其中，精馏段 12.8 块，进料板在第 13 块理论板。3.6 全塔效率的估算全塔效率的估算用奥康奈尔法()对全塔效率进行估算：O

16、 conenell由相平衡方程式可得1 (1)xyx(1)(1)y xx y根据乙醇水体系的相平衡数据可以查得： (塔顶第一块板)10.8Dyx10.772x (加料板)0.4097fy 0.1495fx (塔釜)0.05wx 0.305wy 因此可以求得：1311.81,3.948,8.338fw全塔的相对平均挥发度：3311.181 3.948 8.3383.388mfw 全塔的平均温度：78.2884.6391.7584.8933DfWmttttC在温度下查得相应黏度及用公式计算所得黏度如下表lglgLiLix表表 3 溶液黏度与温度溶液黏度与温度t（）x（2H OmPa s ）（32C

17、H CH OH）mPa s 液（）mPa s 84.630.14950.33720.43240.350078.280.80.36420.46980.442091.750.050.31250.39540.3162全塔液体的平均粘度：()/3(0.35000.44200.3162)/30.3694LmLfLDLWmPa s全塔效率0.2450.24510.49()0.4946.4%(3.388 0.3712)TLE3.7 实际塔板数实际塔板数块(含塔釜)/14.2/0.46431PTTNNE其中，精馏段的塔板数为：块12/0.46426提馏段板数为：2.2/0.46454. 精馏塔主题尺寸的计算精

18、馏塔主题尺寸的计算4.1 精馏段与提馏段的体积流量精馏段与提馏段的体积流量14操作压力的计算塔顶压力：，取每层压强降为101.3DPKPa0.7PKPa塔底压强：101.30.7 31123WDPPNPKPa进料板压强：101.30.7 26119.5FDPPNPKPa精精馏段平均压强： 101.3 119.5110.4KPa22FDJmPPP提馏段平均压强：119.5 123121.2522FWTmPPPKPa4.1.1 精馏段精馏段混合液相密度用公式计算32211LmLmLmCH CH OHH Oxx气相密度可用计算mVmmP MRT液相平均温度：84.6378.2881.4622fDmt

19、ttC整理精馏段的已知数据列于表 4，由表中数据可知：表表 4 精馏段的已知数据精馏段的已知数据位置进料板塔顶(第一块板)0.31fx 10.896x 质量分数0.639fy 10.911Dyx0.1495fx 10.772x 摩尔分数0.4097fy 10.80Dyx摩尔质量/kg kmol22.18LfM39.62LfM1529.47VfM40.4VlM温度/84.6378.28液相密度3/kg m879.96fm755.93dm其中精馏段的液相负荷78.45/LRDkmol h 378.45 30.92.96/817.9nLmLMLmh气相负荷130.75/Vkmol h 3130.75

20、 34.943493/1.308nVmVMVmh平均密度2fmdmVm表表 5 精馏段的汽液相负荷精馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg kmol30.934.94平均密度/3/kg m817.91.308体积流量/3/mh2.93(0.0008222)3/ms3493(0.9702)3/ms4.1.2 提馏段提馏段整理提馏段的已知数据列于表 6，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表 7。表表 6 提馏段的已知数据提馏段的已知数据位置塔釜进料板160.1186Wx0.31fx 质量分数0.065Wy0.732fy 0.002Wx0.174fx 摩尔分数0.026

21、Wy0.516fy 18.1LWM22.3LfM摩尔质量/kg kmol18.7LVM32.45VfM温度/91.7584.63密度3/kg m927.58wm 879.96fm表表 7 提馏段的汽液相负荷提馏段的汽液相负荷名称液相汽相平均摩尔质量/kg kmol20.225.6平均密度/3/kg m903.771.039体积流量/3/mh12.03(0.003343)3/ms3222(0.8949)3/ms4.2 塔径的计算塔径的计算4.2.1 精馏段塔径的计算精馏段塔径的计算汽塔的平均蒸汽流量：30.9702/SSJVVms汽塔的平均液相流量：1730.0008222/SSJLLms汽塔的

22、汽相平均密度： 31.308/Vkg m汽塔的液相平均密度： 3817.9/Lkg m塔径可以由下面的公式给出： 4SVDu由于适宜的空塔气速，因此，需先计算出最大允许气max(0.6 0.8)uu速。maxumaxLVVuC取塔板间距，板上液层高度，那么分离空0.4THm600.06Lhmmm间： 0.40.060.34TLHhm功能参数：0.0008222817.9()0.02120.97021.308SLSVLV从史密斯关联图查得：，由于，需先求平均200.071C0.220()20CC面张力，可以用计算iiix查表得：表表 8 乙醇溶液的表面张力乙醇溶液的表面张力18位置塔顶第一块板进

23、料板塔釜温度78.2884.6391.75摩尔分数 x0.7720.14950.05水62.9261.7560.42乙醇17.7917.1316.38表面张力/mN m溶液28.08550858.22则在精馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算：41.58/2dfJmN m则在提馏段下乙醇水溶液的表面张力可以由下面的式子计算55.65/2wfTmN m所以： 0.241.580.071()0.082220C max817.9 1.3080.08222.054/1.308LVVuCm s0.65 2.0541.3351/um s44 0.97020.9621.3351SVDmu根据塔径系

24、列尺寸圆整为；1000Dmm22210.78544JTADm此时，精馏段的上升蒸汽速度为：19 2244 0.97021.236/1SJJVum sD同理可以算出提馏段直径：0.832Dm为方便制造可以取塔板直径：1000Dmm提馏段的上升蒸汽速度为： 2244 0.89491.14/1STTVum sD4.2.2 精馏塔高的计算精馏塔高的计算塔的高度可以由下式计算： DT(2)PFWZHNS HSHHH已知实际塔板数为块，板间距由于料液较清洁，无需31N 0.4THm经常清洗，可取每隔 8 块板设一个人孔，则人孔的数目为 4 个，在进料板S上侧有 1 个人孔，精馏段 3 个，提馏段 1 个。

25、 取人孔两板之间的间距，两板之间的间距，则塔顶0.6PHm0.6PHm空间，塔底空间，进料板空间高度，那么，1.2DHm2.5WHm0.5FHm全塔高度：1.2(31 24) 0.44 0.60.52.516.6Zm 有效高度(31 24) 0.44 0.60.512.9Zm 有效5. 塔板结构尺寸的确定塔板结构尺寸的确定5.1 塔板尺寸塔板尺寸由于塔径 D=1000mm，所以采用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。5.1.1 精馏段塔板尺寸精馏段塔板尺寸1.1.堰长 lW：20堰长=(0.60.8)Dwl取堰长=0.6D=0.61=0.6m=600mmwl2.堰高采用平直堰，堰高；液流收缩系数

26、 EWLOWhhh取 E=122332.842.842.9310.00828.2100010000.6howWLhEmmml 用式验算：0.050.1OWWOWhhh成立，0.050.00820.05180.1 0.0082简化后取，则。60,9Lowhmm hmm60951whmm3 3.弓形降液管高度 Wd及降液管面积 Af由查图可得0.6wlD ；0.11dWD0.056fTAA得20.0560.056 0.7850.04396fTAAm0.110.11 10.11dWDm 4 4.验算液体在降液管中停留时间 故降液管适用0.04396 0.421.39(35 )0.0008222fTs

27、A HssL5降液管底隙高度 h0 取降液管底隙高度h0=0.02m002.930.07/36003600 0.6 0.02hWLum sl h21一般经验值取00.070.25/um s5.1.2 提馏段塔板尺寸提馏段塔板尺寸1.1.堰长 lW：堰长=(0.60.8)Dwl取堰长 lW=0.6D=0.61 =0.6m=600mm2.堰高采用平直堰，堰高；液流收缩系数 EWLOWhhh取 E=122332.842.8412.0310.020920.9100010000.6howWLhEmmml 用式验算：0.050.1OWWOWhhh成立，0.050.02090.03910.1 0.0209简

28、化后取，则。60,21Lowhmm hmm602139whmm3 3.弓形降液管高度 Wd及降液管面积 Af由查图可得0.6wlD ；0.11dWD0.056fTAA得20.0560.056 0.7850.04396fTAAm0.110.11 10.11dWDm 4 4.验算液体在降液管中停留时间 故降液管适用0.04396 0.45.26(35 )0.003343fTsA HssL5降液管底隙高度 h0 22取降液管底隙高度h0=0.025m0012.030.223/36003600 0.6 0.025hWLum sl h一般经验值取00.070.25/um s5.2 塔板布置塔板布置（1）

29、塔板的分块因为，故塔板采用分块式。查表得，塔板分为 3 块。1000Dmm（2）边缘区宽度确定 取，。0.065ssWWm0.035cWm（3）开孔区面积的计算开孔区面积用式计算RxRxRxAa12022sin18021()(0.11 0.065)0.32522dsDxWWm10.0350.46522cDRWm故2221222122sin1800.32520.3250.4650.3250.465 sin1800.465= 0.551axAx RxRRm （4）筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直。05dmm筛孔按正三角排列，取中心距033 515tdmm

30、筛孔数目为221.1551.155 0.55128280.015aAnt23开孔率为0220.0050.907()0.907()10.1%0.015dt精馏段气体通过筛孔的气速为00.970217.43/0.101 0.551soVum sA提馏段气体通过筛孔的气速为00.894916.08/0.101 0.551soVum sA6筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算6.1 先对精馏段进行计算先对精馏段进行计算6.1.1.塔板压降塔板压降（1）干板阻力的计算ch由式进行计算2000.051VcLuhc 由，查图得051.673d00.772c 故液柱217.431.3080.0510.0420

31、.772817.9chm （2）液体通过耶层阻力计算1h气体通过液层的阻力由计算1Lhh0.97021.31/0.7850.04396saTfVum sAA1/21/201.31 1.3081.50/()aVFukgs m查得，所以液柱0.5910.59 0.60.0354Lhhm（3）液体表面张力的阻力的计算h24液柱33044 41.58 104.15 10817.9 9.81 0.005LLhmgd气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算ph液柱310.0420.03544.15 100.08155pchhhhm0.08155 817.9 9.81654.30.7pLpaaPh gPkP6

32、.1.2 液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影响。6.1.3 液沫夹带液沫夹带液沫夹带可以由公式：进行计算，其中3.265.7 10aVLTfueHh代表液沫夹带量，kg 液体/kg 气体；一般规定kg 液体/kgVe0.1Ve 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验。fh2.5Lfhh；2.5 0.060.15fhm故3.265.7 10aVLTfueHhkg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气3.235.7 101.310.027541.580.40.15所以本设计液沫夹带量在允许范围内。6.1.4 漏液验算漏液验算对于筛板塔，漏

33、液点气速可由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh 计算，故2500min4.4(0.00560.13)/VLLuChh34.4 0.772 (0.00560.13 0.064.15 10 )817.9/1.308 08.17/17.43/m sm su稳定系数：故无明显漏液。00, min17.432.131.58.17uKu6.1.5 液泛验算液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取()dTwHHh，故0.5()0.5 (0.40.051)0.2255TwHhm溢流管内的清液层高度dpdLHhhh其中，0.08155 ,0.06pLhm hm2400.15

34、3()7.5 10dhum所以，40.081550.067.5 100.1423dHm可见，即不会产生液泛。()dTwHHh6.2 对提馏段进行计算对提馏段进行计算6.2.1.塔板压降塔板压降（1）干板阻力的计算ch由式进行计算2000.051VcLuhc 由，查图得051.673d00.772c 故液柱216.081.0390.0510.02540.772903.77chm 26（2）液体通过耶层阻力计算1h气体通过液层的阻力由计算1Lhh0.89491.21/0.7850.04396saTfVum sAA1/21/201.21 1.0391.23/()aVFukgs m查得，所以液柱0.6

35、2510.625 0.060.0375Lhhm（3）液体表面张力的阻力的计算h液柱33044 55.65 105.02 10903.77 9.81 0.005LLhmgd气体通过每层塔板的液柱高度可用下式计算ph液柱310.02540.03755.02 100.06792pchhhhm0.06792 903.77 9.81602.20.7pLpaaPh gPkP6.2.2 液面落差液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本塔的塔径和流量均不是很大，故可以忽略液面落差的影响。6.2.3 液沫夹带液沫夹带液沫夹带可以由公式：进行计算，其中3.265.7 10aVLTfueHh代表液沫夹带量，kg 液体

36、/kg 气体；一般规定kg 液体/kgVe0.1Ve 代表塔板上的鼓泡层高度，m；设计经验。fh2.5Lfhh；2.5 0.060.15fhm27故3.265.7 10aVLTfueHhkg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气3.235.7 101.210.01655.650.40.15m所以本设计液沫夹带量在允许范围内。6.2.4 漏液验算漏液验算对于筛板塔，漏液点气速可由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh 计算，故00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh34.4 0.772 (0.00560.13 0.065.02 10 )903.77/1.039

37、 09.17/16.08/m sm su稳定系数：故无明显漏液。00,min16.081.751.59.17uKu6.2.5 液泛验算液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应，一般可取()dTwHHh，故0.5()0.5 (0.40.039)0.2195TwHhm溢流管内的清液层高度dpdLHhhh其中，0.06112 ,0.06pLhm hm22300.153()0.153 0.2237.61 10dhum所以，30.067920.067.61 100.13553dHm可见，即不会产生液泛。()dTwHHh287. 塔板负荷性能图塔板负荷性能图7.1 精馏段的计算精馏段的计算7.1.1

38、 漏液线漏液线由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh , min0min0sVuALOWWhhh232.841000howWLhEl2/3,min002.844.40.00560.13/1000hsWLVwLVC AhEhl,min2/334.4 0.772 0.101 0.55136002.840.00560.130.05114.15 10 817.9/1.30810000.6ssVL 整理得：2/3,min0.189 5.05276.23ssVL7.1.2 液沫夹带线液沫夹带线以kg 液/kg 气为限，求关系：0.1Ve SSVL由3.265.7 10aVLTfueHh

39、1.40.7580.04396ssasTfVVuVAA2.52.5()LfOWWhhhh0.051Wh 2922332/336002.842.8410.938100010000.6hSowSWLLhELl 故2/32.5()0.12752.344fOWWShhhL2/32/30.40.12752.3440.27252.344TfSSHhLL3.2632/35.7 101.40.141.58 100.27252.344sVSVeL整理得：2/31.53 13.14ssVL7.1.3 液体负荷下限线液体负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度0.006owhm223336002.842.8410.00

40、6100010000.6hSowWLLhEml 得3/23,min0.006 10000.60.000512/2.843600SLms7.1.4 液体负荷上限线液体负荷上限线以作为液体在降液管内停留时间的下限，由4s4fTsA HsL30.04396 0.40.004396/4fTsA HLms7.1.5 液泛线液泛线液泛线方程为222/3SSSaVbcLdL30其中，0200.051VLaA c(1)TWbHh 2200.153wcl h2/32.843600(1)1000wdEl将相关数据代入式中：20.0511.3080.0442817.90.101 0.551 0.772a0.5 0.

41、4(0.5 1 0.59) 0.0510.14441b 20.1531062.50.6 0.02c 2/32/32.8436002.843600(1)(1 0.59) 11.49100010000.6wdEl 代入上式化简后可得： 22/33.62724038.533.7SSSVLL7.1.6 操作性能负荷图操作性能负荷图由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图31过 OA 点的直线为操作线， （1）为漏液线， （2）为泡沫夹带线， （3）液相负荷下限线， （4）为液相负荷上限线， （5）为液泛线。由图可以看出，该筛板的操作线上限为泡沫夹带线，下限为液相负荷下限线。从图中数据可以得出：

42、3,min0.6/SVms3,max1.38/SVms故操作弹性为 ,max,min1.382.30.6SSVV7.2 提馏段的计算提馏段的计算7.2.1 漏液线漏液线由00min4.4(0.00560.13)/LLVuChh , min0min0sVuALOWWhhh232.841000howWLhEl2/3,min002.844.40.00560.13/1000hsWLVwLVC AhEhl32,min2/334.4 0.772 0.101 0.55136002.840.00560.130.03915.02 10 903.77/1.03910000.6ssVL 整理得：2/3,min0.1

43、89 4.195 106ssVL7.2.2 液沫夹带线液沫夹带线以kg 液/kg 气为限，求关系：0.1Ve SSVL由3.265.7 10aVLTfueHh1.40.7580.04396ssasTfVVuVAA2.52.5()LfOWWhhhh0.039Wh 22332/336002.842.8410.938100010000.6hSowSWLLhELl 故2/32.5()0.09752.344fOWWShhhL2/32/30.40.09752.3440.30252.344TfSSHhLL3.2632/35.7 101.40.155.65 100.30252.344sVSVeL整理得：2/3

44、1.858 14.40ssVL7.2.3 液体负荷下限线液体负荷下限线33对于平直堰，取堰上液层高度0.006owhm223336002.842.8410.006100010000.6hSowWLLhEml 得3/23,min0.006 10000.60.000512/2.843600SLms7.2.4 液体负荷上限线液体负荷上限线以作为液体在降液管内停留时间的下限，由4s4fTsA HsL30.04396 0.40.004396/4fTsA HLms7.2.5 液泛线液泛线液泛线方程为222/3SSSaVbcLdL其中，0200.051VLaA c(1)TWbHh 2200.153wcl h

45、2/32.843600(1)1000wdEl将相关数据代入式中：20.0511.0390.0318903.770.101 0.551 0.772a340.5 0.4(0.5 1 0.625) 0.0510.142625b 20.1536800.6 0.025c 2/32/32.8436002.843600(1)(1 0.625) 11.524100010000.6wdEl 代入上式化简后可得： 22/34.48521383.647.92SSSVLL7.2.6 操作性能负荷图操作性能负荷图由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图，如下图过 OB 点的直线为提馏段操作线， （1）为漏液线， （2）为

46、泡沫夹带线， （3）液相负荷下限线， （4）为液相负荷上限线， （5）为液泛线。由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。从图中数据可以得出： 3,min0.46/SVms3,max1.18/SVms故操作弹性为 ,max,min1.182.560.46SSVV357.7 筛板塔的工艺设计计算结果筛板塔的工艺设计计算结果有关该筛板塔的工艺设计计算结果汇总于表 9表表 9 筛板塔工艺设计计算结果筛板塔工艺设计计算结果项目数值与说明备注全塔平均温度,mtC84.89全塔平均压力,mP KPa121.15塔径,D m1.0板间距,THm0.4塔板型式单溢流弓形降液管分块式塔板精

47、馏段1.236空塔气速,/u m s提馏段1.1436溢流堰长度,Wlm0.6精馏段0.051溢流堰高度,Whm提馏段0.039板上液层高度,Lh m0.06精馏段0.02降液管底隙高度0,h m提馏段0.025筛板孔数个,N2828等腰三角形叉排精馏段17.43筛孔气速0,/u m s提馏段16.08孔心距, t m0.015同一横排的孔心距安定区宽度,smW0.065边缘区宽度,cmW0.035筛孔直径,d m0.005开孔率，%10.1开孔区面积2,amA0.551精馏段654.7单板压降, p Pa提馏段602.221.39精馏段液体在降液管内的停留时间,s5.26提馏段0.1423精

48、馏段降液管内的清液高度,dHm0.1355提馏段气相负荷上限max()SV1.38泡沫夹带控制精馏段气相负荷下限min()SV0.6液相负荷下限线控制37操作弹性2.3气相负荷上限max()SV1.18液相负荷上限线控制气相负荷下限min()SV0.46漏液线控制提馏段操作弹性2.568. 各接管尺寸的确定各接管尺寸的确定8.1 进料管进料管进料体积流量3460 22.190.003222/879.96fSffFMVms取适宜的输送速度，故2.0/fum s44 0.0032220.04542SfifVdmu经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 54 3mm实际管内流速：24

49、0.0032221.8/0.048fum s8.2 釜残液出料管釜残液出料管釜残液的体积流量：3538.45 19.40.00313/927.58 3600wSWwWMVms取适宜的输送速度，则1.5/Wum s 4 0.003130.0521.5dm计经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 60 3mm实际管内流速：24 0.003131.37/0.054Wum s388.3 回流液管回流液管回流液体积流量 378.45 40.40.001162/757.85 3600LSLLLMVms利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么0.5/Lum s4 0.0011620.05

50、450.5dm计经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格： 63.5 3.5mm实际管内流速：24 0.0011620.464/0.0565Wum s8.4 塔顶上升蒸汽管塔顶上升蒸汽管塔内气体可以用式计算，塔顶气体密度mVmmP MRT3101.3 40.41.40/8.314 (273.1578.28)Vmkg m塔顶上升蒸汽的体积流量： 3130.75 40.41.048/1.4 3600SVVms取适宜速度，那么20/Vum s4 1.0480.258420dm计经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：273 5mm实际管内流速：24 1.04819.3/0.26

51、3SVum s8.5 水蒸汽进口管水蒸汽进口管39进塔气体为水蒸气，密度3D123 180.730/8.314 (273.1591.75)Vkg m通入塔的水蒸气体积流量： 3130.75 180.90/0.730 3600SOVms取适宜速度，那么02.5/um s4 0.90.24020dm计经圆整选取热轧无缝钢管(GB8163-87)，规格：260 5mm实际管内流速：024 0.918.4/0.25um s参考资料：1 化工设备机械基础 汤善甫 朱思明主编. 华东理工大学出版社 2 化工原理(上、下). 陈敏恒等 编. 化学工业出版社.3 化工原理实验 丁海燕 主编 中国海洋大学出版社4 物理化学实验 张洪林等 主编 中国海洋大学出版社5 化工原理课程设计 贾绍义 柴诚敬 主编 天津大学出版社6 化工制图 第二版 赵惠清 蔡纪宁 主编 化学工业出版社7 化工热力学 第二版 朱自强 徐汛 合编 化学工业出版社8 物理化学. 第五版 傅献彩等 编 高等教育出版社9 量热技术和热物性测定 陈则韶 葛新 编 小结：通过本次设计