乙醇-水筛板精馏塔设计.docx

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

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设计时间

完成时间
2

化工原理课程设计任务书
(一)设计题目:乙醇－水筛板精馏塔设计
(二)设计任务
完成精馏塔工艺优化设计、精馏塔结构优化设计以及有关附属设备得设计与选用,绘制带控制点得工艺流程图、精馏塔工艺条件图,并编制工艺设计说明书。
年产量: 10000t ;原料液浓度: 40% (乙醇质量分数);
产品浓度: 93% (乙醇质量分数);乙醇回收率: 99% 。
(三)操作条件
1.塔顶压强4 kPa(表压);
2.进料热状况,泡点进料;
3.塔顶全凝器,泡点回流,回流比R=(1、1~2、0)Rmin;
4.塔釜加热蒸汽压力245 KPa(表压);
5.单板压降不大于0、7 kPa;
6.塔板类型筛板塔;
7.工作日每年330天,每天24h连续运行;
8.厂址:徐州地区。
(四)设计内容
1.精馏塔得物料衡算;
2.塔板数得确定;
3.精馏塔得工艺条件及有关物性数据得计算;
4.精馏塔得塔体工艺尺寸计算;
5.塔板主要工艺尺寸得计算;
6.塔板得流体力学验算;
7.塔板负荷性能图;
8.精馏塔接管尺寸计算,附属设备得确定;
9.绘制带控制点工艺流程图(A2)、精馏塔工艺条件图(A2);
10.符号说明;
11、对设计过程得评述与有关问题得讨论;
12、参考文献。
摘要
精馏塔就是进行精馏得一种塔式气液接触装置,又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可以分为连续精馏塔与间歇精馏塔。化工生产常需进行液体混合物得分离以达到提纯或回收有用组分得目得,精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要得地位。为此,掌握气液平衡关系,熟悉各种塔形得操作特性,对选择、设计与分析分离过程中得各种参数就是非常重要得。
在本设计中我使用了筛板塔,筛板塔得突出优点就是结构简单、造价低。当有合理得设计与适当得操作,筛板塔能满足分离要求得操作弹性,而且效率高。
精馏就是最常用得分离液液混合物方式之一,就是组成化工生产过程得主要单元操作,也就是典型得化工操作设备之一。进行此次课程设计,我得目得就是培养自己综合运用所学知识得能力,以及解决实际化工问题得能力,做到能独立进行化工设计初步训练,为以后从事设计等化工工作打下坚实得基础。
关键词:乙醇;水;精馏段;提馏段;筛板塔。
Abstract
Distillation column is distillation of a tower type gas-liquid contact device, also known as the distillation column、 There are two main types of plate column and packed column、 According to mode of operation and divided into continuous distillation and batch distillation、 Chemical production is often the need for the separation of liquid mixtures in order to achieve the purpose of purification and recovery of useful ponents, occupies an important position in the distillation operation in chemical industry, petroleum chemical industry, light industry and other industrial production、 Therefore, grasps the vapor-liquid equilibrium relationship, familiar with the operating characteristics of various pyramid, to choose, the various parameters of the design and analysis of the separation process is very important、
In this design I use the sieve plate tower, sieve plate tower has the prominent advantages are simple structure, low cost、 When there is a reasonable design and proper operation, sieve plate tower can meet the requirements of operation elasticity separation, and high efficiency、
Distillation is the most monly used liquid separation mixture way is one of the main unit operation of chemical production process, is a typical chemical equipment operation one、 The curriculum design, my purpose is the ability to develop their own prehensive use of the knowledge, and the actual chemical problem solving ability, do be able independent chemical preliminary design training, chemical design work to lay a solid foundation for the future career、
Keywords: ethanol; water; distillation; stripping section; sieve tray、
目 录
化工原理课程设计任务书 I
摘要 II
Abstract III
第1章 绪论 1
1、1 精馏与塔设备简介 1
1、2 筛板塔简介 1
1、3设计思路 2
第2章 塔板得工艺设计 3
2、1 精馏塔得全塔物料衡算 3
2、2常压下乙醇-水汽液平衡组成(摩尔)与温度得关系 3
2、3理论塔板得计算 5
2、3、1 适宜回流比得确定 5
2、3、2精馏塔汽液负荷计算: 5
2、3、3 操作线方程 6
2、3、4 理论板得确定 6
2、3、5 实际塔板数得确定 6
2、4 物性参数计算 7
2、4、1 温度 7
2、4、2 密度 7
表2-2不同温度下乙醇与水得密度 8
2、4、3 混合液体表面张力得计算 9
2、4、4 混合物得黏度 11
2、4、5 相对挥发度 11
2、5 操作压力得计算 12
2、5、1精馏段 12
2、5、2 提馏段 12
2、6 塔体主要工艺尺寸计算: 12
2、6、1 塔径D: 12
2、6、3 精馏塔得有效高度 14
2、7 塔板主要工艺尺寸计算: 14
2、7、1 溢流装置得计算: 14
2、7、2 塔板布置 16
第3章 筛板得流体力学验算: 18
3、1 塔板压降 18
3、1、1 干板阻力: 18
3、1、2 气体通过液层得阻力hl: 18
3、1、3 液体表面张力得阻力hσ 19
3、2 液面落差 20
3、3 液沫夹带: 20
3、4 漏液 20
3、5 液泛 21
3、6 塔板负荷性能图 21
3、6、1 雾沫夹带线(1) 21
3、6、2 液泛线(2) 22
3、6、3 液相负荷上限线(3) 23
3、6、4 漏液线(汽相负荷下限线)(4) 23
3、6、5 液相负荷下限线(5) 24
第4章 热量衡算 25
4、1 比热容及汽化潜热得计算 25
4、1、1 塔顶温度下得比热容 25
4、1、2 塔釜温度下得比热容 25
4、1、3 塔底温度下得比热容 25
4、1、4 塔顶温度 tD下得汽化潜热 26
4、2 热量衡算 26
4、2、1 0℃时塔顶上升得热量QV,塔顶以0℃为基准 26
4、2、2 回流液得热量QR 26
4、2、3 塔顶馏出液得热量QD,因馏出口与回流口组成相同, 26
4、2、4 进料得热量QF, 26
4、2、5 塔底残液得热量Qw 26
4、2、6 冷凝器消耗得热量Qc 27
4、2、7 再沸器提供热量QB 27
第5章 塔得附属设备计算 28
5、1辅助设备得选型 28
5、1、1直接蒸汽加热 28
5、1、2塔得附属设备计算 28
5、2各接管尺寸计算 30
5、2、1进料管 30
5、2、2釜残液出料管 31
5、2、3回流液管 31
5、2、4塔顶上升蒸汽管 31
5、2、5水蒸汽进口管 31
第6章 设计结果汇总 33
第7章 结语 35
参考文献 36
第1章 绪论
1、1 精馏与塔设备简介
蒸馏就是分离液体混合物得一种方法,就是传质过程中最重要得单元操作之一,蒸馏得理论依据就是利用溶液中各组分蒸汽压得差异,即各组分在相同得压力、温度下,其探发性能不同(或沸点不同)来实现分离目得。例如,设计所选取得乙醇-水体系,加热乙醇(沸点78℃)与水(沸点100℃)得混合物时,由于乙醇得沸点较水为低,即乙醇挥发度较水高,故乙醇较水易从液相中汽化出来。若将汽化得蒸汽全部冷凝,即可得到乙醇组成高于原料得产品,依此进行多次汽化及冷凝过程,即可将乙醇与水分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后,最终可以在汽相中得到较纯得易挥发组分,而在液相中得到较纯得难挥发组分,这就就是精馏。
在工业中,广泛应用精馏方法分离液体混合物,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,特别就是大规模得生产中精馏得应用更为广泛。
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,按操作就是否连续蒸馏与间歇蒸馏。工业中得蒸馏多为多组分精馏,本设计着重讨论常压下得双组分精馏,即乙醇-水体系。
在化学工业与石油工业中广泛应用得诸如吸收,解吸,精馏,萃取等单元操作中,气液传质设备必不可少。塔设备就就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质与传热目得得气液传质设备之一。
塔设备就是最常采用得精馏装置,无论就是填料塔还就是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛得应用,在此我们作板式塔得设计以熟悉单元操作设备得设计流程与应注意得事项就是非常必要得。
塔设备一般分为阶跃接触式与连续接触式两大类。前者得代表就是板式塔,后者得代表则为填料塔。
1、2 筛板塔简介
筛板塔也就是传质过程常用得塔设备,它得主要优点有:(1)、结构比浮阀塔更简单,易于加工,造价约为泡罩塔得60％,为浮阀塔得80％左右。(2)、处理能力大,比同塔径得泡罩塔可增加10～15％。(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。
筛板塔得缺点就是:(1)、塔板安装得水平度要求较高,否则气液接触不匀。(2)、操作弹性较小(约2～3)。(3)、小孔筛板容易堵塞
1、3设计思路
首先,乙醇与水得原料混合物进入原料罐,在里面停留一定得时间之后,通过泵进入原料预热器,在原料预热器中加热到泡点温度,然后,原料从进料口进入到精馏塔中。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得冷凝器中,这些气相混合物被降温到泡点,其中得液态部分进入到塔顶产品冷却器中,停留一定得时间然后进入乙醇得储罐,而其中得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。塔里得混合物不断重复前面所说得过程,而进料口不断有新鲜原料得加入。最终,完成乙醇与水得分离。
乙醇—水混合液经原料预热器加热,进料状况为汽液混合物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。
第2章 塔板得工艺设计
2、1 精馏塔得全塔物料衡算
原料液中乙醇得摩尔分数:xF=40464046+6018=20.69%
产品中乙醇得摩尔分数:xD=93469346+718=83.87%
回收率ηA=99%,D∙xDF∙xF=0.99, D=0.244F,W=0.756F
F∙xF=D∙xD+W∙xw
所以,塔釜xW=0.299%
进料量:F=10000×103×（0.446+0.618）330×24×3600=0.0147 kmol/s
所以D=0.0147×0.244=0.0036 kmol/s
W=0.756×0.0147=0.0111kmol/s
表2、1 物料衡算结果汇总
F/( kmol/s)
XF/(%)
D/( kmol/s)
XD/(%)
W/( kmol/s)
XW/(%)
0、0147
20、69
0、0036
83、87
0、0111
0、299
2、2常压下乙醇-水汽液平衡组成(摩尔)与温度得关系
查书得:不同温度下乙醇与水得汽液平衡组成见表2-1。
表2-1 不同温度下乙醇与水得汽液平衡组成
液相摩尔
分数x
气相摩尔
分数y
温度/℃
液相摩尔
分数x
气相摩尔
分数y
温度/℃

0、00
0、00
100
0、3273
0、5826
81、5
0、0190
0、1700
95、5
0、3965
0、6122
80、7
0、0721
0、3891
89、0
0、5079
0、6564
79、8
0、0966
0、4375
86、7
0、5198
0、6599
79、7
0、1238
0、4704
85、3
0、5732
0、6841
79、3
0、1661
0、5089
84、1
0、6763
0、7385
78、74
0、2337
0、5445
82、7
0、7472
0、7815
78、41
0、2608
0、5580
82、3
0、8943
0、8943
78、15
根据以上数据画出以下乙醇-水得t-x(y)相平衡图,以及乙醇-水得x-y相平衡图,分别见图1与图2。

图2-1 乙醇-水得t-x-y图
说明:横坐标为x(y),纵坐标为t。

图2-2 乙醇-水得x-y相平衡图
说明:横坐标为x,纵坐标为y。
2、3理论塔板得计算
2、3、1 适宜回流比得确定
泡点进料,q=1
所以,xq=xF=20.69%

图2-3 乙醇-水操作线
由图可以得出,yq=0.4304
Rmin=xD-yqyq-xq=1.83,取R=2Rmin=3、65
2、3、2精馏塔汽液负荷计算:
2、3、2、1精馏段:
V=(R+1)D=(3、65+1)×0、0036=0、01674Kmol/s
气相体积流量==:=0、485m3/s
L=RD=3、65×0、0036=0、01314kmol/s
流相体积流量:===5、33×
2、3、2、2提馏段:
=V＋(q-1)F=0、01674
汽相体积流量:===0、496
==0、01314＋0、0147=0、02784
液相体积流量:
2、3、3 操作线方程
精馏段得操作线方程:y=RR+1x+xDR+1=0.785x+0.1804
提馏段得操作线方程:y=L+q∙FLq∙F+Wx-WL+q∙F+WxW=1.663x-0.0020
2、3、4 理论板得确定
由图读得全塔理论板数为14块,进料板为第12块,精馏段为11块,提馏段为4-1=3块
2、3、5 实际塔板数得确定
2、3、5、1 精馏段:
α1=2.72,μL1=0.4102 Mpa∙s
ET1=0.49(α1∙μL1)-0.245=0.43
N精=NT1ET1=26块
2、3、5、2 提馏段:
提馏段:α2=6.76,μL2=0.2519 Mpa∙s
ET2=0.49(α2∙μL2)-0.245=0.43
N提=NT2ET2=7块
全塔实际所需塔板数NP=26+7=33块
2、4 物性参数计算
2、4、1 温度
利用表2-1中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW。
进料温度:
进料温度(tF):82.7-84.123.37-16.61=tF-84.120.69-16.61→tF=83.26℃
塔顶温度(tD):78.15-78.4189.43-74.72=tD-78.4183.87-74.72→tD=78.25℃
塔底温度(tw):100-95.50-1.90=tw-1000.299-0→tw=99.29℃
精馏段平均温度(tm):tm=tF+tD2=80.76℃
提馏段平均温度(tm):tm=tF+tw2=91.28℃
2、4、2 密度
塔顶温度:tD=78.25℃
气相组成(yD):78.41-78.1578.15-89.43=78.25-78.15100yD-74.72→yD=85.09%
进料温度:tF=83.26℃
气相组成(yF):84.1-82.750.89-54.45=83.26-82.7100yF-54，45→yD=53.03%
塔底温度:tw=99.29℃
气相组成(yw):100-95.50-17.00=99.29-95.5100yw-17.00→yw=2.68%
精馏段段平均液相组成x1:x1=xF+xD2=52.28%
精馏段平均汽相组成y1:y1yF+yD2=69.06%
精馏段液相平均分子量ML1: ML1=46×x1+18×1-x1=32.64 kg/kmol
精馏段汽相平均分子量ML1:MV1=46×y1+18×1-y1=37.34 kg/kmol
提馏段平均液相组成x1:x2=xF+xw2=10.49%
提馏段平均汽相组成y2:y2=yF+yw2=27.86%
提馏段液相平均分子量ML2: ML2=46×x2+18×1-x2=20.49 kg/kmol
提馏段汽相平均分子量ML2:MV2=46×y2+18×1-y2=25.80 kg/kmol
表2-2不同温度下乙醇与水得密度
温度/℃
ρo/(kg/m3)
ρw/(kg/m3)
80
735
971、8
85
730
968、6
90
724

95
720
961、85
100
716
958、4
利用表中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW下得乙醇与水得密度。
tF=83、26℃,90-85724-730=90-83.26724-ρoF,ρoF=732、09kg/m3(进料中乙醇得密度)
90-85965.3-968.6=90-83.26965.3-ρWF,ρWF=969.75 kg/m3(进料中水得密度)
1ρF0.4732.09+1-0.4969.75,ρF=858、30 kg/m3(料液得密度)
tD=78、25℃,90-85724-730=90-78.25724-ρoD,ρoD=738、1 kg/m3(馏出液中乙醇得密度)
90-85965.3-968.6=90-78。25965.3-ρwD,ρwD=973、06 kg/m3(馏出液中水得密度)
1ρD=0.93738.1+1-0.93973.06,ρD =750、79kg/m3(馏出液得密度)
tw=99、29℃,90-85724-730=90-99.29724-ρow,ρow=71285 kg/m3(残液中乙醇得密度)
90-85965.3-968.8=90-99.29965.3-ρww,ρww=959、17 kg/m3(残液中水得密度)
1ρw=0.003712.85+1-0.003959.17,ρw=958、18 kg/m3(残液得密度)
ρL1=ρF+ρD2=858.30+750.792,ρL1=804、55 kg/m3
ρL2=ρF+ρw2=858.30+958.512,ρL2=908.41 kg/m3
MLD=xD×46+1-xD×18=41、48 kg/kmol
MLF =xF×46+1-xF×18=23.79 kg/kmol
MLW=xw×46+(1-xW)×18=18.08 kg/kmol
ML1=`MLD+`MLF 2=32、64 kg/kmol
`ML2=`MLW+`MLF 2=20、94 kg/kmol
`MVD=yD×46+1-yD×18=41、83 kg/kmol
`MVF=yF×46+1-yF×18=32、85 kg/kmol
`MVW=yW×46+1-yW×18=18、75 kg/kmol
`MV1 = `MVD+`MVF 2=37、34 kg/kmol
`MV2 = `MVW+`MVF 2=25、80 kg/kmol
ρVF = `MVF×273.1522.4（273.15+83.26）=1、12 kg/m3
ρVD = `MVD×273.1522.4（273.15+78.25）=1.45 kg/m3
ρVW = `MVW×273.1522.4（273.15+99.29）=0、61 kg/m3
ρv1 = ρVD+ρVF 2 = 1、29 kg/m3
ρv2 = ρVW+ρVF 2 =0、87 kg/ m3
2、4、3 混合液体表面张力得计算
二元有机物-水溶液表面张力可用下列公式计算
σm1/4=φswσw1/4+φsoσo1/4
其中 σw=xwVwxwVw+xoVo σo=xoVoxwVw+xoVo
φsw=xswVwVs φso=xsoVoVs
B=logφwqφo Q=0、441×(qT)σoVo2/3q-σwVw2/3
A=B+Q A= logφSWqφSO φSW+φSO =1
上式诸—式中 下标w ,o,s—分别代表水、有机物及表面部分;
xo、xw—主体部分得分子数;
Vw、 Vo—主体部分得分子体积;
σw、σo —分别为纯水、有机物得表面张力;
对乙醇q=2。
VoD=moρoD=46738.1=62.32 mL
VoW=moρoW=46712.85=64.53 mL
VoF=moρoF=46732.09=62.83mL
VwD=moρwD=18973.06=18.50mL
VwW=moρwW=18959.17=18.77mL
VwF=moρwF=18969.75=18.56mL
查取不同温度下乙醇与水得表面张力,列于表2-3中
温度/℃
乙醇表面张力/10-3•m-1
水得表面张力/10-3•m-1
70
18
64、3
80
17、15
62、6
90
16、2
60、7
100
15、2
58、8
利用表2-3中数据利用数值插值法确定进料温度tF、塔顶温度tD、塔底温度tW下得乙醇与水得表面张力
乙醇得表面张力
90-8016.2-17.15= 90-83.2616.2-σoF,σoF=16.84
90-8060.7-62.6= 90-83.2660.7-σwF, σwF=61、98
80-7017.15-18= 80-78.2517.15-σoD, σoD=17、30
80-7062.6-64.3= 80-78.2562.6-σwD, σwD=62、75
100-9015.2-16.2= 100-99.2915.2-σoW, σoW=15、27
100-9058.8-60.7= 100-99.2958.8-σwW, σwW=58、93
经推导
φwD2=1-xDVwD21-xDVwD+xDVOD2
φoD= xDVOD1-xDVwD+xDVOD
塔顶液表面张力
φwD2φoD=1-xDVwD2xDVOD1-xDVwD+xDVOD
=1-0.8387×18.500.8387×62.31×1-0.8387×18.50+0.8387×62.31
=0、0011
B=lgφwqφo=lgφw2φo= lg0、0011=-2、5110
Q=0、441×qTσoDVoD2/3q-σwDVwD2/3
=0、441×2273.15+78.25×17.30×63.322/32-62.75×18.502/3
=-0、7604
A=B+Q=-2、5110-0、7604=-3、2714
联立方程组A=logφsw2φsoφSW+φSO =1,φsoD=0.98631φswD=0.01369
代入σmD1/4=φswDσwD1/4+φsoDσ1/4,σmD=17、66
利用同样得方法可计算出原料及塔底得表面张力。
原料液表面张力 σmF=25、32
塔底表面张力 σmW=56、11
精馏段表面张力 σ1=σmD+σmF2=17.66+25.322=21、49
提馏段表面张力 σ2=σmW+σmF2=56.11+25.322=40、72
2、4、4 混合物得黏度
利用液体黏性共线图查出:
精馏段:`t1=80、76℃,mH2O=0、205mPa•s, mC2H5OH=0、271 mPa•s
m1=mC2H5OHx1+mH2O(1-x1)=0、271×0.5228+0.205×1-0.5228
=0.2395 mPa•s
提馏段:`t2=91、28℃,m′H2O=0、161mPa•s, m′C2H5OH=0、198 mPa•s
m2=m′C2H5OHx2+m′H2O(1-x2)=0、198×0.1049+0.161×1-0.1049
=0.1649mPa•s
2、4、5 相对挥发度
由xF=02069, yF=0.5303， αF=0.5303×1-0.20690.2096×1-0.5303=4、33
xD=0、8387, yD=0.8509，αD=0.8509×1-0.83870.8387×1-0.8509=1、10
xw=0、00299, yw=0.0268，αw=0.0268×1-0.002990.00299×1-0.0268=9、18
精馏段平均相对挥发度:α1=αF+αD2=2.72
提馏段平均相对挥发度:α2=αF+αw2=6.76
2、5 操作压力得计算
2、5、1精馏段
PD=4+101.3=105.3KPa
PF=105、3+0、7×26=1235KPa
Pm1=PD+PF2=114、4 KPa
2、5、2 提馏段
Pw=245+101.3=346、3 KPa
Pm1=Pw+PF2=234、9 KPa
2、6 塔体主要工艺尺寸计算:
2、6、1 塔径D:

图2-4 史密斯泛点关联图
初选塔板间距,取板上液层高度,
2、6、1、1 精馏段:
横坐标:
查图C20=0.081,

取安全系数为0、6,则

按标准,塔径D圆整取1m
塔截面积:
空塔气速:
2、6、1、2 提馏段:
横坐标:
查图 精馏段

取安全系数为0、6,则

取圆整值1m
塔截面积:
空塔气速:
2、6、3 精馏塔得有效高度
精馏段有效高度:

提馏段有效高度:

在进料板上方开一入孔,其高度为0、8m
所以精馏塔有效高度:Z=Z精+Z提+0、8=14、75m
2、7 塔板主要工艺尺寸计算:
2、7、1 溢流装置得计算:
因塔径D=1m,D<2、2m可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘及平行溢流堰
2、7、1、1 溢流堰长
取堰长,即
2、7、1、2出口堰高:
选用平直堰,堰上得液层高度
,取,则:
⑴精馏段:
∴
⑵提馏段:
∴
2、7、1、3弓形降液管得宽度与降液管得面积

图2-5 弓形降液管得宽度与面积
由 查弓形降液管参数图可知:,
∴ ,
依式 精馏段:
提馏段:
∴降液管设计合理。
2、7、1、4 降液管底隙高度

取液体通过降液管底隙得流速
精馏段:

提馏段:

∴降液管隙高度设计合理,选用凹形受液盘,深度
2、7、2 塔板布置
2、7、2、1 塔板得分布:
因,估塔板采用分块式。查表知？
2、7、2、2 边缘区宽度确定:
取,
2、7、2、3 开孔区面积计算:

其、

∴
2、7、2、4 筛板计算及排布:
①孔径取
②筛板厚度
d0
t
③孔心距
④筛板排列与筛孔数
筛板排列正三角排列,如右图所示:
筛孔数个
⑤开孔率: 图2-6筛孔得正三角排列
⑥气体通过筛孔得气速:
精馏段:
提馏段:
第3章 筛板得流体力学验算:
3、1 塔板压降

3、1、1 干板阻力:

因为∴
查图
⑴精馏段:

⑵提馏段:

3、1、2气体通过液层得阻力hl:

⑴精馏段:

由充气系数ε0与Fa得关联图查得
∴
⑵提馏段:

由充气系数ε0与Fa得关联图
∴
3、1、3 液体表面张力得阻力hσ

①精馏段:

∴
单板压降为:
(设计允许值)
②提馏段:

∴
单板压降为:

(设计允许值)
3、2 液面落差
对于筛板塔,液面落差很小,且本设计得塔径与液流量均不大,故可忽略液面落差得影响。
3、3 液沫夹带:
依式
(1)精馏段:

(2)提馏段:

故设计液沫夹带量在允许范围内、
3、4 漏液
对于筛板塔,漏液点气速为,
(1)精馏段:

筛板稳定系数:

介于1、5~2、0之间,故在设计负荷下不会发生明显漏液现象。
(2)提馏段:
筛板稳定系数:

介于1、5~2、0之间,故在设计负荷下不会发生明显漏液现象。
3、5 液泛
为防止降液管液泛得发生,应使降…中清液层高度,

(1)精馏段:

在设计负荷下不会发生液泛。
（2） 提馏段:

故在设计负荷下不会液泛
根据以上塔板得各项流体力学验算,可认为精馏段、提馏段塔径及各工艺尺寸就是合适得。
3、6 塔板负荷性能图
3、6、1 雾沫夹带线(1)
eV=5.7×10-6σ（uaHT-hf）3.2
ua=VsAT-Af=Vs0.785-0,04475=1、351Vs
hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E3600LslW23
精馏段:
近似取E≈1.0， hW=0.0538m，hW=0、60m,故
hf=2.5hw+2.84×103E3600LslW23=0、135+2、344Ls2/3
取雾沫夹带极限值eV为0、1lkg液/kg气。已知σ=21、49×10-3N/m,HT=0.45m,得:
0、1=5.7×10-621.49×10-31.351Vs0.45-0.135-2.344Ls2/3
Vs1=1.49-11.08Ls2/3
同样得方法求出:
提馏段:
Vs2=2.15-12.09Ls2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,算出相应得Vs于表3-1中
Ls/(m3/s)
1.5×10-3
3.0×10-3
4.5×10-3
6.0×10-3
Vs1/(m3/s)
1、41
1、34

1、26
1、18
Vs2/(m3/s)
2、13
2、00
1、85
1、70
依表中数据在Vs-Ls图中作出雾沫夹带线(1),
如图所示。
3、6、2 液泛线(2)
联立式与AfAT=sin-1lWD-lWD1-（lWD）2π
得 Ф(HT+hW)=hP+hW+hOW+hd
近似取E≈1.0,lW=0、60m,则
hOW=2.84×10-3ELhlW23=2.84×10-3×1.0×3600Ls0.6023
故 hOW=0、94Ls2/3(c)
由式 hP=hc+hl+hσ
hc=0、051（u0C0）2（ρVρL）=0、051（Vs0.78×0.9072）2（1.29804.55）=0、0466Vs2
则hl=ε0(hW+hOW)=0、68×(0、0538+0、94Ls2/3)=0、0365+0、64Ls2/3
hP=0、0466Vs2+0、64Ls2/3+0、0389(d)
由式
hd=0、135（LslWh0）2=0、135（Ls0.60×0.0111）23449Ls2 (e)
将HT=0.45m,hW=0.0538m,Ф=0、5及式(c)、式(d)、
式(e)代入式及式hL=hW+hOW得联立式得:
Vs2=3.42-75085Ls2-33、9Ls2/3
同样得方法求得:
Vs2=6.642-37210Ls2-63、7Ls2/3
在操作范围内,任取几个Ls值,算出相应得Vs于表3-2中:
Ls/(m3/s)
1.5×10-3
3.0×10-3
4.5×10-3
6.0×10-3
Vs1/(m3/s)
2、48
2、39
2、25
2、15
Vs2/(m3/s)
2、57
2、56
2、56
2、56
3、6、3 液相负荷上限线(3)
取液体在降液管中停留时间为4秒,则
Ls，max=HTAfτ=0.45×0.044754=0、00503m3/s
液相负荷上限线(3)在Vs-Ls坐标上为气体流量Vs无关得垂直线,如图
所示。
3、6、4 漏液线(汽相负荷下限线)(4)
由 hL=hW+hOW=0、0538+0、94Ls2/3,uOW=Vs，minA0代入漏液点气速式:uOW=4.43C00.0056+0.13hc-hσρLρV
Vs，minA0=4.4×0.780.0056+0.130.0538+0.94Ls23-0.00242×804.551.29
Vs，min=4、840.009972+0.122Ls2/3
同样得方法算出提馏段:
Vs，min=6、030.00845+0.122Ls2/3
此即汽相负荷下限线关系式,在操作范围内,任取几个Ls值,算出相应得Vs于表中:
Ls/(m3/s)
1.5×10-3
3.0×