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1、 化工原理课程设计 题 目 甲醇-水溶液连续筛板精馏塔设计 学 院 化学化工学院 专 业 制药工程 指导教师 二O一一 年 五 月一 日 设计一分离甲醇-水双组分均相混合物常压连续精馏筛板塔 1、工艺条件及数据 ①在抗生素类药物生产中，需要用甲醇溶媒洗涤晶体，洗涤过滤后的甲醇溶媒含甲醇43%，水57%（质量分数），为使该甲醇溶媒重复利用，
2、拟设计一板式精馏塔对废甲醇溶媒进行精馏，得到含水量≤2%（质量含量）的甲醇溶媒，设计要求甲醇溶媒的处理量为75000吨/年，塔底废水中含甲醇含量≤3%（质量含量） ② 泡点进料， ③ 料液可视为理想溶液， 2、操作条件 ① 常压操作； ② 回流液温度为塔顶蒸汽的露点；回流比自选； ③ 直接蒸汽加热，加热蒸汽压力为3kgf/cm2(绝对压强) ④ 冷却水进口温度为30℃，出口温度为45℃； ⑤ 设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。 ⑥ 单板压降≤0.7KPa 3、设计内容 ① 物料、热量衡算； ② 塔板数、塔高、塔径计算； ③ 溢流装置、塔板布置设计； ③ 流体力学计
3、算、负荷性能图。 ④ 灵敏板位置 ⑤ 辅助设备的计算及选型 符号说明： 英文字母 Aa---- 塔板的开孔区面积，m2 Af---- 降液管的截面积, m2 Ao---- 筛孔区面积, m2 AT----塔的截面积 m2 △PP----气体通过每层筛板的压降 C----负荷因子 无因次 t----筛孔的中心距 C20----表面张力为20mN/m的负荷因子 do----筛孔直径 u’o----液体通过降液管底隙的速度 D----塔径 m Wc----边缘无效区宽度 ev----液沫夹带量 kg液/kg气 Wd
4、弓形降液管的宽度 ET----总板效率 Ws----破沫区宽度 R----回流比 Rmin----最小回流比 M----平均摩尔质量 kg/kmol tm----平均温度 ℃ g----重力加速度 9.81m/s2 Z----板式塔的有效高度 Fo----筛孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2) hl----进口堰与降液管间的水平距离 m θ----液体在降液管内停留时间 hc----与干板压降相当的液柱高度 m υ----粘度 hd----与液体流过降液管的压降相当的液注高度 m ρ----密度 hf----塔板上鼓层高度 m σ----表面张力 hL
5、板上清液层高度 m Ψ----液体密度校正系数 h1----与板上液层阻力相当的液注高度 m 下标 ho----降液管的义底隙高度 m max----最大的 how----堰上液层高度 m min----最小的 hW----出口堰高度 m L----液相的 h’W----进口堰高度 m V----气相的 hσ----与克服表面张力的压降相当的液注高度 m H----板式塔高度 m HB----塔底空间高度 m Hd----降液管内清液层高度 m HD----塔顶空间高度 m HF----进料板处塔板间距 m HP----人孔处塔板间距 m HT----塔板间距
6、 m H1----封头高度 m H2----裙座高度 m K----稳定系数 lW----堰长 m Lh----液体体积流量 m3/h Ls----液体体积流量 m3/s n----筛孔数目 P----操作压力 KPa △P---压力降 KPa △Pp---气体通过每层筛的压降 KPa T----理论板层数 u----空塔气速 m/s u0,min----漏夜点气速 m/s uo’ ----液体通过降液管底隙的速度 m/s Vh----气体体积流量 m3/h Vs----气体体积流量 m3/s Wc----边缘无效区宽度 m Wd----弓形降液管宽度 m
7、 Ws ----破沫区宽度 m Z ---- 板式塔的有效高度 m 下标 Max---- 最大的 Min ---- 最小的 L---- 液相的 V---- 气相的 40 40 希腊字母 δ----筛板的厚度 m θ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.s ρ----密度 kg/m3 σ----表面张力N/m φ----开孔率 无因次 α----质量分率 无因次 目 录 一、 概述 6 1． 精馏操作对塔设备的要求和类型 6 2．精馏塔的设计步骤 7 二、 精馏塔的热量衡算 8
8、1. 全凝器的热量衡算： 8 2. 再沸器的热负荷 8 三、 精馏塔的物料衡算 8 1. 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 8 四、 塔板数的确定 9 1. 理论板层数NT的求取 9 五、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 12 1. 操作压力的计算 12 2. 平均摩尔质量的计算 12 3. 平均密度的计算 13 4. 平均粘度的计算 13 5. 平均表面张力的计算 14 六、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 15 1. 精馏段塔径的计算 15 2. 提馏段塔径的计算 16 3. 精馏塔有效高度的计算 17 七、 塔板主要工艺尺寸的计算 17 1. 精馏
9、段 17 2. 提馏段 19 八、 筛板的流体力学验算 21 1. 精馏段 21 2. 提馏段 23 九、 塔板负荷性能图 25 1. 精馏段 25 2. 提馏段 27 十、 筛板塔设计计算结果 30 十一、 辅助设备的计算及选型 32 1．塔顶全凝器 32 2．原料预热器 33 3．塔底再沸器 35 4．精馏塔塔高的设计 36 5．管径的设计 36 6. 泵的计算及选型 37 十二、 设计总结： 38 十三、 附录 39 1. 成员分工 39 2. 参考文献 39 一、 概述 1． 精馏操作对塔设备的要求和类型 ㈠ 对塔设备的要求 精馏所进行
10、的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： ⑴ 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 ⑵ 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 ⑶ 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降
11、还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。 ⑷ 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 ⑸ 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 ⑹ 塔内的滞留量要小。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。 ㈡ 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，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
12、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)、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。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： ⑴ 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。 ⑵ 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。
13、 ⑶ 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 ⑷ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是： ⑴ 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 ⑵ 操作弹性较小(约2～3)。 ⑶ 小孔筛板容易堵塞。 2．精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行： ⑴ 设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。 ⑵ 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 ⑶ 塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。
14、 ⑷ 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 ⑸ 抄写说明书。 ⑹ 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。 本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。 二、 精馏塔的热量衡算 1. 全凝器的热量衡算： Qc=VIVD –(LILD+DILD)
15、 Qc=(R+1)D(IVD-ILD) 因塔顶馏出液几乎为纯甲醇，故其焓可近似按纯甲醇进行计算，又操作条件下甲醇的汽化热为1101KJ/kg 则Qc=(R+1)DIVD=（1.471+1）×139.49×1101×31.55=1.197×107 KJ/h 冷却水消耗量：Wc=Qc(1-5%)/[Cp(t2-t1)]= 1.197×107×0.95/[4.83×(45-30)]=1.812×105kg/h 2. 再沸器的热负荷 QB=V’(IVW-ILW)+QL 其中釜残液几乎为水，故其焓可按纯水计算，操作条件下水的汽化热为2258 KJ/kg QB =344.68×2258×18
16、02+5%QB 得：QB=1.4763×107 KJ/h 在P为3kgf/cm2时，水的汽化热为2163.3 KJ/kg 故Wh=QB/r=1.4763×107/2163.3=6824.3 kg/h 三、 精馏塔的物料衡算 1. 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol 水的摩尔质量为： 18.01kg/kmol xf==0.298 xd==0.965 xw==0.016 2. 原料液及其塔顶与塔底产品的
17、平均摩尔质量 Mf=32.04×0.298+18.01×(1-0.298)=22.19kg/mol Md=32.04×0.965+18.01×(1-0.965)=31.55kg/mol Mw=32.04×0.016+18.01×(1-0.016)=18.23 kg/mol 1. 物料衡算 原料处理量：F==469.43Kmol/L 总物料衡算：469.43=D+W 甲醇物料衡算：469.43×0.298=0.965D+0.016W 联立解得：D=139.49 Kmol/L W=329.94 Kmol/L 四、 塔板数的确定 1. 理论板层数NT的求取 因为甲醇与水属
18、于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图） ① 由手册查得甲醇—水物系的气液平衡数据，绘出x-y图。 附： 汽液平衡数据 x y x y x y 0.00 0.000 0.15 0.517 0.70 0.870 0.02 0.134 0.20 0.579 0.80 0.915 0.04 0.234 0.30 0.665 0.90 0.958 0.06 0.304 0.40 0.729 0.95 0.979 0.08 0.365 0.50 0.779 1.00 1.000 0.10 0.418 0.60 0
19、825 ② 求最小回流比，在途中对角线上自点e(0.298,0.298)作垂线ef,即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为yq=0.665,xq=0.298 最小回流比及其操作回流比的求解：yδ=0.665，xδ=0.298 Rmin=(xD-yδ)/(yδ-xδ) =(0.965-0.665)/(0.665-0.298) =0.817 取操作回流比为：R=1.8Rmin=1.8×0.817=1.471 ③精馏塔的气、液相负荷 L=R×D=1.417×139.49=205.19kmol/h V=(R+1)×D=2.417×139.49=344.
20、68kmol/h L’=L+F=205.19+469.43=674.62kmol/h V’=V=344.68kmol/h ④精馏段、提馏段操作线方程 精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.595x+0.391 提馏段操作线：y’=L’/V’×x’－W/V’×xw=1.878x’-0.015 ⑤图解法求理论塔板层数 根据图所示，可求得结果为 总理论塔板数NT为10.5块(包括再沸器) 进料板位置NF=8 ⑥操作温度的计算 有甲醇-水混合液的t-x-y图查得：当xb=0.965,xF=0.298,xw=0.016时，分别对应：塔顶温度tD=64.9℃，进料
21、板温度tF=78.2℃,塔釜温度tW=97.4℃ 提镏段平均温度：tm’=(97.4+78.2)/2=87.8℃ 精馏段平均温度：tm=（64.9+78.2）/2=71.6℃ ⑦实际板层的求取： 全塔效率为60%， 精馏段实际塔板数 N精=7/60%=12块， 提馏段实际塔板数 N提=3.5/60%=6块 总塔板数为18块。 五、 精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 1. 操作压力的计算 塔顶操作压力PD=101.3 KPa 设每层塔压降： △P=0.7KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.4~1.1kPa） 进料板压力：
22、 PF=101.3+0.7 N精=101.3+0.7×12=109.7(KPa) 精馏段平均压力：Pm=(114.6+101.3)/2=105.5(KPa) 塔釜板压力： PW=PD+0.7N总=113.9(KPa) 提馏段平均压力：Pm’=(109.7+113.9)/2=111.8(KPa) 2. 平均摩尔质量的计算 a. 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.965 查平衡曲线得 x1=0.912 MVDm=0.965×32.04+(1-0.965)×18.01=31.55kg/mol MLDm=0.912×32.04+(1-0.912)×18.01
23、30.80kg/mol b. 进料板平均摩尔质量计算 由yF=0.587 查平衡曲线得 x1=0.213 MVFm=0.587×32.04+(1-0.587)×18.01=26.25kg/mol MLFm=0.213×32.04+(1-0.213)×18.01=20.99kg/mol c. 塔釜平均摩尔质量计算 由y1’=0.044 查平衡曲线得 x1’=0.006 M’VWm=0.044×32.04+(1-0.044)×18.01=18.63kg/mol M’LWm=0.006×32.04+(1-0.006)×18.01=18.09
24、kg/mol d. 精馏段平均摩尔质量 MVm=(31.55+26.25)/2=28.90kg/mol MLm=(30.80+20.99)/2=25.90kg/mol e. 提馏段平均摩尔质量 M’Vm=(26.25+18.63)/2=22.44kg/mol M’Lm=(20.99+18.09)/2=19.54kg/mol 3. 平均密度的计算 a. 精馏段平均密度的计算 Ⅰ 气相 由理想气体状态方程得 ρVm=PmMvw/RTm=(105.5×28.9)/[8.314×(273.15+71.6)]=1.09kg/m3 Ⅱ 液相 查得tD=64.9℃时
25、ρA＝981.1kg/m3 ρB=751.7kg/m3 tF=78.2℃时 ρA＝973.0kg/m3 ρB=740.8kg/m3 ρLDm=1/(0.98/751.7+0.02/981.1)=755.3kg/m3 进料板液相的质量分率 αA=(0.213×32.04)/(0.213×32.04+0.787×18.01)=0.325 ρLFm=1/(0.325/740.8+0.675/973.0)=883.1kg/m3 精馏段液相平均密度为 ρLm=(755.3+883.1)/2=819.2 kg/m3 b. 提馏段平均密度的计算 Ⅰ 气相
26、 由理想气体状态方程得 ρ’Vm=PmMvw/RTm=(111.8×22.44)/[8.314×(273.15+87.82)]=0.88kg/m3 Ⅱ 液相 查⑵可得tw=97.4℃时 ρA＝960.2kg/m3 ρB=724.8kg/m3 αA=(0.03×32.04)/(0.03×32.04+0.97×18.01)=0.052 ρ’Lwm=1/(0.052/224.8+0.948/960.2)=944.29kg/m3 提馏段平均密度 ρ’Lm=(883.1+944.29)/2=913.7kg/m3 4. 平均粘度的计算 液相平均粘度依下式计算 即 lgμL
27、m=∑xilgμi a．塔顶液相平均粘度的计算 由tD=64.9℃查得 μA=0.45mPa.s μB=0.34mPa.s lgμLDm=0.965lg(0.34)+0.035lg(0.45) =-0.46 μLDm=0.347mPa.s b．进料板平均粘度的计算 由tF=78.2℃查得 μA=0.36mPa.s μB=0.29mPa.s lgμLFm=0.213lg(0.29)+0.787lg(0.36) =-0.47 μLFm=0.339mPa.s 精馏段平均粘度 μLm=(0.347+0.339)/2=0.34
28、3mPa.s c．塔底液相平均粘度的计算 由tW=97.4℃查得 μA=0.27mPa.s μB=0.23mPa.s lgμLWm=0.016lg(0.23)+0.9841lg(0.27) =-0.57 μLWm=0.269mPa.s 提馏段平均粘度 μL’m=(0.269+0.339)/2=0..04mPa.s 5. 平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即 σLm=∑xiσi a. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=64.9℃查得 σA=65.22mN/m σB=18.10mN/m σLDm=0.96
29、5×18.10+0.035×65.22=19.75 mN/m b. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.2℃查得 σA=63.25mN/m σB=16.60N/m σLFM=0.213×16.6+0.787×63.25=53.31 mN/m c. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=97.4℃查得 σA=59.50mN/m σB=14.70N/m σLWm=0.016×14.70+0.984×59.5=58.78 mN/m 精馏段液相平均表面张力 σLm=(53.31+19.75)/2=36.53 mN/m 提馏段液相平均表面张力 σ
30、’Lm=(53.31+58.78)/2=56.05 mN/m 六、 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1. 精馏段塔径的计算 由上面可知精馏段 L=205.19kmol/h ，V=344.68kmol/h 精馏段的气、液相体积流率为 VS=VMVm/3600ρVm=(344.68×28.9)/(3600×1.09)=2.539m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(205.19×25.9)/(3600×819.2)=0.001802m3/s 式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求 图的横坐标为 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.0195 取
31、板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.05m，则HT-hL=0.35 m 史密斯关联图如下 由上面史密斯关联图，得知 C20=0.073 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.08235 Umax=2.26 取安全系数为0.7，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.7×2.26=1.582m/s =1.43m 按标准塔径圆整后为D=1.4m 塔截面积为At=3.14×1×0.7=1.539 m2 实际空塔气速为U实际=2.539/1.539=1.65m/s U实际/ Umax=1.65/2.26=0.73(安全系数在充许的范围内，符全
32、设计要求) 2. 提馏段塔径的计算 由上面可知提馏段 L=674.62kmol/h ，V=344.68kmol/h 提馏段的气、液相体积流率为 V’S=V’MVm/3600ρ’Vm=(344.68×22.44)/(3600×0.88)=2.441m3/s L’S=L’MLm/3600ρ’Lm=(674.62×19.54)/(3600×913.7)=0.004m3/s 式中，负荷因子由史密斯关联图⑶查得C20再求 图的横坐标为 Flv=L/V×(ρl/ρv)0.5=0.053 取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.06m，则HT-hL=
33、0.34 m 由史密斯关联图，得知 C20=0.072 气体负荷因子 C= C20×(σ/20)0.2=0.088 Umax=2.83m/s 取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.6Umax=0.6×2.83=1.698m/s =1.353m 按标准塔径圆整后为D=1.4m 塔截面积为At=3.14×0.7×0.7=1.539 m2 实际空塔气速为U实际=2.441/1.539=1.586 m/s U实际/ Umax=1.586/2.83=0.56(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 3. 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 Z精=（N
34、精-1）HT=（12-1）×0.40=4.4m 提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（6-1）×0.40=2.0 m 在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m 故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=4.4+2+0.8=7.2m 七、 塔板主要工艺尺寸的计算 1. 精馏段 a．溢流装置计算 因塔径 D=1.4m， 所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下： 1) 堰长lw 可取lw=0.70D=0.98m 2) 溢流堰高度hw 由hw=
35、hL－how 选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式⑷计算，即有 how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) 并由图液流收缩系数计算图⑷，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.01253m 取板上清液层高度hL=0.05 m 故 hw=0.03747m 3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由Wd/D=0.7m 查得 Af/AT=0.094 Wd/D=0.151 Af=0.094×1.539=0.1447 m2 Wd=0.151×1.4=0.2714 m 并依
36、据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.0018027)=32.12s＞5s 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho ho= Lh/（3600×lw×uo'） 取uo'=0.08m/s 则ho=0.001802×3600/(3600×0.98×0.08) =0.2289m Hw-ho=0.03747-0.02298=0.01449＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。 b．塔板布置 1) 塔板的分块 因为D≥ 8
37、00mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。 2) 边缘区宽度确定 取Ws=W’s= 40mm , Wc=35mm c．开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下面式子计算，则有 Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws) r= D/2－Wc=1.4/2-0.035=0.665 并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125 由上面推出 Aa=1.095m2 d 筛孔计算与排列 本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排
38、列，取孔中心距t为 t=3do=15mm 筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=5621个 开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1% 气体通过阀孔的气速为 uo=Vs/Ao=1.095/（Aa×φ）=22.96m/s 2. 提馏段 (计算公式和原理同精馏段) a．溢流装置计算 因塔径D=1.0m， 所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘（同精馏段）。各项计算如下： 1) 堰长lw 可取lw=0.70D=0.98m 2) 溢流堰高度hw 由hw=hL－how可选取平直堰，堰上层液高度how由下列公式计算，即有 how=2.84/1000×E×
39、Lh/lw)(2/3) 并由图液流收缩系数计算图，则可取用E= 1.0 ，则 how=0.01704m 取板上清液层高度hL=0.06 m 故 hw=0.06-0.01704=0.043 m 3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af 由Wd/D=0.7m 查图可求得 Af/AT=0.094 Wd/D=0.151 Af=0.094×1.539=0.1447 m2 Wd=0.151×1.4=0.2114m 并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即 θ=3600 Af×HT/Lh= 3600 ×0.1447×0.40/ (3600×0.004)=14.47s＞
40、5s 验证结果为降液管设计符合要求。 4）降液管底隙高度ho ho= Lh/（3600×lw×uo'） 取 uo'=0.18m 则ho=0.004×3600/(3600×0.98×0.18) =0.022 68m＞0.02m Hw-hO=0.043-0.02268=0.0203m＞0.006 m 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度h’w=50mm。 b．塔板布置 1) 塔板的分块 因为D≥ 800mm，所以选择采用分块式，查⑷可得，塔板可分为3块。 2) 边缘区宽度确定 取Ws=W’s= 40mm , Wc=35mm c．开孔区面积计算
41、 开孔区面积Aa按下面式子计算，则有 Aa=2[x（r2－x2）0.5+∏ r2/180×sin-1（x/r）] 其中 x=D/2－(Wd＋Ws) r= D/2－Wc=1.4/2-0.035=0.665 并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125 由上面推出 Aa=1.095m2 d 筛孔计算与排列 本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用δ= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t=3do=15mm 筛孔的数目n为 n=1.155Ao/t2=5621个 开孔率为φ=0.907（do/t）2=10.1%
42、 气体通过阀孔的气速为 uo=V’s/Ao=2.441/（0.101×1.095）=22.07m/s 八、 筛板的流体力学验算 1. 精馏段 1) 塔板的压降 a 干板的阻力hc计算 干板的阻力hc计算由公式 hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl） 并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772 所以hc=0.051(22.96/0.772) 2×(1.01/819.2)=0.0556m液柱 b 气体通过液层的阻力hl的计算 气体通过液层的阻力hl由公式 hl=βhL ua=Vs/（AT－Af）=2.539/(1.539-0.1
43、447)=1.821m/s Fo=1.821(1.09)1/2=1.901kg1/2/(s m1/2) 可查得，得β=0.54 所以hl=βhL=0.54×(0.03747+0.0125)=0.027 m液柱 c 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力的阻力hσ由公式hσ=4σL/（ρl×g×do）计算,则有 hσ=(4×36.53×10-3)/(819.1×9.81×0.005)=0.0036 m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算 hP=hc+hl+hσ=0.0556+0.027+0.0036=0.0862m液柱 气体通过每层塔板的压降为 △ Pp=
44、 hP×ρl×g =0.0862×819.2×9.81=692.73Pa＜0.7KPa（设计允许值） 2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7×106/σL×[ua/(HT－hf)]3.2 由hf=2.5hL=2.5×0.05=0.125m 所以： ev=(5.7×10-6/36.53×10-3) [1.65/(0.4-0.125)] =0.046kg液/kg气＜0.1kg液/kg气 可知液沫夹带量在设计范围之内。 4) 漏液 对于筛板塔
45、漏液点气速uo ,min可由公式 Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=8.91m/s 实际孔速为Ｕo＞Uo,min 稳定系数为 Ｋ=Uo/Uo,min=22.96/8.91=2.58＞1.5 故在本设计中无明显漏液。 5) 液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子 Hd≤ψ(HT＋hw) 甲醇与水属于一般物系，取ψ= 0.5，则 ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.037477）=0.219m 而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有 hd=0.153(uo’)2=0.153×(0.08)
46、2=0.00098m液柱 Hd=hp+hL+hd=0.076+0.05+0.00098=0.137m液柱 则有： Hd≤ψ(HT＋hw) 于是可知本设计不会发生液泛 2. 提馏段 1) 塔板的压降 a 干板的阻力hc计算 干板的阻力hc计算由公式 hc=0.051(uo/co)2×（ρv/ρl） 并取do/δ= 5/3=1.67 ,可查图得，co=0.772 所以h’c= 0.040液柱 b 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由公式 hl=βhL ua=Vs/（AT－Af）=1.751m/s Fo=1.751×0.880.5=1.64kg1/2/
47、s m1/2 可查图得β=0.58 所以hl=βhL=0.0348m液柱 c 液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力的阻力hσ 由公式hσ=σL/（ρl×g×do）计算,则有 hσ=0.005m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按公式 hP=hc+hl+hσ=0.0798m液柱 气体通过每层塔板的压降为 △Pp= hP×ρl×g = 669.3Pa＜0.7kPa 计算结果在设计值内 2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，因塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7×10-6/σL×[
48、ua/(HT－hf)]3.2 由 hf=2.5hL=0.125m 所以ev=5.7×10-6/56.05×10-3[1.586/(0.40-0.125)]3.2 =0.028 kg液/kg气＜0.1 kg液/kg气 可知液沫夹带量在设计范围之内。 4) 漏液 对于筛板塔，漏液点气速uo ,min可由公式 Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2=9.22m/s Uo=27.38m/s＞Uo,min 稳定系数为 K= Uo / Uo,min =22.07/9.22=2.39＞1.5 故在本设计中无明显漏液。 5)
49、液泛 为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子 Hd≤ψ(HT＋hw) 甲醇与水属于一般物系，取ψ= 0.5 则 ψ(HT＋hw)=0.5（0.40+0.043）=0.2215m 而Hd=hp+hL+hd 板上不设进口堰，则有 hd=0.153(uo’)2=0.005m液柱 Hd=hp+hL+hd=0.0678+0.05+0.005=0.135m液柱 则有： Hd≤ψ(HT＋hw) 于是可知本设计不会发生液泛。 九、 塔板负荷性能图 1. 精馏段 a 漏液线 Uo,min=4.4Co[(0.0056+0.13 hL-hσ)/ρL /ρV]1/2 U
50、o,min=Vs, min/Ao hL= h w +hOW hOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3) Vs, min =4.4Co Ao{[0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3))- hσ]ρL /ρV }1/2 =6.142(0.007151+0.1219Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表 Ls m3/s 0.0005 0.0015 0.0030 0.0045 Vs m3/s 0.648 0.770 0.889 0.977
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