丙酮- 水精馏分离筛板塔

河西 学 院

Hexi University

化工原理课程设计

题目: 丙酮- 水精馏分离筛板塔 学院: 化学化工学院 专业: 化学工程与工艺 学号: 2014210026 姓名: 王海平 指导教师: 王海平

年月日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

丙酮-水精馏分离板式塔设计

二、设计任务及操作条件

1. 设计任务

生产能力（进料量） 115000 吨/年 操作周期 7200 小时/年

进料组成 32% （质量分率，下同） 塔顶产品组成 ≥97.5% 塔底产品组成 ≤1.2% 2. 操作条件

操作压力 塔顶为常压 进料热状态 泡点

加热蒸汽 0.25Mpa （表压） 3. 设备型式 筛板塔 4. 厂址

三、设计内容

1. 设计方案的选择及流程说明 2. 塔的工艺计算 3. 主要设备工艺尺寸设计

（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4. 辅助设备选型与计算 5. 设计结果汇总

6. 工艺流程图及精馏工艺条件图 7. 设计评述

目录

1设计概述 . .................................................................................................................... 1

1.1设计题目： . ...................................................................................................... 1 1.3设计内容 . .......................................................................................................... 2 1.4工艺流程图 . ...................................................................................................... 2 2精馏塔的物料衡算 . .................................................................................................... 3 2.1查阅文献，整理有关物性数据 . ............................................................................. 3 2.1.1水和丙酮的性质 . .................................................................................................. 3

2.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 . ................................................ 5

2.2全塔物料衡算 . ......................................................................................................... 6 3塔板数的确定 . ............................................................................................................ 6

3.1操作方程 . .......................................................................................................... 7 3.2全塔效率的估算 . .............................................................................................. 7 3.3实际塔板数 . ...................................................................................................... 8 4.1精馏段与提馏段的汽液体积流量 . .................................................................. 8

4.1.1精馏段的汽液体积流量 . ...................................................................... 8 4.1.2提馏段的汽液体积流量 . ...................................................................... 10 4.2 塔径的计算 . ................................................................................................... 10

4.2.1塔径的计算 . .......................................................................................... 11 4.3精馏塔的有效高度的计算 . ............................................................................ 12 4.4塔高的计算 . .................................................................................................... 13 5塔板主要工艺尺寸计算 . .......................................................................................... 13

5.1溢流装置计算 . ................................................................................................ 13 5.2塔板布置 . ........................................................................................................ 14 5.3塔板结构尺寸的确定 . .................................................................................... 15 5.4弓形降液管 . .................................................................................................... 16 5.5开孔区面积计算 . ............................................................................................ 17 5.6筛板的筛孔和开孔率 . .................................................................................... 17 6.1塔板压降 . ........................................................................................................ 18

6.2液面落差 . ........................................................................................................ 18 7塔板负荷性能图 . ...................................................................................................... 19

7.1精馏段塔板负荷性能图 . ................................................................................ 19 7.2提馏段塔板负荷性能图 . ................................................................................ 22 8精馏塔的主要附属设备 . .......................................................................................... 24

8.1进料管道 . ........................................................................................................ 24 8.2塔顶回流液管道 . ............................................................................................ 24 8.3塔底料液排出管道 . ........................................................................................ 25 8.4塔顶蒸汽出口管道 . ........................................................................................ 25 9设计结果一览表 . ...................................................................................................... 25 10符号说明 . ................................................................................................................ 26 致谢 . ............................................................................................................................. 28

丙酮-水精馏分离板式塔设计

王海平

摘要：利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制。

原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。

在精馏段气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。

在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算—物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

本设计是以丙酮―水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮－水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。

关键词：精馏段，提馏段，气、液相回流，传质过程同时进行。

1设计概述

1.1设计题目：筛板式连续精馏塔及其主要附属设备设计 1.2工艺条件:

生产能力：115000吨/年（料液） 操作周期 7200 小时/年

原料组成：32%丙酮（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 97.5%丙酮，釜液1.2%丙酮 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：直接蒸汽加热 回流比： R/Rmin=2.0

1.3设计内容

1、确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2、工艺参数的确定

基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，

塔板效率，实际塔板数等。 3、主要设备的工艺尺寸计算

板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4、流体力学计算

流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5、主要附属设备设计计算及选型

塔顶全凝器设计计算：热负荷，载热体用量，选型及流体力学计算。 料液泵设计计算：流程计算及选型。 1.4工艺流程图

丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。

流程示意图如图1

图1：精馏装置工艺流程图

2精馏塔的物料衡算

2.1查阅文献，整理有关物性数据 2.1.1水和丙酮的性质

表1 水和丙酮的粘度

温度 50 60 0.469

70 0.40

80 0.33

90 0.318

100 0.248

水粘度0.592 mpa

丙酮粘0.26 度mpa

0.231 0.209 0.199 0.179 0.160

表2水和丙酮表面张力

温度 50 60 66.0

70 64.3

80 62.7

90 60.1

100 58.4

水表面67.7 张力 丙酮表

19.5

18.8 17.7

16.3 15.2

14.3

表3水和丙酮密度

温度 50 60 0.750

70 0.735

80 0.721

90 0.710

100 0.699

相对密0.760 度 水 丙酮

998.1 758.56

983.2 737.4

977.8 718.68

971.8 700.67

965.3 685.36

958.4 669.92

表4水和丙酮的物理性质

水 丙酮

分子量 18.02 58.08

沸点 100 56.2

临界温度K 647.45 508.1

临界压强kpa 22050 4701.50

表5 丙酮—水系统t —x —y 数据

沸点（t/℃） 100

x

92 84.2 75.6 66.9 0.1

62.4 0.2

59.8 0.5

58.2 0.8

56.7 0.975

0.01 0.025 0.05

y 0 0.279

0.47 0.63 0.754 0.813 0.851 0.897 0.97

9

由以上数据可作出t-y （x ）图如图

2

图2 t-y（x ）

2.1.2进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 丙酮的摩尔质量M A =58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 M B =18.02 Kg/kmol

x W =

0. 012/58. 08

=0. 00375

0. 012/58. 08+0. 988/18. 02

x F =

0. 32/58. 08

=0. 1274

0. 32/58. 08+0. 68/18. 02

x D

0. 975/58. 08

==0. 9240. 975/58. 08+0. 025/18. 02

平均摩尔质量

M F =0.1274⨯58.08+（1-0.1274）⨯18.02=23.124 kg/kmol M D = 0.924⨯58.08+ (1-0.924) ⨯18.02=55.04

kg/kmol

M W =0.00375⨯58.08+（1-0.00375）⨯18.02=18.17 kg/kmol

F =

115000000/(300*24)

=690.72Kmol/h

23. 124

最小回流比，由题设可得泡点进料q=1则x F =x e ，又附图可得x e =0.1274, y e =0.767。

R min =

x D -y e 0. 924-0. 767

=0. 2455 =

0. 767-0. 1274y e -x e

确定操作回流比：

R /R min =2. 0 令R =2. 0R min =0. 491

图3：相平衡线图

2.2全塔物料衡算

F =D +W

Fx F =Dx D +Wx W

D=92.81Kmol/h W=597.91Kmol/h 3塔板数的确定

3.1操作方程 精馏段y n =

x R

x n +1+D = 0.33Xn+0.62 R +1R +1

提馏段：因为泡点进料，所以q=1,

L +qF W

X ' n -Xw

L +qF -W L +qF -W L +F W

y ' n +1=X ' n -Xw

L +F -W L +F -W

L =RD =26. 16Kmol /h y ' n +1=5. 32x ' n -0. 016 y ' n +1=

代入数据利用图解法求理论班层数，如图3可得：总理论板层10块，8块进料板位置

3.2全塔效率的估算

用奥康奈尔法(O ' conenell ) 对全塔效率进行估算： 根据丙酮—水系统t —x(y)图可以查得：

t d =56. 5℃(塔顶第一块板) 设丙酮为A 物质，水为B 物质 所以第一块板上：

可得： ，， ，，

，

，

，

，

t f =67.2℃ (加料板) 假设物质同上：可得：

t w =100℃(塔底) 假设物质同上：

可得：

所以全塔平均挥发度：

精馏段平均温度：T 1=

T D +T F 56.5+67.2

==61.850C 22

查前面物性常数（粘度表）：61.85 0C 时，μ水=0.53m Pa ⋅s 所以μ精=∑x i μi =0.53⨯0.243+0.52⨯0.757=0.515m Pa ⋅s 查61.850C 时，丙酮-水的组成

，

μ丙酮=0.51m Pa ⋅s

y 水=0.175

，

x 水=0.757

，

y 丙酮=0.825，x 丙酮=0.243

同理可得：提留段的平均温度T 2=

T B +T F 100+67.2

==83.60C 22

查表可得在83.60C 时3.3实际塔板数 实际塔板数N P =

N T

E T

精馏段：，取整15块，考虑安全系数加一块为15块。

提馏段：，取整6块，考虑安全系数加一块，为6块。

故进料板为第8块，实际总板数为21块。

全塔总效率：

4精馏塔主题尺寸的计算

4.1精馏段与提馏段的汽液体积流量 4.1.1精馏段的汽液体积流量

整理精馏段的已知数据列于表3(见下页) ，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量：M=(23.124+55.04)/2=39.08kg/kmol

（t f +t d ）/2=（67. 2+56. 5）/2=61. 85℃ 液相平均温度：t m =

在平均温度下查得ρH 2O =971.1kg /m 3, ρCH 3CH 2OH =

735kg /m 3

表6 精馏段的已知数据

位置 进料板 塔顶(第一块板)

摩尔分数

x

y

f

=0. 1274

=0. 6621

lf

y =x

l

D

=0. 924

f

x =0. 914

l

摩尔质量/kg /kmol

M M

=23. 12 =44. 54

M M

lf

=55. 038 =55. 22

vf vl

温度/℃ 液相平均密度为：

67.20 56.70

ρLm =

1

α1α2

+ρ1ρ2

其中，α1 =0.32 α2 =0.68所以，ρLm =880.58kg /m 3

精馏段的液相负荷L=RD=0.491*92.81=45.57kmol/h Ln=LM/ρlm=68×39.08/880.58=3.02m 3/h 由PV =nRT =

m m PM RT PM =RT =ρRT 所以ρ= M V RT

精馏段塔顶压强P ∆=101K . P 3a 若取单板压降为0.7, 则进料板压强

P F =P D +0. 7⨯15=111. 825KP a

101. 325+111. 825

=106. 575

2

55. 038+44. 54

气相平均摩尔质量 M Vm ==49. 789kg /kmol

2

气相平均压强P m =

气相平均密度ρvm =

P m ⨯M vm 106. 575⨯49. 789

==1. 90kg /m 3 RT m 8. 314⨯335. 1

汽相负荷 V=（R+1)D=(0.491+1)92.81=138.38kmol/h

V n =

VM vm 138. 38⨯49. 789

==3626. 21M 3/h ρvm 1. 90

精馏段的负荷列于表7。

4.1.2提馏段的汽液体积流量

表7 精馏段的汽液相负荷

名称

平均摩尔质量/kg /kmol 平均密度/kg /m 3 体积流量/m 3/h

汽相 49.789 1.90 3626.21

液相 39.08 880.58 3.02

整理提馏段的已知数据列于表8，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9。

表8提馏段的已知数据

位置 塔釜 进料板

摩尔分数

x

y

w

=0. 1274

=0. 00395

lv

x

y

f =0. 1274

w f

=0. 6621

lf

摩尔质量/

kg /kmol

M M

=18. 17 =18. 18

M M

=23. 12 =44. 54

lv vf

温度/℃ 100 67.2

表9提馏段的汽液相负荷

名称

平均摩尔质量/kg /kmol 平均密度/kg /m 3 体积流量/m 3/h 4.2 塔径的计算

液相 20.647 965.8 1.45

汽相 31.355 1.31 1894.17

在塔顶的温度下查表面张力表σ1=19.0mN /m ，σ2=66.595mN /m

σm D =0. 924⨯19+(1-0. 924) ⨯66. 595=22. 617mN /m

在进料板温度下查表面张力表：σ1=17.9mN/m，σ2=64.74mN/m

σm F =0. 1274⨯17. 9+(1-0. 1274) ⨯64. 74=58. 77mN /m

在塔底温度下查表面张力表：σ1=14.3mN/m，σ2=58.4mN/m

σm W =0. 00375⨯14. 3+(1-0. 00375) ⨯58. 4=58. 23mN /m

22. 617+58. 77

=40. 6935mN /m

2

" 58.77+58.23

=58.5m N /m 提馏段液相平均表面张力m =

2

22. 617+58. 77+58. 23

=46. 539mN /m 全塔液相平均表面张力σ=

3

精馏段液相平均表面张力m =

'

在塔顶的温度下查粘度表μ1=0. 24mP ⋅s ，μ2=0. 51mPa ⋅s

lg μm D =0. 924⨯lg 0. 24+(1-0. 924) ⨯lg 0. 51=-0. 593，μm D =0. 255mP ⋅s 在进料板温度下查粘度表：μ1=0. 23mP ⋅s ，μ2=0. 46mPa ⋅s

lg μmw =0. 1274⨯lg 0. 23+(1-0. 1274) ⨯lg 0. 46=-0. 376，μmw =0. 421mP ⋅s

在塔底温度下查粘度表：μ1=0. 160mP ⋅s ，μ2=0. 249mPa ⋅s

lg μmw =0. 00375⨯lg 0. 160+(1-0. 00375) ⨯lg 0. 249=-0. 605μmw =0. 248mP ⋅s

0. 421+0. 255

=0. 338mPa ⋅s

2

" 0. 421+0.248

=0.335mPa ⋅s 提馏段液相平均粘度m =

2

0. 255+0. 421+0. 248

=0. 308mPa ⋅s 全塔液相平均粘度=

3

精馏段液相平均粘度m =

'

4.2.1塔径的计算 精馏段的体积流率计算：

V s =L S =

V Mvm 138. 38⨯49. 789

==0. 101m 2/s

3600ρLM 3600⨯1. 90L Mlm 45. 57⨯39. 17

==0. 00056m 3/s

3600ρLM 3600⨯880. 58

U max =C

ρL -ρV

ρV

提留段：Vs=0.92m2/s Ls=0.0027m2/s 史密斯关联图

图4：史密斯关联图

L s ρL 0. 00056880. 58() =⨯() =0. 012 V s ρV 1. 011. 90

提留段：

取板间距H T =0. 4，板上液层高度h L =0. 06m H T -h L =0. 4-0. 06=0. 34m

C 20=0. 052

查附图：C =C 20⨯(

G L 0. 240. 43730. 2

) =0. 052⨯() =0. 05986 2020

880. 58-1. 90

U max =0. =1. 287m /s

1. 90

取安全系数为0.7，表观空塔气速：U ' =0. 7U max =0.9009 估算塔径：D ' =塔截面积：A T =

V 4s

≈1. 6m '

πU

π

4

⨯1. 62=2. 0096m 2

实际塔气速：U =

V s 1. 01==0. 503m /s A T 2. 0096

4.3精馏塔的有效高度的计算

精馏段有效高度为：Z 精=(N 精-1)H T =(15-1)⨯0.3=4.2 提留段有效高度为：Z 提

=(N 提-1)H T =(6-1)⨯0.3=1. 5m

在进料板上方开一小孔，其高度为0.8m ，故精馏塔的有效高度为：

Z =Z 精+Z 提+0.8=6.5m

4.4塔高的计算

塔的高度可以由下式计算：Z =H P +(N -2-S ) H T +SH T +H F +H W

H P --塔顶空间（不包括头盖部分） H T --板间距

N---实际板数 S---人孔数

H F --进料板出板间距

H w --塔底空间（不包括底盖部分）

已知实际塔板数为N=21块，板间距H T =0.4由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，因为板数较少，所以可以忽略人工开孔数。取人孔两板之间的间距H T =0.6m ，则塔顶空间H P =1m，塔底空间H W =1.5m，进料板空间高度H F =0. 8m ，那么，全塔高度：Z=9.3m5塔板主要工艺尺寸计算 5.1溢流装置计算 （1）堰长l w

可取l w =0.66D=0.66×1.6=1.056m （2）溢流堰高度h w

2. 84⎛L n ⎫⎪E 由h w =h L -h o w ，选用平直堰，堰上液层高度：h ow = ⎪1000⎝L w ⎭

2. 48⎛3600⨯0. 00056⎫

取用E=1，则h ow =⨯1⨯ ⎪

10001. 056⎝⎭

=0. 0038m

取液上清液层高度h w =0. 06-0. 0038=0. 0562m （3）弓形降液管宽度W d 和截面积A f

由l w /D =0. 66，查图5附图得

图5 弓形降液管参数

W A f

=0. 0788; d =0. 141 A T D

W d =0. 141⨯1. 6=0. 2256m ; A f =0. 0788⨯2. 0096=0. 158m 2 用经验公式：θ=

3600A f H T

L h

=

3600⨯0. 158⨯0. 3

=84. 64s >5s

0. 00056⨯3600

故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h 0比h w 低10mm ，则：h 0=h w －0.01=0.0559－0.01=0.0459m

' 故选用凹形受液盘，深度h w =50mm

5.2塔板布置 ⑴塔板的分块

因为D≥800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分3块。 ⑵边缘区宽度确定

取W s =W s ' =0. 070m , W L =0. 035m ⑶开孔区面积A

a

⎛πr 2x ⎫22

⎪A a =2 x r -x +arcsin 180r ⎪⎝⎭

D 1. 6x =-∆W =-(0. 2256+0. 07)=0. 5044m

22

D 1. 6

=W L =-0. 035=0. 765m 22

其中， 2

⎛π⨯0. 7650. 5044⎫22

⎪A a =2⨯ 0. 5044⨯0. 765-0. 5044+arcsin =0. 595m 2

⎪1800. 765⎭⎝

r =

⑷筛孔计算及其排列

选用δ=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d 0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d 0=5mm 筛孔数目： n =1158000A a /t 2=开孔率： ϕ=0. 907d 气体通过阀孔的气速为：

U 0=

V S

A 0

=1. 01/(0. 101⨯0. 595)=16. 8m /s

1158000⨯0. 595

=306个2

15^2

2

()

2

⎛0. 005⎫

=0. 907⨯ ⎪=10. 1%

⎝0. 015⎭

5.3塔板结构尺寸的确定

由于塔径大于800mm ，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度W C =35mm，破沫区宽度W S =70mm ， 查得 堰长檐长L w =1056mm 弓形溢流管宽度W d =225. 6mm 弓形降液管面积A f =0. 158m 2 降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比

L W

=0. 660 D

A f A T

=7. 88%

降液管的体积与液相流量之比τ，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s 液体在精馏段降液管内的停留时间

τ=

A f ∙H T

L ST

=

0. 158⨯0. 3

=84. 64s >5s 符合要求

0. 00056

液体在精馏段降液管内的停留时间

τ=

A f ∙H T

L ST

=

0. 158⨯0. 3

=17. 6S >5S 符合要求

0. 0027

5.4弓形降液管

采用平直堰，堰高h w =h 1-h ow

h L --板上液层深度，一般不宜超过60--70mm

h ow --堰上液流高度

堰上的液流高度可根据Francis 公式计算

L

h ow =0.00284E(s ) 3

L w E--液体的收缩系数

L S --液相的体积流量 L w --堰长

2

精馏段

3600⨯0.000563) =0.0044E h ow =0.00284

1. 056

2

由

L W L s 3600⨯0. 00056

=0. 66==1. 76 D (L w ) 2. 51. 0562. 5

查手册知 E=1 则

h ow =0.0044×1=0.0044m

h w =0.06-0.0044=0.0556m

降液管底部离塔板距离h 0, 考虑液封，取h 0比h w 小15mm 即h 0=0.0556-0.015=0.0406 同理，对提馏段

9.723

) =0.0123E h ow =0.00284E(

1. 056

2

由

L W

=0. 66 D

查手册得 E=1. 1=0.0123m h ow =0.0123×

h w =0.06-0.0123=0.0477m h 0=0.0477-0.01=0.0377m

5.5开孔区面积计算

已知W d =0.2256m进取无效边缘区宽度 W c =0.035m 破沫区宽度 W s =0.07m阀孔总面积可由下式计算

π2x ⎤⎡

A a =2⎢x r 2-x 2+r ) ⎥ 0

180r ⎣⎦

D

-(Ws +W d ) =0. 8-(0. 07+0. 2256) =0. 5044m 2D

r=-W c =0. 8-0. 035=0. 765m 2

x=

π0. 5044⎤⎡22

A a =2⨯⎢0. 5044⨯0. 7652-0. 50442+⨯0. 765⨯arcsin () =0. 595m 0⎥1800. 765⎦⎣故

5.6筛板的筛孔和开孔率

因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用δ=3mm 碳钢板，取筛空直径d 0=5mm 筛空按正三角排列，孔中心距t=3d 0=3⨯5=15mm 筛孔数目 n =开孔率 ϕ=

1158000A a 1158000

=() ⨯0. 595=306 2t 2152

0.9070. 907

=2=10. 07% （在5--15%范围内）

(t /d ) 23

气体通过筛孔的气速为 u 0=则精馏段 u 0J =

V s

ϕA a

1.01

=16. 8m /s

0.1007⨯0.595

提馏段 u oT =

0. 9

=15. 35m /s

0. 1007⨯0. 595

6筛板的流体力学验算 6.1塔板压降 ⑴干板阻力h c 计算

⎛u 0⎫

干板阻力h c =0. 015 c ⎪⎪

⎝0⎭

2

⎛ρV ⎫ ρ⎪⎪ ⎝L ⎭

由所选用筛板

d 0

=

5

=1. 67，查得C 0=0. 875 3

2

h c =0. 05116. (

)⨯(1. . 58)=0. 0406m 液柱 . 773

⑵气体通过液层的阻力h L 的计算 气体通过液层的阻力h L =βh 1

U a =

V s 1. 01

==0. 545m /s

A T -A f 2. 0096-0. 158

F 0=U a ρV =0. 545⨯. 90=0. 752kg 2/⎛ s ⋅m ⎫⎪

⎝⎭

查图得：β=0. 61

)=0. 0366 ∴h L =βh L =(h w +h ow )=β(0. 0477+0. 0123

⑶液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力

4σL 4⨯40. 6935⨯10-3

h σ===0. 00377m 液柱

ρL gd 0880. 58⨯9. 81⨯0. 005所以气体通过每层塔板的高度h p 可计算：（700Pa=设计允许值） 6.2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。 液沫夹带

h p =h c +h L +h σ=0. 08097∆P p =h p ρL g =699P a

液沫夹带量，采用公式e V =5. 7⨯10-6⨯[U a (H T -h f )]

3. 2

由h f =2. 5h L =2. 5⨯0. 0366=0. 0915m

5. 7⨯10-6⎛0. 545⎫所以e V =⨯ ⎪

40. 6935÷1000⎝0. 3-0. 0915⎭故设计中液沫夹带量e V 允许范围内 漏液

对于筛板塔，漏液点气速：

3. 2

=0. 0303

U 0, min =4. 40. 0056+0. 13h L -h σρL ρV

=4. 4⨯0. 875⨯

0. 0056+0. 13⨯0. 0366-0. 00377⨯880. 58/1. 9=6.73m/s

实际空速：U 0=16. 8s 稳定系数：K =

U 0

=2. 50>1. 5 U 0, min

故在本实验中无明显漏液。 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度H d 应服从式子

H d ≤ϕ(H T +h w )

取ϕ=0. 5, ϕ(H T +h w )=0. 5⨯(0. 3+0. 0477)=0. 17385 而H d =h p +h l +h d ，板上不设进口堰，则有

'

)=0. 153⨯(0. 08)=0. 001m 液柱 h d =0. 153(U 0

2

2

H d =h p +h l +h d =0. 08097+0. 0366+0. 001=0. 1186

u o min =V S min /A0=4. 4C 00. 0056+0. 13h oW +h W -h σρL /ρV

23

h oW =

⎛L h 2. 84

⨯E ⨯ L 1000⎝W ⎫

⎪⎪ ⎭

⎧⎡

L h ⎪⎢h w +2. 84⨯E ⎛ 0. 0056+0. 13⎨⎢1000 ⎝L W ⎪⎢⎣⎩

⎫⎤⎫⎥⎪⎪-h ⎪⎥σ⎬ρL /ρV ⎭⎥⎪⎦⎭

23

得：V S min =4. 4C 0A 0

V S min =4. 4⨯0. 875⨯0. 0595⨯

2

⎫⎡⎤精馏段： 33600L 2. 84⎪⎪⎛⎫S ⎢⎥⨯ ⎪-0. 00377⎨0. 0056+0. 130. 0477+⎬⨯880. 58/1. 90

⎢⎥10001. 056⎝⎭⎪⎪⎣⎦⎩⎭

整理得：V S min =0. 2291⨯3. 7221+38. 7587L S （2）液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls 关系如下：

2

3

⎡2. 84⎛3600L s ⎫⎤

hf =2.5hL =2. 5⎢0. 0477+⨯1⨯ ⎪⎥

1000⎝1. 056⎭⎥⎢⎣⎦

=0. 11925+1. 608s

H T -

h f =0. 13225-1. 608s 解得Vs=3.74-58..022Ls（3）液相负荷下限线

液相负荷低于此线就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降，对于平直堰，取堰上液层高度h ow =0.006作为最小液相负荷标准。

2. 843600L L 3s 3

h ow =) =0. 643S =0.006

1000L w

3

E=1,则 L s , m i n =0. 0005m 6/s

2

2

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限4。 （4）液相负荷上限线

以θ=3s 作为液体在降液管中停留时间的下限

故，据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线5。 （5）液泛线

为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度H d 令H d =ϕ(H T +h w ) =ϕ(0. 3+0. 0477) ，H d =h p +h L +h d

h 1=β⨯h L ，h L =h w +h ow

，

h p =h e +h L +h V

联立得

ϕH T +(ϕ-β-1)h w =(β+1) h ow +h c +h d +h σ整理得：

, 2/3

a , V S 2=

b , -c , L 2s -d L S

b , =ϕH T +(ϕ

-β-1) h w =0. 5⨯0.3+(0. 5-0. 7-1) ⨯0. 0562=0. 08256

0.04V =0.08256-85.32L -1.094L s

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图6如下：（1. 漏液线，2. 液沫夹带线，3. 液泛线，4. 液相负荷下限线，5. 液相负荷上限线，6. 操作线） V s ，max =1.32m3/s Vs ，min =0.48m3/s 故操弹性为

V S , max 1. 32==2. 75 0. 48V S ，min

2

s

2s

2

V S m /s

V S Max

3

V S Min

L S ×10m /s

-3

3

图6：精馏段负荷性能图

7.2提馏段塔板负荷性能图 （1）漏液线 查C 0~d 图知

u o min =V S min /A0=4. 4C 00. 0056+0. 13h oW +h W -h σρL /ρV h oW =得：

⎧⎡

⎛L h 2. 84⎪

V S min =4. 4C 0A 0⎨0. 0056+0. 13⎢h w +⨯E

⎢1000 ⎝L W ⎪⎢⎣⎩

⎫⎤

⎫⎥⎪⎪-h ρ/ρ=0. 2291（5. 014+61. 655L s ⎪⎥σ⎬L V ⎭⎥⎪⎦⎭

23

⎛L h 2. 84

⨯E ⨯ L 1000⎝W ⎫

⎪⎪ ⎭

23

（2）液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg

气为限，求Vs-Ls 关系如下：

h f =2.5hL =2.5（h w +how ），h w =0.0477*2.5=0.1193 h ow =2.84/1000×1.074×(3600LS /1.056)2/3=1.608LS 2/3

则h f =0.1193+1.608 LS 2/3 H T -h f =0.3-0.1193-1.608LS 2/3=0.1087-1.608 LS 2/3

解得V S =4.05-58.022LS 2/3 （3）液相负荷下限线

3600L s 3

h ow =0.00284) =0. 006E=1

L w

L s , min

0. 020220. 643=() =0. 0006m 3/s 0. 00284⨯13600

3

2

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。 （4）液相负荷上限线

以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。 （5）液泛线

b , =ϕ

H T +(ϕ-β-1) h w =0. 5⨯0.3+(0. 5-0. 7-1) ⨯0. 0477=0. 0928

0.025V =0.0928-96.53L -1.094L s 2

s 2s

2

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图6如下：（1. 漏液线，2. 液沫夹带线，3. 液泛线，4. 液相负荷下限线，5. 液相负荷上限线，6. 操作线）

V S m /s

2.01.81.61.41.2

V S Max1.0

3

0.80.6

V S Min0.4

0.20.0

-3

3

L S ×10m /s

图7 提馏段负荷性能图

V s ，max = 0.913m3/s，V s ，min = 0.32m3/s

V S , max 0. 913

故操作弹性为V S ，min =0. 32=2. 85

8精馏塔的主要附属设备 8.1进料管道 进料体积流量：V S =

FM F 690. 72⨯23. 124

==21. 89m 3/hρF 729. 26

利用泵传送料液，取管道内流体流速u =10m /s

πd2

u 得：d =0. 528m 因为V S =4

因此选用φ57mm ⨯3. 5mm 的无缝钢管，实际流速u =8. 8m/s。 8.2塔顶回流液管道 塔顶回流液体积流量：V S =

LM DL 31. 4224⨯80. 1596

==3. 0480m 3/hρD 826. 3854

用泵输送回流液，取流速u =0. 5m/s

πd2

u 得：d =0. 0464m 因为V S =4

因此选用φ57mm ⨯3. 5mm 的无缝钢管，实际流速u =0. 43m/s。

8.3塔底料液排出管道 塔底产品体积流量：V S =

L'M W 95. 4911⨯112. 4003

==32. 5486m 3/h ρW 329. 7596

用泵输送回流液，取流速u =0. 8m/s 则同理可得：d =0. 112m

因此选用ϕ133mm ⨯6mm 的无缝钢管，实际流速u =0. 79m/s。 8.4塔顶蒸汽出口管道 塔顶回流液体积流量：V S =塔顶蒸汽密度：ρV =

76. 9602⨯78. 5915

=2595. 2191m 3/h

2. 3306

P D M DV 85. 86⨯78. 5915

==2. 3306kg/m3 RT D 8. 314⨯348. 25

塔顶蒸汽流速u =15m/s，则同理可得：d =0. 2474m

因此选用ϕ273mm ⨯8mm 的无缝钢管，实际流速u =13. 9039m/s。 9设计结果一览表

10符号说明 英文字母

A α－阀孔的鼓泡面积m 2 A f －降液管面积 m 2 A T －塔截面积 m 2 b －操作线截距 c －负荷系数（无因次） c 0 －流量系数（无因次） D －塔顶流出液量 kmol/h D －塔径 m

d 0 －阀孔直径 m E T －全塔效率（无因次） E －液体收缩系数（无因次）

e v －物沫夹带线 kg 液/kg气 F －进料流量 kmol/h F 0 －阀孔动能因子 m/s g －重力加速度 m/s2

H T －板间距 m H －塔高 m H d －清液高度 m

h c －与平板压强相当的液柱高度 m h d －与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m

h r －与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m h f －板上鼓泡高度 m h L －板上液层高度 h 0 －降液管底隙高度 m h 02v －堰上液层高度 m

h p －与板上压强相当的液层高度 m h σ－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m h 2v －溢液堰高度 m K －物性系数（无因次） L s －塔内下降液体的流量 m 3/s L w －溢流堰长度 m M －分子量 kg/kmol N －塔板数 N p －实际塔板数 N T －理论塔板数 P －操作压强 Pa ΔP－压强降 Pa q －进料状态参数 R －回流比 R min －最小回流比 u －空塔气速 m/s

w －釜残液流量 kmol/h w c －边缘区宽度 m w d －弓形降液管的宽度 m w s －脱气区宽度 m

x －液相中易挥发组分的摩尔分率 y －气相中易挥发组分的摩尔分率 z －塔高 希腊字母 α－相对挥发度 μ－粘度 Cp ρ－密度 kg/m3 σ－表面张力 下标 r －气相 L －液相 l －精馏段

q －q 线与平衡线交点 min －最小 max －最大 A －易挥发组分 B －难挥发组分

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致谢

课程设计完成之际，我要向我的指导老师王海平老师及教我们化工原理课程的佟永纯老师致以诚挚的谢意！无论是在学术上，还是在论文的撰写过程中，佟老师都给了我们莫大的帮助。而王老师从选题指导、论文框架到细节修改，都给予了细致的指导，提出了很多宝贵的建议，王老师以其严谨求实的治学态度、高度的敬业精神、兢兢业业、孜孜不倦的工作作风和大胆创新的进取精神对我们产生重要影响。

同时，我们要感谢化学系的各位老师，是他们教给我们丰富的理论知识和做人的道理。我们也要感谢我的母校—河西学院，是它为我们提供了良好的学习的环境和生活环境，让我们的大学生活丰富多彩。

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答 辩 记 录 与 综 合 成 绩 评 定 表

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