化工原理设计内容1

一、确定流程（画图） 二、物料衡算

xF?22.08% xD?88.14% xW?0.3937% M?0.2208?46?(1?0.2208)?18?24.18g/mol

F?4800kg/h?198.51kmol/h F?D?W FxF?DxD?WxW

24.18g/molD?49.06kmol/h W?149.45kmo/lh

三、确定塔板数（q=1) （见CAD出图）

Rmin?0.8081 ? Rmin?4.211 R?1.5Rmin?6.316 5Rmin?1理论板：NT?44(包括再沸器） NF?41

实际板：N?85(不包括再沸器） N精馏?80 N提馏?5 N加料?81 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1、气液相负荷

L?RD?309.89kmol/h L??L?F?508.40kmo/lh

V??V?(R?1)D?358.95kmol/h

2、操作压力（单板压降?p?0.7KPa）

塔顶操作压力：P.3?4?105.3KPa 设?p?0.6KPa 1?101第80快板：P80?105.3?0.6?79?152.7KPa 进料板压力： P81?105.3?0.6?80?153.3KPa 塔底操作压力：p85?105.3?0.6?84?155.7KPa

? 精馏段平均压力P?P105.3?152.71?P80??129KPa 22P?P153.3?155.7?154.5KPa 提馏段平均压力P??8185?223、操作温度 塔顶采用全凝器

塔顶温度：由P.3KPa，查得t1乙醇?79.2?C，t1水?100.95?C 1?105乙醇x1?0.8803，x1水?1-0.8803?0.1197

?t1?0.8803?79.2?0.1197?100.95?81.80?C

第80快板温度：由P80?152.7KPa，查得t80乙醇?89.2?C，t80水?111.70?C

乙醇x80?0.4695，x1水?1-0.4695?0.5305

?t80?0.4695?88.5?0.5305?111.70?100.81?C

第81快板温度：由p81?153.3KPa，查得t81乙醇?89.4?C，t81水?111.81?C

乙醇x81?0.1902，x81水?1-0.1902?0.8098，

?t81?0.1902?89.4?0.8098?111.81?107.55?C

塔底温度：由P85?154.5KPa，查得t85乙醇?89.9?C，t85水?112.35?C

乙醇x85?0.004085，x85水?1-0.004085， ?0.995915?t85?0.004085?89.9?0.995915?112.35?112.26?C

?精馏段平均温度t?t1?t8081.80?100.81??91.31?C 22t?t107.55?112.26?109.91?C 提馏段平均温度t??8185?224、平均摩尔流量

塔顶：由y1?xD?0.8814查得x1?0.8803

MV1m?0.8814?46?(1?0.8814)?18?42.68kg/kmol ML1m?0.8803?46?(1?0.8803)?18?42.65kg/kmol

第80快板：由x80?0.4695查得y80?0.6395

MV80m?0.6395?46?(1?0.6395)?18?35.91kg/kmol ML80m?0.4695?46?(1?0.4695)?18?31.15kg/kmol

进料板81：由x81?0.1902查得y81?0.5258

MV81m?0.5258?46?(1?0.5258)?18?32.72kg/kmol

ML81m?0.1902?46?(1?0.1902)?18?23.33kg/kmol

塔底：由x85?0.004085查得y85?0.046914

MV85m?0.0469?46?(1?0.0469)?18?19.31kg/kmol ML85m?0.004085?46?(1?0.004085)?18?18.11kg/kmol

?精馏段平均摩尔流量：MVm?42.68?35.91?39.30kg/kmol 242.65?31.15MLm??36.9kg/kmol

232.72?19.31???26.02kg/kmol 提馏段平均摩尔流量：MVm223.33?18.11??MLm?20.72kg/kmol

25、平均密度 1）气相平均密度 精馏段：?Vm???提馏段：?VmpMVm129?39.30??1.67kg/m3 RT8.314?(91.31?273.15)?P?MVm154.5?26.02??1.26kg/m3 RT?8.314?(109.91?273.15)2）液相平均密度 据

1?Lm?x?A?A?x?B?B?x?C?C????x?n?n

塔顶：由t1?81.80?C查得?A?0.736g/cm3 ?B?970.63kg/m3

??L1m?1?745.096kg/m3

0.94951?0.9495?736970.63第80快板：由t80?100.81?C查得?A?0.713g/cm3，?B?957.80kg/m3

??L80m?1?773.623kg/m3

0.69341?0.6934?713957.80进料板：由t81?107.55?C查得?A?0.707g/cm3，?B?952.813kg/m3

??L81m?1?842.887kg/m3

0.37511?0.3751?707952.813塔底：由t85?112.26?C查得?A?0.691g/cm3，?B?949.215kg/m3

1?945.540kg/m3

0.01041?0.0104?691949.215745.096?773.623?759.36kg/m3 ?精馏段液相平均密度?Lm?2842.887?945.540???894.21kg/m3 提馏段液相平均密度?Lm2??L85m?6、液相平均表面张力

塔顶：由t1?81.80?C查得?A?17.1mN/m，?B?62.26mN/m

?L1m?1xAxB?1?47.31mN/m

0.88031?0.8803?62.2617.1?B??A第80快板：由t80?100.81?C查得?A?15.4mN/m，?B?58.65mN/m

?L80m?1xAxB?1?23.56mN/m

0.46951?0.4695?58.6515.4?B??A进料板：由t81?107.55?C查得?A?14.2mN/m，?B?57.37mN/m

?L81m?1xAxB?1?16.57mN/m

0.19021?0.1902?57.3714.2?B??A塔顶：由t85?112.26?C查得?A?14.1mN/m，?B?56.43mN/m

?L85m?1xAxB?1?14.41mN/m

0.0040851?0.004085?56.4314.1?B??A?精馏段液相平均表面张力?Lm?47.31?23.56?35.44mN/m 216.57?14.41???15.49mN/m 提馏段液相平均表面张力?Lm2五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1、塔径

1）精馏段

气相体积流量Vs?液相体积流量Ls?VMVm358.95?39.30??2.34m3/s

3600?Vm3600?1.6731LMLm309.89?36.9??4.18?10?3m3/s

3600?Lm3600?759.360u?(0.6~0.8)umax，umax?C?L??V?，C?C20()0.2 ?V20取塔板间距HT?0.45m，板上液层高度hL?0.10m

Ls?Lm124.18?10?3759.3612由()??()?0.0381及HT?hL?0.35m Vs?Vm2.341.67查史密斯关联图得C20?0.074

?C?C20(?Lm20)0.2?0.074?(35.440.2)?0.083 20?umax?C?Lm??Vm759.36?1.67?0.083??1.77m/s ?Vm1.67取安全系数为0.7，则u?0.7umax?0.7?1.77?1.24m/s 则精馏段塔径D?4Vs4?2.34??1.55m ?u??1.24(?)D24Vs?2.34(?)?1.624?1.16m/s

取塔径D=1.6m，则塔空速u??则

u?1.16??0.66，符合安全系数在（0.6～0.8）之间 umax1.772）提馏段

气相体积流量Vs??液相体积流量Ls???V?MVm358.95?26.02??2.06m3/s ?3600?Vm3600?1.26?L?MLm508.40?20.72??3.27?10?3m3/s ?3600?Lm3600?894.21取塔板间距HT?0.45m，板上液层高度hL?0.10m

??Lm?123.27?10?3894.2112Ls由()??()?0.0423及HT?hL?0.35m

??Vs?Vm2.061.26

??0.071 查史密斯关联图得C20?(?C??C20??Lm20)0.2?0.071?(15.490.2)?0.067 20??C??umax???Vm??Lm894.21?1.26?0.06??1.60m/s ??Vm1.26??0.65?1.60?1.04m/s 取安全系数为0.65，则u??0.65umax则精馏段塔径D??4Vs?4?2.06??1.59m ?u???1.04(?)D?24Vs??2.06(?)?1.624?1.03m/s

取塔径D=1.6m，则塔空速u???则

?u?1.03??0.64 ?umax1.602、溢流装置（降液管和溢流堰）

根据塔径大小，用单溢流，弓形降液管（D>900mm），凹形受液盘（D>800mm） 1）堰长lW

取：D=1600mm，lW=1056mm，AT=20110cm2

Wd=199mm，Af?1450cm2

2）溢流堰高度hW

hW?hL?hOW，采用平直堰，则hOW2.84Lh23?E() 1000lW取E=1，

精馏段：Lh?4.18?10?3?3600?15.05m3/h，lW=1056mm

?hOW2.84Lh232.8415.0523?E()??1?()?0.0167m， 1000lW10001.056??3.27?10?3?3600?11.77m3/h，lW=1056mm 提馏段：Lh???hOW2.84Lh232.8411.7723E()??1?()?0.0142m， 1000lW10001.056取hOW?0.02m

?hW?hL?hOW?0.10?0.02?0.08m

3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af

Wd=0.199m，Af?0.1450m2

降液管内液体停留时间：?????AfHTLs?0.1450?0.45（精馏段） ?15.6s>5s，

4.18?10?3AfHT0.1450?0.45（提馏段） ??19.95s>5s，?3?Ls3.27?10故降液管尺寸可用。 4）降液管底隙高度h0

LsLs4.18?10?3h0?，取u??=0.2m/s，则h0???0.020m（精馏段）

??1.056?0.2lWu0lWu0?Ls3.27?10?3??h0??0.0155m（提馏段）

?1.056?0.2lWu0对大塔，h0取40mm左右，所以取h0=0.04m。 5）塔板布置及浮阀数目排列 精馏段:取浮阀动能因子F0?11.5

则孔速u0?F0?V=

11.5?8.9m/s 1.67每层塔板上的浮阀数N??4Vs2d0u0?2.34?4?220

?0.0392?8.9提馏段:取浮阀动能因子F0?10.2

??则孔速u0F0??V=

10.2?9.09m/s 1.26每层塔板上的浮阀数N???4Vs?2?d0u0?2.06?4?190

?0.0392?9.09取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws=0.10m， 据塔板上鼓泡区面积公式Aa?2[x(R2?x2)??180R2arcsinx] RR?D1.6?Wc??0.06?0.74m 22D1.6x??(Wd?Ws)??(0.199?0.10)?0.501m 22?0.501Aa?2[0.501(0.742?0.5012)?0.742arcsin]?1.36m2

1800.74精馏段：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距

t=75mm=0.075m，则可按公式t??t??Aa计算排间距t?，即 NtAa1.36??0.08m?80mm Nt220?0.075考虑到塔的直径较大，须采用分块式塔板，而各分快板的支承与衔接也要

占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用80mm，而应小于此值，故取t?=65mm。

按t=75mm，t??65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排的浮阀数236个。 提馏段：浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距

t=75mm=0.075m，则可按公式t??t??Aa计算排间距t?，即 NtAa1.36??0.095m?95mm Nt190?0.075考虑到塔的直径较大，须采用分块式塔板，而各分快板的支承与衔接也要

占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用95mm，而应小于此值，故取t?=80mm。

按t=75mm，t??80mm，以等腰三角形叉排方式作图，排的浮阀数204个。 按精馏段N=236，提馏段N=204重新核算孔速及浮阀动能因数

u0?2.34?4(0.039)2?236??，u0?8.30m/s（精馏）

2.06?4?8.46m/s（提馏）

(0.039)2?204，F0?8.46?1.26?9.50（提馏段） F0?8.30?1.67?10.73（精馏段）

阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12范围内。 精馏段塔板开孔率=提馏段塔板开孔率=

六、流体力学验算

u1.16??13.98%， u08.30u?1.03??12.17% ?u08.461、气体通过浮阀塔板的压强降 据hp?hc?hl?h?

1.8251）干板阻力：uoc?1.82573.1?V

精馏段：uoc?73.1?7.93m/s 1.670.175u0因u0?uoc，故用公式hc?19.91.825?L8.300.175?19.9??0.038m 液柱

759.36??提馏段：uoc73.1?9.25m/s 1.26?u0?2?V1.26?8.462??uoc?，故用公式hc??5.34因u0?5.34??0.027m 液柱

?g2?L2?894.21?9.812）板上充气液层阻力：本设备分离水和乙醇的混合液，即液相为水，取充气系数?0?0.5。据公式h1??0hL。

精馏段：h1??0hL?0.5?0.10?0.05m 液柱

3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为

??0.027?0.05?0.077m 液柱 精馏段：hP?0.038?0.05?0.088m 液柱 ，提馏段：hP则，单板压降?PP?hP?Lg?0.088?759.360?9.81?655.5Pa（精馏段）

??hP??L?g?0.077?894.21?9.81?675.5Pa（提馏段） ?PP2、淹塔 为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜层高度，

Hd??(HT?hW)。其中，Hd?hp?hL?hd

1）与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP，前已算出，

??0.077m 液柱 精馏段：hP?0.088m 液柱 ， 提馏段：hP2）液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按以下公式计算

hd?0.153(Ls20.004182)?0.153()?0.00149m 液柱 lWh01.056?0.04??0.153(hd?2Ls0.003272)?0.153()?0.00092m 液柱 lWh01.056?0.043）板上液层高度：前已选定板上液层高度为hL?0.10m 则，Hd?hp?hL?hd?0.088?0.10?0.00149?0.189m（精馏段）

??h??Hdm（提馏段） p?hL?hd?0.077?0.10?0.00092?0.178取??0.5，又已选定HT?0.45m，hW?0.08m。

则，精馏段：?(HT?hW)?0.5(0.45?0.08)?0.265m>0.189=Hd

? 提馏段：?(HT?hW)?0.5(0.45?0.08)?0.265m>0.178m=Hd

符合防止淹塔的要求。

Vs?V?L??V?1.36LsZL?100%

3、雾沫夹带 按公式 泛点率=

VsKCFAb?V?L??V?100%

及 泛点率=

0.78KCFAT板上液体流经长度ZL?D?2Wd?1.6?2?0.199?1.202m 板上液流面积Ab?AT?2Af?2.01?2?0.145?1.72m2

水-乙醇为正常系统，按表3-5取物性系数K=1.0，又由图3-13查得泛点负荷系

?=0.106，代入上式 数CF=0.116（精馏段），CF2.34泛点率=

1.67?1.36?0.00418?1.202759.36?1.67?100%?58.5%（精馏段）

1.0?0.116?1.721.26?1.36?0.00327?1.202894.21?1.26?100%?45.4%（提馏段）

1.0?0.106?1.722.06泛点率=

又按公式（3-29）计算泛点率，得

1.67759.36?1.67?100%?60.4%（精馏段） 泛点率=

0.78?1.0?0.116?2.012.34

1.26894.21?1.26?100%?46.6%（精馏段） 泛点率=

0.78?1.0?0.106?2.012.06算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV?0.1kg(液)/kg(气) 七、塔板负荷性能图

Vs?V?L??V?1.36LsZL1、雾沫夹带线 据公式 泛点率=按泛点率为80%计算如下：

VsKCFAb

精馏段：

1.67?1.36Ls?1.202759.36?1.67?0.80，整理得：0.0470Vs?1.635Ls?0.1596 1.0?0.116?1.721.26??1.202?1.36Ls894.21?1.26??0.1459 ?0.8，整理得：0.0376Vs??1.635Ls1.0?0.106?1.72提馏段：

Vs?精馏段： 附表一

Ls/(m3/s) 0.002 3.33 0.010 3.05 Vs/(m3/s) 提馏段： 附表一

?/(m3/s) LsVs?/(m3/s) 0.002 3.79 0.010 3.45 2、液泛线 联立hp?hc?hl?h?，hd?0.153(Ls2)，Hd??(HT?hW)，得 lWh0?(HT?hW)?hp?hL?hd?hc?hl?h??hL?hd

由上式确定液泛线。忽略式中h?，将3-21，3-22，3-5，3-6，3-29代入得

2?Vu0Ls23600Ls232.84?(HT?hW)?5.34?0.153()?(1??0)[hW?E()]

?L2glWh01000lW因物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT、hW、h0、lW、?V、?L、?0、?均为定值，而

u0??4Vsd02N，式中浮阀数N与孔径d0亦为定值，因此可将上式简化成如下关系：

22233aVs?b?cL2s?dLs，即0.175?0.00754Vs?85.75Ls?0.965Ls（精馏段）

20.175?0.00646V?85.75L?0.965Ls3（提馏段）

2s2s2精馏段: 附表二

Ls/(m3/s) 0.001 4.68 0.005 4.38 0.009 4.09 0.013 3.77 Vs/(m3/s) 精馏段: 附表二

?/(m3/s) LsVs?/(m3/s) 0.001 5.06 0.005 4.73 0.009 4.42 0.013 4.07 3、液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3～5s。依公式??3600AfHTLh?3~5s

以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则

(Ls)max?AfHT5?0.145?0.45?0.013m3/s（3） 5求出上限液体流量Ls值（常数）。在Vs?Ls图上液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的数值线（3）。

4、漏液线 对于F1型重阀，依F0?u0?V?5计算，则u0?又知Vs?d02Nu0，则得Vs?d02N45?V。

??54?V

以F0?5作为规定气体最小负荷的标准，则

(Vs)max??42d0Nu0??42d0NF0?V??4(0.039)2?236?5?1.09m/s（精馏段） 1.67(Vs?)max??42??d0N?u0?42d0NF0?5（4） ?(0.039)2?204??1.08m/s（提馏段）

4??V1.26据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）。

5、液相负荷下限线 取堰上液层高度hOW?0.006m作为液相负荷下限条件，依hOW的计算式3-6计算出Ls的下限值，依此做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。（5）

(Ls)min232.843600（5） E[]?0.006，取E=1，则(Ls)min?0.0009m3/s，

1000lW根据附表一、二及式（3）（4）（5)可分别作出塔板负荷性能图上的（1）～（5）共五条线。

由塔板负荷性能图可以看出：

1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。

2）塔板的气象负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。

3）按照固定的液气比，由图中查出塔板的气相负荷上限(Vs)min?3.20m3/s（精馏段），；气相负荷下限(Vs)max?1.09m3/s（精馏段），(Vs?)max?1.09m3/s(Vs)min?3.64m3/s（提馏段）（提馏段），所以

精馏段操作弹性=

3.203.64?2.94，提馏段操作弹性=?3.34。 1.091.09

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/2y5a.html