筛板塔课程设计000

化工原理课程设计

一、设计概述

高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏（精馏）和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔器在石化工艺过程中的作用主要是分馏、吸收、汽提、萃取、洗涤、回收、再生、脱水及气体净化和冷却等。常用的有板式塔和填料塔，国外塔器主要是在塔盘和填料技术上不断改进。我国近20年开发了许多性能优良的板式塔和填料塔，已在石化、炼油装置中得到了广泛应用，性能处于国际先进水平。其中具有代表性的主要有适宜于处理高液体通量的DT塔盘、适宜于处理高气体通量的旋流塔盘、具有高操作弹性及高效率的立体传质塔盘以及筛板一填料复合塔等。为洛阳和大庆500万吨／年的润滑油型炼油厂分别配置的大型板式塔型和大型填料塔型的减压塔直径达~p8400mm，由国内研制的‘p10000mm大型精馏塔即将投入使用。根据塔内气、液接触构件的结构形式，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔大致可分为两类：一类是有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、舌形、S型、多降液管塔板等；另一类是无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如筛板、浮阀、泡罩塔板等。

（一）泡罩塔

泡罩塔是应用最早的板式塔，是Celler于1813年提出的，其主要构件是泡罩、升气管及降液管。泡罩的种类很多，国内应用较多的是圆形泡罩。泡罩塔的主要优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，操作弹性较大，液气比范围大，适用多种介质，操作稳定可靠，塔板不易堵塞，适于处理各种物料；但其结构复杂，造价高、安装维修不便，且因雾沫夹带现象较严重，限制了起诉的提高，现虽已为其他新型塔板代替，但鉴于其某些优点，仍有沿用。

（a）  （b）

图6 泡罩塔

1

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（二）浮阀塔

浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。

浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。

A型

十字架型 方形浮阀

图7 浮阀塔板

（三）筛板塔

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。

筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

2

F-1型 V-4型

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垂直筛板

斜台装置

导向孔

林德筛板

图8 筛板塔板

二、设计方案的确定及流程说明

（一） 装置流程的确定

精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、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。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。

苯—氯苯混合液（原料）经预热器加热到指定温度后送入精馏塔的进料板，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。操作时，连续的从再沸器取出部分液体气化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶或是自然回流作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。

3

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（二）流程图

如右图所示： （三）操作条件

操作压力：精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，本设计中已制定为塔顶压力为4kPa。

进料热状态：进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。本设计中已制定为气液混合进料：液：气?2：1。

加热方式：蒸馏一般采用间接

蒸汽加热，设置再沸器，但也可采用直接蒸汽加热。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。

回流比的选择：对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。一般取操作回流比为最小回流比的1.1～2倍，即R＝?1.1~2.0?Rmin。

三、塔的工艺计算

已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F＝5000kg/h；

xD?1?0.15?0.985xF?0.65；

；xW?0.01；回流比R（自选）；进料热状况，ｑ=2/3；塔顶

压强，P塔顶?4kPa；单板压降不大于0.7kPa。

表1 苯和氯苯的物理性质

由《化学化工物性数据手册》P174可知：

临界温度tC（℃） 562.1 632.4 临界压强PC（atm） 48.3 44.6 4

项目 苯A 氯苯B

分子式 C6H6C6H5cl分子量M 沸点（K） 78.114 112.559 353.3 404.9 化工原理课程设计

由《石油化工基础数据手册》P457及内插计算可知：

表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压

温度0C PA080 760 90 1025 100 1350 110 1760 120 2250 130 2840 131.8 2900 x0.133-1 kpa PB0x0.133-1 x kpa y 148 1 1 205 0.678 0.911 293 400 543 719 760 0 0 0.440 0.185 0.0879 0.0155 0.781 0.563 0.343 0.0566 由《化学化工物性数据手册》P305可知：

表3 液体的表面张力

温度 苯，mN/m 氯苯，mN/m 双组分混合液体的表面张力

可按下式计算

60 23.74 25.96 80 21.27 23.75 100 18.85 21.57 120 16.49 19.42 140 14.17 17.32 式中—混合液体的平均表面张力 ---纯组分A，B的表面张力 ---A，B组分的摩尔分率

由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：

表4 苯与氯苯的液相密度

温度(℃) 苯,kg/m 360 836.6 1064.0 80 815.0 1042.0 100 792.5 1019.0 120 768.9 996.4 140 744.1 972.9 5

氯苯,kg/m 3

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由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：

表5 液体粘度μL

温度(℃) 苯（mPa.s） 氯苯（mPa.s） （一）塔的物料衡算

1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率

xF?65/78.11465/78.114?35/112.55998.5/78.11498.5/78.114?1.5/112.5591.0/78.1141.0/78.114?99/112.55960 0.381 0.515 80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.274

?0.728

?0.990?0.0143xD?xW?

2）平均分子量

MMF?0.728?78.114?(1?0.728)?112.559?87.48Kg/Kmol?0.990?78.114?(1?0.990)?112.559?78.46Kg/Kmol

DMW?0.0143?78.114?(1?0.0143)?112.559?112.07Kg/Kmol（二）全塔物料衡算

总物料衡算 D'?W'?5000 （1） 易挥发组分物料衡算 0.985D'?0.01W'?0.65?5000 （2）

联立上式（1）、（2）解得：

W'?1717.95kgh

F'?5000kgh

D'?3282.05kgh

则F?F?MF?500087.48?57.16 Kmol/h D?D?MD?3282.0578.46?41.83Kmol/h

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W?W?MW?1717.95112.07?15.33Kmol/h

（三）塔板数的确定

⒈ 塔板数NT的计算

在本设计中，因苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数NT。其计算方法如下：

（1）根据苯－氯苯的气液平衡数据作x-y图及t -x-y图（如下一页所示）。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表2，通过表在t -x-y图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出c点（xw、xw）、e点（xF、xF）、a点（xD、xD）三点；

（2）求最小回流比Rmin及操作回流比R。因气液混合进料（液：气?2：1）即q=2/3，所以其q线方程为：q=qX/(q-1)–XF/(q-1)= -2X+2.148，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（yq=0.900,xq=0.615），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式： Rmin=(XD-yq)/(yq-xq)=(0.990-0.900)/(0.900-0.615)=0.32

取操作回流比：R=2Rmin=2x0.32=0.64

精馏段操作线方程：y=0.64x/(1+0.64) +0.990/(0.64+1)=0.390x+0.604 其截距为0.604即点b(0,0.604)，连接点b和点a可以作出精馏段操作线方程，与q线交于点d，连接点d、点c可作出提馏段操作线方程。

按照常规的图解法作梯级可得：NT=7-1=6层（不包括再沸器），其中精馏段理论板数为2层，提馏段为4层（不包括再沸器），第4层为加料板图如上一页所示

7

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图1 x—y 图2 t—x--y 2. 全塔效率ET 依式：ET?0.17?0.616lg?m，根据塔顶、塔底液相组成查t -x-y图，求得塔平均温度为：(130.5+80.5)/2=105.5℃，温度下进料液相平均粘度为： μm=XFXμ苯+（1-XF）μ氯苯=0.728x0.244+(1-0.728)x0.349=0.273mPa·s 其中：104.9℃下的 μ

苯=（105.5-100）/（120-100） x(0.215-0.255)+0.255=0.244 8 化工原理课程设计

μ

氯苯

=(105.5-100)/(120-100) x(0.313-0.363)+0.363=0.349

则ET =0.17-0.616㏒μm=0.17-0.616㏒0.273=0.517=52% 3. 实际塔板数N

精馏段：N精=2/0.52 =3.8=4（层） 提馏段：N提=4/0.52 =7.7=8 （层） 故实际塔板数：N=4+8=12（层）

四、塔的工艺条件及物性数据计算

1. 操作压强Pm

塔顶压强PD=4+[101.3/（760/580）]=81.31 kpa，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压强为：PF=4x0.7+81.31=84.11 kpa，塔底压强为：PW=PF+8x0.7=89.71 kpa，故精馏段平均操作压强为：Pm（精）=（81.31+84.11）/2=82.71 kpa，提馏段平均操作压强为： Pm（提）=（84.11+89.71）/2=86.91 kpa 2. 温度tm

根据操作压强，由下式试差计算操作温度：P?PAxA?PBxB，经试差得到

00塔顶：tD=83.60C，进料板温度tF=92.40C，塔底：tw=129.40C，则精馏段的平均温度：tm,精=（83.6+92.4）/2=880C，提馏段的平均温度：tm,提=（129.4+92.4）/2=110.90C。

3. 平均分子量Mm

塔顶： XD=y1=0.990，X1=0.985

MVDm=0.990x78.114+(1-0.990)x112.559=78.46Kg/Kmol

MLDm=0.985x78.114+(1-0.985)x112.559=78.63Kg/Kmol 进料板: yF=0.922,XF=0.726

MVFm=0.922x78.114+(1-0.922)x112.559=80.80 Kg/Kmol

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MLFm=0.726x78.114+(1-0.726)x112.559=87.55 Kg/Kmol 塔底： XW=0.0143,yW=0.02

MVWm=0.02x78.114+(1-0.02)x112.559=111.87 Kg/Kmol MLWm?0.0143?78.114??1?0.0143??112.559?112.07Kg/Kmol

则精馏段平均分子量：

MVm(精)=（78.46+80.80）/2=80.63 Kg/Kmol， MLm(精）=(78.63+87.55)/2=83.09 Kg/Kmol

提精馏段平均分子量： MVm(

提

)

=（111.87+80.80）/2=96.34 Kg/Kmol，

MLm(提)=(112.07+87.55)/2=99.81 Kg/Kmol

4. 平均密度?m 1）液相密度?Lm

根据主要基础数据表4，由内插法得：塔顶：ρLA=812.68Kg/m3，ρLB=1035.04 Kg/m3，塔底：ρLA=757.78 Kg/m3，ρLB=985.72 Kg/m3，由

1?Lm?aA?LA?aB?LB（a为质量分率）

LmD

故塔顶：1/ρ塔底：1/ρ

LmW

=0.985/812.68+0.015/1035.04，即ρ

LmW

LmD

=815.31 Kg/m3；

=0.01/757.78+0.99/985.72，即ρ=982.76 Kg/m3;

进料板，由加料板液相组成XA=0.726

aA=0.726x78.114/[0.726x78.114+(1-0.726)x112.559]=0.65 1/ρ

LmF

=0.65/802.12+(1-0.65)/1025.6，故ρ

Lm(精)

LmF

=868.35 Kg/m3

故精馏段平均液相密度：ρ提馏段平均液相密度：ρ

=（815.31+868.35）/2=841.83 Kg/m3 =（982.76+868.35）/2=925.56 Kg/m3

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Lm（提）

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2） 气相密度?mV ρρ

mv（精）

=PMMVm(精) /RT=82.71x80.63/8.314x(88.0+273.1)=2.22Kg/m3 =PMMVm(提) /RT=86.91x96.34/8.314x(110.9+273.1)=2.62 Kg/m3

mv（提）

5. 液体表面张力?m

?m??xi?i

i?1n根据主要基础数据表3，由内插法得：σ=19.79, σ

σσσ

B进

A顶

=20.77, σB顶=25.41，σA进

=24.96，σ

A底

=15.45，σ

B底

=20.75。

m，顶

=0.990x20.77+0.01x25.41=20.82 mN/m

m，进

=0.726x19.79+0.274x24.96=21.21 mN/m

m,底

=0.0143x15.45+0.9857x20.75=20.67 mN/m

m(精)

则精馏段平均表面张力：σ提馏段平均表面张力：σ6. 液体粘度?Lm

?lm?=(20.82+21.21)/2=21.02 mN/m =(21.21+20.67)/2=20.94 mN/m

m(提)

?xi?i

i?1n根据主要基础数据表3，由内插法得：μ=0.275,μ

μμμ

L顶

B进

A顶

=0.298, μ

B顶

=0.416，μ

A进

=0.388，μ

A底

=0.200, μ

B底

=0.295。

=0.990x0.298+(1-0.990)x0.416=0.299 mPa·s =0.726x0.275+(1-0.726)x0.388=0.306 mPa·s =0.0143x0.298+(1-0.0143)x0.295=0.294 mPa·s

Lm(精)

L进

L底

故精馏段平均液相粘度μ提馏段平均液相粘度μ

=(0.299+0.306)/2=0.303 mPa·s =(0.294+0.306)/2=0.300 mPa·s

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Lm(提)

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五、气液负荷计算

精馏段：

V=(R+1)D=(0.64+1)x41.83=68.60Kmol/h VS=VMVm(精)/3600ρ

vm（精）

=68.60x80.63/3600x2.22=0.69m3/s

L=RD=0.64x41.83=26.77 Kmol/h LS=LMLm(精)/3600ρ

lm（精）

=26.77x83.09/3600x841.83=0.0007 m3/s

Lh=0.0007x3600=2.52 m3/h 提馏段：

L′=L+qf=26.77+2/3x57.16=64.88 Kmol/h

V′=V+（q-1）F=68.60+(2/3-1)x57.16=49.55Kmol/h VS′=V′MVm(提)/3600ρLS′=L′MLm(提)/3600ρ

vm(提）

=49.55x96.34/3600x2.62=0.51m3/s

Lm(提）

=64.88x99.81/3600x925.56=0.0019m3/s

Lh′=0.0019x3600=6.84m3/h

六、塔和塔板主要工艺尺寸计算

1. 塔径D

塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。

表6 板间距与塔径关系

塔径DT，m 0.3～0.5 板间距HT，mm 200～300 0.5～0.8 250～350 HT?0.40m0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 ?0.06m根据上表，初选板间距

HT?hL?0.40?0.06?0.34m，取板上液层高度hL，故

； /ρ

vm（精）

精馏段: (Ls/Vs)( ρ

Lm（精）

）?=(0.0007/0.69)(841.83/2.22) ?=0.0198

?0.071P160图3—5史密斯关联图，查《化工原理》---天津出版社（下册）可得C20

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0.2??依式C?C20????20?

校正物系表面张力为21.02mN/m时： C=C20(σ/20)0.2=0.071x(21.02/20)0.2=0.0717

u max=C[(ρL-ρV)/ ρv] ?=0.0717x[(841.83-2.22)/2.22] ?=1.394m/s 可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8）

则μ=0.7 u max=0.7x1.394=0.976m/s

故D=(4Vs/∏u) ?=(4x0.69/3.14x0.976) ?=0.949m。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.610m/s。 提馏段： (Ls′/Vs′)( ρ=0.0700

查《化工原理》---天津出版社（下册）P160图3—5史密斯关联图，可得

C20Lm（提）

/ρ

vm（提）

）?=(0.0019/0.51)(925.56/2.62) ?

????0.068；依式C?C20???20?0.2

校正物系表面张力为20.94mN/m时： C=C20(σ/20)0.2=0.068x(20.94/20)0.2=0.0686

u max=C[(ρL-ρV)/ρv] ?=0.0686x[(925.56-2.62)/2.62] ?=1.288m/s 可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8）

则μ=0.7 u max=0.7x1.288=0.902m/s

故D=(4Vs/∏u) ?=(4x0.51/3.14x0.902) ?=0.849m。按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.451m/s。

2. 溢流装置

选用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各

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项计算如下：

1)溢流堰长l：单溢流取lWw?（0.6-0.8）D，取堰长lw为0.65D，即

lW?0.65?1.2?0.78m

?hL?hOW2)出口堰高hW：hW由lW

/D?0.78/1.2?0.65，精馏段：Lh/lw2.5=2.52/0.782.5=4.69m；

提馏段：Lh′/lw2.5=6.84/0.782.5=12.73m

查《化工原理》---天津出版社（下册）P163图3—8液流收缩系数计算可知：

2Ｅ为1.025,由how?Lh?3?得 ?E???1000?lw?2.84精馏段：how=2.84/1000E(Lh/lw)2/3=2.84/1000x1.025x(2.52/0.78)2/3=0.0064m 故hw=0.06-0.0064=0.054m；查《化工原理》---天津出版社（下册）P163图3—8液流收缩系数计算可知：Ｅ为1.03,因此可得，

提馏段：how=2.84/1000E(Lh′/lw)2/3=2.84/1000x1.03x(6.84/0.78)2/3=0.012m 故hw′=0.06-0.012=0.048m

3)降液管的宽度Wd与降液管的面积A：

f由l得：W故Wd用式?dw/D?0.65查（《化工原理》：P164图3—10弓形降液管的宽度与面积），Af/D?0.125/AT?0.072

f?0.125D?0.125?1.2?0.15mAf?HTLs，A?0.072??4D2?0.072??4?1.22?0.0814m2，利

?计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

τ=AfHT/LS=0.0814x0.40/0.0007=46.51s（＞5s，符合要求） 4)降液管底隙高度h：取液体通过降液管底隙的流速u0′=0.08m/s

o则降液管底隙高度为：精馏段h0=LS/lw u 0=0.0007/0.78x0.08=0.011m

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化工原理课程设计

提馏段h0′=LS′/lw u 0=0.0019/0.78x0.08=0.030m 3. 塔板布置 1)取边缘区宽度WC?0.035m,安定区宽度W?1s?0.065m

2??R222)由式：Aa?2?xR?x?sin180?x??R?计算开空区面积，其中：

，

； 所以

sin?1R?D2?WC?1.22?0.035?0.565mx?D2??Wd?Ws??1.22??0.15?0.065??0.385m?Aa?2?0.385?0.5652?0.3852??180?0.56520.385?2 因此塔板布置?0.790m?0.565?图如下页所示。

4. 筛孔数n与开孔率?：

精馏段：取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚?为3mm,取t/d0?3.0，故孔中心距t?3.0?5?15.0mm。

孔，在图1中排4098孔，

筛孔数n?1158?10t23?Aa?1158?1015.0?A0Aa23?0.796?40970.907(td0)2与理论相差1孔，其开孔率 ?%?（在5％—15％范围内），%?10.1%则每层板上的开孔面积A为，A=υAa=0.101x0.796=0.080m,气体通过筛孔的

00气速为：

u 0=VS/A=0.69/0.080=8.63m/s

0提馏段：取筛孔的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚?为3mm,取t/d0?4.0，故孔中心距t?4.0?5?20.0mm。

筛孔数n=2304孔，在图2中排得2262孔，与理论相差42孔，因此每层板上的开孔面积A为A00?n?4d0?2262?2?4?0.0052?0.044m2，气体通过筛孔的气

15

化工原理课程设计

速为：u0=VS′/A=0.51/0.044=11.59m/s

05.塔的精馏段有效高度Z 精馏段：Z=(4-1)x0.4=1.6m 提馏段：Z=(8-1)x0.4=2.8m

七、筛板流体力学验算

1. 气体通过筛板压降相当的液柱高度hP

hp?hc?hl?h?

c1) 干板压降相当的液柱高度h：依d0/?图得，C0?0.83由式

?5/3?1.67，查《干筛孔的流量系数》

hc(精)=0.051(u 0/C0)2(ρV/ρL)=0.051x(8.63/0.83)2x(2.22/841.83)=0.0145m hc(

L

提

)

=0.051(u

0

/C0)2(ρ

V

)/ρ

)=0.051x(11.59/0.83)2x(2.62/925.56)=0.0281m

2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h：

l精馏段ua=VS/(AT-Af)=0.69/(1.130-0.0814)=0.658m/s

Fa= ua(ρv) ?=0.658x(2.22) ?=0.980

由

?o与

Fa关联图查得板上液层充气系数

?o＝0.65，所以

hl=?ohL=0.65x0.06=0.0390m

提馏段ua=VS′/(AT-Af)=0.51/(1.130-0.0814)=0.486m/s

Fa= ua(ρv) ?=0.486x(2.62) ?=0.787 由

?o与

Fa关联图查得板上液层充气系数

?o＝0.67，所以

hl=?ohL=0.67x0.06=0.0402m

3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h?：

16

化工原理课程设计

精馏段 hσ=4σ/ρLgd0=4x21.02x10-3/841.83x9.81x0.005=0.00204m， 故 hP=0.0145+0.039+0.00204=0.0555m

则单板压强：△Pp= hPρLg=0.0555x841.83x9.81=458Pa<0.7KPa 提馏段hσ=4σ/ρLgd0=4x20.94x10-3/925.56x9.81x0.005=0.00184m， 故 hP=0.0281+0.0402+0.00184=0.0701m

则单板压强 ：△Pp= hPρLg=0.0701x925.56x9.81=636Pa<0.7KPa 2. 雾沫夹带量e的验算

v精馏段：

eV=5.7x10-6/σ(ua/HT-hf)3.2=5.7x10-6/21.02x10-3(0.658/0.4-2.5x0.06)3.2

=0.006Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气

提馏段：

eV=5.7x10-6/σ(ua/HT-hf)3.2=5.7x10-6/20.94x10-3(0.486/0.4-2.5x0.06)3.2

=0.0023Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 3. 漏液的验算

精馏段：uow=4.4C0[(0.0056+0.13hL-hσ)ρL/ρv ] ?

=4.4x0.83[(0.0056+0.13x0.06-0.00204)841.83/2.22] =7.6m/s

筛板的稳定性系数K= u0/uOW=8.63/7.6=1.14(<1.5)，故会产生过量漏液。

提馏段： uow=4.4C0[(0.0056+0.13hL-hσ)ρL/ρv ] ?

=4.4x0.83[(0.0056+0.13x0.06-0.00184)925.56/2.62] ?

17

?

化工原理课程设计

=7.3m/s

筛板的稳定性系数K= u0/uOW=11.59/7.3=1.59(>1.5)，故在设计负荷下不会产生过量漏液。

4. 液泛验算

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度HHd?hp?hl?hd计算， 而精馏段：

d??HT?hw?? 由

hd=0.153(ls/lwho)2=0.153x(0.0007/0.78x0.007)=0.0025m 所以Hd=0.0555+0.06+0.0025=0.118m 取??0.5 ??HT?hw则υ(HT+hw)=0.5(0.4+0.054)=0.227m 故H发生液泛。

d??在设计负荷下不会

提馏段：hd=0.153(ls/lwho)2=0.153x(0.0019/0.78x0.03)=0.0010m 所以Hd=0.0701+0.06+0.0010=0.131m取??0.5， ??HT?hw则υ(HT+hw)=0.5(0.4+0.048)=0.224m故H生液泛。

d??在设计负荷下不会发

根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。

八、塔板负荷性能图

(一)精馏段

1. 雾沫夹带线（1）

ev?5.7?10?6?VSAT?Af???a???H?h?f??T?VS3.2

?0.954VS式中 ua?1.130?0.0814 （a）

18

化工原理课程设计

???3?2.5?hw?2.84?10E????3600LS?3??????lW????2hf?2.5hw?how??，

近似取 E?1.0, hw=0.054m,lw=0.78m

故hf=2.5[0.054+2.84x10-3x(3600LS/0.78)2/3]=0.135+1.968LS2/3 （b） 取雾沫夹带极限值e为0.1Kg液/Kg气。 已知?v?21.71?10?3N/m，HT?0.4m，

并将?a?,?b?代入ev?5.7?10?6????a???H?h?f??T3.2得下式：

0.1=5.7x10-6/21.02x10-3[0.954VS/(0.4-0.135+1.968Ls2/3)]3.2 整理得：VS=1.76-13.08LS2/3

在操作范围内任取4个L值，依上式算出相应的VS值列于附表中：

S附表（1）

LS(m/s) 30.6?10?4 1.5?10?3 3?10?3 4.5?10?3 VS(m/s) 31.74 1.59 1.49 1.40 依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图3中线（1）所示。 2. 液泛线（2） 由式??HT近似取E?hw?hp?hw?how?hd （a）

??1.0，lw?0.78m

223由式：how故 how由式hp?2.84?102/3?3?3600LS??E???lw???2.84?10?3?3600LS?3?1.0???0.78??

?0.7895LS （ｂ）

L

?hC?hl?h?hc=0.051(u0/C0)2(ρv/ρL)=0.051(VS/C0A0)2ρv/ρ

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化工原理课程设计

=0.051(VS/0.83x0.080)2x2.22/841.83 =0.0305VS2

hl=ε0(hw+how)=0.65x(0.054+0.7895LS2/3)=0.0351+0.5132LS2/3

hσ=0.00204m(前已算出）

故hp= 0.0305VS2+0.0351+0.5132LS2/3+0.00204=0.0305VS2+0.51LS2/3+0.0371（ｃ）

hd=0.153(LS/lwh0)2=0.153(LS/0.78x0.011)2=2078.3LS2 （ｄ） 将HT＝0.4m，hw=0.054m,υ=0.5及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）得： 0.5(0.4+0.054)=0.0305VS2+0.51LS2/3+0.0371+0.054+0.7895LS2/3+2078.3LS2 整理得下式：VS2=4.6-42.6LS2/3-68131LS2

在操作范围内取4个L值，依上式计算值列于附表中：

S附表（2）

LSm/sVSm/s?3? ? 0.6?10?4 1.5?10?3 3.0?10?3 4.5?10?3 ?32.12 1.97 1.76 1.43 依表中数据作出液泛线，如图3中线（2）所示。

3. 液相负荷上限线（3）

取液体在降液管中停留时间为4秒， 由下式LS,max?HT?Af?0.4?0.08144?0.00814m/s3?

液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量V无关的垂线，如图3中线（3）

s所示。

4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）

由hl=hw+how=0.054+0.7895LS2/3、uow=VSmin/AO 代入漏液点气速式：

20

化工原理课程设计

uow=4.43CO[0.0056+0.13(hL+hσ)ρL/ρv]?

VSmin/A0=4.43x0.83x{[0.0056+0.13x(0.054+0.7895LS2/3)-0.00204]x841.83/ 2.22}?

A0=0.080m2（前已算出），代入上式并整理得： VSmin=0.294(3.864+38.92LS2/3)?

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取n个Ls值，依上式计算相应的VS值，列于附表中：

附表（3）

Ls(m/s) 30.6?10?4 1.5?10?3 3.0?10?3 4.5?10?3 Vs(m/s) 30.582 0.615 0.636 0.652 依表中数据作气相负荷下限线，如图3中线（4）所示。 5. 液相负荷下限线（5）： 取平堰、堰上液层高度howhow?2.841000E(3600LS,minlw)2/3?0.006m为液相负荷下限条件，取E2?1.0则

?3600LS,min?1?； 即0.006??10000.78?2.843?3???

整理上式得Ls,min?6.65?10?4m/s

在VS—LS图3中作线（5），即为液相负荷下限线，如图3所示。 将以上5条线标绘于图（VS?LS图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线

包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为V荷为Vs,minS,max，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负

。

VS,maxVS,min?1.630.55?2.97精馏段的操作弹性?

21

化工原理课程设计

图3 （二）提馏段 1. 雾沫夹带线 （1）ua近似取E?VS?AT?Af?VS?1.130?0.0814'?0.954VS? （a） ?1.0, hw?0.048m,lW?0.78m 2????3???3600?LS2/3?3? 故h?f?2.5?0.048?2.84?10?? （b） ???0.12?1.974LS0.78??????取雾沫夹带极限值e为0.1Kg液/Kg气。已知σ=20.94x10-3N/m，HTv?0.4m，并将?a?,?b?代入ev?5.7?10?6???a??H?h?f?T????3.2得下式： 0.1=5.7x10-6/20.94x10-3(0.954VS′/0.4-0.12+1.974LS2/3)3.2 整理得：VS′=1.86-13.10LS′2/3 在操作范围内任取4个L?值，依上式算出相应的VS?值列于附表中： S附表（4） ?(m3/s) LSVS?(m3/s)

0.6?10?4 1.5?10?3 3?10?3 4.5?10?3 1.84 1.69 1.59 1.50 22 化工原理课程设计

依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图4中线（1）所示。 2. 液泛线（2） 近似取E?1.0，lw?0.78m2，

2?3??2.84?10how?故how?3???3600LS?E???lw??2/33?2.84?10??3?3600LS?1???

?0.78???0.7895LS。

L

hc′=0.051(u0/C0)2(ρv/ρL)=0.051(VS′/C0A0)2ρv/ρ

=0.051(VS/0.83x0.044)2x2.62/925.56=0.1082VS′2

hl′=ε0(hw′+how′)=0.67x(0.048+0.7895LS′2/3)=0.0322+0.5289LS′2/3

hσ=0.00184m（前已算出）

故 hp′= 0.1082VS′2+0.0322+0.5289LS′2/3+0.00184

=0.1082VS′2+0.53LS′2/3+0.0340 （ｃ） 且 hd′=0.153(LS′/lwh0)2

=0.153(LS′/0.78x0.03)2=279LS′2 （ｄ）

将HT＝0.4m，hw′=0.048m,υ=0.5及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）得： 0.5(0.4+0.048)=0.1082VS+0.53LS

′2

′2/3

+0.0340+0.048+0.7895LS

′

2/3

+279LS2

′

整理得下式：VS′2=1.3-12.20LS′2/3-2578.6LS′2

在操作范围内取4个L?值，依上式计算V?值列于附表中：

Ss附表（5）

??m3/s? LS0.6?10?4 1.5?10?3 3.0?10?3 4.5?10?3 VS??m3/s? 1.28 1.13 1.02 0.92 依表中数据在VS—LS图中作出液泛线，如图4中线（2）所示。 3. 液相负荷上限线（3）

23

化工原理课程设计

取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式

LSmax?HT?Af?0.4?0.08144?0.00814m/s3?

s液相负荷上限线，为VS—LS图中与气相流量V?无关的垂线，如图4中（3）所示。

4. 漏液线（气相负荷下限线）（4）

?由hL??how??0.048?0.7895LS??hw2/3?、?OW?V'SminA0代入漏液点气速式：

??4.43C0?ow0.0056?0.13(hl??h?)?L/?v

VS′min/A0=4.43x0.83x{[0.0056+0.13x(0.048+0.7895LS2/3)-0.00184]925.56/ 2.62}?

AO?0.044（前已算出），代入上式并整理得：

VS′min=0.162(3.5327+36.26LS′2/3)?

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取4个Ls?值，依上式计算相应的VS?值，列于附表中：

附表（6）

?(m3/s) Ls0.6?10?4 1.5?10?3 3.0?10?3 4.5?10?3 Vs?(m3/s) 0.307 0.324 0.335 0.344 依表中数据作气相负荷下限线，如图4中线（4）所示。 5. 液相负荷下限线（5）：

?取平堰、堰上液层高度how2.841000?,min3600LSlw?0.006m为液相负荷下限条件，E??1.0 则：

2??howE?()2/3?,min?3600LS?1??；即0.006??10000.78?2.843?3???

整理上式得Ls?,min

?6.65?10?4m/s

24

化工原理课程设计

在VS—LS图4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图4所示。 将以上5条线标绘于图4中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（2）线的交点相应相负荷为VS,max，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为VVS,maxVS,min?1.10.3?3.67s,min。

提馏段的操作弹性?

图4 九、设计结果一览表 项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量 气相 液相 符号 Pm 单位 kPa ℃ m3/s m3/s 块 计算数据 精馏段 82.71 88.0 0.84 0.0007 4 提留段 86.91 110.9 0.49 0.0019 8 25 tm VS LS N 实际塔板数

化工原理课程设计

板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 溢 流 装 置 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清液层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 液体在降液管中 停留时间 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性 HT Z D u lw hw Wd ho hL do t n A0 uo hP τ Hd eV VS·max VS·min m m m m/s m m m m m mm mm 孔 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 m3/s m3/s 0.4 1.6 1.2 0.610 单流型 弓形 0.78 0.054 0.15 0.011 0.06 5.0 15.0 4098 0.080 8.63 0.458 4 0.118 0.006 雾沫夹带 控制 漏液控制 1.63 0.55 2.97 0.4 2.8 1.2 0.451 单流型 弓形 0.78 0.048 0.15 0.030 0.06 5.0 20.0 2262 0.044 11.59 0.636 4 0.131 0.0023 液泛控制 漏液控制 1.1 0.3 3.67 26

化工原理课程设计

十、设计评述及讨论

本次课程设计比换热器的设计难度要大，主要是计算复杂、计算量大、考虑的细节较多，但始终要把握计算的是一个设备。通过本次设计，使我认识到作为化工工艺专业的学生，不仅要学好《化工原理》、《化工计算》等专业课程，还要对设备等相关内容的课程要掌握好，并且要联系实际把理论与实践很好的结合起来，只有这样才能学以致用。在整个设计过程中要考虑很多问题，尤其是工艺尺寸的计算及流体力学验算的有关内容，要考虑周到合理，否则会有“小毛病出大问题”的败笔出现。这就要求我考虑问题要全面详细，要多学各方面的知识并能充分利用，用知识更好地去解决问题。由于本次设计是工程方面的，因此在准确度上就没有纯理论的高，存在误差是在所难免的。如计算过程中数字的四舍五入逐渐积累了较大的计算误差等，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小；计算出的筛孔数与实际排列的筛孔数存在误差，这就要求我在下面的计算中应该用实际排出的孔数计算，以减小误差。在精馏段和提留段的计算上有一定的差别，这就要求我综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。

总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要，也使我在潜意识中慢慢形成了一种模式：纯理论主义与纯经验主义都是不可取的，只有联系实际、活学活用才是对自己、对社会有用的。

十一、重要经验关联式

1.全塔效率： ET 2.Hunt的经验式： ev 3.漏液点气速： ?ow

十二、参考文献

[1] 化工原理 （下册）姚玉英主编 天津科学技术出版社 1992

27

?0.17?0.616lg?m

????3.2?5.7?10?6???a??H?h?f?T

?4.43C00.0056?0.13(hL?h?)?L/?v 化工原理课程设计

[2] 石油化工基础数据手册 化工工业出版社

[3] 化学化工物性数据手册 青岛化工学院 全国图算学培训中心 组织

28

目 录

一、明确自己的设计任务????????????????????????1 二 、设计内容????????????????????????????1 1 概述??????????????????????????????1 2 精馏流程的确定?????????????????????????2

(1) 装置流程的确定??????????????????????2 (2) 流程图??????????????????????????25 (3) 操作压力?????????????????????????3 (4) 进料热状况????????????????????????3 (5) 加热方式?????????????????????????3 (6) 回流比的选择???????????????????????3

三、塔的工艺计算???????????????????????????3

（一）塔的物料衡算 ????????????????????????5 （二）全塔物料衡算 ????????????????????????5 （三）塔板数的确定 ????????????????????????6 四、塔的工艺条件及物性数据计算 ????????????????????8 五、气液负荷计算????????????????????????????11 六、塔和塔板主要工艺尺寸计算??????????????????????12 七、 筛板流体力学验算 ?????????????????????????15 八、塔板负荷性能图 ??????????????????????????17 （一） 精馏段 ????????????????????????????17 （二） 提馏段 ????????????????????????????19 九、设计结果一览表 ??????????????????????????23 十、设计评述及讨论 ??????????????????????????24 十一、重要经验关联式 ?????????????????????????24 十二、参考文献 ????????????????????????????25

化工原理课程设计

化 工 原 理 课 程 设 计

——筛板精馏塔

指导老师：李 晓 昆（老师） 系 别：化工系 班 级：化工06（3）班 设 计 者：张 维 东 学 号：0524205007

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化工原理课程设计

日 期：2009年7月23日

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