化工原理课程设计

滨 州 学 院

化工原理课程设计

题 目 分离苯-甲苯筛板精馏塔的设计 系 （院） 化学与化工系 专 业 应用化工技术 班 级 2010级6班 学生姓名 商元元 学 号 1023101009 指导教师 商希礼 职 称 讲师

2012年 6月6日

设计任务书

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。

1.1 设计依据

本设计依据于教科书的设计实例，对所提出的题目进行分析并做出 论计算

1.2 技术来源

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，但是严格计算法对于连续精馏塔是最常采用的，我们此次所做的计算也采用严格计算法。

1.3 设计任务及要求

原料：甲醇—水溶液， 70000t 设计要求：塔顶甲醇的含量95%(质量分数) 塔底甲醇的含量0.042%(质量分数) （注释：X为学号的后两位） 设计条件如下：

操作压力 101.325 KPa(塔顶表压) 进料热状况 泡点 回流比 R=1.6Rmin 单板压降 ≤0.7KPa 全塔效率 ET=43%

I

二、计算过程

2. 1 设计方案

本课程设计的任务是分离甲醇—水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

2.2 塔型选择

根据生产任务，若按年工作日360天，每天开动设备24小时计算，产品流量为10t/h，由于产品粘度较小，流量较大，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用筛板塔。筛板塔结构简单，金属消耗量小，制造及安装方便，塔板具有良好的流体力学与传质性能。

2.3工艺流程简介

连续精馏装置主要包括精馏塔，蒸馏釜（或再沸器），冷凝器，冷却器，原料预热器及贮槽等．

原料液经原料预热器加热至规定温度后，由塔中部加入塔内．蒸馏釜（或再沸器）的溶液受热后部分汽化，产生的蒸汽自塔底经过各层塔上升，与板上回流液接触进行传质，从而使上升蒸汽中易挥发组分的含量逐渐提高，至塔顶引出后进入冷凝器中冷凝成液体，冷凝的液体一部分作为塔顶产品，另一部分由塔顶引入塔内作为回流液，蒸馏釜中排出的液体为塔底的产品．

。

原料 冷凝器 精馏塔贮槽 冷却器 预热器 再沸器 贮槽 残液贮槽

II

2.4 操作条件的确定

2.41 操作压力

其中塔顶压力： P（进）=101.3+4=105.3kPa 进料口的压力： P(进)=105.3+0.7*N(精) 塔底压力: P(釜)=105.3+0.7*Ne

2.4.2 进料状态

虽然进料方式有多种，但是泡点进料时进料温度不受季节、气温变化

和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料。

III

IV

目录

引言 ..................................................................... 1 一、概述 .................................................... 错误！未定义书签。

1.1 设计依据 ............................................ 错误！未定义书签。 1.2 技术来源 ............................................ 错误！未定义书签。

1.3 设计任务及要求 ...................................... 错误！未定义书签。 二、计算过程 ................................................ 错误！未定义书签。 2. 1 设计方案 .......................................... 错误！未定义书签。

2.2 塔型选择 ............................................ 错误！未定义书签。 2.3工艺流程简介 ......................................... 错误！未定义书签。 2.4 操作条件的确定 ...................................... 错误！未定义书签。

2.4.1 操作压力 ...................................... 错误！未定义书签。

2.4.2 进料状态 ...................................... 错误！未定义书签。 2.5.2物料衡算 ....................................... 错误！未定义书签。 2.6 塔板数的确定 ........................................ 错误！未定义书签。 2.6.1 理论板层数NT的求取 ........................... 错误！未定义书签。 2.6.2 实际板层数的求取 .............................. 错误！未定义书签。 2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ................ 错误！未定义书签。 2.7.1操作压力的计算 ................................. 错误！未定义书签。

2.7.2操作温度的计算(详见附录一（1）) ................ 错误！未定义书签。 2.7.3 平均摩尔质量的计算 ............................ 错误！未定义书签。 2.7.4 平均密度的计算 ................................ 错误！未定义书签。 2.7.5液相平均表面张力的计算 ......................... 错误！未定义书签。 2.7.6 液体平均粘度的计算 ............................ 错误！未定义书签。 2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算 ............................ 错误！未定义书签。 2.8.1塔径的计算 ..................................... 错误！未定义书签。

2.8.2 精馏塔有效高度的计算 .......................... 错误！未定义书签。 2.9.1溢流装置的计算 ................................. 错误！未定义书签。 2.9.2 塔板布置 ...................................... 错误！未定义书签。 2.10 筛板的流体力学验算 ................................. 错误！未定义书签。

2.10.1 塔板压降 ..................................... 错误！未定义书签。

2.10.2 液面落差 ..................................... 错误！未定义书签。 2.10.3 液沫夹带 ..................................... 错误！未定义书签。 2.10.4 漏液 ......................................... 错误！未定义书签。 2.10.5 液泛 ......................................... 错误！未定义书签。 2.11 精馏段塔板负荷性能图 ............................... 错误！未定义书签。

2.11.1液漏线 ........................................ 错误！未定义书签。

2.11.2液沫夹带线 .................................... 错误！未定义书签。 2.11.3液相负荷下限线 ................................ 错误！未定义书签。 2.11.4液相负荷上限线 ................................ 错误！未定义书签。 2.11.5液泛线 ........................................ 错误！未定义书签。 2.12.1液漏线 ........................................ 错误！未定义书签。

i

主要符号说明 ................................................ 错误！未定义书签。 致谢 ........................................................ 错误！未定义书签。 参 考 文 献 ................................................. 错误！未定义书签。 附录 ........................................................ 错误！未定义书签。

ii

引言

1.精馏原理及其在工业生产中的应用

实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，上述部分气化和部分冷凝是同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液(气相冷却而成)是沸点低的B物质，而残液是沸点高的A物质，精馏是多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底。 2.精馏操作对塔设备的要求。

精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：

(一)生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

(二)效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

(三)流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。

(四)有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 (五)结构简单，造价低，安装检修方便。

(六)能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 3.常用板式塔的类型

常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌型塔、浮阀塔等。 4.本设计所选塔的特性

目前筛板塔的应用比较广泛主要是因为它具有：

（1）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。

（2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。

（3）压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。

1

同时，筛板塔也存在一定的缺陷，主要表现在： （1）塔板安装的水平度要求较高，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。

2

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有关的工艺计算

2.5.1精馏塔的物料衡算

1.210.80.60.40.2010096.493.591.289.387.784.481.77875.373.171.269.367.5666564.5系列1系列2X-YT

温度T（℃） 液相摩尔分数x 气相摩尔分数y 相对挥发度α 100 0 0 0 96.4 2% 13.40% 7.581986143 93.5 4% 23.40% 7.331592689 91.2 6% 30.40% 6.842911877 89.3 8% 36.50% 6.61023622 87.7 10% 41.80% 6.463917526 84.4 15% 51.70% 6.065562457 81.7 20% 57.90% 5.501187648 78 30% 66.50% 4.631840796 75.3 40% 72.90% 4.035055351 73.1 50% 77.90% 3.524886878

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71.2 60% 82.50% 69.3 70% 87% 67.5 80% 91.50% 66 90% 95.80% 65 95% 97.90% 64.5 100% 100% (1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 3.142857143 2.868131868 2.691176471 2.534391534 2.453634085 由于精馏过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转

化为摩尔分数。

甲醇的摩尔质量 M甲醇=32.04Kg/Kmol 水的摩尔质量 M水=18.02 Kg/Kmol

0.4/32.04原料液的摩尔组成：xf?0.4/32.04?0.6/18.02?0.27x0.95/32.04d?0.95/32.04?0.05/18.02?0.91

x0.0004/32.04w?0.0004/32.04?0.9996/18.02?0.00025

(2) 原料液的平均摩尔质量 原料液的平均摩尔质量：

Mf?0.27*32.04??1?0.27?*18.02?21.80kg/mol

2.5.2物料衡算

原料处理量 F=7000000021.80/24*300=445.97Kmol/h 总物料衡算 F=D+W=445.97Kmol/h

甲醇的物料衡算 445.97*0.27=0.91D+0.000225W

0.2?70.000联立解得 D?445.970*.9?10.000?22522513k2m.2o4l h W?445.97*0.91?0.270.91?0.000225?313.7268kmol/h由此可查得原料液，塔顶和塔底混合物的沸点。

/4

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2

2.6.1 理论板层数NT的求取

甲醇—水属非理想体系，但可采用逐板计算求理论板数。 ①查得甲醇—水体系的相对挥发度α=4.454（详见附录一（1））

②求最小回流比 采用泡点进料

xf?xq?0.3140

则有气液平衡方程求得

yq?yf??xf1?(??1x)fxd?xqyq?xq?4.83*0.27?0.6411?1(4?.831)0.27

故最小回流比为

Rmin??1.7246

可取操作回流比R=1.1Rmin=0.853315742（详见附录一（2）） ③塔顶产品产量、釜残液量及加热蒸汽量的计算

L=RD =2.75936*132.24=364.8978 V=(R+1) D

=3.75936*132.24=497.1378 L’=L+F=364.8978+445.97=810.8678 V’=V =497.1378

④求操作线方程

精馏段操作线方程为:

yn?LVxn?1?DVxd?0.7340xn?1?0.242

提馏段操作线方程为:

ym?LV''xm?1?wV'xw?1.6310xm?1?0.000142

汽液平衡方程

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y??x1?(??1x)?4.8x3?1(4?.8x3

1) ⑤ 逐板计算法求理论塔板数.6 塔板数的确定精馏段y1=0.91。x1=0.68。y2=0.7387。Y

x2=0.3692。y3=0.5130。x3=0.1790.

提馏段

y2’=0.2918.x2’=0.0786.y3’=0.1281.y4’=0.04797.x4’=0.0103.y5’=0.0167x5’=0.0035,y6’=0.0056,x6’=0.00116y7’=0.0017,x7’=0.00035,y8’=0.000429,x8’=0.000088, <0.000275=?W

总理论板层数

Nt?10（括再沸器）

进料板位置

Nf?3

2.6.2 实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N精=2/0.43≈5 提馏段实际层数 N提=8/0.43≈24

X

2.7 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

2.7.1操作压力的计算

塔顶操作压力

PD?101.325

每层板的压降 △P=0.7kpa

?5进料板压力 pf?101.320.7?*510 4?5塔底压力 pw?101.320.7?*241 1精馏段平均压力 Pm=（101.325+104.825）/2=103.075kpa 提馏段平均压力 Pw=（104.825+118.125）/2=109.725kpa

4.9操作温度的计算(详见附录一（1）)

由内插法求得塔顶温度td=65.8℃ 进料处温度tf =80.96℃ 塔釜温度tw =99.96℃

精馏段平均温度 tm=（65.8+80.96）/2=73.23℃

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提馏段平均温度 tm=（80.96+99.96）/2=90.46℃

5.0平均摩尔质量的计算

塔顶平均摩尔质量计算

由XD=Y1=0.91 由平衡曲线得：X1=0.72

Mvdm =00.91*32.04+(1-0.91)*18.02=30.78kg/kmol Mldm =0.72*32.04+(1-0.72)*18.02=28.11kg/kmol 进料板平均摩尔质量的计算

由逐板计算得：yf=0.56xf=0.44

Mvfm=0.56*32.04+(1-0.56)*18.02=25.87kg/kmol Mldm=0.44*32.04+(1-0.44)*18.02=24.12kg/kmol 塔底平均摩尔质量的计算

由逐板计算得：yw=0.0011 xw=0.00023

Mvwm=0.0011*32.04+(1-0.0011) *18.02=18.04kg/kmol Mlwm=0.00023*32.04+(1-0.00023)*18.02=18.02kg/kmol 精馏段平均摩尔质量：

Mvm=(30.78+25.87)/2=28.325kg/kmol Mlm=(28.11+18.02)/2=26.115kg/kmol 提馏段平均摩尔质量：

Mvm = (28.57+18.04)/2=23.305kg/kmol Mlm = (24.12+18.02)/2=21.07kg/ kmol

5.1平均密度的计算

①气相平均密度的计算 有理想气体状态方程计算，即 精馏段 Pvm= PmMvm*28.325RTm= 103.7758.314*(73.23?273.15)?1.0207kg/m3

提馏段 Pvm==

PmMvm114.275*23.305RTm=

8.314*(90.46?273.15)=0.8809 kg/m3

②液相平均密度方程计算 液相平均密度依下式计算，即 1/ρlm=∑αi/ρi

塔顶液相平均密度的计算： 由Td=65.8℃，查手册得

ρA=745.8970kg/m3 ρB=980.1396kg/m3

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0.91*32.04α=

0.91*32.04?0.09*18.02=0.9473

ρldm= 10.91/?A?0.09/?B=

10.991/745.897?0.09/980.1396

= 762.2932kg/m3

进料液相平均密度的计算 由Tf= 90.96℃，查手册得

ρA= 735.9381kg/m3 ρB= 972.7341 kg/m3 αA=

0.22*32.040.22*32.04?0.78*18.02=0.334

1ρlm=?A/?A+(1-?A)/?B=

13

0.334/735.938+0.666/972.7341=878.3405kg/m

塔底液相平均密度的计算 由T w=99.96℃，查手册得

ρA=716.6650kg/m3 ρB=959.7469 kg/m3 αA=

0.000225*32.040.000225*32.04?0.999775*18.02=0.0004

ρlwm=

1?A/?A+(1-?A)/?B=

10.0004/716.665+0.9996/959.7469

=959.6167kg/m3

精馏段的平均密度

ρlm=（762.2932+878.3405）/2=820.3169kg/m3 提馏段的平均密度

ρlm=（878.3405+959.6167）/2=918.9676kg/m3

5.2液相平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算 σlm=Σxiσi

塔顶平均液相表面张力的计算 由Td=65.8℃，查手册得

σΑ=16.295mN/m σΒ=64.987/m σldm=0.91σΑ+0.09σΒ

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=0.91*16.295+0.09*64.987=20.6773mN/m 进料平均液相表面张力的计算 由Tf=80.96℃，查手册得

σΑ=13.1467mN/m σΒ=61.34471mN/m

σlfm=0.22σΑ+0.78σΒ

=0.22*13.1467+0.78*61.3447=50.74114mN/m 塔底平均液相表面张力的计算 由Td=99.96℃，查手册得

σΑ=13.021mN/m σΒ=59.789mN/m

σlwm=0.00023σΑ+0.99977σΒ

=0.00023*13.021+0.9959*59.789=59..7782mN/m 精馏段平均液相表面张力

σlm=（20.6773+50.74114）/2=35.70922mN/m 提馏段平均液相表面张力

σlm=（50.74114+59.7782）/2=55.2597 mN/m

5. .3液体平均粘度的计算

液相平均粘度依下式计算，即 Lgμlm=Σxilgμi 塔顶液相平均粘度的计算 由Td=65.8℃，查手册得

μΑ=0.2981mPa·s μΒ=0.4279mPa·s

μldm=0.91*0.29871+0.19*0.4297=0.3099mPa·s 进料液相平均粘度的计算 由Tf=80.96℃，查手册得

μΑ=0.2957mPa·s μΒ=0.336481 mPa·s

μlfm=0.22*0.2957+0.78*0.3648=0.5106 mPa·s

塔底液相平均粘度的计算 由Td=99.96℃，查手册得

μΑ=0.2302mPa·s μΒ=0.2901 mPa·s

μlwm=0.00025*0.2302+(1-0.00025)=0.290mPa·s

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精馏段液相平均粘度

μlm =（0.3099+0.5106）/2=0.4105mPa·s 提馏段液相平均粘度

μlm =（0.5106+0.2901）/2=0.40035 mPa·s

2.8 精馏塔的塔底工艺尺寸计算

2.8.1塔径的计算

精馏段气液相体积流率为 Vs=Ls=

VMvm3600?vmLMlm3600?lm=

497.1378*27.9973600*1.0003600*820.3169=3.8659m3/s

3

=

364.8978*20.5296=0.0025m/s

取板间距Ht=0.40m，板上液层高度hl=0.06m，则 Ht-hl=0.40-0.06=0.34m

C20=0.0675（为便于计算，

C20=exp[(-4.531+1.6562H+5.5496H2-6.4695H3)+(-0.474675+0.079H-1.39H2+1.3213H3) ㏑Lv+(-0.07291+0.088307H-0.49123H2+0.49136H3) (㏑Lv)2]）

H－板间无液空间 H=HT-Hl m Lv=L/V*(ρl/ρv)^0.5 Lv－参数

V－气相流量，m3/s L－液相流量，m3/s

ρl，ρv－气，液相密度，Kg/m

??l?C=C20???20?0.23

?35.7092?=0.0675??20??0.2=0.0758

μmax=0.0758

820.3169?1.0001.000=2.17m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 μ=0.7μmax=0.7*2.17=1.519m/s D=

4*3.86593.14*1.519=1.8m 按标准塔经圆整后为 D=1.8m 塔截面积为㎡

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At=пD2/4=П*1.8*1.8/4=2.511㎡ 实际空塔气速为

μ=3.8659/2.511=1.5396m/s

2.8.2 精馏塔有效高度的计算

为了便于筛板塔的检修，塔壁上应开若干人孔。

开设人孔的位置为：塔顶空间、塔底空间各开一个，其他人孔的位置则根据下列原则确定：物料清洁，不需要经常清洗时，每隔6－8块塔板设一个人孔；物料脏物，需经常清洗时，则每隔3－4块塔板设置一个人孔。

设计时定位每8块板开一孔，则： 孔数S=实际塔板/8=29/8≈4

在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 实际塔高可按公式计算：

H=Hd+(N-1-1-S)*HT+Hb+Hf+S*HT’

H=(N-1-1-S)*0.4+0.6*S+1.2+1.3+4*0.4 =（29-1-1-4）*0.4+0.6*4+1.2+1.3+4*0.4 =14.4

式中：H－塔高（不包括封头和裙座高），m Hd－塔高孔间高，m Hb－塔底空间高，m HT－板间距，m

N－实际塔板数（不包括再沸器） Hf－进料孔处板间距，m

S－手孔或人孔数（不包括塔顶、塔底空间所开入孔） HT’ －开设手孔、人孔处板间距，m

其中，Hd一般取1.2－1.5m,不宜太小，目的是有利于液滴的自由沉降，减少出场气体中液滴的夹带量。塔底空间Hb具有中间储槽的作用，一般釜液最好能在塔底有10－15min的停留时间。因此，Hb可按残液量和塔径进行计算，也可取经验值。常取Hb=1.3－2m。进料孔处板间距决定于进料孔的结构形式及进料状况。为减少液沫夹带，Hf要比HT大，常取Hf=1.2 －1.4m。开设手孔、人孔处塔板间距HT’，视手孔、人孔大小而定，一般取HT’ ≥600mm。

2.9 塔板主要工艺尺寸的计算

2.9.1溢流装置的计算

因塔径D=1.8m，可选用单溢流工形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如

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化工原理课程设计

下：

⑴堰长lw

取

lw=0.6D=0.6*1.8=1.08m

⑵溢流堰高度hw

由 hw=hl-how

选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即

2/3how=

2.841000E??Ls?

?lw??近似取E=1，则

2/3how=2.841000*1*

??0.0025*3600?=0.012m

?1.08??取板上清液层高度 hl=60mm 故 hw=0.060-0082=0.0518m ⑶弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lw/D=0.6

查图(化工原理实验及课程设计 148页图21)，得

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化工原理课程设计

Af/At=0.055 Wd/D=0.097

故 Af=0.055At=0.055*2.511. =0.1381㎡ Wd=0.097D=0.097*1.8=0.1746m 验算液体在降液管中停留时间，即 τ=3600AfHt/Lh=

3600*0.1381*0.400.0025*3600=22.096s＞5s

故降液管设计合理。 ⑷降液管底隙高度你ho ho=

Lh3600lwu'

取 u’=0.08m/s 则 ho=

0.0025*36003600*1.08*0.08=0.0289m

hw-ho=0.048-0.0289=0.0191 m＞0.006m 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hw’=50mm

2.9.2 塔板布置

⑴塔板的分布

因D≥800mm，故塔板采用分块式。查表（查《化工原理及课程设计》p154表8—3）得，塔板分为3块。

⑵边缘区宽度确定

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化工原理课程设计

取Wa=Ws’=0.08m，Wc=0.06m ⑶开孔区面积计算 开孔区Aa按下式计算，即

2?r22Aa=2（xr?x+180sin?1xr）

其中 x=D/2-(Wd+Ws)=0.9-0.1746-0.08=0.6454m r=D/2-Wc=0.9-0.06=0.840m 故 Aa==1.872㎡ ⑷筛孔计算及其排列

所处理的物系无腐蚀性，可选用б=3.5mm碳钢板，取筛孔直径do=5.5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中间距t为 t=3.5do=3.5*5.5=19.25mm

筛孔数目n为

1.155At2n===5835个

2开孔率为

?d0???t?=6.75% ф=0.907 ?气体通过阀空的气速为Uo=

m/S

VsAo =

3.86590.1008*1.872 =20.4873m/S

2.10 筛板的流体力学验算

2.10.1 塔板压降

⑴干板阻力干板阻力

hc计算

hc下式计算，即

2hc?u0???v???? =0.051?c??o??L?d0/б=5/3.5=1.4286查图

由得，

c0=0.800

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化工原理课程设计

2故

hc= 0.051?20.4873???1.000??0.800????820.3169??=0.0407m液柱 ⑵气体通过液层的阻力h1计算

气体通过液层的阻力h1由式计算，即

h1??hl

ua?vsA?3.86591.6292m/s

T?Af2.500?0.1381?F0?1.6292(2.511?0.1381)*1^2?2.5097kg1/2/(s?m1/2)查图（化工原理及课程设计 151页图8—14）得

β=0.55

故

h1??hL??(hw?ho)w?0.55*0?.06

0.033⑶液体表面张力的阻力

h?计算

液体表面张力所产生的阻力

h?由式计算，即

h?=

4?L??4*35.7092?0.0036m液柱

Lgd0820.3169*9.807*5气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hp?hc?hl?h?

hp=0.0407+0.033+0.0036=0.0773m液柱

气体通过每层塔板的压降为

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化工原理课程设计

?P?hp?Lg=0.07773?820.3169?9.807?621.867pa?(?0.7kpa)(设计允许值）)

2.10.2 液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

2.10.3 液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

hf?2.5hL?2.5*0.06?0.15m

ev?5.7*10?3?L?Vs??(At?Af)*(Ht?hf??)?3.2??5.7*10?3?3.8659??35.7092?(2.511?0.1381)*(0.4?0.150)?3.2=0.001g液/kg气＜0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。

2.10.4 漏液

对筛板塔，漏液点气速

u0.min可由下式计算，即

u0.min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L/?V

?4.4*0.8(0.?00560.1?3*0.060.00.0306 0)820.3169/1m4s / ?9.980实际空速

u0=20.4873m/s>

u0.min1

稳定系数为 K=

u0u0.min/

=20.4873/909804=2.0528>1.5

故在本设计中无明显漏液。

2.10.5 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系，即

Hd??(HT?hw)

甲醇—水物系属一般物系，取ψ=0.5，则

?(HT?hw)而

=0.5（0.40+0.0518）=0.2259m

Hd?hp?hL?h d16

化工原理课程设计

板上不设进口堰，

hd可有下式计算，即

2hdHd=0.153(u0)?0.153(0.048)?0.224m液柱 =0.0773+0.06+0.001=0.1383m液柱

'2

故在本设计中不会发生液泛现象。

Hd??(HT?hw)2.11 塔板负荷性能图

2.11.1液漏线

由

U0,min?4.4C0(0.0056?0.13hL?h?)?L?V

U0,min?VS,minA0

hL?hW? hOW? 得:

2.841000hOW

*E*(lhlW)2/3

Vs,min?4.4C0A0???0.130.048??0.0056?????2.84?*1*1000?3600L??1.081.000s2/3????0.0036?820.3169????????

=4.4*0.8*0.1008*1.872

2/3????3600L2.84???s?0.048?0.130.0518?*1*?0.0036???820.3169???10001.08??????????1.000

2/3 整理得 Vs,min?16.420.0006?7954L0S.0 0676在操作范围内，任取几个LS 值，以上式计算出Vs 值，计算结果列于下表：

由上表数据即可作出液漏线1

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化工原理课程设计

Ls/m3/s 0.0006 Vs/m3/s 1.1052 0.0015 1.1894 0.003 1.2461 0.0045 1.2965 0.006 1.3355 0.0085 1.3840 由上表数据即可作出液漏 2.11.2液沫夹带线

以eV?0.1kg液/kg气 为限，求VS―LS关系如下:

由

Ua?5.7*10Ua3eV?()?LHT?hfVsAT?Af?Vs2.5?0.14?6.2

?0.424Vs

hf?2.5hL?2.5(hW?hOW)

hW?0.048

hOW?2.841000*E*(3600LslW)2/3?0.634Ls^(2/3)2/3

故 hf?0.12?1.585Ls

3.2HT?hf?0.28?1.585LseV?5.7*10?6?32/3

35.7092*100.424Vs??*?2/3??0.28?1.585Ls??6整理得： Vs?4.93327L.s92 82/3在操作范围内，任取几个LS 值，以上式计算出Vs 值，计算结果列于下表;

Ls/m3/s 0.0006 Vs/m3/s 4.2910 0.0015 4.1326 0.003 3.929 0.0045 3.7583 0.006 3.6058 0.0085 2.0652 由上表数据即可作出液沫夹带线 2.11.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW?0.006m 作为最小液体负荷标准砖。由式5---7得：

hOW?2.841000*E*(3600LRlW)2/3?0.006

取E=1,则

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化工原理课程设计

2/3Ls,min?0.006*1000????2.84??1.083600?5*10^(?4)m/s

3据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线3.

2.11.4液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式5—9得

??Af*HTTs?4 ?0.1381*0.404?0.01381m/s

3Ls,max?Af*HT4据此可作出与气体流量无关德尔垂直液相负荷下限线4.

2.11.5液泛线

令

Hd??(HT?hW)

;dhp?hc?1h??；h由 Hd?hp?hL?h

h1??*hL;hL?hW?hOW；

联立得：?HT??????1?hW?hd?hc?h?????1?hOW

忽略h?，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得

'2aVs?b?cLs?dLsa'?0.051(A0C0)2''2'2/3;

)?0.00729(?V?L)(1.000820.3169式中

?'0.051(0.1008*2.7554*0.8)2b??HT??????1?hW; =0.5*0.4+(0.5-0.55-1)*0.048 =0.1496

c?0.153(lwho)2?0.153(1.08*0.0303)2?595.64

2/3?3600?'?3d?2.84*10*E*?1??????lW?；

=2.84*10-3*1.0*(1+0.55)*(3600/1.08)2/3=0.87

将有关数据代入整理得：Vs2?17.52?81706.45L2s/3?119.34L2S将有关数据代入整理得：式计算出Vs 值，计算结果列于下表

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化工原理课程设计

Ls/m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045 4.3488 0.006 4.0463 0.0085 4.3298 Vs/m3/s 4.9143 4.7953 4.5915 由上表数据即可作出液泛线

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图所示：

1- 液漏线 2- 液沫夹带线 3- 液相负荷下限 4- 液相负荷上限 5- 液泛线 6- 操作线

设计计算结果汇总一览表

项目 各段平均压强 各段平均温度 平均流量

符号 Pm tm 气相 Vs 单位 kpa ℃ m3/s 计算数据 精馏段 103.775 73.23 3.8569 提馏段 114.275 90.46 0.0025 20

化工原理课程设计

液相 实际塔板数 板间距 塔有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管形式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 板上清夜层高度 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔流速 塔板压降 液体在降液管中停留的时间 液泛 液沫夹带 稳定系数 负荷上限 负荷下限 液相最大负荷 液相最小负荷 操作弹性

Ls N HT Z D u lw hw Wd ho hl do t n A Uo hp τ Hd ev K Lsmax Lsmin m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 个 m2 5.0138 5 0.4 3.5 1.8 1.5396 单流型 弓形 1.08 0.048 0.2037 0.0289 0.036 5.5 19.25 5835 1.872 20.4873 0.0407 26.125 0.13578 1.9168 0.0091 24 0.4 10.35 1.8 1.5964 略 溢流装置 m/s m s m m/s m3/s 3 kg液/kg 气 0.1 液沫夹带控制 略 漏液控制 0.00875 0.000603 3.532 21

化工原理课程设计

主要符号说明

MM 进料平均摩尔质量 塔顶平均摩尔质量 塔底平均摩尔质量 最小回流比 回流比 精馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量 精馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量 'FDMw Rmin R L V L V'提馏段各层塔板溢流的液体摩尔流量 提馏段各层塔板上升的蒸汽摩尔流量 总理论板层数 进料板位置 塔顶操作压力 进料操作压力 塔底操作压力 精（提）馏段平均压力 精（提）馏段平均温度 精（提）馏段液相平均摩尔质量 精（提）馏段气相平均摩尔质量 NT NF PD PF PW Pmtm MVm MLm

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化工原理课程设计

?Lm 精（提）馏段液相平均密度 精（提）馏段气相平均密度 平均表面张力 平均粘度 气相体积流量 液相体积流量 板间距 板上液层高度 塔截面积 实际空塔气速 精馏塔的有效高度 堰长 液流堰高度 堰上液层高度 弓形降液管高度 截面积 停留时间 降液管底隙高度 凹形受液盘深度 开空区面积 筛空直径 空中心距 23

?Vm ??VS LS HT hL AT ?Z lw hw how Wd Af ?' ho hw Aa d0 t

化工原理课程设计

n Φ 筛空数目 开空率 阀空的气速 干板阻力 气体通过液层的阻力 u0 hc h1 h? 液体表面张力的阻力 气体通过每层塔板的压降 液沫夹带 hp ev

uo,min K 漏液点气速 稳定系数 降液管内液层高 液相负荷下限线 液相负荷上限线 Hd Ls,min Ls,max 化工原理课程设计总结与致谢

历时三周的甲醇-水精馏塔装置设计就要结束了，在这看似短暂不到一个月的时间里，给人的感觉却不仅仅只是三周那么简单。仔细回顾这过去的三周时间，会发现真的有许多值得回忆和思考的地方，三周的实际价值已经不能用简单的终于学会了如何进行精馏装置设计来衡量了，在设计过程中所获得一些东西，才是真正值得我们回忆和思考的所在。 在刚开始做课程设计的时候，我们都有些心不在焉的，一方

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化工原理课程设计

面是刚考完试不久后的疲惫，另一方面是第一次做这方面工作的不知所措。大家都在那里做一些没有头绪的工作：看有关方面的书籍，或到图书馆查阅有关方面的资料。就这样摸索着如何开展工作，以及将工作进行下去，这实在是件让人头疼的事情，不怕事情多难多复杂，就怕无从下手，万事开头难，也许最能形容那时的状况。就这样头一个星期，我们在摸索中前进，终于有了点思路，却基本上没什么进展。一切新事物的发生都应该会经历这样的过程，虽然在第一周没有什么进展，却为后来的工作的进行奠定了基础，包括适应工作，得到了有关设计进行下去的一些方法，有了设计的总体框架等，这样就为下两周工作的进行创造了基础。再接下来的两周时间里基本上都是很紧张的工作着，查有关方面的数据，用excel表格记录数据，并进行计算，数据的查询，如何获得准确的数据，以及数据的处理过程中，用何种方法才能使误差更加小，结果更加准确，这些都很让人头痛，而大量数据的处理，有时难免会让人心情压抑，烦躁。这样就难免会产生错误以及漏算的情况，结果就是又得查找错误，重新计算，这里不得不感谢计算机的发明。在进行理论计算的同时还要考虑实际情况，这样就要考验数据的处理能力，以及对事情的综合考虑能力，当然这其中要感谢老师的提醒和指导。整个设计过程基本上都在围绕着最佳回流比的确定上，在确定好最佳回流比后，时间基本上就没有了，把整个

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化工原理课程设计

报告书用word打好，绘制好坐标图形后，就真正发现时间是如此的紧迫。

整个课程设计不仅让我们了解了课程设计，我们在进行设计过程中所学到的东西，都值得我们回忆，繁杂庞大的数据量计算，让我们锻炼了自己的耐性，数据的处理让我们对excel有了更多了解，在计算过程中公式的选择，计算方法的选择，以及理论计算和实际的差别，对设计方案的优化，如最大限度的节约成本，都极大的促进了我们对事情的综合考虑能力，促进了独立思考的能力。整个设计过程所获得的东西，我想会在以后的工作和生活中，有更多体现，也许我们现在都还不能发现，或不可能就这样轻易的发现了。

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化工原理课程设计

参 考 文 献

[1]化学工程基础. 林爱光编 北京：清华大学出版社，1999.2 第一版 [2]化工原理课程设计. 贾绍义 柴诚敬 天津大学出版社，1991 第二版 [3]化工设计 娄爱娟 吴志泉 华东理工出版社

[4]化工原理实验及课程设计. 陈均志，李磊编著. 北京：化学工业出版社，2008.7 第一版

[5]化学工艺设计手册 版社 第二版

化学工业出27

中国石化集团上海工程有限公司编

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