板式蒸馏塔化工原理课程设计

3.7.5 液泛线
令
由 ；；；
联立得
忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得
式中
将有关的数据代入，得
同理，提馏段的为
故
或 同理，提馏段的为 在操作范围内，任取几个 3。
值，依上式计算出 表9-3、值
值，计算结果列于表9-
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
7.056
6.935
6.771
3.5.2 塔板布置
3.5.2.1 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查塔板分块数表得，塔板分为5块。 3.5.2.2边缘区宽度确定 取， 3.5.2.3 开孔区面积计算 开孔区面积： 其中 同理，提馏段的为 故
同理，提馏段的为 3.5.2.4 筛孔计算及其排列 本利所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板， 取筛孔直径。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 为 同理，取提馏段的为 筛孔数目n为 同理，提馏段的为 开孔率为 同理，提馏段的为 气体通过阀孔的气速为 同理，提馏段的为
液沫夹带量： 故 同理，提馏段的为 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。
3.6.4 漏液
对筛板塔，漏液点气速：
实际孔速 同理，提馏段的为 稳定系数为 同理，提馏段的为 故在本设计中无明显漏液。
3.6.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高 乙醇—水物系属于一般物系，取，则
同理，提馏段的为 而
板上不设进口堰，可由式5-30计算，即 液柱 液柱
在提馏段，液相密度：
气相密度：
==0.886 kg/
3.3.5 液体平均表面张力计算
不同温度下乙醇和水的表面张力见表5-3。
表5-3乙醇和水不同温度下的表面张力
温度/℃
70
80
90
100
乙醇表面张力/ 水表面张力/
18
17.15
16.2
15.2
64.3
62.6
60.7
58.8
3.3.5.1 精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度=80.66℃ 水的摩尔流量 乙醇的摩尔流量 乙醇表面张力： 水表面张力：
4.2.4 人孔
人孔是安装或检修人员进出塔的惟一通道，人孔的位置应便于进入 任何一层塔板，由于设置人空处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造 时塔体的弯曲度难于达到要求，一般每隔6～8块塔板才设一个人孔。本 塔中共39块板，设置5个人孔，每个孔直径为450mm。在设置人孔处，板 间距为500mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm。人孔伸入塔内部应 与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。人孔法兰的密封面形及垫片用 材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。
第三章塔的工艺尺寸得计算
3.1精馏塔的物料衡算
3.1.1摩尔分率
乙醇的摩尔质量
水的摩尔质量
原料液
塔顶
塔底产品
3.1.2平均摩尔质量
原料液 塔顶 塔底产品
3.1.3 物料衡算
进料流量 馏出液流量 釜液流量
3.1.4 回收率
乙醇的回收率 水的回收率
3.2塔板数的确定
3.2.1理论板层数N的求取
3.2.1.1 乙醇与水的平均相对挥发度的计算 已知乙醇的沸点为78.3℃，水的沸点为100℃。 当温度为78.3℃时，lg° °
85.3 12.38 47.04 79.8 50.79 65.64
84.1 16.61 50.89 79.7 51.98 65.99
3.3.3 平均摩尔质量计算
3.3.3.1 精馏段的平均摩尔质量 精馏段平均温度=80.66℃ 液相组成：，=40.15% 气相组成 ：，=61.42% 所以 kg/kmol
4.2 筒体与封头
4.2.1 筒体
壁厚选6mm，所用材质为。
4.2.wenku.baidu.com 封头
封头分为椭圆形封头、碟形封头等几种，本设计采用椭圆形封头， 由公称直径DN=1600mm ，查得曲面高度，直边高度，内表面积 ，容 积。选用封头DN600*6，JB 1154-73。
4.2.3 裙座
塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力 小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒 形。由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm。 基础环内径： 基础环外径： 圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座 高度取3m，地角螺栓直径取M30。
气相负荷上限
31
气相负荷下限
32
操作弹性
第四章 塔附属设计
4.1 塔附件设计
4.1.1 进料管
查表，30℃进料乙醇密度 ； 取 取进料管的规格为。
4.1.2 回流管
回流时，温度℃， 液相：
取 取回流管规格为。
4.1.3塔顶蒸气出料管
塔顶的温度为78.3℃，此时
气相组成： 塔顶蒸气密度 蒸气体积流量 取 取回流管规格为。
3.3.2 操作温度计算
利用表5-1中数据由拉格朗日插值可求得、、。 进料口： , =83.26℃ 塔顶：，=78.05℃ 塔釜：，=99.82℃
精馏段平均温度 ℃ 提馏段平均温度 ℃
表5-1乙醇—水气、液平衡组成（摩尔）与温度关系
温
温度/
温度/
度/ 液相 气相
液相 气相
液相 气相
℃
℃
℃
100 0
0
kg/kmol 3.3.3.2 提馏段平均摩尔质量 提馏段平均温度=91.54℃ 液相组成：，=5.13% 气相组成：，=30.35% 所以 kg/kmol
kg/kmol
3.3.4 平均密度计算
求得在与下乙醇与水的密度。不同温度下乙醇和水的密度见表5-2。 表5-2不同温度下乙醇和水的密度
温度/℃
温度/℃
3.6 筛板的流体力学验算
3.6.1 塔板压降
3.6.1.1 干板阻力计算 干板阻力： 由 ，查查干筛孔的流量系数图得， 故 液柱 同理，提馏段的为 液柱
3.6.1.2 气体通过液层的阻力计算
气体通过液层的阻力： 同理，提馏段的为 查充气系数关联图，得，提馏段的 故 液柱 同理，提馏段的为 3.6.1.3 液体表面张力的阻力计算
0.035
18
开孔区面积
1.924
19
筛孔直径/m
0.005
20
筛孔数目
9877
21
孔中心距/m
0.015
22
开孔率/%
10.1
23
空塔气速
1.590
24
筛孔气速
18.78
25
稳定系数
2.03
26
单板压降/Pa
652
27
负荷上限
液泛控制
28
负荷下限
漏液控制
29
液沫夹带/（kg液/kg）
0.048
30
4.1.4 釜液排出管
釜底 釜底温度为99.82℃， 液相组成： 平均摩尔质量 取 取此管的规格为。
4.1.5 法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的 公称直径，选用相应法兰。
进料管接管法兰：PN6DN40 HG 5010 回流管接管法兰：PN6DN60 HG 5010 塔顶蒸气管法兰：PN6DN500 HG 5010 釜液排出管法兰：PN6DN30 HG 5010
＜ 第7板为加料板。 以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程计算如下
﹤Xw 总理论板数为20块，精馏段理论板数为6块，第7块为进料板。
3.2.2实际板层数的求取
取全塔效率， 则有
3.3 精馏塔有关物性数据的计算
3.3.1 操作压力计算
取塔顶表压为4Kpa。 塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力
同理，提馏段的为 取板上清液层高度 故 同理，提馏段的为 3.5.1.3弓形降液管宽度和截面积 由
由弓形降液管的参数图查得
， 故 同理，提馏段的为 验算液体在降液管中停留时间为： 同理，提馏段的为 故降液管设计合理 3.5.1.4 降液管底隙高度
取 则 同理，提馏段的为 故降液管底隙高度设计合理，选用凹形受液盘，深度。
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
3.7.3 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式5-7得
取 E=1，则
同理，提馏段的为
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
3.7.4 液相负荷上限线
以作为液体在降液管中停留时间的下限：
故
同理，提馏段的为
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
6.623
由上式数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图9-1所示。
由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。 所设计筛板的主要结果汇总于表9-4
序号 1 2 3
表9-4筛板塔设计计算结果 项目
平均温度℃
平均压力
气相流量
数值
80.66
109.5
3.65
4
lg° ° 当温度为100℃时，lg° °
lg° ° 平均挥发度 3.2.1.2 最小回流比及操作回流比计算 因 ，故 将代入相平衡方程 3.2.1.3 逐板法求塔板数 因 则相平衡方程 精馏段操作线方程 塔釜气相回流比 提馏段操作线方程 操作线交点横坐标 理论板数计算：先交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程计算如下
同理，提馏段的为 液柱 液柱 故在本设计中不会发生液泛现象。
3.7 塔板负荷性能图
3.7.1 漏液线
由
得 同理，提馏段的为 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表9-1。
表9-1漏液线计算结果
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
1.68
1.72
1.77
1.81
由上表数据即可作出漏液线1。
==0.408 因为=0.4015,所以=1-0.4015=0.5985
B= Q==-0.993 A=B+Q=-0.389-0.993=-1.382 联立方程组A=，+=1 代入求得：=0.184，=0.816
3.3.5.2 提馏段精馏段液体平均表面张力 提馏段平均温度=91.54℃ 乙醇表面张力： 水表面张力：
3.4.1 塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率为 同理，提馏段的气、液相体积流率为 由 式中 C由式 计算，其中的 由史密斯关联图查取，图的横坐标为 同理，提馏段的为 取板间距 ，板上液层高度 ，则 同上， 同理，提馏段的板间距取 ，板上液层高度 。
同理，提馏段的为 取安全系数0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为D=1.8m 同理，提馏段为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 同理，提馏段的为
3.7.2 液沫夹带线
以 为限，求关系如下： 由 同理，提馏段的为 同理，提馏段的为 故
同理，提馏段的为
整理得
同理，提馏段的为
在操作范围内，任取几个 值，依上式计算出 值，计算结果列于表9-
2。
表9-2液沫夹带线计算结果
0.0006 5.027
0.0015 4.890
0.0030 4.714
0.0045 4.566
= 因为=0.0513,所以=1-0.0513=0.9487
= = =-0.785 联立方程组=，+=1 代入求得：=0.616，=0.384
3.3.6 液体平均黏度计算
精馏段平均温度=80.66℃ 查液体黏度共线图得：
提馏段平均温度=91.54℃ 查液体黏度共线图得：
精馏段黏度：
提馏段黏度：
3.4 精馏塔的塔体工艺尺寸设计
80
735
971
95
720
961.85
85
730
968.6
100
716
958.4
90
724
965.3
精馏段平均温度=80.66℃ ，=733.57 kg/ , =971.38 kg/
同理 =91.54℃ ， =722.77 kg/ ， =964.24 kg/
在精馏段，液相密度： 气相密度：
==1.21 kg/
液体表面张力所产生的阻力： 液柱
同理，提馏段的为 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 可按下式计算，即
液柱 同理，提馏段的为 气体通过每层塔板的压降为
（设计允许值） 同理，提馏段的为 （设计允许值）
3.6.2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。
3.6.3 液沫夹带
液相流量
0.0040
5
塔的有效高度Z/m
14.85
6
实际塔板数
39
7
塔径/m
1.8
8
板间距
0.45
9
溢流形式
单溢流
10
降液管形式
弓型
11
堰长/m
1.19
12
堰高/m
0.045
13
板上液层高度/m
0.06
14
堰上液层高度/m
0.015
15
降液管底隙高度/m
0.037
16
安定区宽度/m
0.065
17
边缘区宽度/m
82.7 23.37 54.45 79.3 57.32 68.41
95.5 1.90 17.00 82.3 26.08 55.80 78.74 67.63 73.85
89.0 7.21 38.91 81.5 32.73 59.26 78.41 74.72 78.15
86.7 9.66 43.75 80.7 39.65 61.22 78.15 89.43 89.43
3.4.2 精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度为 提馏段有效高度为 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m ， 故精馏塔的有效高度为
3.5 塔板主要工艺尺寸的计算
3.5.1 溢流装置计算
因塔径 D=1.8m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计 算如下： 3.5.1.1 堰长 取 同理，提馏段的为 3.5.1.2溢流堰高度 由 选用平直堰，堰上液层高度：，近似取E=1 则