丙酮-水化工原理课程设计.pdf

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1、实用标准文案 文档大全 1. 设计方案简介 1.1 设计方案的确定 本设计任务为分离丙酮水混合物提纯丙酮，采用连续精馏塔提纯流程。 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 蒸气采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却 器冷却后送至储罐。 该物系属易分离物系， 回流比较小， 故操作回流比取最小回 流比的 1.5 倍。塔釜采用直接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.2 操作条件和基础数据 进料中丙酮含量（质量分率）35%； 产品中丙酮含量（质量分率）99%； 塔釜中丙酮含量（质量分率）不大于 0.04； 进料量F=2000kg

2、/h； 操作压力塔顶压强为常压 进料温度泡点； 1.3 工艺流程图 图 1：精馏装置流程示意图 实用标准文案 文档大全 2.精馏塔的物料衡算 2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 丙酮的摩尔质量MA =58.08 kg/kmol 水的摩尔质量MB =18.02 kg/kmol xF= 02.18/56. 008.58/35. 0 08.58/35. 0 =0.143 xD = 02.18/01. 008.58/99. 0 08.58/99. 0 =0.968 xW = 02.18/69. 008.58/40. 0 08.58/40. 0 =0.013 2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩

3、尔质量 MF=0.14358.08+（1-0.143）18.02=23.75kg/kmol MD=0.96858.08+（1-0.968）18.02=56.80kg/kmol MW=0.01358.08+（1-0.013）18.02=18.54kg/kmol 2.3 物料衡算 原料进料量为 2000kg/h F=2000/27.51=72.70 kmol/h 总物料衡算72.70=D+W 丙酮的物料衡算72.700.143=0.968D+0.013W 联立解得D=9.90 W=62.80 实用标准文案 文档大全 3.塔板数的确定 3.1 理论塔板数 NT的求取 3.1.1求最小回流比及操作回流

4、比 丙酮-水是非理想物系，先根据丙酮-水平衡数据（见下表1） ，绘出平衡线， 如下图所示。 表 1 丙酮水系统 txy 数据 沸点 t/ 丙酮摩尔数 xy 10000 920.01 0.279 84.20.0250.47 75.60.050.63 66.90.10.754 62.40.20.813 61.10.30.832 60.30.40.842 59.80.50.851 59.20.60.863 58.80.70.875 58.20.80.897 57.40.90.935 56.90.950.962 56.7 0.975 0.979 56.5 1 1 由表 1 数据可作出 t-y（x）图如

5、下 实用标准文案 文档大全 由表 1 数据作出相平衡 y-x 线图 由 x）1-（1 x y，得 ）1-y（x ）1-x（y 由表计算得： 1=38.31 8=5.71 2=34.58 9=4.20 3=32.35 10=3 4=27.59 11=2.18 5=17.39 12=1.60 6=11.56 13=1.33 7=7.99 14=1.20 所以 =14 14321 . =7.055 得出相平衡方程：y = 6.055x1 7.055x 泡点进料，所以 q=1，xe=xF=0.143 代入相平衡方程，得到ye=0.541 0 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.

6、8 0.9 1 0 0.2 0.4 0.6 0.8 1 y x 相平衡线 实用标准文案 文档大全 所以Rmin ee eD x-y y-x 0.143-0.541 0.541-0.968 1.073 初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5 倍 即R=1.5Rmin=1.51.073 = 1.61 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷 L15.949.9061. 1RDkmol/h V25.849.90) 161.1()1( DR kmol/h L 88.6472.7015.94FL kmol/h V 25.84V kmol/h 3.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 y0.3710.61

7、7968.0 25.84 9.90 25.84 15.94 xxx V D x V L D 提馏段操作线方程为 y 0.03163.43301.0 25.84 62.80 25.84 88.64 xxx V W x V L W 3.1.4 捷算法求理论板层数 求最少理论塔板数Nmin和 Nminl Nmin/lg x x-1 x-1 x lg W W D D 96.3055.7/lg 0.013 0.013-1 0.968-1 0.968 lg Nminl/lg x x-1 x-1 x lg F F D D 2.66055.7/lg 0.143 0.143-1 0.968-1 0.968 lg

8、 捷算法求理论塔板数 0.206 11.61 1.073-1.61 1R R-R X min 0.6580.206-10.75X-10.75Y 5668。00.5668 由 0.658 1N 3.96-N 1N N-N Y min 解得 N =13.5 （包括再沸器），取 14 块 实用标准文案 文档大全 根据式 min min11 N N N N 得9.07N N N N min min1 1 ， 取 10 块 所以加料板可设在第10 块。 3.2 求取塔板的效率 用奥康奈尔法 (O conenell)对全塔效率进行估算： 根据丙酮水系统tx(y)图可以查得： C5.56 D t（塔顶第一块

9、板 ) 0.968 D x 1 0. 9 6 8yx1=0.81 设丙酮为 A 物质，水为B 物质 所以第一块板上：0.968 A yxA=0.810.032 B yxB=0.19 可得：7.10 /xy /xy BB AA ）D（AB 4.66 F t(加料板 ) xF =0.143 yF=0.541 假设物质同上：yA=0.541 xA =0.143 yB=0.459 xB=0.857 可得：7 . 0 6 /xy /xy BB AA ）F（AB 90 w t(塔底) xW=0.013 yW=0.085 假设物质同上： yA=0.085 xA =0.013 yB=0.915 xB=0.98

10、7 可得：7 . 0 5 /xy /xy BB AA ）W（AB 所以全塔平均挥发度：=7.055 精馏段平均温度：60.55 2 TT T FD 1 查物性常数表 (如表 2)： 表 2.水和丙酮的性质 温度50 60 70 80 90 100 水 粘 度 mPa 0.592 0.469 0.40 0.33 0.318 0.248 丙酮粘度 mPa 0.26 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160 水表面张 力 67.7 66.0 64.3 62.7 60.1 58.4 丙酮表面 张力 19.5 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3 相对密度0.760 0.7

11、50 0.735 0.721 0.710 0.699 水密度998.1 983.2 977.8 971.8 965.3 958.4 实用标准文案 文档大全 丙酮密度758.56 737.4 718.68 700.67 685.36 669.92 60.55 0C 时，水=0.469 mPa s丙酮=0.231 mPa s 所以 smP a0 . 3 3 40 . 5 5 70 . 2 3 00 . 4 4 30 . 4 6 5x ii精 查 85 0C 时，丙酮 -水的组成 0.175y水0 . 7 5 7x水0 . 8 2 5y丙酮0 . 2 4 3x丙酮 所以 - 0 . 2 4 5 (

12、E= 0 . 4 9 3 . 5 80 . 5 1 5= 0 . 4 2 T精） （） 同理可得：提留段的平均温度 77.3 2 TT T FW 2 查表可得在 77.3 0 C时 - 0 . 2 4 5 E= 0 . 4 93 . 5 80 . 3 3 6= 0 . 4 6 8 T（提） （） 3.3 求实际塔板数 由 T T P E N N 得，实际塔板数为 30 块 精馏段实际板层数N21.4864. 0/01 精 ，取 22 块 提馏段实际板层数N8.54864.0/4 提，取 9 块 实用标准文案 文档大全 4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1 操作压力计算 塔顶操作压

13、力：101.34105.3kPa D P； 每层塔板压降：0.7kPaP； 进料板的压力：105.34 50140.32kPa F P； 塔底的压力：105.34 62148.72kPa W P （1）精馏段平均压力： 1 122.82kPa 2 DF m PP P （2）提馏段平均压力： 2 144.52kPa 2 FW m PP P 4.2 操作温度计算 塔顶温度C5.56 D t 进料板温度4 . 66 F t 塔底温度90 wt （1）精馏段平均温度为： 60.55 2 TT t FD m （2）提馏段平均温度为： 77.3 2 TT t FW 2 m 4.3 平均摩尔质量的计算 塔顶

14、平均摩尔质量： 由968.0 1 yxD，查平衡曲线（ x-y 图） ，得0.81x1 kmolkgM kmolkgM LDm VDm /0.47502.18)81.01(08.5881.0 /80.5602.18)968.01(08.58968.0 进料板平均摩尔质量： 由143. 0 Fx， 查平衡曲线（ x-y 图） ，得415. 0F y k mo lkgMVFm /39.6902.18)415.01(08.58415.0 k mo lkgMLFm /23.7502.18)431.01(08.58431.0 实用标准文案 文档大全 塔底平均摩尔质量： 由013.0 Wx， 查平衡曲线（

15、 x-y 图） ，得085. 0Wy kmolkgM mV /21.4302.18)085.01(08.58085.0 W k mo lkgMmL /18.5402.18)301.01(08.58301.0 W （1）精馏段平均摩尔质量： k mo lkgMVm /46.752)39.6980.56( 1 k mo lkgMLm /37.112)23.750.475( 1 （2）提馏段平均摩尔质量： kmolkgM Vm /58.222)39.6946.75( 2 kmolkgMLm /21.152)23.7518.54( 2 4.4 平均密度的计算 4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状

16、态方程计算， （1）精馏段气相平均密度为： 2. 0 7 )15.27360.55(314. 8 6.75422.821 1 11 m1 m Vmm V RT MP kg/ 3 m （2）提馏段气相平均密度为： 2.89 )15.27377.3(314. 8 58.2244.521 2 22 m2 m Vmm V RT MP kg/ 3 m 4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 iiLm a1 塔顶液相平均密度： 由C5.56 D t，查表 2 得， 3 /7 4 9 . 3 8mkg A 3 /992.4mkg B 实用标准文案 文档大全 0.990 02.18032.0

17、08.58968.0 08.58968. 0 A a 3 /7 5 5 . 3 0 9 2 . 490 3 2.0380.968/749. 1 mkg LDm 进料板液相平均密度： 由64.6 F t，查表 2 得， 3 /2 7 . 8 47mkg A 3 /0.298mkg B 进料板液相的质量分率 0 . 3 5 0 02.18857.008.58143.0 08.58431. 0 A a 3 /9 3 3 . 9 0 20.098857.0840.143/727. 1 mkg LFm 塔底液相平均密度： 由90 wt，查表 2 得， 3 /85.367mkg A 3 /65.39mkg

18、 B 0.041 02.18.987008.58013.0 08.58013.0 A a 3 W /9 6 2 . 4 3 6 5 . 399 8 7.0360.013/785. 1 mkg mL （1）精馏段液相平均密度为 3 1 /844.62)933.9055.307(mkg Lm （2）提馏段液相平均密度为： 3 2 /948.172)933.90962.43(mkg Lm 4.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 iiLm x 塔顶液相平均表面张力： 由C5.56 D t，查表 2 得， 实用标准文案 文档大全 mmN A /39.19mmN B /98.66 m

19、mNLDm /20.9198.66320.039.19689.0 进料板液相平均表面张力： 由64.6Ft，查表 2 得， mmN A /18.23mmN B /02.65 mmN LDm /58.3302.65578.023.18431.0 塔底液相平均表面张力： 由90 Wt，查表 2 得， mmN A /15.2mmN B /0.16 mmN mL /59.520.16987.05.21013.0 W （1）精馏段液相平均表面张力为： mmN Lm /39.622)58.3319.20( 1 （2）提馏段液相平均表面张力为： mmN Lm /58.932)58.3359.52( 2 4.

20、6 液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即 iiLm x lglg 塔顶液相平均粘度： 由C5.56 D t，查表 2 得， smP aA602.0smP aB5 5 2.0 )5 5 2.0l g (320.0)602.0lg(986.0lg LDm 解出smPa LDm 662.0 实用标准文案 文档大全 进料板液相平均粘度： 由4.66 F t，查表 2 得， smP A 217.0sm P aB284.0 )284.0lg(857. 0)217.0lg(143. 0lgLFm 解出 smP a L Wm 0 . 3 8 8 塔底液相平均粘度： 由90 F t，查表 2 得， sm

21、P A179.0 sm P aB3 1 8.0 )3 1 8.0l g (9 8 7.0)1 7 9. 0l g (0 1 3.0lg LFm 解出smP a L Wm 0 . 3 1 6 (1)精馏段液相平均粘度为： smP a Lm0.347.02)284.0662.0( (2)提馏段液相平均粘度为： smPa Lm0.373.02)284.0318.0( 实用标准文案 文档大全 5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算 5.1.1 精馏段塔径的计算 精馏段的气、液相体积流率为 0 . 1 6 2 2 . 0 73 6 0 0 6 . 7 542 5 . 8 4 3 6 0 0

22、Vm Vm s VM Vm 3/s 0 . 0 0 0 2 4 3 8 4 4 . 63 6 0 0 3 7 . 1 11 9 . 9 4 3 6 0 0 Lm Lm s LM Lm3/s 由 V VL Cum a x 式中 C 由式 2.0 20 20 L CC 计算，式中 C20由图 3（史密斯关系图）查得， 图 3 史密斯关系图 图的横坐标为 0 . 0 3 07.2 4.684 0.162 432000.0 2 1 2 1 V L s s V L 取板间距 mH T 40.0，板上液层高度mhL06.0，则 实用标准文案 文档大全 mhH LT 34. 006.040.0 查图（史密斯

23、关系图）得0 70.0 20 C 0 . 0 8 20 39.62 070.0 20 2. 02.0 20 L CC smu/1 . 6 1 4 07.2 07.24.684 08.0 max 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 1 . 1 3461.17.07.0maxuu m/s 0 . 4 2 7 1 3.11 4.3 0 . 1 6 244 u V D s m 按标准塔径圆整后为D=0.4m 塔截面积为 0 . 1 2 60 . 4 4 14.3 4 22 DATm 2 实际空塔气速为 1 . 2 9 0 . 1 2 6 0 . 1 6 2 T s A V um/s 5.2 精馏塔有效

24、高度的计算 精馏段有效高度为 8 . 440.0)122(）1（ 精精 T HNZm 提馏段有效高度为 3 . 24. 0) 19(）1（ 提提T HNZm 故精馏塔的有效高度为 1 . 6123.4.8 提精 ZZZm 5.3 精馏塔的高度计算 实际塔板数块；03n 进料板数块1 F n； 实用标准文案 文档大全 由于该设计中板式塔的塔径mmD008，无需设置人孔 进料板处板间距mH F 5 .0； ； 为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，故选取塔顶间距 mHH TD 68. 040.07. 17 .1； 塔底空间高度mH B 2 .1 封头高度mmH375 1 ； 裙座高度m

25、mH1000 2 。 故精馏塔的总高度为 21 2）1（HHHHHnHnnH BDFFTF 00.1375.0220.168.050.0140.0) 1103( 15.33m 实用标准文案 文档大全 6. 塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 溢流装置计算 因为塔径0.4m，一般场合可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计 算如下： 6.1.1 堰长 lw 取0 . 2 6 40.466.066.0Dl W m 6.1.2 溢流堰高度 hw 由 OWLW hhh 选用平直堰，堰上液层高度hOW由下式计算，即 32 1 0 0 0 84.2 W h OW l L Eh 近似取 E=1，则 323

26、2 0 . 2 6 4 3 60 0432000.0 1 1000 84.2 1000 84.2 W h OW l L Eh0.0063m 取板上清液层高度mmhL60 故 054.00630.006.0 OWLW hhh m 6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积 Af 由66.0 D lW 查图 4（弓形降液管的参数）， 实用标准文案 文档大全 得0 7 2.0 T f A A 12.0 D Wd 故 mDW mAA d Tf 0 4 8.00 . 412.012.0 .00900.126072.0072.0 2 依式 h Tf L HA3600 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即 s

27、 L HA h Tf 514. 81 3600432000. 0 40. 0009. 036003600 故降液管设计合理。 6.1.4 降液管底隙高度ho 0 0 3 6 0 0ul L h W h 取smu/08.0 0 则 0 0 3 6 0 0ul L h W h m0 . 0 1 1 5 08.00.2643600 3600024300.0 mmhhW 0 0 6.04 2 50.01 1 50.0540.0 0 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度mmh W 06 6.2 塔板布置 6.2.1 塔板的选取 因为mmD004，故塔板采用整块式。 6.2.2 边缘区宽度确定

28、 取mWW ss 20. 0，mW c 10.0 6.2.3 开孔区面积计算 开孔区面积 a A 按下式计算，即 实用标准文案 文档大全 r xr xrxAa 1 2 22 s i n 1 8 0 2 其中mWW D x sd . 1 3 20)20.00 4 8.0( 2 0 . 4 )( 2 mW D r C 19.010.0 2 0.4 2 故 a A） 19.0 132.0 sin 180 19.014.3 132.019. 0132.0（2 1 2 22 0.09m 2 6.2.4 筛孔计算及其排列 本次所处理的物系无腐蚀性，可选用mm3碳钢板，取筛孔直径mmd5 0 。 筛孔按正三

29、角形排列，取孔中心距t 为 mmdt15533 0 筛孔数目 n 为 462 150.0 09.0155.1155.1 22 t A n a 个 开孔率为 %1.10 150.0 500.0 907. 0907.0 2 2 0 t d 气体通过阀孔的气速为 1 7 . 8 2 1 0 1.00 . 0 9 0 . 1 6 2 0 a s A V u m/s 实用标准文案 文档大全 7. 筛板的流体力学验算 7.1 塔板降 7.1.1 干板阻力 hc计算 干板阻力 hc由下式计算，即 L V c c u h 2 0 0 0 5 1.0 由1.6735 0d ，查图 5（干筛孔的流量系数图） 图

30、5 干筛孔的流量系数图 得，772.0 0 c 故670.0 4.684 07.2 772.0 7.821 051.0 2 c hm 液柱 7.1.2 气体通过液层的阻力hl计算 气体通过液层的阻力hl由下式计算，即 )/(985.107.21.38 /1.38 009.00.126 0.162 2121 0 mskguF sm AA V u hh Va fT s a Ll 实用标准文案 文档大全 图 6 充气系数关联图 查图 6（充气系数关联图） 得：57. 0 故034.0)0630.0054.0(57.0)( OWWLl hhhhm 液柱 7.1.3 液体表面张力的阻力h计算 液体表面张

31、力所产生的阻力h由下式计算，即 液柱0038.0 005.081.94.684 1039.6244 3 0 m gd h L L 气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 液柱105.03800.0403.0670.0mh hhhh p lcp 气体通过每层塔板的压降为 k PaPaghPLp7.0669.9881.944.68105.0 （设计允许 值） 7.2 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（mmD20.4）和液流量 （smLs/432000.0 3 ）均不大，故可以忽略液面落差的影响。 实用标准文案 文档大全 7.3 液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即 mhh h

32、H u e Lf fT a L V 15. 006. 05.25. 2 107. 5 2. 3 6 故 气/液1.0气/液340.0 15.040.0 1.38 1039.62 107.5 2.3 3 6 kgkgkgkgeV 故在本次设计中液沫夹带量eV在允许范围内。 7.4 漏液 对筛板塔，漏液点气速 min,0 u可由下式计算，即 sm hhCuVLL /72.6 07.2/4.684)3800.006.013.00056.0(772. 04.4 )13.00056. 0(4.4 0min, 0 实际孔速 min, 00 /7.821usmu 稳定系数为 21 . 5 1 . 6 5 7

33、2.6 7.821 min,0 0 K u u K 故在本次设计中无明显漏液。 7.5 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 )( WTd hHH 丙酮-水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取6 .0，则 mhHWT 27.0)540.040.0(6.0)( 实用标准文案 文档大全 而 dLpd hhhH 板上不设进口堰， hd可由下式计算，即 液柱muhd00098.0)08. 0(153.0)(153. 0 22 0 mhHHm mH WTd d 27.0)(131.0 液柱661. 000098.006.0105.0 故在本次设计中不会发生液泛现象。 实用标

34、准文案 文档大全 8. 塔板负荷性能图 8.1 漏液线 由 VLL hhCu)13. 00056.0(4. 4 0min,0 0 m i n, m i n,0 A V u s OWWL hhh 32 1 0 0 0 84.2 W h OW l L Eh 得 07.24.6843800.0 0.264 3600 1 1000 84.2 540.013.00056.0 0.09101.0772.04.4 1000 84.2 13.00056.04.4 32 32 0min, s VL W h Was L h l L EhACV 整理得 32 m in, 8 5 . 967.2031.0 ss LV

35、 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表2。 表 7 smLs/, 3 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 smVs/, 3 0.0562 0.0604 0.0623 0.0639 由上表数据即可作出漏液线，如下图所示。 实用标准文案 文档大全 8.2 液沫夹带线 以气液kgkgeV/1.0为限，求 Vs L s关系如下： 由 2.3 6 107. 5 fT a L V hH u e s s fT s a V V AA V u8.54 009.00.126 )(5.25.2 OWWLf hhhh 540. 0Wh 32 32 1 . 6 2 0 .

36、 2 6 4 3 6 0 0 1 1 0 0 0 84.2 s s OW L L h 故 32 4 . 0 5351.0 sf Lh 1.0 4 . 0 52 6 5.0 8 . 5 4 1039.62 107.5 4.05652.0 2.3 323 6 32 s s V sfT L V e LhH 整理得 32 3 . 6 60 . 2 4 ss LV 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3。 表 8 smLs/, 3 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 smVs/, 3 0.214 0.192 0.182 0.173 0.054 0.056

37、0.058 0.06 0.062 0.064 0.066 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 0.003 V s Ls 漏液线 实用标准文案 文档大全 由上表数据即可作出液沫夹带线，如下图所示。 8.3 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度mhOW006.0作为最小液体负荷标准。则 006.0 3600 1000 84.2 32 W s OW l L Eh 取1E，则 smLs /23000.0 3600 0.264 84.2 1000006.0 3 3/2 min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 8.4 液相负荷上限线 以s4 作为

38、液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即 4 s Tf L HA 故sm HA L Tf s /0009.0 4 40.0009.0 4 3 max, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 8.5 液泛线 令)( WTd hHH 由 OWWLLllcpdLpd hhhhhhhhhhhhH; 联立得hhhhhH dcOWWT )1()1( 0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 0.003 V s Ls 液沫夹带线 实用标准文案 文档大全 忽略 h ，将 OW h与 s L ， d h 与 s L ，

39、 c h 与 s V 的关系式代入上式，并整理得 3222 sss LdLcbVa 式中 L V cA a 2 00 0 5 1.0 WT hHb)1( 2 0) (1 5 3. 0hlc W 32 3 3 6 0 0 )1(1084.2 W l Ed 将有关的数据代入，得 2 . 5 4 4 . 684 07.2 772.00.09101.0 051.0 2 a 1 8 8. 0540.0) 157. 06. 0(40.06.0b 2.40 )1150.00.264( 153.0 2 c 2 . 5 4 5 0 . 2 6 4 3 6 0 0 )57.01(11084.2 32 3 d 故

40、3222 2 .5 4 52.40188.02.54 sss LLV 或 3222 1.0 0 20.9 4 50.0 7 4 sss LLV 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表4。 表 9 smLs/, 3 0.0006 0.0015 0.0020 0.0025 smVs/, 3 0.259 0.247 0.241 0.236 由上表数据即可作出液泛线，如下图所示。 实用标准文案 文档大全 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。 在负荷性能图上，作出操作点A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛 板的操作上限为液泛控制，下限为液沫夹带控制

41、。由图可查得 smVs/0.2 5 1 3 ma x,smVs /0 . 2 2 3 m in, 故操作弹性为 1 . 1 4 0 . 2 2 0 . 2 5 1 m in, m a x, s s V V 0.23 0.235 0.24 0.245 0.25 0.255 0.26 0.265 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 0.003 V s Ls 液泛线 0 0.05 0.1 0.15 0.2 0.25 0.3 0.35 0 0.001 0.002 0.003 V s ， m 3 / s Ls ，m3/s 负荷性能图 漏液线 液沫夹带 线 液泛线 液相负

42、荷 下限线 液相负荷 上限线 实用标准文案 文档大全 9. 主要接管尺寸计算 9.1 塔顶蒸汽管的管径计算 由于塔顶操作压力为4kpa，故选取smuv/00.15，则 m u V d v s v 117.0 00.1514.3 0.16244 圆整直径为mmd v 5360 9.2 回流液管的管径计算 冷凝器安装在塔顶，故选取smuD/35.0，则 m u L d D s D 300.0 35.014.3 432000.044 圆整直径为mmdD589 9.3 进料液管的管径计算 由于料液是由泵输送的，故选取smuF/00. 2； 进料管中料液的体积流量 sm FM F LFm LFm /05

43、100.0 33.9093600 23.7572.70 3600 3 故m u F d F F 180.0 00.214.3 05100.044 圆整直径为mmdF448 9.4 釜液排出管的管径计算 釜液流出速度一般范围为sm/00.150.0，故选取smuW/80.0； 排出管中料液的体积流量 sm M mL mL /03400.0 962.433600 18.5462.804 3600 W W 3 W W m u d230.0 0.8014.3 03400.04W4 W W 圆整直径为mmd335 W 实用标准文案 文档大全 10. 塔板主要结构参数表 所设计筛板的主要结果汇总于表10。

44、 表 5 筛板塔设计计算结果参数表 序 号项目数值 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 平均温度 tm， 平均压力 Pm，kPa 气相流量 Vs， （m3/s） 液相流量 Ls， （m3/s） 实际塔板数 有效段高度 Z，m 塔径 D，m 板间距 HT，m 溢流形式 降液管形式 堰长 lW，m 堰高 hW，m 板上液层高度 hL，m 堰上液层高度 hOW，m 降液管底隙高度ho，m 安定区宽度 Ws，m 边缘区宽度 Wc，m 开孔区面积 Aa，m 2 筛孔直径 d0，m 筛孔数目 n 孔中心距 t，

45、m 开孔率 ，% 空塔气速， m/s 筛孔气速， m/s 稳定系数 60.55 122.82 0.162 0.000243 30 11.6 0.40 0.40 单溢流 弓形 0.264 0.054 0.06 0.0063 0.026 0.07 0.035 0.09 0.005 462 0.015 0.101 1.29 17.82 1.65 实用标准文案 文档大全 26 27 28 29 30 31 每层塔板压降P，Pa 负荷上限 负荷下限液沫夹带 eV，（kg 液/kg 气） 气相负荷上限 Vs，max，m 3/s 气相负荷下限 Vs，min，m3/s 操作弹性 669.98 液泛控制 液沫夹

46、带控制 0.251 0.22 1.14 实用标准文案 文档大全 11. 设计过程的评述和有关问题的讨论 111 筛板塔的特性讨论 筛板塔式最早使用的板式塔之一，它的主要优点有： 结构简单，易于加工，造价较低； 在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%40%； 踏板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔； 气体压降较小，约比泡罩塔低30%； 但也有一些缺点，即是： 小孔筛板易堵塞，不易处理一些粘性较大或带固体粒子的料液； 操作弹性相对较小。 本次设计中的物系是丙酮水体系，故选用筛板塔。 112 进料热状况的选取 本次设计中选用泡点进料， 原因是泡点进料的操作比较容易控制，且不受季 节气温的

47、影响。 113 回流比的选取 一般筛板塔设计中，回流比的选取是最小回流比的1.12.0倍。 本次设计中， 由于最小回流比比不是很大，故选用 min 5. 1 RR。 114 理论塔板数的确定 理论塔板数的确定有多种方法， 本次设计中采用梯级图解法求取理论塔板数。 利用求得的精馏段操作线、 提馏段操作线及 q 线，由捷算法求得理论塔板数， 由 此也得到了最佳进料位置。本次设计中求取到的理论塔板数为14 块，进料板是 第 10 块。 115 操作温度的求解 本次设计中，为计算方便，用精馏段平均温度作为其操作温度。 116 溢流方式的选择 本次设计中，由于塔径为0.4m，不超过 2.0m，可选用单溢

48、流弓形降液管， 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便。 117 筛板的流体力学验算结果讨论 本次设计中， 实用标准文案 文档大全 气体通过每层塔板的压降：kPaPaP7.0669.98； 液面落差忽略（塔径及液流量均不大） ； 液沫夹带：气/液1.0气/液340.0kgkgkgkgeV； 稳定系数：25.1且,65.1KK 降液管内液层高度：mhHHm WTd 27.0)(131.0 综上数据表明， 本次设计的结果塔板压降合理、液面落差的影响极小、 液沫 夹带量在允许范围内、不会发生漏液及液泛现象。 118 塔板负荷性能图结果讨论 由本次设计所得的数据计算得出的塔板负荷性能图中A 点为本次设计中精 馏塔的操作点。由图中可看出，操作点在理论范围内，但偏边界位置，即该操作 点并非最佳操作点，可能由于回流比取值的大小有关。 实用标准文案 文档大全 12. 参考文献 1 何潮洪、冯霄化工原理（第二版）上册北京：科学出版社， 2007 2 冯霄、何潮洪化工原理（第二版）下册北京：科学出版社， 2007 3 板式精馏塔的设计，太原理工大学化工学院：化工教研室