丙酮-水化工原理课程设计

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/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

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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 =58.08kg/kmol 水的摩尔质量 MB =18.02kg/kmol xF =xD =xW =

2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.143×58.08+（1-0.143）×18.02=23.75kg/kmol MD=0.968×58.08+（1-0.968）×18.02=56.80kg/kmol MW=0.013×58.08+（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=72.70kmol/h

总物料衡算 72.70=D+W

丙酮的物料衡算 72.70×0.143=0.968D+0.013W 联立解得 D=9.90 W=62.80

0.35/58.08=0.143

0.35/58.080.65/18.020.99/58.08=0.968

0.99/58.080.01/18.020.04/58.08=0.013

0.04/58.080.96/18.02文档大全

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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t—x—y数据 沸点t/℃ 100 92 84.2 75.6 66.9 62.4 61.1 60.3 59.8 59.2 58.8 58.2 57.4 56.9 56.7 56.5 丙酮摩尔数 x 0 0.01 0.025 0.05 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.95 0.975 1 y 0 0.279 0.47 0.63 0.754 0.813 0.832 0.842 0.851 0.863 0.875 0.897 0.935 0.962 0.979 1

由表1数据可作出t-y（x）图如下

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由表1数据作出相平衡y-x线图

相平衡线 1 0.9 0.8 y 0.7 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0 0 0.2 0.4 x 0.6 0.8 1 由 y）αx， 得 αy（x-1

x（y-1）1（α-1）x由表计算得：

α1=38.31 α2=34.58 α3=32.35 α4=27.59 α5=17.39 α6=11.56 α7=7.99

α8=5.71 α9=4.20 α10=3 α11=2.18 α12=1.60 α13=1.33 α14=1.20

所以 α=14α··α3·...·α14=7.055 1α2得出相平衡方程：y =

7.055x

16.055x泡点进料，所以q=1，xe=xF=0.143 代入相平衡方程，得到ye=0.541

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所以 RminxD-ye0.968-0.541 1.073

ye-xe0.541-0.143

初步取实际操作回流比为理论回流比的1.5倍

即 R=1.5Rmin=1.5×1.073 = 1.61 3.1.2 求精馏塔的气、液相负荷

LRD1.619.9015.94 kmol/h V(R1)D(1.611)9.9025.84 kmol/h L'LF15.9472.7088.64 kmol/h V'V25.84 kmol/h

3.1.3 求操作线方程 精馏段操作线方程为 yLD15.949.90xxDx0.9680.617x0.371 VV25.8425.84提馏段操作线方程为

L''W88.64'62.80 y'x'xWx0.0133.43x'0.0316

25.8425.84VV'

3.1.4 捷算法求理论板层数 求最少理论塔板数Nmin和Nminl

NminxDlg1-xD1-xWxW0.9681-0.013/lgαlg1-0.9680.013/lg7.0553.96 NminlxD1-xFlg1-xxDF0.9681-0.143/lgαlg1-0.9680.143/lg7.0552.66 捷算法求理论塔板数

XR-Rmin1.61-1.0730.206

R11.611Y0.751-X0.566856680.751-0.2060。0.658

由 YN-NminN-3.960.658

N1N1

解得 N =13.5 （包括再沸器），取14块

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根据式

N1NNmin1Nmin

得 N1Nmin1N9.07， 取10块

Nmin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t—x(y)图可以查得：

x1=0.81 tD56.5C（塔顶第一块板) xD0.968 y10.96 8设丙酮为A物质，水为B物质

所以第一块板上： yA0.968 xA=0.81 yB0.032 xB=0.19 可得： αAB（D）yA/xAyB/xB7.10

tF64.6℃ (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： αAB（F）yA/xA7.0 6 yB/xBtw90℃ (塔底) xW=0.013 yW=0.085 假设物质同上：yA=0.085 xA =0.013 yB=0.915 xB=0.987 可得： αAB（W）yA/xA7.0 5yB/xB所以全塔平均挥发度： α=7.055

精馏段平均温度： T1TDTF60.55℃

2

查物性常数表(如表2)： 温度 水粘度mPa 丙酮粘度mPa 水表面张力 丙酮表面张力 相对密度 水密度 文档大全

50 0.592 0.26 67.7 19.5 0.760 998.1 表2.水和丙酮的性质 60 70 80 0.469 0.40 0.33 0.231 66.0 18.8 0.750 983.2 0.209 64.3 17.7 0.735 977.8 0.199 62.7 16.3 0.721 971.8 90 0.318 0.179 60.1 15.2 0.710 965.3 100 0.248 0.160 58.4 14.3 0.699 958.4 实用标准文案

丙酮密度 758.56

737.4 718.68 700.67 685.36 669.92 60.550C时， μ水=0.469 mPa·s μ所以

查850C时，丙酮-水的组成

丙酮

=0.231 mPa·s

精xii0.4650.4430.2300.5570.33 m4Pasy水0.175 x水0.75 7 y丙酮0.82 5 x丙酮0.24 3-0.245所以 ET(精）=0（.493.58）0.515 =0.42同理可得：提留段的平均温度 T2TWTF77.3℃

2-0.245查表可得在77.30C时 ET=0（.493.58）0.336（提） =0.468

3.3求实际塔板数

NP由

NTET 得，实际塔板数为30块

精馏段实际板层数 N精10/0.46821.4，取22块 提馏段实际板层数 N提4/0.4688.54，取9块

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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

塔顶操作压力：PD101.34105.3kPa； 每层塔板压降：P0.7kPa；

进料板的压力：PF105.3450140.32kPa； 塔底的压力：PW105.3462148.72kPa

PDPF122.82kPa 2PP（2）提馏段平均压力：Pm2FW144.52kPa

2（1）精馏段平均压力：Pm1

4.2 操作温度计算

塔顶温度 tD56.5C 进料板温度 tF64.℃6

塔底温度 tw90℃ （1）精馏段平均温度为：tmTDTF60.55℃

2（2）提馏段平均温度为：tm2TWTF77.3℃

2

4.3 平均摩尔质量的计算 塔顶平均摩尔质量：

由xDy10.968，查平衡曲线（x-y图），得 x10.81

MVDm0.96858.08(10.968)18.0256.80kg/kmol MLDm0.8158.08(10.81)18.0250.47kg/kmol进料板平均摩尔质量：

由xF0.143 ， 查平衡曲线（x-y图），得yF0.541

MVFm0.54158.08(10.541)18.0239.69kg/kmo l MLFm0.14358.08(10.143)18.0223.75kg/kmo l文档大全

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塔底平均摩尔质量：

由xW0.013 ， 查平衡曲线（x-y图），得yW0.085

MVWm0.08558.08(10.085)18.0221.43kg/kmol MLWm0.01358.08(10.013)18.0218.54kg/kmo l（1）精馏段平均摩尔质量：

MVm1(56.8039.69)246.75kg/kmo l MLm1(50.4723.75)237.11kg/kmo l（2）提馏段平均摩尔质量：

MVm2(46.7539.69)258.22kg/kmol

MLm2(18.5423.75)221.15kg/kmol

4.4 平均密度的计算 4.4.1 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算， （1）精馏段气相平均密度为： Vm1Pm1MVm1122.8246.752.0 7kg/m3 RTm18.314(60.55273.15)（2）提馏段气相平均密度为：

Vm2

Pm2MVm2144.5258.222.89 kg/m3 RTm28.314(77.3273.15)4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 1Lmaii 塔顶液相平均密度：

由tD56.5C，查表2得，

A749.kg38/m3 B992.4kg/m3

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aA0.96858.080.990

0.96858.080.03218.02 LDm1755.kg30/m3

0.968/749.380.032992.4进料板液相平均密度： 由tF64.6℃，查表2得，

A727.8kg4/m3 B980.2kg/m3 进料板液相的质量分率 aA0.14358.080.35 00.14358.080.85718.02 LFm1933.kg90/m3

0.143/727.840.857980.20塔底液相平均密度：

由tw90℃，查表2得，

A785.36kg/m3 B965.3kg/m3

aA0.01358.080.041

0.01358.080.98718.02 LWm1962.kg43/m3

0.013/785.360.987965.3（1）精馏段液相平均密度为

Lm1(755.30933.90)2844.6kg/m3 （2）提馏段液相平均密度为：

Lm2(962.43933.90)2948.17kg/m3

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 Lmxii 塔顶液相平均表面张力： 由tD56.5C，查表2得，

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A19.39mN/m B66.98mN/m LDm0.96819.390.03266.9820.91mN/m 进料板液相平均表面张力： 由tF64.6℃，查表2得，

A18.23mN/m B65.02mN/m

LDm0.14318.230.85765.0258.33mN/m 塔底液相平均表面张力： 由tW90℃，查表2得，

A15.2mN/m B60.1mN/m

LWm0.01315.20.98760.159.52mN/m （1）精馏段液相平均表面张力为：

Lm1(20.9158.33)239.62mN/m （2）提馏段液相平均表面张力为：

Lm2(59.5258.33)258.93mN/m

4.6液体平均黏度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgLmxilgi 塔顶液相平均粘度：

由tD56.5C，查表2得，

A0.260mPas B0.55m2Pas lgLDm0.986lg(0.260)0.032lg0(.55)2 解出 LDm0.266mPas

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进料板液相平均粘度： 由tF64.6℃，查表2得， A0.217mPs B0.428mPas

lgLFm0.143lg(0.217)0.857lg(0.428) 解出 LWm0.38m8Pas 塔底液相平均粘度：

由tF90℃，查表2得，

A0.179mPs B0.31m8Pas lgLFm0.013lg0(.17)90.987lg0(.31)8 解出 LWm0.31m6Pas (1)精馏段液相平均粘度为：

Lm(0.2660.428)20.0.347mPas (2)提馏段液相平均粘度为：

Lm(0.3180.428)20.0.373mPas

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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 VsVMVm25.8446.753

0.16m2/s

360036002.07Vm LsLMLm19.9437.113

m0.00024/s 33600Lm3600844.6C由 umaxLV V0.2式中C由式CC20L计算，式中C20由图3（史密斯关系图）查得，

20图3 史密斯关系图

图的横坐标为

L sVsLV120.000243844.60.1622.07120.0 3取板间距HT0.40m，板上液层高度hL0.06m，则

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HThL0.400.060.34m 查图（史密斯关系图）得 C200.070

L CC20200.239.620.070200.20.0 8 umax0.08844.62.071.61m4/s

2.07取安全系数为0.7，则空塔气速为

u0.7umax0.71.6141.1m/s 3 D4Vs40.1620.42m 73.141.13u按标准塔径圆整后为D=0.4m 塔截面积为 AT4D23.14220.40.12m6 4实际空塔气速为 u

5.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

Z精（N精1）HT(221)0.408.4m 提馏段有效高度为

Z提（N提1）HT(91)0.43.2m 故精馏塔的有效高度为

ZZ精Z提8.43.211.6m 5.3精馏塔的高度计算 实际塔板数 n30块； 进料板数 nF1块；

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Vs0.1621.2m/s9 AT0.126实用标准文案

由于该设计中板式塔的塔径D800mm，无需设置人孔 进料板处板间距 HF0.5m；；

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 HD1.7HT1.70.400.68m； 塔底空间高度 HB1.2m 封头高度 H1375mm； 裙座高度 H21000mm。 故精馏塔的总高度为

H（nnF1）HTnFHFHDHB2H1H2

(3011)0.4010.500.681.2020.3751.00 15.33m

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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 lW0.66D0.660.40.26m 46.1.2 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 hOW2.84LhE1000lW23

近似取E=1，则 hOW2.841000LhElW230.0002433602.840110000.264230.0063m

取板上清液层高度 hL60mm

故 hWhLhOW0.060.00630.054m 6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.66 D查图4（弓形降液管的参数），

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得

AfAT 0.072Wd0.12 D故

Af0.072AT0.0720.1260.009m2Wd0.12D0.120.40.04m83600AfHTLh

依式 【4】验算液体在降液管中停留的时间，即

3600AfHT36000.0090.4014.815s Lh0.0002433600故降液管设计合理。

6.1.4 降液管底隙高度ho h0Lh360lW0u0

取 u00.08m/s 则 h0360lW0u0Lh0.00024336000.01m1 536000.2640.08 hWh00.0540.01150.042m50.00m6 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度hW

6.2塔板布置 6.2.1塔板的选取

因为D400mm，故塔板采用整块式。 6.2.2边缘区宽度确定

60mm

取 WsWs0.02m，Wc0.01m 6.2.3开孔区面积计算 开孔区面积Aa按下式计算，即

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r21x22sin Aa2 xrx180r其中 xD2D0.4 rWC0.010.19m

223.140.1920.13222故 Aa2（0.1320.190.132sin1）0.09m2

1800.19(WdWs)0.4(0.0480.02)0.13m2 26.2.4筛孔计算及其排列

本次所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t3d03515mm 筛孔数目n为 n开孔率为

d0 0.907t21.155Aat21.1550.090.0152462个

0.0050.9070.015210.1%

气体通过阀孔的气速为 u0

Vs0.16217.8m/s 2Aa0.090.101

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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

u0 hc0.051c02V L由d0531.67，查图5（干筛孔的流量系数图）

图5 干筛孔的流量系数图

得，c00.772 故 hc

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

17.820.0510.77222.07844.60.067m液柱 hlhL uaVsATAf0.1621.38m/s0.1260.009

F0uaV1.382.071.985kg12/(sm12)

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图6 充气系数关联图

查图6（充气系数关联图） 得：0.57

故 hlhL(hWhOW)0.57(0.0540.0063)0.034m液柱 7.1.3液体表面张力的阻力hσ计算

液体表面张力所产生的阻力hσ由下式计算，即 h4LLgd0439.621030.0038m液柱 844.69.810.005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0.0670.0340.00380.105m液柱

气体通过每层塔板的压降为

PhpLg0.105844.69.81669.98Pa0.7kP（设计允许a值） 7.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本次的塔径（D0.4m2m）和液流量（Ls0.000243m3/s）均不大，故可以忽略液面落差的影响。

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7.3液沫夹带

液沫夹带量由下式计算，即

ua5.710eV LHThfhf2.5hL2.50.060.15m63.2故

5.7106eV39.621031.380.400.153.20.034kg液/kg气0.1kg液/kg气

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u0,min可由下式计算，即

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV

4.40.772(0.00560.130.060.0038)844.6/2.07 6.72m/s实际孔速u017.82m/su0,min 稳定系数为

Ku0u0,min17.821.656.72

1.5K2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 Hd(HThW)

丙酮-水物系属一般物系，不易发泡，故安全系数取0.6，则 (HThW)0.6(0.400.054)0.27m

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而 HdhphLhd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

 hd0.153(u0)20.153(0.08)20.00098m液柱

Hd0.1050.060.000980.166m液柱0.131mHd(HThW)0.27m

故在本次设计中不会发生液泛现象。

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8.塔板负荷性能图

8.1漏液线

由 u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV u0,minVs,min A0 hLhWhOW hOW得

2.84LhE1000lW23

Vs,min4.4C0Aa232.84Lh0.00560.13hEhWLV1000lW4.40.7720.1010.09233600L2.84s10.00380.00560.130.054844.62.0710000.264

整理得 Vs,min0.0312.6785.L9s23

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

Ls,m3/s Vs,m3/s

0.0006 0.0562

0.0015 0.0604

0.0020 0.0623

0.0025 0.0639

由上表数据即可作出漏液线，如下图所示。

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0.066 0.064 0.062 漏液线 Vs 0.06 0.058 0.056 0.054 0 0.0005 0.001 0.0015 0.002 0.0025 0.003 Ls 8.2液沫夹带线

以eV0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

5.710ua由 eVLHThf6 3.2 uaVsATAfVs0.1260.0098.54Vs

hf2.5hL2.5(hWhOW) hW0.054 hOW360L2.840s110000.264231.6L2s23

23故 hf0.1354.0L 5sHThf0.2654.05Ls233.2

eV5.71039.6210368.5V4s230.2654.0L5s0.1

23整理得 Vs0.24 3.6L6s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

Ls,m3/s Vs,m3/s

0.0006 0.214

0.0015 0.192

0.0020 0.182

0.0025 0.173

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由上表数据即可作出液沫夹带线，如下图所示。

液沫夹带线 0.25 0.2 Vs 0.15 0.1 0.05 0 0 0.0005 0.001 Ls 0.0015 0.002 0.0025 0.003 8.3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。则 hOW取E1，则 Ls,min0.00610002.843/22.843600LsE1000lW230.006

0.2640.00023m3/s 3600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4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式可得，即 AfHTLs4

0.0090.400.0009m3/s

4故 Ls,maxAfHT4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 Hd(HThW)

由 HdhphLhd;hphchlh;hlhL;hLhWhOW 联立得 HT(1)hW(1)hOWhchdh

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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

2223 aVsbcLsdLs

式中 a0.051V2A0c0L  bHT(1)hW c0.153(lWh0)2

3600 d2.84103E(1)l W23将有关的数据代入，得 a0.0510.1010.090.77222.07844.62.5 4 b0.60.40(0.60.571)0.0540.188 c0.1532.40 2(0.2640.0115)36001(10.57)0.2642.54 523 d2.841032223故 2.54Vs0.1882.40Ls2.54Ls5 223或 Vs20.0740.94Ls51.00Ls2

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

Ls,m3/s 0.0006 Vs,m3/s 0.259

0.0015 0.247

0.0020 0.241

0.0025 0.236

由上表数据即可作出液泛线，如下图所示。

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液泛线 0.265 0.26 0.255 Vs 0.25 0.245 0.24 0.235 0.23 0 0.0005 0.001 0.0015 Ls 0.002 0.0025 0.003 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。

负荷性能图 0.35 0.3 漏液线 液沫夹带线 液泛线 液相负荷下限线 液相负荷上限线 Vs ， m3/s 0.25 0.2 0.15 0.1 0.05 0 0 0.001 0.002 0.003 Ls ，m3/s 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。由图可查得

3 Vs,max0.25m1/s Vs,min0.2m23/s

故操作弹性为

Vs,max0.251 1.1 4Vs,min0.22

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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uv15.00m/s，则 dv4Vs40.1620.117m

3.1415.00uv圆整直径为dv3605mm 9.2回流液管的管径计算

冷凝器安装在塔顶，故选取uD0.35m/s，则 dD4Ls40.0002430.030m

3.140.35uD圆整直径为dD895mm 9.3进料液管的管径计算

由于料液是由泵输送的，故选取uF2.00m/s； 进料管中料液的体积流量 FFMLFm72.7023.750.00051m3/s

3600LFm3600933.904F40.000510.018m

3.142.00故 dFuF圆整直径为dF484mm 9.4釜液排出管的管径计算

釜液流出速度一般范围为0.50~1.00m/s，故选取uW0.80m/s； 排出管中料液的体积流量

WWMLWm62.80418.540.00034m3/s

3600LWm3600962.434W40.000340.023m

3.140.80dWuW圆整直径为dW353mm

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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。

表5 筛板塔设计计算结果参数表

序 号

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

项 目 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，m2 筛孔直径d0，m 筛孔数目n 孔中心距t，m 开孔率φ，% 空塔气速，m/s 筛孔气速，m/s 稳定系数

数 值 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

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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，m3/s 气相负荷下限Vs，min，m3/s

操作弹性

669.98 液泛控制 液沫夹带控制

0.251 0.22 1.14

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11.设计过程的评述和有关问题的讨论

11．1 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。 11．2 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，且不受季节气温的影响。 11．3 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1.1~2.0倍。本次设计中，由于最小回流比比不是很大，故选用R1.5Rmin。 11．4 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。

11．5 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。 11．6 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。 11．7 筛板的流体力学验算结果讨论

本次设计中，

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气体通过每层塔板的压降：P669.98Pa0.7kPa； 液面落差忽略（塔径及液流量均不大）；

液沫夹带：eV0.034kg液/kg气0.1kg液/kg气； 稳定系数：K1.65,且1.5K2

降液管内液层高度：0.131mHd(HThW)0.27m

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。 11．8 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。

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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

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