生产用精馏塔设计方案

1 生产用 精馏塔 设计方案 一、设计任务书 现拟设计一个 完成乙醇和水的分离任务，其具体设计要求和条件为： 1）进精馏塔料液含乙醇 25%（质量），其余为水； 2）产品乙醇含量不得低于 94%（质量）； 3）残液中乙醇含量不得高于 质量）； 4）生产能力为日产（ 24 小时） 130 吨 94%的乙醇产品； 5）操作条件： 精馏塔顶压力 4压） 进料状况 泡点进料 回流比 R 单板压降 不大于 667热蒸汽压力 压）； 6）设备型式：浮阀塔； 7）厂址：天津地区。 2 二、设计方案的确定及流程说明 馏塔对塔设备的要求 1）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。 2）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。 3）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。 4）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。 5）结构简单，造价低，安装检修方便。 6）能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。 的类型 选择 从大的方面来说，精馏塔分为填料塔和板式塔。填料塔分离效率较高，压力降相对于板式塔来说也较小，但是其操作弹性较 小，并且生产能力较板式塔来说较小，一般小塔多采用填料塔，而板式塔虽然在某些方面不如填料塔，但是总的来说，其踏板效率稳定，操作弹性大，造价低，检修、清洗方便。对于本工艺来说，采用板式塔是可行的，因此选择板式塔。 板式塔又分为泡罩塔，浮阀塔，筛板塔等多种类型。泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其操作弹性较大， 液气比范围较大，不易堵塞， 适于处理各种物料。但是其结构复杂，造价高，塔板压降大等原因导致近年来泡罩塔已经逐渐被筛板塔、浮阀塔所取代，在新建的塔设备中以很少采用；筛板塔结构简单，造价低，落差小，气体压降低，传质效 率较高，但是 缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料，且 若设计或操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降，故在工业上应用较为谨慎；浮阀塔是在泡罩塔和筛板塔的基础上发展起来 3 的，它吸收了两种塔的优点，浮阀塔结构也较简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，而且其操作弹性也较大，气液接触时间较长，因此传质效率较高。综合分析下来，选择浮阀塔作为最终的塔设备。 压 精馏可以在减压、常压、加压条件下进行。常压下为气态（如空气、石油气）或常压下泡点为室温的混合物，可以采用加压精馏；常压 下，泡点为室温至 150左右的混合液，一般采用常压精馏；对于常压下泡点较高或热敏性物质，宜采用减压精馏，以降低操作温度。乙醇和水的常压沸点分别为 78 和 100 ，因此采用常压精馏，稍稍加压，塔顶压力为（ ） 料状态 进料状态分为五种状态，包括冷液进料、饱和液体进料（即泡点进料）、气液混合物进料、饱和蒸汽进料和过热蒸汽进料。在实际生产中，以接近泡点的冷进料和泡点进料者居多，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。因此选择进料方式 为泡点进料。 釜加热方式 一般塔釜都设置再沸器，输入一定热量使部分液体汽化，产生上升蒸汽，使精馏过程得以进行，大多数情况下均采用间接加热，但是对于塔内重组分是水的体系来说，由于水将作为塔釜产品从塔底排出，此时就可以省去一个再沸器，采用直接蒸汽加热的方式来对塔釜进行加热，本系统中乙醇为轻组分，水为重组分，因此可以采用直接蒸汽加热，加热蒸汽的温度由塔釜温度和加热蒸汽规格决定，提供的加热蒸汽压力为 101.3 压），可作为加热的热源。 4 顶冷凝方式 精馏塔顶一般设置全凝器，以保证将上升蒸 汽全部冷凝成液体，当塔顶有气相出料时，可以考虑在全凝器之前设置一个分凝器，将部分气体冷凝，剩下的气体作为气相采出，这时的分凝器相当于一层理论板。在本工艺中，没有塔顶气相采出，因此采用全凝器即可满足要求。 板溢流形式 板式塔常见的溢流方式（降液管布置方式）有 U 型流、 单溢流、双溢流及阶梯式双溢流等。 U 型流液体流径长，可以提高板效率，其板面利用率也高，但它的液面落差大，只适用于小塔和液体流量较小的塔；单溢流液体流径较长，塔板效率较高，结构简单，加工方便，在直径小于 塔中被广泛应用；双溢流的液体流 动的路程短，可降低液面落差，但塔板结构复杂，板面利用率低，一般用于直径大于 2m 的塔中。阶梯式双溢流结构最为复杂，只适用于塔径很大、液流量很大的特殊场合 2。 对产量做简单估计后，选择单溢流作为塔板溢流形式的初步结果，具体设计视情况决定。 径的选取 精馏塔的塔径由塔内的气相体积流量和空塔气速决定，一般来说，精馏段和提馏段由于操作条件的不同，塔径会有所区别，在两者相差不大的情况下，应尽量按照较大的那个圆整至标准尺寸，产用的标准塔径为（ 400、 500、 600、700、 800、 1000、 1200、 1400、 1600、 2000、 。若精馏段和提馏段的塔径相差较大，应考虑采用变径塔。另外，塔径的选取还应通过流体力学的验算。 5 流比的选取 回流比对于精馏操作的费用有很大的影响。回流比大，完成相同的任务所需要的理论板数就少，相应的塔高就会较低，设备费用会减少，但是增大回流比会导致回流量增大，需要消耗更多的能量，操作费用会上升，回流比小则反之。因此选择一个合适的回流比是很重要的，一般来说，操作回流比都选为最小回流比的一个倍数，本工艺中选择系数为 作流程 来自储罐的混合液经预热至泡点后，由泵送入精馏塔的进料板上，塔内气液两相不断接触，进行传热和传质，使轻组分不断上升，重组分不断下降。塔顶蒸汽在全凝器中冷凝后，一部分作为产品采出，一部分回流继续和塔内气相接触；塔釜液体一部分采出，一部分由直接蒸汽加热汽化回到塔内和液相接触。塔顶产品经冷却后进入产品储罐。 操作流程简图见附图。 图 1：流程示意图 6 三、塔的工艺计算 料衡算 将 进料和产品中乙醇的 质量分数换算为摩尔分数，乙醇和水的摩尔质量分别为 （这里下标 1 代表乙醇，下标 2 代表水） ： 461 ， 182 则 2 546 0 . 1 1 5 40 . 2 5 0 . 7 54 6 1 8x 9 446 0 . 8 5 9 80 . 9 4 0 . 0 64 6 1 8x 0 0 146 0 . 0 0 0 3 90 . 0 0 1 0 . 9 9 94 6 1 8x 乙醇产量为 130t/则 其每小时的产量为 而得到乙醇产品中乙醇和水的产量分别是： 0 9 1 6 3 2 5 6 则馏出液的摩尔流量为： m o 818 103 2 5 00 9 1 3 因为 回流比 仍 未知， 且 塔内气相流量未知，还不能完成整个的物料衡算，因此下一步 应 确定回流比 ，首先 需要计算精馏操作的最小回流比。 由于本工艺的操作条件在常压附近，可以认为在压力范围内，常压的相平衡数据可以满足设计计算的需要，因此 可以 用常压下的 汽液平衡数据绘制 相图 从而进行 设计工作 ，汽液平衡数据见表 1。 7 表 1 常压下乙醇 尔）与温度的关系 温度 t/ 乙醇摩尔数 (%) 温度 t/ 乙醇摩尔数 (%) 液相 (x) 气相 (y) 液相 (x) 气相 (y) 2 先作出常压下的 图， 再连接一条对角线。 然后作出进料线，即 q 线。由于进料为泡点进料，所以进料线方程为 X= 由于乙醇 衡曲线具有下凹部分，在寻找最小回流比对应的操作线时，发现操作线尚未落到平衡线前，已与平衡线相切，此时的操作线在纵轴上的截距 为 ： R x D 从而得到： R 5 9 m i n 由物料平衡关系： 8 F 代表进料量， 表加热蒸汽量， D 代表馏出液量， W 代表釜残液量。 而精馏段的气相摩尔流量为： m o 1( 由于是泡点进料，所以提馏段和精馏段的气相摩尔流量应该是相同的 ，且 由于塔内恒摩尔流 的假设 ，提馏段和加入的直接蒸汽的摩尔流量也是相同的， 所以： 0 3 6 2 . 8 6 4 k m o l / V 将数据代入上述物料衡算关系中 ， 在 加热蒸汽中不含有乙醇 的前提下 ， 联立方程组， 解得 ： m o lW m o 论板 数，板效率及实际板数的计算 论板数计算 在精馏塔设计计算中，确定理论板数经常采用的方法是逐板计算法和图解法。本次设计采用图解法，其步骤如下： 1）在已做好的 图中找到 A（ D）点，即（ 2） 又上述物料衡算过程可以知道精馏段操作箱方程，从而可得到其与 q 线方程交点 C 点（ 连接 精馏段操作箱 3）由于采用直接蒸汽加热，所以找到提馏段操作线在横轴上的截距 B（ 0）。 4）连接 到提馏段操作线。 6）从 A 点开始，在精馏段操作线和平衡线之间画梯级，当梯级跨过 C 点后，在提馏段操作线和平衡线之间画梯级，直到最后一级跨过 B 点。由于塔顶和塔底部分平衡线和操作线之间距离太近，所以在图解时将这两部分放大。具体图解情况见图 2、图 3 和图 4。 9 图 2：理论塔板求解图 通过图解理论板，可以很明显的看出： 理论 板 数 20 进料板位置 19 图 3： 塔顶图解局部放大 10 图 4：塔釜图解局部放大 要确定最终实际的理论板数，还必须知道塔板的全塔效率，而塔板效率可由下式进行估算： T 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l o 式中： =料液在塔顶、塔底平均温度下的平均黏度， 多组分物系可按下式计算： 进 料 中 各 组 分 的 摩 尔 分 数； 各 组 分 在 塔 顶 、 塔 底 平 均 温 度 下 的 液 体 黏 度 ，。 由此可见要确定塔效率，首先需要确定塔板的温度，而塔板的温度又与实际板数息息相关，因此计算需要迭代，其迭代思路如下： ,T P w D W L P t t E 初 值 板温度和板效率及实际塔板数的确定 取板效率 11 则实际板数为： 67知， k 塔顶压力为 P 1 0 5 k P 塔釜压力为 k P 5 对非理想物系，由修正的拉乌尔定律可得： 00A A A B B P x P x P 式中， 0 0纯组分 A， B 的饱和蒸汽压； A ， B 为组分 A， B 的活度系数。 压力、温度和浓度对活度系数都有影响。压力的影响较小，一般可忽略。温度的影响可按照下面的经验公式估算： lo 常 数 式中常数 C 对不同物系、不同组成的数值均不同。 纯液体的饱和蒸汽压可用 程计算： 0l o g a T K C 乙醇和水的 数 见 表 2： 表 2： A B C 温度范围（ K） 乙醇 73353 70464 水 80441 由以上数据可以确定塔板温度，计算步骤如下： 12 顶温度 在 图上查得 A 0 8 5 9 8 7 8 . 2 0 . 8 6 5x T y 时 ， ，由 程算出 0A 1 0 0 k P 0B 4 4 k P 1 . 3 0 . 8 6 4 1 . 0 1 0 61 0 0 . 8 4 0 . 8 5 9 8 0 1 . 3 0 . 1 3 5 2 . 2 1 5 91 4 4 . 0 2 1 . 1 4 0 2 A 0 A 0l o g 1 . 6 0 8 9 B 0 B 0l o g 1 2 1 . 4 0 9 假设塔顶温度为 80 ，则有 0A 1 0 8 k P 0 4 7 k P 00 1 . 0 1 0 5 0 . 8 5 9 8 1 0 8 . 2 5 2 . 2 0 6 9 0 . 1 4 0 2 4 7 . 3 71 0 8 . 7 1 k P A B B BP x P x P 不等于塔顶压力，因此重设塔顶温度为 ，重复以上步骤得到 P=设温度为 ， P=足手算要求，因此塔顶温度为 。 底温度 由于塔底乙醇含量很少，可以忽略不计，因此修正后的拉乌尔定律变为： 13 0 查得 A 0 0 0 0 3 9 9 9 . 8 0 . 0 0 5 3x T y ， ，由 程算出 0B 1 0 0 . 5 9 6 k P 0 1 . 3 0 . 9 9 5 1 1 . 0 0 2 11 1 0 0 . 5 9 6 0 . 9 9 9 6 1 B 0 B 0l o g 0 . 3 3 9 8 设塔釜温度为 ， 0B 1 3 3 k P 3 3 . 8 8 1 . 0 0 2 1 1 3 4 . 1 6 k P 不等于塔釜压力，因此重设温度为 ， P=， P=足手算的要求，因此塔釜温度为 。 效率 7 9 . 2 1 1 1 . 4 5 9 5 . 3 32T 平 由物性数据表 3查得在 下，乙醇和水的黏度分别为： A 0 2 c p B 0 9 c p 0 . 3 7 2 0 . 1 1 5 4 0 . 2 9 9 ( 1 0 . 1 1 5 4 ) 0 . 3 0 7 4 c 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l o g 0 . 1 7 0 . 6 1 6 l o g 0 . 3 0 7 4 0 . 4 8 6 因此令 E ，得： 14 k 塔顶压力为 D 1 0 5 k P 塔釜压力为 k P 6 4 23 4 5 料温度 进料板位置为 k P F 确定方式和之前确定塔顶，塔釜温度的思路相同。 查得 A 0 1 1 5 4 8 5 . 8 0 . 4 5 4 4x T y ， ，由 程算出 0A 1 3 5 k P 0B 5 9 k P 1 . 3 0 . 4 5 4 4 2 . 9 4 7 91 3 5 . 3 1 0 . 1 1 5 4 0 1 . 3 0 . 5 4 5 6 1 . 0 4 7 41 5 9 . 6 5 0 . 8 8 4 6 A 0 A 0l o g 1 6 8 . 5 3 B 0 B 0l o g 7 . 2 1 9 4 假设进料温度为 100 ，则有 0A 2 2 6 k P 15 0B 1 0 1 k P 1 5 4 5 5 9 k a 3 1 15 0 7 不等于塔板压力，因此重设进料温度为 ，重复以上步骤 后结果 满足手算要求，因此进料温度为 。 均参数的计算 计算原则： 2（ 塔 顶 进 料 ）精 馏 段 平 均 值 ， 2（ 塔 底 进 料 ）提 馏 段 平 均 值以下 符号下 标 1 表示精馏段，下标 2 表示提馏段。 均压力 k P aP m 82 3 51 k P aP m 均温度 91 16 均分子量 塔顶： L 4 6 0 . 8 5 9 8 1 8 1 0 . 8 5 9 8 4 2 . 0 7 4 4 g / m o V 4 6 0 . 8 6 5 1 8 1 0 . 8 6 5 4 2 . 2 2 0 0 g / m o 进料： L 4 6 0 . 1 1 5 4 1 8 1 0 . 1 1 5 4 2 1 . 2 3 1 2 g / m o V 4 6 0 . 4 5 4 4 1 8 1 0 . 4 5 4 4 3 0 . 7 2 3 2 g / m o 塔底： L 4 6 0 . 0 0 0 3 9 1 8 1 0 . 0 0 0 3 9 1 8 . 0 1 0 9 g / m o V 4 6 0 . 0 0 5 3 1 8 1 0 . 0 0 5 3 1 8 . 1 4 8 4 g / m o 精馏段： L m 1 4 2 . 0 7 4 4 2 1 . 2 3 1 2 3 1 . 6 5 2 8 g / m o 2 . 2 2 0 0 3 0 . 7 2 3 2 3 6 . 4 7 1 6 g / m o 提馏段： L m 2 2 1 . 2 3 1 2 1 8 . 0 1 0 9 1 9 . 6 2 1 1 g / m o V m 2 3 0 . 7 2 3 2 1 8 . 1 4 8 4 2 4 . 4 3 5 8 g / m o 均密度 相密度 由物性数据表 3查得不同温度下的乙醇和水液相密度（线性插值得到）： 时， 37 3 5 . 8 8 k g / m A 39 7 2 . 2 8 k g / m B 时， 17 37 2 1 . 4 6 k g / m A 39 6 1 . 0 9 k g / m B 时， 37 0 1 . 1 2 k g / m A 39 4 9 . 9 3 k g / m B 认为混合物的密度为各组分的加权平均值，则有 塔顶： 3L 7 3 5 . 8 8 0 . 8 5 9 8 9 7 2 . 2 8 1 0 . 8 5 9 8 7 6 9 . 0 2 3 k g / m 进料： 3L 7 2 1 . 4 6 0 . 1 1 5 4 9 6 1 . 0 9 1 0 . 1 1 5 4 9 3 3 . 4 3 7 k g / m 塔底： 3L 7 0 1 . 1 2 0 . 0 0 0 3 9 9 4 9 . 9 3 1 0 . 0 0 0 3 9 9 4 9 . 8 3 3 k g / m 精馏段： 3L m 1 7 6 9 . 0 2 3 9 3 3 . 4 3 7 8 5 1 . 2 3 0 k g / 提馏段： 3L m 2 9 3 3 . 4 3 7 9 4 9 . 8 3 3 9 4 1 . 6 3 5 k g / 相密度 由于本精馏塔是在常压下操作，因此气相可以看成理想气体，由理想气体状态方程知： PV R T塔顶： 5 . 3 7 4 2 . 2 2 0 0 8 . 3 1 4 2 7 3 . 1 5 7 9 . 2 18 3V 1 . 5 1 7 6 k g / m 进料： ) 3 V 3/3238.1 塔底： ) 3(3 1 8 2 V 3/7529.0 精馏段： 31 / 提馏段： 32 /0 3 83 5 38.1 均表面张力 二元有机物水溶液的表面张力在宽浓度范围内，可由下式求取： 0 . 2 5 0 . 2 5 0 . 2 5m s w w s o o sw A B Q 223 4 4 1 w w w w w o o/x V x V x V 19 o o o w w o o/x V x V x V 下标 w， o， s 分别指水、有机物及表面部分； x 为摩尔分数； V 为摩尔体积，w，0为纯水和有机物的表面张力， q 值取决于有机物的形式和分子大小，对于碳原子数为 2 的脂肪酸和醇， q=2。 依据以上公式，可以计算塔顶、进料和塔釜的表面张力，进而求得精馏段和提馏段的表面张力。 以塔顶平均表面张力计算为例： 塔顶： 33 7 3 5 . 8 8 k g / m 0 . 7 3 5 8 8 g / c m A 33 9 7 2 . 2 8 k g / m 0 . 9 7 2 2 8 g / c m B 乙醇和水的摩尔体积为： 3o 46 6 2 . 5 1 0 2 c m / m o l 0 . 7 3 5 8 8 8 1 8 . 5 1 3 2 c m / m o l 0 . 9 7 2 2 8 w o o o w w o o/ 0 . 9 5 3 9 3x V x V x V w w w w w o o/ 0 . 0 4 6 0 7x V x V x V q 2w o 0 . 0 4 6 0 7l g l g 2 . 6 5 2 70 . 9 5 3 9 3B 查得在该温度下，纯乙醇和纯水的表面张力如下： o 1 7 . 2 1 8 d y n / c m w 6 2 . 7 3 6 d y n / c m 20 223 4 4 12 1 7 . 2 1 8 6 2 . 5 1 0 20 . 4 4 1 6 2 . 7 3 6 1 8 . 5 1 3 2 0 . 7 5 9 63 5 2 . 3 5 2 3 . 4 1 2 3A B Q s w s 4 1 2 3 解得 s w s 0 1 9 0 . 9 8 1，0 . 2 5 0 . 2 5 0 . 2 5m s w w s o 2 5 0 . 2 5 0 . 0 1 9 6 2 . 7 3 6 0 . 9 8 1 1 7 . 2 1 8 2 . 0 5 1 8 m 1 7 . 7 2 3 d y n / c m 同理可解得， 进料 时 ，m 2 8 . 9 7 0 d y n / c m ， 塔底 T=，m 5 6 . 2 4 1 d y n / c m 。至此，塔顶、进料、塔底的液体表面张力都已知， 从而 可以算出精馏段和提馏段的液体表面张力： 精馏段： 7 . 7 2 3 2 8 . 9 7 0 2 3 . 3 4 7 d y n / c 精馏段： 8 . 9 7 0 5 6 . 2 4 1 4 2 . 6 0 6 d y n / c 均流量 由以上 求得 塔内气液两相的摩尔流量、平均摩尔质量、平均密度这些条件就可以得到塔内气液两相的体积流量，其计算如下： 21 3 6 2 . 8 6 4 k m o l / hk hk m 塔顶： 3 3 . 8 2 9 4 2 . 0 7 4 4V 1 4 . 4 3 4 5 m / 9 . 0 2 3 3 2 . 8 6 4 4 2 . 2 2 0 0V 1 0 0 9 4 . 9 6 m / 5 1 7 6 进料： 4 4 7 3 2 3 1 2 6 3 2 13 2 3 2 3 塔底： 0 5 0 9 0 1 0 2 6 3 4 67 5 2 4 8 2 3 精馏段和提馏段的平均体积流量为： 精馏段： 1 1 提馏段： 2 2 至此，精馏塔的平均参数已经全部求出，将其汇总于下表。 22 表 3：精馏塔平均参数汇总表 平均参数 精馏段 提馏段 Pm/ g/g/kg/kg/m/mN/m m3/h m3/h 径的初步计算 板式塔的塔径依据 下面的 公式计算，即 u 式中， D 为塔顶， m；m/s ； u 为空塔气速， m/s。 可见确定塔径的关键是选择一个合适的空塔气速。空塔气速的上限由严重的液沫夹带或液泛决定，下限由漏液决定，适宜的气速应该介于两者之间。设计时一般根据严重液沫夹带时的气速来决定，该气速称为极限空塔气速，以 示。 由m a x ，其中 20 ， 从史密斯关系图中查出。 图中 物系表面张力为 20mN/m 的负荷因数； 别为塔内气液两相的体积流量， 3m/h ； 塔板间距， m； 塔上液层厚度， m。 板间距的数值应按系列标准选择，常用的板间距有 300、 350、 450、 500、600、 800几种系列标准。板式塔的塔间距参考数值如下： 塔径 D/m 间距 HT/00300 300350 350450 450600 500800 800 23 设计中，板上液层高度 设计者选定。对常压塔一般取为 常取 上图是按液体表面张力为 20mN/m 的物系绘制的，当所处理的物系表面张力为其他值，应按下式进行校正，即 0 0 式中， C 为操作物系的负荷因子， m/s；为操作物系的液体表面张力， mN/m。 求得极限空塔气速后，进而可以得到操作的空塔气速： m a x( 0 . 6 0 . 8 )于气相体积流量的计算，当精馏操作压力较低时，气相可视为理想气体，则有： 0s 02 2 600V T 式中， T， P 为精馏段或提馏段的操作温度和操作压力； 0T 和 0P 为标准状况下压力和温度。 图 5：史密斯关系图 精馏段： 24 11222 3 . 4 4 1 1 8 5 1 . 2 3 0( ) ( ) 0 . 0 6 2 09 2 5 8 . 2 2 1 . 4 2 0 7 ， 取板间距 板上液层高度 ， 0 . 4 0 0 . 0 5 0 . 3 5h m 查史密斯关系图得： 0 . 2 0 . 220 2 3 . 3 4 7( ) 0 . 0 7 2 ( ) 0 . 0 7 4 3 /2 0 2 0 m s 取安全系数为 m a 1 . 2 3 0 1 . 4 2 0 70 . 7 0 . 7 0 . 7 0 . 0 7 4 3 1 . 2 7 2 /1 . 4 2 0 7lv vu u C m s 0 3s 02 2 . 4 2 2 . 4 3 6 2 . 8 6 4 3 5 9 . 4 5 1 0 1 . 3 2 . 5 4 4 m / 0 0 3 6 0 0 2 7 3 . 1 5 1 1 8 . 3 1V T P 4 4 2 . 5 4 4 1 . 5 9 61 . 2 7 2 按标准塔径圆整后，取 ,由塔径和塔间距的参考值 可知 ，设计结果合理 由此算得空塔气速： 224 4 2 . 5 4 4 1 . 2 6 5 /1 . 6Vu m 提馏段： 11222 9 . 7 4 9 3 9 4 1 . 6 3 5( ) ( ) 0 . 1 0 4 48 5 8 4 . 0 9 1 . 0 3 8 3 5 ， 取板间距 板上液层高度 ，则， 0 . 4 0 0 . 0 5 0 . 3 5h m 查史密斯关系图得： 0 . 2 0 . 220 4 2 . 6 0 6( ) 0 . 0 6 6 ( ) 0 . 0 7 6 8 /2 0 2 0 m s 取安全系数为 m a 1 . 6 3 5 1 . 0 3 8 3 50 . 7 0 . 7 0 . 7 0 . 0 7 6 8 1 . 6 1 8 /1 . 0 3 8 3 5lv vu u C m s 25 0 3s 02 2 . 4 2 2 . 4 3 6 2 . 8 6 4 3 7 5 . 5 7 5 1 0 1 . 3 2 . 3 8 3 m / 0 0 3 6 0 0 2 7 3 . 1 5 1 3 1 . 9 8V T P 4 4 2 . 3 8 3 1 . 3 6 91 . 6 1 8 精馏段和提馏段统一圆整到 由塔径和塔间距的参考值 可知 ，设计结果合理 。 提馏段空塔气速224 4 2 . 3 8 3 1 . 1 8 5 /1 . 6Vu m 高的计算 孔 人孔作为安装和检修人员进出塔的唯一通道，其设置应便于进出任何一层塔板。但是由于设置人孔处塔板间距较大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难于达到要求，考虑到料液较清洁，无需经常清洗，可每隔 8 块板设一个人孔，共设置 个人孔。在设置人孔处，取板间距为 00孔直径为 500体伸出塔体 200 顶空间 为了减少塔顶出口气体中携带的液体量，塔顶空间一般高于塔板间距，有时甚至高出一倍，以利于气体中液体的自由沉降。本设计中，塔顶空间取为 1000 底空间 塔底空间的 设计应满足下列两个条件 ：（ 1）为了防止精馏操作对后续设备的影响，塔底空间应该起到储槽的作用，保证塔底的物料不会流空，一般塔底产品停留时间为 35供料设备不足时，应该有 15右的停留时间，对于塔底产品量较大的塔，停留时间也取 35 2）为使从再沸器进到塔内的蒸 26 汽能均匀分布，并有一定分离空间，从塔底液面到最下一块板之间还要有 12 将塔底产品的停留时间选为 5需的体积为： 32 9 . 7 4 9 3 5 2 . 4 7 9 1 22 . 4 7 9 1 1 . 2 3 3 0 644 防止液体流空，将放宽到 底液面到最下一块板的距离也取为 料段的高度 本塔为液相泡点进料，进料段空间的高度可选为与塔板间距相同或稍大，因此选择为 500 高 1f p T d b f f p pH n n n H H H n H n H 式中： H 塔高 (不包括裙座 )， m； 塔顶空间 (不包括头盖部分 )， m； 塔底空间 (不包括底盖部分 )， m； 塔板间距， m； 进料段高， m； 设人孔处的塔板间距， m； 人孔数 进料口数 由于本塔精馏段和提馏段的塔板间距不同，因此计算有所不同： ( 4 1 1 2 1 ) 4 0 0 1 0 0 0 2 6 0 0 1 5 0 0 2 6 0 0 2 0 . 1 27 四、塔板结构设计 因塔径 D = 选用单溢流弓形降液管，采用平直堰，凹形受液盘。 板结构尺寸的确定 对于直径为 1600塔板，选择堰长 120于板上液层高度初步确定为 70用平直堰，计算堰上液层高度 232 ()1000 中 E 取 1， 对于精馏段， 232 . 8 4 2 3 . 4 4 1 1( ) 0 . 0 2 21 0 0 0 1 . 1 2 0 . 0 7 0 . 0 2 2 0 . 0 4 8w 对于提馏段， 232 . 8 4 2 9 . 7 4 9 3 ( ) 0 . 0 2 51 0 0 0 1 . 1 2 0 . 0 7 0 . 0 2 5 0 . 0 4 5w 塔要求 6h m m， 则对于精馏段取降液管底隙流速 s， 2 3 . 4 4 1 1 0 . 0 2 93 6 0 0 3 6 0 0 1 . 1 2 0 . 2ho 0 . 0 4 8 0 . 0 2 9 0 . 0 1 9 0 . 0 0 6h w h o m m 同理对于提馏段， 2 9 . 7 4 9 3 0 . 0 3 73 6 0 0 3 6 0 0 1 . 1 2 0 . 2ho 0 . 0 4 5 0 . 0 3 7 0 . 0 0 8 0 . 0 0 6h w h o m m 故降液管底隙高度设计合理。 核算阀孔动能因子，一般选用塔板阀孔为 39 0 204 ， 00 28 按照系列标准，采用 浮阀，重量为 33g(重阀 )，孔径为 39馏段选取 N=288， 00 2204 4 2 . 5 4 4 1 . 4 2 0 7 8 . 8 1 40 . 0 3 9 2 8 8 提馏段 N=214， 00 2204 4 2 . 3 8 3 1 . 0 3 8 3 5 9 . 4 9 90 . 0 3 9 2 1 4 都满足要求 板流体力学验算 板压降 对于精馏段： a）干板压降 3 7 2 . 5837 9 . 3 3 9 m / 8 4 干板压降为： 0 . 1 7 5 0 . 1 7 50 3 3 91 9 . 9 1 9 . 9 0 . 0 3 4 6 1 . 2 3 220 9 . 3 3 9 1 . 4 2 0 75 . 3 4 5 . 3 4 0 . 0 3 9 6 9 . 8 1 8 5 1 . 2 3 验算时取 0 9 6 b）液层有效阻力 设计时，可按下式计算： 5 0 . 0 3 5 c）塔板压降 29 p c l 0 . 0 3 9 6 0 . 0 3 5 0 . 0 7 4 6 mh h h 8 5 1 . 2 3 9 . 8 1 0 . 0 7 4 6 6