化工原理课程设计--苯—甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计.doc

吉林化工学院化工原理课程设计 吉吉林林化化工工学学院院 化化 工工 原原 理理 课课 程程 设设 计计 题目题目 苯苯甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计 教教 学学 院院 环境与生物工程学院环境与生物工程学院 专业班级专业班级 安全工程安全工程 09010901 班班 学生姓名学生姓名 刘雪婷刘雪婷 学生学号学生学号 0936010609360106 指导教师指导教师 王卫东王卫东 吉林化工学院化工原理课程设计 i 2011 年年 6 6 月月 2020 日日 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书 1.设计题目 苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的工艺设计 二.设计条件： 常压:101.325kpap 加料量: 70kmo/hf 进料组成: 0.40 f x 塔顶馏出液组成: =0.99 d x 塔釜组成: =0.01 w x 加料热状态: 0.96q 单板压降 0.7kpa 三.设计任务： (1).精馏塔的工艺设计计算（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算） (2).绘制带控制点的工艺流程图 (3).绘制精馏塔设备结构图 (4).撰写精馏塔的设计说明书 吉林化工学院化工原理课程设计 ii 摘摘 要要 本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为 0.40 的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔 含量达到 99%，塔底釜液摩尔分数为 1%。 综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板 为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为 18。根据经验式算得全塔效率为 0.54。塔顶使用全凝器，部 分回流。精馏段实际板数为 19，提馏段实际板数为 15。实际加料位置在第 19 块板。精馏段弹性操作为 3.631，提馏段为 3.449。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。 塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。用 120饱和水蒸气加热。饱和水蒸气走壳程，进料 液走管程。 关键词：苯-甲苯、精馏、逐板计算、负荷性能图、精馏塔设备结构 吉林化工学院化工原理课程设计 iii abstractabstract this design include fractionating rectification tower、reboilder and pipeline.it is used to separate the benzene-toluene solution with the mole fraction of 0.40.the benzene content of overhead product can reach 99% and in the bottom product,the comtent 1%. thinking of the aspects ,for example convenience operation 、economy、safey etc,the column plate of the fractionating rectification tower is sieve plate ,the material of the column plate is carbon steel.the number of theretical plate is calculated plate to plate by computer with the programme of c language .it is 18.the overall plate efficieney is 0.54.the effective number of plate is 19 in the rectifying section,and is 15 in the stripping section.the loading plate is no. 19.the flexibility ofthe rectifying section is3.631,and is3.449of the stripping secion.the result of the checking calculation of hydromechanics are all in the safe operation range.the checking calculation of hydromechanics include the pressure drop of every plate,weeping,flooding and entrainment. seamless steel pipe are used in all pipelines.the reboilder is horizontal float head heat-exchanger.120 saturate steam is used to heat.the saturate steam have the shell pass and the resiolue have the tuke pass. key words:benzene-toluene rectify calculating by plate to plate the chart of burthening capability the structure of fractionating rectification tower equipment 吉林化工学院化工原理课程设计 iv 目目 录录 绪绪 论论.1 第一章第一章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算.3 1 物料衡算3 1.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率3 1.2 物料衡算3 2 板数的确定 4 2.1 相对挥发度的计算4 2.2 最小回流比的确定4 2.3 求精馏塔气液相负荷5 2.4 操作线方程的确定5 2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置5 3.2 操作温度的计算 5 2.6 实际板数的计算 6 3.工艺条件的计算7 3.1 操作压强 .7 4.物性数据计算7 4.1 平均摩尔质量计算 7 4.2 平均密度 8 4.3 液体表面张力 9 4.4 液体粘度.10 5精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算10 5.1 气液负荷和塔径的计算 .10 5.2 精馏塔有效高度的计算 .11 5.3 溢流装置 .11 5.4 塔板布置 .12 5.5 筛板的流体力学验算 .13 5.5.1 塔板压降 .13 5.5.2 液沫夹带量的验算 .14 5.5.3 漏液的验算.14 5.5.4 液泛验算 .15 5.6 塔板负荷性能图 .15 5.6.1 漏液线 .15 5.6.2.雾沫夹带线.16 5.6.3 液相负荷下限线 .16 5.6.4.液相负荷上限线.16 5.6.5.液泛线.17 6 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 .18 6.1 塔径 18 6.2 溢流装置.18 6.3 塔板布置 .19 6.4 筛板的流体力学验算 .20 6.4.1 塔板压降 .20 6.4.2 雾沫夹带量的验算 .21 吉林化工学院化工原理课程设计 v 6.4.3 漏液的验算 .21 6.4.4 液泛验算 .21 6.5 塔板负荷性能图 .22 6.5.1 漏液线 .22 6.5.2.液沫夹带线.22 6.5.3.液相负荷下限线.23 6.5.4 液相负荷上限线 .23 6.5.5.液泛线.23 第二章第二章 进料预热的设计计算进料预热的设计计算 .26 1.进料温度的计算.26 2换热器设计计算27 3.1 初选换热器 .27 3.2 计算管程压降及给热系数 .28 3.3 计算壳层压降及给热系数 .29 3.4 计算传热面积 .30 结结 论论31 1.筛板塔计算结果汇总.31 2.换热器计算结果汇总.33 3.换热器型号计算结果.34 4. 精馏塔负荷性能图36 结束语结束语.37 参考文献参考文献1 附录附录2 吉林化工学院化工原理课程设计 0 绪绪 论论 课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容,能够培养学生运用所学的化工生产的理 论知识，解决生产中实际问题的能力。此次设计还能够培养学生的工程意识，健全合理的知识结构可 发挥应有的作用。 实际化工生产中常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。蒸馏是分离均 相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式。此次化工原理设计是精馏塔的设计，精馏塔是化工 生产中十分重要的设备。筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，通过大量的工业实践逐步改进了 设计方法和结构，具有结构简单、金属耗量少、造价低廉；气体压降小、板上液面落差也较小；塔板 效率较高；改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔等与优点。 。近年来与浮阀塔一起 成为化工生中主要的传质设备。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。 合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控 制漏夜。 筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践，逐步改进了设计 方法和结构。近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备，为减少对传质的不利影响，可将塔 板的液体进入区制突起的斜台状，这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不 锈钢板或合金制成使用碳刚的比较少。实际操作表明，筛板在一定程度的漏夜状态下，操作使其板效 率明显下降，其操作的负荷范围较泡罩塔为窄，但设计良好的塔其操作弹性仍可达到标准。 工科大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际 生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为将来打下一个稳固的基础。 一、精馏原理及其在工业生产中的应用 生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生 产中为满足要求，需将混合物分离成较纯的物质。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油 化工等工业中得到广泛应用。它是连续进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，是可以让混合液体得到 较为充分分离的连续操作。精馏有不同的分类方法，如：按操作压力可分为常压、加压和减压精馏， 按分离混合液体中的组分的数目可分为双组分和多组分精馏。工业生产中以多组分精馏较常见，但多 组分精馏与双组分精馏的基本原理、计算方法等无本质区别。本次设计的是双组分常压精馏。 二、精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必 须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要， 塔设备还得具备下列各种基本要求： （1）气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操 作的现象。 （2）操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传 质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。 （3）流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操 作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的 操作。 （4）结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 （5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 （6）塔内的滞留量要小。 但是在实际生产中，任何塔设备都难以满足上述所有要求，不同的塔型各有某些独特的优点。因 此我们要根据不同的因素选择不同的塔型。 吉林化工学院化工原理课程设计 1 三、常用板式塔类型与本设计的选型及其优点 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩 塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。 板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔。其后，特别是在二十世纪五十年代以后，随着石油、化学 工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如 s 型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、 穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮 阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。本设计选取的是浮阀式精馏塔。 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设 有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使 浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度 大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从 200mm 到 6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达 10m，塔高可达 80m，板数有的多达数百 块。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： （1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 2040，而接近于筛板塔。 （2）操作弹性大，一般约为 59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 （3）塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。 （4）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为 400660n/m2。 （5）液面梯度小。 （6）使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。 （7）结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的 6080,为筛板塔的 120130。 四、本设计所选塔的特性 本设计处理能力大，每小时可处理混合物 70kmol；结构简单，材料耗用量小，制造和安装容 易；操作稳定，弹性较大；而且液泛线较高可有效减小液泛对操作的影响；流体流经塔设备的压力降 小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用；气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长， 雾沫夹带量少，液面落差也较小等一系列优点。 吉林化工学院化工原理课程设计 2 第一章第一章 精馏塔工艺设计计算精馏塔工艺设计计算 本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用 过冷液进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分经铲平冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比 较小，故操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 图 1-1 精馏流程图 1 1 物料衡算物料衡算 1.11.1 原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 0.40 0.99 0.01 f d w x x x 1.21.2 物料衡算物料衡算 摩尔分数：=0.40, =0.99, =0.01 f x d x w x 苯甲苯二元物系: f=70kmol/h, q=0.96, p顶=101.325 kpa 总物料衡算: f=d+w 易挥发组： fdw fxdxwx 解得：d=27.86kmol/h w=42.14kmol/h 78.11kg kmol 92.13kg kmol a b m m 苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 吉林化工学院化工原理课程设计 3 2 2 板数的确定板数的确定 2.12.1 相对挥发度的计算相对挥发度的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用 antoine 方程求算，即： 式中 t物系温度，； 饱和蒸汽压，kpa; * p a,b,cantoine 常数， 式中 a、b、c 为常系数，对于乙醇水物系，其值见表 1-1 苯-甲苯物系安托因方程系数 表 1-1 组分 abc 苯 6.0311211220.8 甲苯 6.0801345219.5 注：表中苯以 a 表示；甲苯以 b 表示。 求得数据列于表 1-2 表 1-2 t()80.1859095100105110.6 *( ) aa p kp 101.8117.7136.3157.1180.3206.1238.13 *( ) ba p kp 39.146.054.263.674.286.1101.27 ab pp 2.602.562.512.472.432.392.35 参见文献（4）中 53 页相对挥发度的计算方法，结合表 2-1 数据，在全塔温度操作范围内，求出 塔顶和塔底的平均相对挥发度，则平均相对挥 127 .2.605 2.47 22 发度为：2.47 2.22.2 最小回流比的确定最小回流比的确定 气液相平衡方程为 2.47 1 (1)1 (2.47 1) nn n nn xx y xx （3） 得 2.47 1.47 n n n y x y 0.96,0.40;0.622 fee qxxy因为由相平衡方程得 min 0.990.622 1.6577 0.6220.40 de ee xy r yx 取操作回流比为 min 1.51.5 1.65772.486rr * log b pa tc 吉林化工学院化工原理课程设计 4 2.32.3 求精馏塔气液相负荷求精馏塔气液相负荷 精馏段：2.486 27.8669.27kmol/hlrd (1)(2.486 1) 27.8697.12kmol/hvrd 提馏段：69.270.96 70136.47kmol/hllqf (1)97.12(1 0.96) 7094.32kmol/hvvq f 2.42.4 操作线方程的确定操作线方程的确定 精馏段操作线方程： 11 1 r x x r r y d nn 得： 1 0.71310.2840(5) nn yx 提馏段操作线方程： 1nnw lw yxx vv 得： 1 1.44690.00447(6) nn yx 解（5） （6）得：0.3931,0.5643 qq xy 2.52.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置精馏塔理论塔板数及理论加料位置 采用相平衡方程与操作线方程式逐板计算法编程（程序见附录一）求得各理论板气液相组成（见 表 1-3）： 表 1-3 塔板 123456 气相组成 0.990.97970.96240.93440.89170.8326 液相组成 0.97570.95140.91210.85230.76930.6682 塔板 789101112 气相组成 0.76050.68510.61800.56620.45550.3616 液相组成 0.56240.46830.39570.34570.25300.1866 塔板 131415161718 气相组成 0.26550.18020.11380.06700.03640.0173 液相组成 0.12760.08160.04940.02830.01510.0071 由逐板计算发求得总理论板数为 18 块板（包括塔釜） ，精馏段板数为 10 块，提馏段需要 8 块板，第 10 块板加料。 2.62.6 操作温度的计算操作温度的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用 antoine 方程求算，即： * log b pa tc 吉林化工学院化工原理课程设计 5 式中 t物系温度，； 饱和蒸汽压，kpa; * p a,b,cantoine 常数， 式中 a、b、c 为常系数，对于乙醇水物系，其值见表 2-3 苯-甲苯物系安托因方程系数 表 2-3 组分 abc 苯 6.0311211220.8 甲苯 6.0801345219.5 注：表中苯以 a 表示；甲苯以 b 表示。 由试差法的： 塔顶温度 80.40 d tc 进料板温度 95.10 c f t 塔釜温度 110.09 c w t 精馏段平均温度 1 (80.4095.10) 87.75 c 2 m t 提馏段平均温度 2 (95.10 110.09) 102.595 c 2 m t 定性温度 80.40110.09 t=95.245 c 22 dw tt 查得0.260;0.280 ab mpa smpa s (1)0.40 0.260(1 0.40) 0.2800.272mpa s lfafb xx -0.2450.245 0.49=0.49 (2.47 0.272)0.540 tl e （） tt ee 2.72.7 实际板数的计算实际板数的计算 精馏段实际板数 10 18.5219 0.540 t n 提馏段实际板数 吉林化工学院化工原理课程设计 6 （包括塔釜） 8 14.8115 0.540 t n 3.3.工艺条件的计算工艺条件的计算 3.13.1 操作压强操作压强 取每层塔板压降为 则 p=0.7kpa, 塔顶压强 101.325kpa d p 进料板压强 101.325 19 0.7114.625kpa f p 塔底压强 101.32534 0.7125.125kpa w p 精馏段平均操作压强: 1 (101.325 114.625) 107.975kpa 2 m p 提馏段平均操作压强: 2 (114.625 125.125) 119.875kpa 2 m p 4.4.物性数据计算物性数据计算 4.14.1 平均摩尔质量平均摩尔质量计算计算 （1）塔顶 11 -1 -1 0.99,0.9757 0.99 78.11 (1 0.99) 92.1378.25kg mol 0.9757 78.11 (1 0.9757) 92.1378.45kg mol d vd ld yxx m m （2）进料板 66 -1 -1 0.5662,0.3457 0.5662 78.11 (1 0.5662) 92.1384.19kg mol 0.3457 78.11 (1 0.3457) 92.1387.28kg mol vf lf yx m m （3）塔底 1414 -1 0.0173,0.0071 0.0173 78.11 (1 0.0173) 92.1391.89kg mol 0.0071 78.11 (1 0.0071) 92.1392.03kg mol vf lf yx m m （4）精馏段平均分子量： 吉林化工学院化工原理课程设计 7 气相： -1 , 1 78.2584.19 81.22kg mol 2 v m m 液相： -1 , 1 78.4587.28 82.865kg mol 2 l m m （5）提馏段平均分子量： 气相： -1 ,2 84.1991.89 88.04kg mol 2 v m m 液相： -1 ,2 87.2892.03 89.655kg mol 2 l m m 4.24.2 平均密度平均密度 （1）气相密度 vm 精馏段平均液相密度： -3 11 ,1 1 107.975 81.22 2.923kg m 8.314 (273.1587.75) mm mv m pm r t 提馏段平均液相密度： -3 22 ,2 2 119.875 88.04 3.378kg m 8.314 (273.15 102.595) mm mv m pm r t （2）液相密度 lm 由式 可求相应的液相密度。 1 ab i lmi lalb 对于塔顶： -3-3 80.40,814.60kg m ,809.70kg m dlalb tc 由文献查得 其中 的质量分率为， 0.99 78.11 0.9857 78.45 1 0.98570.0143 ad bd 则 -3 11 814.53kg m 0.98570.0143 814.60809.70 lmd 对于进料板： -3-3 95.10,798.30kg m ,797.50kg m flalb tc 由文献查得 其中 的质量分率为： 吉林化工学院化工原理课程设计 8 0.3457 78.11 0.3094 87.28 1 0.30940.6906 af bf 则 -3 11 797.75kg m 0.30940.6906 798.30797.50 lmd 对于塔底： -3-3 110.09,780.35kg m ,780.40kg m wlalb tc 由文献查得 其中 的质量分率为： 0.0060 1 0.00600.9940 af bf 则 -3 11 780.40kg m 0.00600.9940 780.35780.40 lmd （3）精馏段平均液相密度： ,-3 ,2 814.53797.75 806.14kg m 22 lm wlm f lm 提馏段平均液相密度： ,-3 ,2 797.75780.40 789.075kg m 22 lm wlm f lm 4.34.3 液体表面张力液体表面张力 n i iim x 1 （1）对于塔顶： -1-1 80.40,21.15mn m ,21.52mn m dlalb tc 由文献查得 -1 0.99 21.15(1 0.99) 21.5221.15mn m ldm （2）对于进料板： -1-1 95.10,19.40mn m ,19.95mn m flalb tc 由文献查得 -1 0.3457 19.40(1 0.3457) 19.9519.76mn m lfm （3）对于塔底： -1-1 110.09,17.45mn m ,18.20mn m wlalb tc 由文献查得 -1 0.0071 17.45(1 0.0071) 18.2018.19mn m lwm （4）精馏段平均表面张力： -1 1 21.15 19.76 20.46mn m 2 m 吉林化工学院化工原理课程设计 9 提馏段平均表面张力： -1 2 19.76 18.19 18.98mn m 2 m 4.44.4 液体粘度液体粘度 n i iilm x 1 （1）对于塔顶：80.40,0.310mpa s,0.330mpa s dlalb tc 由文献查得 ldld lg0.99 lg0.310(1 0.99)lg0.3300.310mpa s mm （2）对于进料板：95.10,0.264mpa s,0.284mpa s flalb tc 由文献查得 ll lg0.3457 lg0.264(1 0.3457)lg0.2840.277mpa s fmfm （3）对于塔底：110.09,0.229mpa s,0.252mpa s wlalb tc 由文献查得 ll lg0.0071 lg0.229(1 0.0071)lg0.2520.252mpa s wmwm （4）精馏段平均液相粘度： ,1 0.3100.277 0.2935mpa s 2 lm 提馏段平均液相粘度： ,2 0.2770.252 0.2645mpa s 2 lm 5 5精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 5.15.1 气液负荷和塔径的计算气液负荷和塔径的计算 （1）精馏段气液负荷计算 v=97.12kmol/h,l=69.27 kmol/h .1.2 .7 3 1 97 281 2 0 496 360036002. 923 vm s vm vm vm s .2.8 .9 .1 33 1 1 1 69 782 65 1 77910/ 36003600806 4 lm s lm lm lms （2）提馏段气液负荷计算 = 94.32 , = 136.47 0 .6 . .4.6 .3 .0 3 2 2 2 33 2 2 2 9432 88 4 0 828 36003600 3378 136 7 89 55 4 072 10 36003600 789 75 vm s vm lm s lm vkm ol hlkm ol h vm vm s lm lm s （3）初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板. 板间距 ht=450mm 吉林化工学院化工原理课程设计 10 则: ht-hl=0.39 / , , .9.1 f=()()()()= 0.0438 .7. sl l v sv l v 3 1 21 2 11 1 11 1 779 10806 4 0 4962923 查 c20=0.085 依式 1-47 校正物系表面张力 ./ l mn m 2046 . l . ().().cc 0 202 20 2046 校正表面张力008500854 2020 max .1. / . lv v ucm s 806 42923 最大空塔气速008541416 2923 取安全系数为 0.7 ,则空塔速度 塔径 .7 .9 4.7 s v dm u 44 0 496 塔径0 815 314 1 16 0 按标准塔径圆整为 1.0md 截面积为 222 1.00.785m 44 t ad 实际空塔气速为 ,1-1 0.7496 0.955m s 0.785 s t v u a 5.25.2 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为 (19 1) 0.458.1mz t精精（n -1）h 提馏段有效高度为 (15 1) 0.456.3mz t提提（n -1）h 0.8m在进料板上方开一个小孔，其高度为 0.88.1 6.30.815.2mzzz 精提 故精馏塔的有效高度为 对塔的实际高度，根据文献提供的经验值，假设塔底座为 1500mm,人孔直径为 500mm,前一节已经 设出塔板板间距为 450mm,那么它的实际高度值为 。400800450 19450 15 1000 150018800mmh 5.35.3 溢流装置溢流装置 因塔径,可选用采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰1.0md 吉林化工学院化工原理课程设计 11 （1）溢流堰长 0.700.70 1.00.7m w ld (2)出口堰高 w h wlow hhh 溢流收缩系数 e=1 取板上清液层高度 0.06m l h 选平直堰，堰上液高度为 ow h 3 22 33 33 3600 1.9779 10 2.84 10()2.84 101 ()0.0133 0.7 h ow w l he l 故 111 0.060.01330.0467m wlow hhh (3)弓形降液管的宽度与降液管的面积 d w f a 由 查文献（1）中图 5-7 得 wd/d=0.15，af/at=0.0940.7 w l d 故 0.150.15 1.00.15m d wd 2 0.0940.094 0.0850.07379m ft aa 计算液体在降液管中停留时间 ， 故降液管设计合理。 1 3 11 3600 0.07379 0.45 16.795s 1.9779 10 ftft hs a ha h ll （4）降液管底隙高度 h0 取液体通过降液管底隙的流速， -1 0 0.2m su 依下式计算降液管底隙高度 h0 3 11 01 00 101 1.9779 10 0.0142m 36000.7 0.2 0.04670.01420.0325m0.006m hs ww w ll h lulu hh 5.45.4 塔板布置塔板布置 （1）塔般的分块 因，故塔板采用分块式。由文献（1）查表 5-3 得，塔板分为 3 块。800mmd （2）边缘区宽度确定 取。0.065m,0.035m ssc www （3）开孔区面积计算 吉林化工学院化工原理课程设计 12 sin 180 2 1222 r x rxrxaa 其中： 2221 2 sin () 180 1.0 (0.150.065)0.285m 22 1.0 0.0350.465m 22 a ds c x ax rxr r d xww d rw 故 22212 3.140.285 2 0.285 0.4650.2850.465sin ()0.915m 1800.465 a a （4）筛孔数 n 与开孔率 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。3mm5mmd 筛孔按正三角形排列，取 孔中心距 33 515mmtd 取筛孔的孔径 d0=5mm 塔板上筛孔数目为 22 1.1551.155 0.915 4697 0.015 a n t 孔 塔板开孔区的开孔率 2 2 0 0.9070.907 100%10.1% ()0.0150.005 t d 开孔率在 5-15%范围内，符合要求。 气体通过筛孔的气速 -1 1 0,1 0 0.7496 8.111m s 0.101 0.915 s v u a 5.55.5 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 .1 塔板压降塔板压降 （1）干板阻力计算 c h 干板阻力，由查文献（1）中图 5-10 得 c0=0.772 c h 0 5 1.67 3 d 0,122 ,1 0 8.1112.923 0.051() ()0.051 ()()0.0204m 0.772806.14 v c l u h c 液柱 （2）气流穿过板上液层压降相当的液柱高度 hl 吉林化工学院化工原理课程设计 13 -1 1 1 0.7496 1.054m s 0.7850.07379 s a tf v u aa 111 1.0542.9231.802 aav fu 查文献（1）中 5-11，得。 1 0.57 故 111( )0.57 0.060.0342m lwow hhhh液柱 （3）液体表面张力的阻力计算h 液体表面张力所产生的阻力，h 3 1 ,1 10 44 20.46 10 0.00207m 806.14 9.81 0.005 m lm h g d 液柱 气体通过每层塔板的液柱高度 p h 1111 0.02040.03420.002070.05667m pc hhhh液柱 气体通过每层塔板的压降为 （设计允许值） 11 0.05667 806.14 9.81448.16pa700pa l pplm phg 因为d1600mm得筛板，液面落差可忽略不计 .2 液沫夹带量的验算液沫夹带量的验算 塔板上鼓泡层的高度 2.52.5 0.060.15m fl hh 66 3.23.2 1 ,1 3 1 5.7 105.7 101.054 ()() 20.46 100.450.15 kgkg 0.01550.1 kgkg a v ltf u e hh 液液 气气 精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。 .3 漏液的验算漏液的验算 对筛板塔，漏夜点气速为 ,min 4.4(0.00560.13) l ol v uchh 806.14 4.4 0.772 (0.00560.13 0.060.00207) 2.923 吉林化工学院化工原理课程设计 14 0min 8.1116 o uu实际孔速 筛板的稳定性系数 0,1 0,min,1 8.111 2.1231.5 6 u k u 该值大于 1.5，符合设计要求。 故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。 .4 液泛验算液泛验算 为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度)( wtd hhh 苯甲苯物系属一般物系，取，则0.5 1 ()0.5(0.450.0467)0.2485m tw hh 22 10 0.153()0.153 (0.2)0.00612 d hum液柱 111 11 0.056670.060.006120.12279m () dpld dtw hhhh hhh 液柱 故在设计负荷下不会发生液泛。 根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。 5.65.6 塔板负荷性能图塔板负荷性能图 .1 漏液线漏液线 0,min0 4.4(0.00560.13) l l v uchh 由 0,min ,min 0 23 2.84 () 1000 s lwow h ow w v u a hhh l he l 得 23 23 4.4 0.772 0.101 0.915 36002.84 806.14 0.00560.130.04671 ()0.00207 2.923 10000.7 8.103 0.00931 0.078 w s l l 23 ,min00 2.84 4.4(0.00560.13() 1000 h l sw v w l vc aheh l 吉林化工学院化工原理课程设计 15 .6.2.雾沫夹带线雾沫夹带线 取雾沫夹带极限值 0.1kg/kg v e 液气 依式 6 3.2 5.7 10 () a v tf u e hh 式中1.406 0.7850.073790.71121 sss as tf vvv uv aa 2 3 3 3600 2.5()2.52.84 10() s fwoww w l hhhhe l 22 3 1 33 11 3600 2.50.04672.84 101 ()0.1172.115 0.7 s fs l hl 22 33 111 0.450.1172.1150.3332.115 tfss hhll 6 3.2 23 3 1 1.4065.7 10 ()0.1 20.46 10 (0.3332.115) s v s v e l 23 11 3.78 16.78 ss vl .3 液相负荷下限线液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上层高度作为最小液体负荷标准。0.006m ow h 2 3 3 2.84 10()0.006 h ow w l he l 1 1e 3 3 2 min 0.006 10000.7 ()()0.000597/ 2.84 13600 s lms 3 ,min1 m 0.000597 s s l .6.4.液相负荷上限线液相负荷上限线 取作为液体在降液管中的停留时间的下限，5s 4 ft s a h l 3 ,max 0.07379 0.45 0.0083m /s 4 s l 液相负荷上限线在 vsls坐标图上为与气体流量 vs无关的垂直线，如图气液负荷性能图。 吉林化工学院化工原理课程设计 16 .6.5.液泛线液泛线 令 () dtw hhh 由 11 ; dpldpcllwow hhhhhhhhhh hhh ； 联立得 twowcd hhhhhh （-1）（1） , owdcs hhhhv ss 忽略，将与l与l，与的关系式代入上式，并整理得 22 s a vbcd ss 2/ 3 ll 式中 2 0 0 0.051 v l a a c tw bhh （-1） 2 0 0.153 w c l h 3 3600 2.84 10() w de l 2/ 3 1 将有关数据代入，得 2 0.0512.923 0.015 806.14 0.101 0.915 0.772 a 2 3 0.5 0.45 0.153 87.79 0.7 0.0142 3600 2.84 101(0.57)0.942 0.7 b c d 2/ 3 （0. 5-0. 57-1）0. 0467=0. 177 1 得 22 0.0150.17789.790.942 s v ss 2/ 3 ll 故 22 11.805852.6762.80 s