化工原理课程设计--苯－甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔）.doc

辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 1 页 共 31 页 目录目录 第第 1 章章 前言前言3 1.1 设计题目.3 1.2 精馏及精馏流程.3 1.3 精馏的分类.4 1.4 精馏操作的特点.4 1.5 塔板的类型与选择.5 1.6 相关符号说明.5 第第 2 章章 精馏塔的精馏段的设计计算精馏塔的精馏段的设计计算7 2.1 设计方案的确定7 2.2 精馏塔的物料衡算7 2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.7 2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量.7 2.2.3物料衡算.8 2.3 塔板数的确定8 2.3.1 理论板层数的确定.8 2.3.2实际板层数求取.10 2.4 精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算11 2.4.1精馏段的操作压力.11 2.4.2精馏段的操作温度.11 2.4.3精馏段气、液混合物的平均摩尔质量.11 2.4.4精馏段气、液相的平均密度.12 2.4.5精馏段液相平均表面张力.12 2.5 精馏段的塔体工艺尺寸计算13 2.5.1精馏段塔径和实际空塔气速的确定.13 2.5.2精馏段精馏塔有效高度的求取.15 2.6 精馏段塔板主要工艺尺寸的计算15 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 2 页 共 31 页 2.6.1精馏段溢流装置性能参数的确定.15 2.6.2精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列.16 2.7 精馏段塔板流体力学验算18 2.7.1精馏段气相通过浮阀塔板的压降.18 2.7.2精馏段降液管中清夜层高度的确定.19 2.8 精馏段塔板负荷性能图20 2.8.1精馏段雾沫夹带线.20 2.8.2精馏段液泛线.21 2.8.3精馏段液相负荷上限线.22 2.8.4精馏段漏液线.22 2.8.5精馏段液相负荷下限线.22 第第 3 章浮阀塔板工艺设计结果一览表章浮阀塔板工艺设计结果一览表24 第第 4 4 章章 设计过程的评述和讨论设计过程的评述和讨论25 4.1 回流比的选择25 4.2 塔高和塔径25 4.3 精馏塔的操作和调节25 第第 5 章塔附件设计章塔附件设计26 5.1 附件的计算.26 5.1.1 接管.26 5.1.2 筒体与封头.27 参考文献参考文献29 课程设计心得课程设计心得30 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 3 页 共 31 页 第第 1 章章 前言前言 1.1 设计题目 苯甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔） 1.2 精馏及精馏流程 精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此 可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。 精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤 为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的: 获得馏出液塔顶的产品； 将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等； 脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备 叫做精馏塔。 精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入 精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流， 最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热 和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分 汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝， 并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为 塔顶产品。 根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底 再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才 能实现整个操作。 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 4 页 共 31 页 1.3 精馏的分类 按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续 稳定的操作过程。 化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点： 能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大； 流程短，设备投资费用少； 耗能量低，收率高，操作费用低； 操作管理方便。 1.4 精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成 分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传 热过程相比，精馏操作又有如下特点： （1)沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温 度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点 的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热 纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 （2)物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的 某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜 的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 （3)节约能源 精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提 高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 5 页 共 31 页 1.5 塔板的类型与选择 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业 应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔 板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起 来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板 开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因 上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。 1.6 相关符号说明 英文字母 Aa 塔板开孔区面积,m2； Af 降液管截面积,m2； A0 筛孔总面积,m2； AT 塔截面积,m2； c0 流量系数,无因次； C 计算 umax时的负荷系数, m/s； CS 气相负荷因子,m/s； d 填料直径,m； d0筛孔直径,m； D 塔径,m； ev 液体夹带量,kg（液） /kg（气） ； E 液流收缩系数,无因次； ET 总板效率,无因次； F 气相动能因子, kg1/2/(sm1/2） ； F0 筛孔气相动能因子， kg1/2/(sm1/2) ； g重力加速度,9.81m/ s2； h填料层分段高度,m； h1 进口堰与降液管间的水平距 离,m； hc 与干板压降相当的液柱高度, m 液柱； hd 与液体流过降液管的压降相 当的液柱 hf 塔板上鼓泡层高度,m； h1 与板上液层阻力相当的液柱 高度,m； hL 板上清液层高度,m； h0 降液管的底隙高度,m； hOW堰上液层高度,m； hW 出口堰高度,m； h,W进口堰高度,m； h与阻力表面张力的压 降相当的液柱高度,m 液柱； H板式塔高度,m； Hd降液管内清液层高度,m； HD塔顶空间高度,m； HF进料板处塔板间距,m； HP人孔处塔板间距,m； HT塔板间距,m； K 稳定系数,无因次； LW堰长,m； Lh 液体体积流量,m3/h； Ls 液体体积流量,m3/s； Lw 润湿速率,m3/(ms)； m 相平衡系数,无因次； n 筛孔数目； NT理论板层数； P 操作压力,Pa； P压力降,Pa； PP气体通过每层筛板的降压, Pa； 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 6 页 共 31 页 t筛孔的中心距,m； u空塔气速,m/s； uF 泛点气速,m/s； u0气体通过筛孔的速度,m/s； u0, min漏液点气速,m/s； u0液体通过降液管底隙的速 度,m/s； Vh气体体积流量,m3/h； Vs气体体积流量,m3/s； wL液体质量流量,kg/s； wV气体质量流量,kg/s； Wc边缘无效区宽度,m； Wd弓形降液管宽度,m； Ws泡沫区宽度,m； x 液相摩尔分数； X液相摩尔比； y气相摩尔分数； Y气相摩尔分比； Z板式塔的有效高度,m； 填料层高度,m。 下标 max最大的； min最小的； L 液相的； V 气相的 液体在降液管 内停留时间,s； 粘度,mPas； 开孔率或孔流系数，无因次； 表面张力,N/m； 密度,kg/m3； 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 7 页 共 31 页 第 2 章 精馏塔的精馏段的设计计算 2.1 设计方案的确定 本设计任务为分离苯和甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用常压 下的连续精馏装置。本设计采用气液两相混合进料。将原料液通过预热器加热 后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，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入储罐。该物系属易分离物系，最小 回流比较小，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。 2.2 精馏塔的物料衡算 2.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 苯的摩尔质量 78/ A Mkg kmol 甲苯的摩尔质量 92/ B Mkg kmol 0.45/78 0.491 0.45/780.55/92 F x 0.96/78 0.966 0.96/780.04/92 D x 0.04/78 0.047 0.04/780.96/92 W x 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 0.491 780.509 9285.126 F M 0.966 780.034 9278.476 D M 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 8 页 共 31 页 2.2.3 物料衡算 产品产出量 , 4000 50.97 (/ ) 78.476 n D qkmol h 总物料衡算 , 50.97 n Fn W qq 苯物料衡算 , 0.4910.9660.047 n Fn W qq 联立解得 ,F , 105.499/ 54.529/ n n W qkmol h qkmol h 2.3塔板数的确定 2.3.1 理论板层数的确定 (1)求最小回流比及操作线回流比 由于是饱和液体进料，查表得苯甲苯的相对挥发度=2.47。 故最小回流比为 23 . 1 1 1 1 1 min F D F D X X X X R 取操作回流比为 min 1.81.5 1.232RR （2）求精馏塔的气液相负荷 , , , , , , 2 50.97101.94(/ ) (1)(2 1) 50.97152.91(/ ) 101.94 105.499209.2(/ ) (1)152.91(/ ) n Ln D n Vn D n Ln F n L n Vn F n V qRqkmol h qRqkmol h qqqkmol h qqqqkmol h （3）操作线方程 精馏段操作线方程 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 9 页 共 31 页 , , 0.6670.322 n Ln D D n Vn V qq yxxx qq 提留段操作线方程 , , 1.3570.017 n Ln W W n Vn V q q yxxx qq 相平衡方程 xx x y P P P 4537 . 1 1 x537.42 ) 1(1 （4）逐板计算法求理论塔层数 逐板计算法是利用相平衡方程与操作线方程从塔顶开始逐板计算各板的汽 相和液相组成，从而求得所需要的理论板数。 塔顶第一块塔板上升蒸气进入冷凝器，冷凝为饱和液体。馏出液组成 D x 与蒸气组成 1 y 相同，即。离开第一块理论板的液体组成 应与 D xy 11 x 1 y 平衡，可由相平衡关系求得。第二块板的上升蒸气组成 可由精馏段操作方 2 y 程从 求得。以此类推，基本过程如下： 1 x 920 . 0 966 . 0 11 xxy D 相平衡 856 . 0 936 . 0 22 xy 相平衡 772 . 0 893 . 0 33 xy 相平衡 675 . 0 837 . 0 44 xy 相平衡 578 . 0 772 . 0 55 xy 相平衡 495 . 0 708 . 0 66 xy 相平衡 F xxy 431 . 0 652 . 0 77 相平衡 第7块板为加料板 347 . 0 568 . 0 88 xy 相平衡 252 . 0 454 . 0 99 xy 相平衡 163 . 0 325 . 0 1010 xy 相平衡 094 . 0 204 . 0 1111 xy 相平衡 050 . 0 115 . 0 1212 xy 相平衡 W xxy 021 . 0 051 . 0 1313 相平衡 因此总理论板数为13（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7块板为进 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 10 页 共 31 页 料板。 2.3.2 实际板层数求取 （1）求全塔效率 T E 求精馏塔中液相混合液的平均黏度 当 p=101.33kPa 时，苯和甲苯混合液（理想混合液）的数据求得：yx 塔顶泡点温度 80.6 D tC 塔底泡点温度 107.8 W tC 由液体黏度共线图查得： 塔顶液体的黏度 A B =0.315mPa s =0.320 mPa s 苯 甲苯 塔底液体的黏度 A B =0.235mPa s =0.250 mPa s 苯 甲苯 由液相平均黏度计算公式分别求塔顶、塔底混合液的平均黏度 1 = n mii i x =0.983 0.315+0.017 0.320=0.315mPa s =0.012 0.235+0.988 0.250=0.250mPa s LDm LWm 则精馏塔中液相的平均黏度为： = 0.315 0.250=0.281mPa s LLDmLWm 求全塔效率 T E 0.245 0.49()0.536 TL E 所以，全塔效率。0.536 T E （2）求实际塔板数 精馏段实际板层数 P, 6/0.53612N 精 提留段实际板层数 P, 7/0.53614N 提 总实际板层数 PPP, NN12 1426N ，提精 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 11 页 共 31 页 2.4 精馏塔的精馏段工艺条件及有关物性数据的计算 2.4.1 精馏段的操作压力 塔顶操作压力 D P =PP101.34105.3kPa 当地表 每层塔板压降 0.7pkPa 进料板压降 105.30.7 12113.7 F pkPa 精馏段平均压降(105.3 113.7)/ 2109.5 m pkPa 2.4.2 精馏段的操作温度 由苯和甲苯混合液（理想混合液）的数据查出各点温度yx 塔顶温度 80.6 C D t 进料板温度 91.3 C F t 精馏段平均温度 (80.691.3)/ 285.95 C m t 2.4.3 精馏段气、液混合物的平均摩尔质量 塔顶气、液混合物平均摩尔质量：由，得。 1 0.966 D xy 1 0.950x 0.966kg kmol 0.920kg kmol VDm LDm M M 进料板气、液混合物平均摩尔质量：; 0.652 F y 0.431 F x 0.652kg kmol 0.431kg kmol VFm LFm M M 精馏段气、液混合物平均摩尔质量： (78.4885.356)/ 2kg kmol (79.1285.966)/ 2kg kmol Vm Lm M M 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 12 页 共 31 页 2.4.4 精馏段气、液相的平均密度 （1）气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 3 109.5 81.918 3/ 8.314 (85.95273.15) mVm Vm m p M kg m RT （2）液相平均密度 液相平均密度计算公式 1 / ii m W 塔顶液相平均密度：由，查得80.6 D tC 33 kg m803kg m . AB 3 1 =814.8kg m 0.96/8050.04/803 LDm 进料板液相平均密度：由，查得913 F tC 33 kg m799.1kg m . AB 进料板液相的质量分数为 0.431 78 0.391 0.431 A w 3 1 =800.5kg m 0.391/802.70.609/799.1 LFm 精馏段液相平均密度为 3 (800.5814.8)/ 2807.7/ Lm kg m 2.4.5 精馏段液相平均表面张力 液相平均表面张力计算公式： Lmii x 塔顶液相平均表面张力：由，查得 N/m80.6 D t 3 21.2 10 A N/m 3 21.7 10 B N/m 33 (0.966 21.20.034 21.7) 1022.22 10 LDm 进料板液相平均表面张力：由 , ,查得 N/m91.3 F t 3 19.8 10 A N/m 3 20.5 10 B 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 13 页 共 31 页 N/m 33 (0.431 19.80.569 20.5) 1020.2 10 LFm 精馏段液相平均密度为： N/m 33 (20.222.22) 10/ 221.21 10 Lm 2.5 精馏段的塔体工艺尺寸计算 2.5.1 精馏段塔径和实际空塔气速的确定 （1）最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速计算公式： max LV V uC 精馏段的气、液相体积流率为 , , 152.91 81.918 1.16 36003600 3 n VVm V V Lm qM q 3 /ms , , 101.94 82.543 0.00289 36003600 807.7 n LLm V L Lm qM q 3 /ms 求 C，其中由附图 1 查取，图中横坐标为 20 C ,1/21/2 , 0.00289 3600807.7 ()()0.0409 1.16 36003 V L L V VV q q 取板间距m，板上液层高度m，则0.4 T H 0.06 L h m0.40.060.34 TL Hh 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 14 页 共 31 页 附图 1 查附图 1 得= =0.070 20 C 0.20.2 20 21.2 ()0.070 ()0.071 2020 Lm CC m/s max 807.73 0.0711.163 3 LV V uC 取安全系数为 0.6，则空塔气速为 m/s max 0.60.7 1.1630.814uu （2）塔径 m , 4 4 1.16 1.35 3.14 0.814 V V q D u 按标准塔径圆整后为 D=1.4m 塔截面积为 22 1.41.5386 44 T AD 2 m 实际空塔气速为m/s , 1.16 0.754 1.5386 V V T q u A 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 15 页 共 31 页 2.5.2 精馏段精馏塔有效高度的求取 精馏段有效高度为 m(1)(12 1) 0.44.4 T ZNH 精精 提馏段有效高度为 m(3)(143) 0.44.4 T ZNH 提提 在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为 0.8m，故精馏塔德有效高 度为 m()0.8 24.44.40.8 210.4ZZZ 提精 2.6 精馏段塔板主要工艺尺寸的计算 2.6.1 精馏段溢流装置性能参数的确定 因塔径 D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘，各项计算如 下： （1）堰长取m w l0.660.66 1.40.924 w lD （2）溢流堰高度溢流堰高度计算公式 w h wLow hhh 选用平直堰，堰上液层高度依下式计算，即 ow h ,2/3 2.84 () 1000 V L ow w q hE l 近似取 E=1，则 m ,2/32/3 2.842.840.00289 3600 ()1 ()0.0143 100010000.924 V L ow w q hE l 取板上液层高度=0.06m，故 L h m 0 0.0560.01430.0457 wLw hhh （3）弓形降液管宽度及将面积由，查得：， d W f A0.66 w l D 0.0722 f T A A 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 16 页 共 31 页 ，故0.124 d W D 0.07220.0722 1.53860.111 fT AA 2 m m0.1240.124 1.40.1736 d WD 依式验算液体在降液管中停留时间，即 , 3600 fT V L A H q , 3600 3600 0.111 0.45 17.285 0.00289 3600 fT V L A H ss q 故降液管设计合理。 （4）降液管底隙高度计算公式 0 h , 0 0 3600 V L w q h l u 取 0.08/um s m , 0 0 3600 0.00289 0.039 36003600 0.924 0.08 V L w q h l u 0 0.04570.0390.00670.006 w hhmm 故降液管底隙高度设计合理。 2.6.2 精馏段塔板布置及浮阀的数目与排列 取阀孔动能因数，用式求孔速，即 0 10F 0 0 V F u 0 u 0 0 10 5.77 3 V F u /m s 依式求每层塔板上的浮阀数，即 , 2 00 4 V V q N d u , 22 00 1.16 168 0.0395.77 44 V V q N d u 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 17 页 共 31 页 取边缘区宽度，破沫区宽度。0.06 c Wm0.07 s Wm 依式计算鼓泡区面积，即 2221 2sin () 180 a X AXRXR R 1.4 0.060.64 22 c D RWm 1.4 ()(0.17360.07)0.456 22 ds D XWWm 2221 0.456 2 0.456 0.640.4560.64sin ()1.059 1800.64 a A 2 m 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距 ，则可按下式估算排间距 ，即750.075tmmm t 1.057 0.08484 168 0.075 a t A tmmm N 取。 80tmm 按，以等腰三角形叉排方式作图，75tmm 80tmm 附图 2. 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 18 页 共 31 页 得阀数个174N 按重新核算孔速及阀孔动能因数：174N , 0 22 0 1.16 5.584/ 0.039174 44 V V q um s d N 00 F5.58439.67 V u 阀孔动能因数变化不大，仍在 912 范围内。 塔板开孔率= = 0 0.754 100%13.5% 5.584 u u 2.7 精馏段塔板流体力学验算 2.7.1 精馏段气相通过浮阀塔板的压降 可根据式计算塔板压降。 pcl hhhh （1）干板阻力 由式计算临界孔速，即 1/1.825 0 73.1 c V u 1/1.825 1/1.825 0 73.173.1 5.753/ 3 c V um s 因，则可按式计算，即 0c uu c h 0.175 0 19.9 c L u h 0.1750.175 0 5.584 19.919.90.033 807.7 c L u h （2）板上充气液蹭阻力本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为 l h 碳氢化合物，可取充气系数。依式得 0 0.5 0lL hh 10 h +hm wow h （3）克服表面张力所造成的阻力因本设计采用浮阀塔，其很 0 hh 小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相当液柱高度为： 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 19 页 共 31 页 0.0330.030.063 pcl hhhm 单板压降0.063 807.7 9.81499.2 ppL phg a p 2.7.2 精馏段降液管中清夜层高度的确定 为了防止淹塔想象的发生，要求控制降液管中清液曾高度。 dTw HHh 可用下式计算，即 d H dpLd Hhhh （1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱高度。0.063 p hm （2） 液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故按式 d h 计算 2 , 0 0.153 V L d w q h l h 2 2 , 0 0.00289 0.1530.1530.000984 0.924 0.039 V L d w q hm l h （3） 板上流层高度，取0.06 L hm 因此0.0630.060.0009840.124 dpLd Hhhhm 取0.5,0.4,0.0457 Tw Hhm 则 ()0.5 (0.40.0457)0.223 Tw Hhm 可见，符合防止淹塔要求。() dTw HHh 2.7.3 精馏段雾沫夹带校核 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 20 页 共 31 页 计算泛点率： 1 F , 1 1.36 100% v v vv LL Lv Fb qqZ F KC A 1 , 1 100% 0.78 v v v Lv FT q F KC A 2 板上液体流径长度21.42 0.17361.053 Ld ZDWm 板上液流面积21.5392 0.1111.317 bTf AAA 2 m 苯和甲苯按正常系统取物性系数，查得泛点负荷系数，将1.0K 0.11 F C 以上数值代入式 1 得 , 1 1.36 100% V V VV LL LV Fb qqZ F KC A 3 1.161.36 0.00289 1.053 807.73 100%51.7% 1 0.11 1.317 按式 2 计算泛点率，得 , 1 100% 0.78 V V V LV FT q F KC A 3 1.16 807.73 100%53.6% 0.78 1.0 0.11 1.539 计算出的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能过满足液0.1 v ekg 汽的要求。/kg 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 21 页 共 31 页 2.8 精馏段塔板负荷性能图 2.8.1 精馏段雾沫夹带线 , 1 1.36 100% V V VV LL LV Fb qqZ F KC A 对于一定的物系及一定的塔板结构，式中、K、及均为 V L b A F C L Z 已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得0.1 V e 出的关系式，据此作出雾沫夹带线。 ,V VV L qq 按泛点率=80%计算如下 , 3 1.361.053 807.73 0.8 1.0 0.110 1.317 V VV L qq 整理得 , 0.0610.1159 1.432 V VV L qq 附表 1.雾沫夹带线数据 3 , / V L qms 0.0010.002 3 , / V V qms 1.8771.853 2.8.2 精馏段液泛线 由确定液泛线() TWpLdcld Hhhhhhhhh 22/3 2 , 0 0 0 3600 2.84 ()5.340.1531 21000 V LV L V TWw Lww qqu HhhE gl hl 由于、及等均为定值而与有如下关系 T H W h w l L V 0 0 u ,V V q 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 22 页 共 31 页 式中阀孔数与孔径亦定值 , 0 2 0 4 V V q u d N N 0 d 222/3 , 0.02340.154 117.821.055 V VV LV L qqq 附表 2.液泛线数据 3 , / V L qms 0.0020.0030.0040.005 3 , / V V qms 2.4182.3662.3162.266 2.8.3 精馏段液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留不低于 5 。依式知s , 3600 fT V L A H q 液体在降液管内停留时间 , 3600 5 fT V L A H s q 求出上限液体流量值，在图上，液相负荷上限线为与气体流 ,V L q ,V VV L qq 量无关的竖直线。 ,V V q 以作为液体在降液管中停留时间的下限，则5s (3) 3 ,max 0.111 0.4 ()0.00888/ 55 fT V L A H qms 2.8.4 精馏段漏液线 对于 F1 型重阀，依计算，则 00 5 V Fu 0 5 V u 又知，即 2 ,00 4 V V qd Nu 2 ,0 5 4 V V V qd N 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 23 页 共 31 页 式中、均为已知数，故可由此式求出气相负荷的下限值，据 2 0 dN V ,V V q 此作出与液相流量无关的水平漏液线。 以作为规定气体最小负荷的标准，则 0 5F (4) 222 ,000 55 0.0391740.600 4443 V V V qd Nud N 3 /ms 2.8.5 精馏段液相负荷下限线 取堰上液层高度 0 0.006 w hm 2/3 ,min 0 3600() 2.84 1000 V L w w q hE l 计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关 ,V L q 的竖直直线。 ,min2/3 3600() 2.84 0.06 1000 V L w q E l 取，得1E (5) 3/2 ,min 0.006 10000.924 ()()0.00079 2.84 13600 V L q 3 /ms 2.8.6 精馏段塔板负荷性能图 根据本题附表 1、附表 2 及式（3）（5）可分别作出塔板负荷性能图 上的 15 共五条线，见附图 3 附图 3 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 24 页 共 31 页 由塔板负荷性能图可以看出： 在任务规定的气液负荷下的操作 A（设计点） ，处在适宜操作区域内的适 中位置。 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。 按照固定的液气比，由附图查出塔板的气相负荷上限： 3 ( , )max 1.84/ v v qms 气相负荷下限： 3 ( , )min 0.6/ v v qms 所以： 1.84 3.07 0.6 操作弹性 第第 3 章浮阀塔板工艺设计结果一览表章浮阀塔板工艺设计结果一览表 将以上结果汇总列于附表 3 中。 附表 3 浮阀塔板工艺设计结果 项目 精馏段数值及说 明备注 塔径 D/m 1.4 板间距 HT/m 0.4 塔板型式 单溢流弓形降液 管分块式塔板 空塔气速 u/(m/s) 0.814 堰长 lw/m 0.924 堰高 hw/m 0.0457 板上液层高度 hL/m 0.06 降液管底隙高度 h0/m0.039 浮阀数 N/个 174 等腰三角形叉排 阀孔气速 u0/(m/s) 5.584 阀孔动能因数 F0 9.67 临界阀孔气速 u0/(m/s)5.584 孔心距 t/m 0.075 指统一横排的孔心距 排间距 t/m 0.08 指相邻两横排的中心线距离 单板压降pp/Pa 499.2 液体在降液管内停 留时间 s 17.28 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 25 页 共 31 页 降液管内清夜层高 度 Hd/m 0.000984 泛点|% 51.7 气相负荷上限 （qv,v）max 1.84 气相负荷下限 （qv,v）min 0.6 雾沫夹带控制 操作弹性 3.07 漏液控制 第 4 章 设计过程的评述和讨论 4.1 回流比的选择 回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操 作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。 在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常， 操作回流比可取最小回流比的 1.12 倍。我计算的回流比为 1.23，我取的回流 比 R=1.5Rmin2。 4.2 塔高和塔径 影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件 三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度 等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度 压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到 各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置 或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为 辽宁工业大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 第 26 页 共 31 页 1.40m，塔高为 10.4m。 4.3 精馏塔的操作和调节 对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是： （1)塔压稳定； （2)进出塔系统物料平衡和稳定； （3)进料组成和热状况稳定； （4)回流比恒定； （5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定； （6)塔系统和环境间散热稳定等。 第第 5 章塔附件设计章塔附件设计 5.1 附件的计算 5.1.1 接管 (1)进料管 进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设 计采用直管进料管。 管内流速