化工原理课程设计--精馏塔的设计与热量衡算.doc

中南民族大学化工原理课程设计学院: 化学与材料科学学院 专业: 化学工程与工艺 年级:2010 题目: 精馏塔的设计与热量衡算 学生姓名: 杨帆 学号: 10081150 学生姓名: 张柳丝 学号: 10081151 指导教师姓名: 刘冰 职称: 讲师 2013年6月19日课程设计任务书课程名称化工原理课程设计课程代码设计时间2013年6月指导教师刘冰专 业化学工程与工艺班 级10级2班一、课程设计任务（题目）及要求（一）设计任务：筛板塔设计在一常压操作的连续精馏塔内分离苯、甲苯混合物，原料液处理量为1262.63kg/h、组成为0.40(苯的质量分数，下同)，要求塔顶馏出液的组成为0.95，塔底釜液的组成为0.02。设计条件如下：操作压力 101.3kpa(绝对压力)进料热状况 自选回流比 自选单板压降 0.7kpa全塔效率 et=55.6%气候条件 忽略试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。设计基本资料见主要参考资料。（二）设计要求1、学生应在老师指导下独立完成，题目不可更换。2、查阅相关资料，自学具体课题中涉及到的新知识。3、最后提交的课程设计成果包括：a)课程设计说明书纸质文件及电子文件。b)课程设计相关设计图纸质文件及电子文件。2、 对课程设计成果的要求（包括课程设计说明书、图纸、图表、实物等软硬件要求）1、分析课程设计题目的要求；2、写出详细设计说明；3、写出详细计算过程、经验值的取舍依据；4、设计完成后提交课程设计说明书及相关设计图；5、设计说明书应内容充实、写作规范、项目填写正确完整、书面整洁、版面编排、图表绘制符合要求。6、计算过程使用的符号符合参考资料中的要求，设计内容按参考资料设计示例执行。理论塔板数的求取用逐板计算法。af和wd的求取按自己推导的公式进行。三、主要参考资料1 陈敏恒,从得滋,方图南等.化工原理（下册）第三版.北京:化学工业出版社,2006.2 刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册（有机卷）.北京:化学工业出版社,2002.3 王国胜.化工原理课程设计(第二版).大连理工大学出版社.2006,8.指导教师（签名）： 教研室主任（签名）：摘 要本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本次设计是精馏塔及其进料预热的设计，分离质量分数为40%的苯甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到95%，塔底釜液质量分数为2%。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13。根据经验式算得全塔效率为0.555。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为10，提馏段实际板数为15。实际加料位置在第10块板。精馏段弹性操作为2.785，提馏段弹性操作为2.864。塔径为0.6m。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。确定了操作点符合操作要求。关键词：苯-甲苯；精馏；板式塔；塔设备结构；热量衡算目 录摘 要3前 言71概述81.1苯-甲苯简介81.1.1苯81.1.2甲苯81.2精馏流程设计方案的确定81.2.1确定设计方案的原则81.2.2设计任务叙述91.2.3设计方案的确定92 设计计算112.1精馏塔的物料衡算112.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率112.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量112.1.3全塔总物料衡算122.2塔板数的确定122.2.1理论板层数nt的求取122.2.2实际板层数的求取162.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算182.3.1操作压力计算182.3.2平均摩尔质量计算192.3.3平均密度计算192.3.4液体平均表面张力计算212.3.5液体平均粘度计算222.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算222.4.1塔径的计算222.4.2精馏塔有效高度计算252.5塔板主要工艺尺寸的计算252.5.1溢流装置设计252.5.2板式精馏塔的结构设计302.6筛板的流体力学验算312.6.1精馏段筛板的流体力学验算312.6.2提馏段筛板的流体力学验算352.7塔板负荷性能图372.7.1精馏段塔板负荷性计算372.7.2提馏段塔板负荷性计算412.8塔的辅助设备及附件的计算与选型452.8.1接管管径计算与选型452.8.2塔顶空间472.8.3塔底空间472.8.4裙座482.8.5人孔483热量衡算及设备选型483.1各组分热力学参数见下表483.2计算放热量493.3 冷却介质量493.4 再沸器的热量衡算493.5流体流径的选择503.6冷凝器的热负荷q503.7流体两端温度的确定503.8管管径计算与选型514 结果评价524.1数据要求524.2设计的特点524.3存在的问题535 设计总结536 附件54附件1 设计结果一览54附件2 物料流程图55附件3 板塔设计图56附件4 整体式冷凝器56附件5 冷凝器57附件6 再沸器57前 言课程设计是化工原理课程的一个重要的实践教学内容，是在学习过基础课程和化工原理理论与实践后，进一步学习化工设计的基础知识、培养化工设计能力的重要环节。通过该设计可初步掌握化工单元操作设计的基本程序和方法、得到化工设计能力的基本锻炼，更能从实践中培养工程意识、健全合理的知识结构。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，它是利用两组分挥发度的差异实现连续的高纯度分离。在精馏塔中，料液自塔的中部某适当位置连续的加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分（称回流液）回入塔顶，其余作为塔顶产品（称馏出液）连续排出。塔釜产生的蒸汽沿塔板上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。本设计使用筛板塔。筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一。合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高，并且可解决堵塞问题、适当控制漏液。实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下操作时使得操作弹性减小，传质效率下降，板效率明显降低。但由于设计和控制水平的不断提高，设计良好的筛板塔的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，特别是作为一名工科学生，还应当具备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，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。1概述筛板塔的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径大小分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。工业应用中以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦等物系）。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。1.1苯-甲苯简介1.1.1苯苯（benzene, ）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。1.1.2甲苯甲苯（分子式：），是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用。还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。1.2精馏流程设计方案的确定1.2.1确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。（2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述，如在蒸馏过程中能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。（3）保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。1.2.2设计任务叙述（1）设计名称 苯-甲苯溶液连续板式精馏塔设计（2）设计任务处理能力：年产量1万吨，即流量为1262.63kg/h。原料苯-甲苯溶液：40%组成（苯的质量分数）产品要求：塔顶苯的组成（质量分数）：95 塔底苯组成（质量分数）：2 （3）操作条件：生产方式：连续操作，中间加料，泡点回流生间时间：每年以330天计算，每天24小时进料状况：93冷液进料 回流比：自选塔釜加热方式：自选塔顶冷凝用冷凝水，冷却水进口温度：？1.2.3设计方案的确定在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。精馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件，选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。（1）精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能耗小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。（2）加热方式本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。（3）操作压力的选取本设计采用常压操作。一般除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。（4）回流比的选择除某些特殊体系（对于如乙醇水体系则要特殊处理）外，对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理。该体系最小回流比的求取应通过精馏段操作线与平衡线相交得到，用计算法可用精馏段操作线方程与相平衡方程联立求解，既得到交点。而适宜回流比r的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们使用简化方法计算各项费用，从而确定回流比。一般经验值为。（5）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。（6）板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关。表1.1 参数选取项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选取连续精馏常压气液混合间接蒸汽全凝器自来水筛板塔（7）关于附属设备的设计附属设备的设计主要有： 热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量； 选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；2 设计计算2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.1.3全塔总物料衡算 原料处理量 总物料衡算 苯物料衡算 联立解得 若以塔顶苯为主要产品，回收率则回收率上述式中 f-原料液流量 d-塔顶产品量 w-塔釜产品量2.2塔板数的确定 2.2.1理论板层数nt的求取（1）相对挥发度的计算已知苯和甲苯的沸点为：用安托因方程（antoine）1计算可得：表2.1 不同温度下苯-甲苯的相对挥发度t80.1585.0090.0095.00100.00105.00110.652.632.562.472.51902.432.392.35则，即此时苯甲苯的相对挥发度为2.21。（2）q线方程的求取 查表2.1并用内插法计算得，组成为0.4402的苯-甲苯溶液泡点=93.74，表2.1 苯-甲苯的气液平衡组成（101.3kpa）2苯摩尔分数温度/苯摩尔分数温度/液相气相液相气相0.0 0.088 0.200 0.300 0.397 0.489 0.0 0.212 0.370 0.500 0.618 0.710 110.6 106.1 102.2 98.6 95.2 92.1 0.592 0.700 0.803 0.903 0.950 1.00 0.789 0.853 0.914 0.957 0.979 1.00 89.4 86.8 84.4 82.3 81.2 80.2 则将进料加热到泡点的平均温度为 。在下，查下表2.2和表2.3由内插法得：表2.2 苯和甲苯的摩尔热容3t/20406080100 1.69881.74241.81431.88981.96421.68551.75011.81841.88961.9632表2.2 苯和甲苯的汽化潜热4t/20406080100431.1420.0407.7394.1379.6412.7402.2391.0379.4367.1在=93.73时=1.9642=180.96=1.9388=151.44=384.41=30026.26=371.17=34195.89平均摩尔热容 = = 平均汽化潜热 = =则 q线方程为：（3）求最小回流比及操作回流比因q=1.0041，可近似看做泡点进料，即。混合物的相平衡方程为 ，则由最小回流比计算公式，得取操作回流比为 （4）求精馏塔的气、液相负荷 （5）求操作线方程 精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：（5）逐板计算法求理论板层数泡点进料 q=1，则第一块板上升的蒸汽组成从第一块板下降的液体组成式由求取1第二块板上升的气相组成用式由求取第二块板下降的液体组成如此反复计算 因,即第七块板上升的气相组成由提馏段操作方程计算：第七块板下降的液体组成同理： 因，所需总理论板数为13块，第6块加料，精馏段需5块板2.2.2实际板层数的求取 （1）求操作温度表2.4 苯-甲苯的气液平衡数据（101.3kpa）5苯的摩尔分数温度t/oc苯的摩尔分数温度t/oc液相x气相y液相x气相y0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.37102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2查表2.3，由内插法得：td = 82.285 tf = 94.744 tw = 109.40精馏段平均温度：提馏段平均温度：（2）求液相平均黏度表2.5 苯和甲苯的液体粘度6t/80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228查上表2.4由内插法得： 当td= 82.285时，当 tf = 94.744时，当tw= 109.40时，根据液相平均黏度公式则在塔顶有在进料板有在塔底有则液相平均黏度为：（3）求板效率全塔效率为（4）求实际板层数精馏段实际板层数 提馏段实际板层数总实际板层数进料板在第10块板。2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1操作压力计算 取常压操作，则塔顶操作压力每层塔板压降 进料板压力 塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力2.3.2平均摩尔质量计算（1）塔顶的平均摩尔质量已知, 。则：（2）进料的平均摩尔质量已知，。则：（3）塔底平均摩尔质量已知，。则： （4）精馏段平均摩尔质量（5）提馏段平均摩尔质量2.3.3平均密度计算 （1）气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度即（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 表2.5 苯和甲苯的液相密度7t/8090100110120814805791778763809801791780768 塔顶液相平均密度 由，查上表2.5由内插法得： 进料板液相平均密度由，查上表2.5由内插法得： 进料板液相质量分率塔底液相平均密度 由，查上表2.5由内插法得： 塔底液相质量分率精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为 2.3.4液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 表2.6 苯和甲苯纯组分的表面张力8t/809010011012021.22018.817.516.221.720.619.518.417.3塔顶液相平均表面张力 由，查上表2.6由内插法得：进料板液相平均表面张力 由，查上表2.6由内插法得：塔底液相平均表面张力 由，查上表2.6由内插法得：精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 2.3.5液体平均粘度计算通过查液体黏度共线图9可得： 精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 2.4.1塔径的计算(1)精馏段塔径计算精馏段气、液相体积流率为由，式中c由计算，其中的由下图查取： 图2.4 史密斯关联图10图的横坐标为对于常压塔一般选取板上液层高度在0.050.08m，在此处取。且暂取板间距，则查斯密斯关联图（图2.4）得。由上述计算可知液体的表面张力不为标准值20mn/m,则应按下式进行校正，即取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为。查阅下表中塔径与合理的塔板间距的关系表2-6 塔板间距与塔径的关系塔径 0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.42.4塔板间距 200300300500350450450600600800800 可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。则精馏段的塔径为。(2)提馏段塔径计算提馏段气、液相体积流率为由 ,式中c由计算，其中的由史密斯关联图(图2.4)查取，图的横坐标为 取板间距，板上液层高度，则查斯密斯关联图(图2.4),得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为 。圆整后=，故塔径为0.6m。查阅下表2-6中塔径与合理的塔板间距的关系,可知用假设的塔板间距符合计算得到的塔径所对应的塔板间距的取值范围，即假设成立。塔截面积为 实际空塔气速为精馏段 提馏段 2.4.2精馏塔有效高度计算精馏段有效高度提馏段有效高度在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m。故精馏塔的有效高度为2.5塔板主要工艺尺寸的计算2.5.1溢流装置设计（1）降液管类型与溢流方式降液管的类型降液管是塔板间液体流动的通道也是溢流液中夹带的气体得以分离的场所。降液管有圆形与弓形两类。弓形降液管的堰于壁之间的全部界面区域均为降液空间，塔板面积利用率最高。因此，本设计使用弓形降液管。溢流方式单溢流方式中液体自受液盘横向流过塔径至溢流堰。液体流径较长，踏板效率较高，塔板结构简单，加工方便。在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。因此，本设计也是用单溢流的方式。（2）精馏段溢流装置的设计计算堰长 用单溢流降液方式，常用的弓形降液管=（0.60.8）取 溢流堰高度 堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即查图2.4得：图2.4 液流收缩系数计算图11对于平直堰板上液层高度一般在50100mm，这里取，故 。 在工业塔中堰高一般为0.040.05m，即假设的板上液层高度符合要求。 弓形降液管宽度和截面积由于，查图2.5得：，故 依式验算液体在降液管中停留时间，即5s故降液管设计合理。图2.5 弓形降液管的参数12降液管底隙高度降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，由公式计算。式中一般取=0.070.25m/s，设计中取，则 0.006m故降液管底隙高度设计合理。受液盘凹形受液盘既可在，深度低液量时形成良好的液封，又有改变流体流向的缓冲作用，并便于液体从侧线抽出。对于600mm以上的塔，多采用凹形受液盘。本设计中的塔径为0.60m，且流体中无悬浮固体，故可采用凹形受液盘，深度。（3）提馏段溢流装置的设计计算堰长取 溢流堰高度堰高与板上清液层高度及堰上液层高度的关系为 选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即查图2.4得：对于平直堰板上液层高度一般在50100mm，这里取,，故 弓形降液管宽度和截面积由 ,查图2.5得：,故 依式子验算液体在降液管中停留时间，即5s故降液管设计合理。降液管底隙高度 降液管底隙高度应低于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，由公式取,则0.006m故降液管底隙高度设计合理。受液盘同精馏段采用凹形受液盘，深度。2.5.2板式精馏塔的结构设计由于筛板塔的结构简单易于加工、气体压降小、塔板效率高，且本设计中处理的物料粘性不大且清洁性较好，从生产需要和经济合理的角度出发故使用筛板塔。（1）塔板布置塔板的分块 因d900mm，故塔板采用整块式。安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区称安定区，也称破沫区。溢流堰前的安定区宽度 =70100mm进口堰后的安定区宽度 =50100mm由于本设计中的塔径较小（d1m），因此安定区的宽度要相应取较小的值。这里取。无效区在靠近塔壁的一圈边缘区域供支撑塔板的边梁之用，也称边缘区。小塔一般为3050mm，这里取。开孔区面积计算开孔区是布置筛孔的有效传质区，也称鼓泡区，其面积按式计算，其中故 （2）筛孔计算及其排列筛孔直径 本设计中物系的表面张力为正，可采用为45mm的小孔径塔板。这里取筛孔直径。筛板厚度 通常使用的碳钢塔板的板厚为34mm。而筛孔加工一般使用冲压法，在这里考虑加工的可能性应使小于孔径。这里取。孔中心距 相邻两筛孔中间的距离称为孔中心距，设计推荐值为。这里取，即。筛孔的排列与筛孔数筛孔按正三角形排列，筛孔的数目n可按下式计算开孔率开孔率为2.6筛板的流体力学验算 2.6.1精馏段筛板的流体力学验算（1）阀孔气速气体通过阀孔的气速为精馏段 提馏段：（2）塔板压降平板阻力计算在筛板的开孔率时，干板阻力可由式计算。且时，流量系数可由图2.6直接查出。由，得。故图2.6 干筛孔的流量系数13气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力常由下式估算其中为充气系数，可由图2.7查得。图2.7 充气系数关联图14其中为气相动能因子，定义式为其中则查表得。故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算。其中则塔板压降 气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为0.9kpa（设计允许值）（3）液面落差对于本设计中的筛板塔，由于远小于1600mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。（4）液沫夹带液沫夹带量由式计算。由于故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（5）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速，则稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液。（6）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系，取，则且，板上不设进口堰，可由式计算，即由于，故在本设计中不发生液泛现象。2.6.2提馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降平板阻力计算干板阻力由式计算，由，查图2.6得：，故气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查图2.7得，故 液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为0.9kpa（设计允许值）液面落差对于本设计中的筛板塔，由于远小于1600mm，故液面落差很小，且塔径和液流量均不大，可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式计算，根据设计经验故 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速稳定系数为1.5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系取，则且，板上不设进口堰，可由式计算，即由于，故在本设计中不发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。2.7塔板负荷性能图 2.7.1精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线 由 得 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.8。表2.80.00060.00150.00300.00450.13400.14700.16370.1776由上表2.8数据即可作出漏液线1。 （2）液沫夹带线 以为限，求关系如下：由 故 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.9。表2.90.00060.00150.00300.00450.3000.2780.2500.226由上表2.9数据即可作出液沫夹带线2。 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4）液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 （5）液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 故 或 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.10。 表2.100.00060.00150.00300.00450.3160.2990.2650.219由上表2.10数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出精馏段筛vs板塔的负荷性能图，如图2.8所示。 在负荷性能图上，作出操作点p，连接op，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图2.8可求得： 故操作弹性为 12p543vs,m3/sls，m3/s411-漏液线2-液沫夹带线3-液相负荷下限线4-液相负荷上限线5-液泛线图2.8 精馏段筛板负荷性能图2.7.2提馏段塔板负荷性计算（1）漏液线 由 得 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.11。 表2.110.00060.00150.00300.00450.10290.11280.12570.1364 由上表2.11数据即可作出漏液线1。 （2）液沫夹带线 以为限，求关系如下：由 故 整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.12。表2.120.00060.00150.00300.00450.3000.2780.2500.226由上表2.12数据即可作出液沫夹带线2。 （3）液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得 ,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。（4）液相负荷上限线 以作为液体在降液管中停留时间的下限，由 得 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。 （5）液泛线令 由 联立得 忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得 式中 将有关的数据代入，得 故 或 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.13。 表2.130.00060.00150.00300.00450.3050.2880.2560.212由上表2.13数据即可作出液泛线5。 根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如图2.9所示。p21345ls，m3/svs,m3/s2131 漏液线2 液沫夹带线3 液相负荷下限线4 液相负荷上限线5 液泛线45图2.9 提馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点p，连接op，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得 故操作弹性为2.8塔的辅助设备及附件的计算与选型2.8.1接管管径计算与选型进料管计算塔径d800mm，人不能进入塔内检修，维检修方便进料管应采用带外套管的可拆结构。料液质量流速 体积流速 取管内流速为所以，进料管管径为由上述数据，查标准化参数15可得，原料进口管管径选取为（dn=20mm）的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（2）塔顶回流管管径计算同上，取管内流速为回流液质量流速 体积流速所以，回流管管径由上，塔顶回流管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（3）塔顶蒸气出口管径计算蒸气出口管的允许气速应不产生过大的压降，其值可下表表2.13 蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压14006000pa6000pa蒸汽速度，122030505070因，故取出口气速故 由上，塔顶蒸气出口管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。（4）塔釜出料管径计算取，则出料液质量流速体积流速所以，塔釜出料管管径由上，塔釜出料管选的无缝钢管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰。2.8.2塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，取。2.8.3塔底空间塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：（1）塔底液面到最下层塔板间要有12m的间距，本设计为1.5m。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为35min。本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度z为 ： 则 2.8.4裙座取。2.8.5人孔一般每隔1012层塔板设一人孔（安装，检修用），经常情况下每隔58块踏板设一人孔，人孔直径为800mm，其伸出塔体的管体长为200mm，设计3个人孔，则塔高为：3热量衡算及设备选型题目给的条件液体温度为93度，约等于液体出塔时泡点温度，所以预热器热量衡算忽略不计。设计中93物料进料是为气体，在露点温度下（cad作图求知）冷凝为液体，温度为80.5，冷却介质为冷却水，设计进口温度20，选定出口温度为40。表3.1冷凝器物料衡算表进料v出料dl组分kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%kmol/hkg/hwt%苯27.632158.18986.431237.37980.1618.942甲苯0.5651.6020.1325.2527.97928.2198总量28.192209.781006.561262.631008.13947.15100 = 2209.78 kg/h3.1各组分热力学参数见下表查化学化工物性数据手册得：表3.2 各组分的汽化潜热（kj/kg）组分80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1