李顺利(筛板塔).doc

吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院 化工原理 课 程 设 计题目 苯-甲苯二元物系筛板精馏塔的设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工0802班 学生姓名 李顺利 学生学号 08110218 指导教师 潘高峰 2010年12月21日课程设计任务书1、设计题目：分离苯-甲苯混合液精馏塔设计2、设计基本条件：（1）操作平均压力：常压；（2）进料温度：tF=tB（泡点）；（3）塔顶产品苯含量：xD=0.99 (质量分率)；（4）塔釜液含苯含量不大于0.02（质量分数）；（5）年运行时间8000小时；（6）塔板采用筛板。（7）塔顶采用全冷凝、泡点回流；（8）塔釜采用饱和蒸汽间接加热；3、设计任务：（1）完成精馏塔工艺设计计算、设备设计计算（物料衡算、能量衡算和设备计算）；（2）精馏塔附属设备的简单计算和选用（冷凝器、泵等）；（3）撰写设计说明书（word文档上机打印）；（4）绘制苯/甲苯精馏工艺流程图（手工绘制（A3图纸，尺寸420mm297mm），精馏塔工艺条件图（计算机绘图软件独立设计绘制（A4图纸，尺寸297 mmmm 210）。4、分组情况：按照苯质量分率和年处理量不同分组如下，目 录摘 要6第一章 绪论7第二章 流程的设计及说明8第三章 精馏塔的设计计算93.1 物料衡算93.2 板数的确定93.2.1 平均相对挥发度的计算93.2.2 最小回流比的计算103.2.3 求精馏塔气液相负荷103.2.4 操作线方程的确定11 3.2.5 精馏塔理论塔板数的计算113.2.6实际板数的计算123.3工艺条件的计算133.3.1操作压强P133.3.2操作温度T133.4物性数据计算133.4.1平均摩尔质量计算133.4.2平均密度143.4.3液体表面张力153.4.4 液体粘度163.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算163.5.1 气液相体积流率计算163.5.2 塔径 D的计算163.6 塔板主要工艺尺寸的计算193.6.1溢流装置193.6.2塔板分布203.7筛板的流体力学验算213.7.1塔板的压降213.7.2液面落差223.7.3液沫夹带223.7.4漏液223.7.5液泛233.8塔板负荷性能图23第四章 热量衡算274.1 0时塔顶气体上升的焓QV274.2 回流液的焓274.3 塔顶馏出液的焓284.4 冷凝器消耗的焓284.5进料口的焓284.6 塔底残液的焓284.7 再沸器28第五章 附属设备设计305.1塔附件的设计305.1.1.塔顶蒸汽出料管305.1.2塔釜出料管305.1.3回流管305.1.4进料管305.1.5塔底进气管305.2 筒体与封头315.2.1 筒体315.2.2 封头315.3 裙座325.4人孔325.5塔总体高度的设计325.5.1塔的顶部空间高度325.5.2塔的底部空间高度325.5.3塔总体高度325.6冷凝器335.6.1计算冷却水流量335.6.2冷凝器的计算与选型335.7再沸器33第六章 结果汇总表35主要符号说明37参考文献：39结束语40附录：41程序41化工原理课程设计教师评分表43摘 要根据化工原理课程设计任务书的要求对苯-甲苯二元精馏塔的主要工艺流程进行设计，并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设计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。本设计首先确定设计方案， 再进行主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容，然后通过筛板的流体力学验算检验本设计的合理性。本次设计选取回流比为2Rmin， Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图得到全塔效率为54%，设定每块板压降P为，板间距0.4m， 确定了塔的主要工艺尺寸。通过本次设计使自己掌握化工设计的基本程序和方法，并且知道化工设计的格式，在设计过程中掌握了图表表达设计，论文排版，电脑制图等能力。 关键词：苯甲苯、筛板精馏、物料衡算、热量衡算、流体力学验算，实际板数，塔高。第一章 绪论精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。它通过气，液两相多次直接接触和分离，利用各组分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相传递，难挥发组分由气相向液相传递，是汽液相之间的传质传热的过程。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续或间歇的;有些特殊的物系，还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。精馏过程其核心为精馏塔，板式塔类型：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(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，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。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。本设计采用筛板精馏塔，进行苯-甲苯二元物系的分离，精馏塔，原料预热器，蒸馏釜，再沸器及泵等附属设备。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。 第二章 流程的设计及说明一 加料方式 加料分两种方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料时通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制进料方式，泵加料易受温度影响，流量不稳定。本实验加料用泵加料，泵和自动调节装置配合控制进料。 二 进料状态 进料方式一般有冷液进料、泡点进料、气液混合进料、露点进料、加热蒸汽进料等。由于泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度相对大，所以采用泡点进料。 三 冷凝方式 选全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高，无需再次冷凝，且本次分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全凝器。 四 回流方式 本设计采用泵泡点回流 。 五 加热方式 采用间接加热，因为对同一种进料组成，热状况及回流比得到相同的镏出液组成及回收率时，间接加热所需理论板数比直接加热要少一些，本次分离苯和甲苯混合液，所以采用间接加热。 六 加热器 选用管壳式换热器。只用在工艺物料的特性或工艺条件特殊时才考虑其他型式。第三章 精馏塔的设计计算本设计任务为分离苯甲苯二元物系。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用过泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点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2倍。本课程设计的主要内容是过程的物料衡算，热量衡算，工艺计算，结构设计和校核。3.1 物料衡算苯的摩尔质量=78.11 Kg/Kmol【1】甲苯的摩尔质量=92.14 Kg/Kmol【1】进料组成摩尔分数：(0.55/78.11)/0.55/78.11+(1-0.55)/92.14=0.590馏出液组成摩尔分数：(0.99/78.11)/0.99/78.11+(1-0.99)/92.14=0.992釜液组成摩尔分数：(0.02/78.11)/0.02/78.11+(1-0.02)/92.14=0.0235原料的平均摩尔质量 =原料的处理量 F=40000103/8000/83.86=59.62kmol/h总物料衡算： 即D+W=59.62 易挥发组分物料衡算： 即 由上述二式解得：3.2 板数的确定 3.2.1 平均相对挥发度的计算1. 温度的计算由苯-甲苯的气液平衡关系表【2】可知：（101.3Kpa）温度t/苯的摩尔分数温度t/苯的摩尔分数液相x/气相y/液相x/气相y/110.6 0.0 0.0 89.4 59.2 78.9 106.1 8.8 21.2 86.8 70.0 85.3 102.2 20.0 37.0 84.4 80.3 91.4 98.6 30.0 50.0 82.3 90.3 95.7 95.2 39.7 61.8 81.2 95.0 97.9 92.1 48.9 71.0 80.2 100.0 100.0 由上表的的气液平衡数据用内插法求进料的温度，用表示，对于进料:=0.590,由内插法得： 解得：=89.42 .相对挥发度的计算 苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：Lg=A- 【1】 式中：T：物系温度。单位：。：饱和蒸汽压/Kpa，A,B,C,Antoine常数，表【3】组分ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482即：苯-甲苯的安托因方程分别为：对于进料液：，则所以苯甲苯的相平衡方程为y3.2.2 最小回流比的计算泡点进料 q=1 所以 代入相平衡方程得故最小回流比为 3.2.3 求精馏塔气液相负荷精馏段： 提馏段： 3.2.4 操作线方程的确定精馏段操作线方程：得：提馏段操作线方程：得：相平衡方程：xn=3.2.5 精馏塔理论塔板数的计算采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论板数：泡点进料 q=1 从第一块板上升的气体组成：从第一块板下降的液体组成： 有第二板上升的气相组成用式求得 第二板下降的液体组成 如此反复计算 得 第8块板上升的气相组成由提馏段操作线方程计算 根据以上求解结果可得：总理论板数为： 第8块板为进料板，精馏段理论板数为7块，提馏段理论板数为7块。3.2.6实际板数的计算查液体粘度共线图得苯和甲苯在=89.4 时的液体黏度为： 则进料液的液体平均粘度 由 Drickamer 和bradford的精馏塔全塔效率关联图，得全塔效率：Et=精馏段实际板层数： 精馏段实际板层数 ： 全塔所需实际塔板数：，实际加料板为第13块板。3.3工艺条件的计算3.3.1操作压强Pa一般情况，板式塔每个理论级的压降为，取每层塔板的压降为 则有 塔顶压强： 进料版压强： 塔底压强： 精馏段的平均操作压强：提馏段的平均操作压强： 3.3.2操作温度T计算：由于泡点进料 由表3-1知： 精馏段平均温度 tm=(80.2+89.4)/2=84.8()提馏段平均温度 tm=(89.4+109.4)/2=99.4()3.4物性数据计算3.4.1平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算由 代入平衡线方程得气相液相（2）进料板平均摩尔质量计算由逐板法，可得第八块板为进料板 （3） 塔釜平均摩尔质量计算由 =0.052178.11+(1-0.0521)92.13=93.40kg/mol =0.021478.11+(1-0.0214)92.13=91.83kg/mol精馏段平均摩尔质量为：提馏段的平均摩尔质量为：3.4.2平均密度(1)精馏段平均密度的计算气相平均密度计算：由理想气体状态方程计算即液相平均密度计算：已知：混合液的密度: 【5】(为质量分数)塔顶液的平均密度塔顶温度：tD=80.2 查有机液体相对密度共线图；得 进料板的液的平均密度计算由tF=89.4 查有机液体相对密度共线图得 精馏段液相平均密度为：2. 提馏段平均密度的计算气相平均密度由理想气体状态方程得 液相平均密度 查表3-1的可得 ，查有机液体相对密度共线图 A789.8kg/m3 B=774.8kg/m3 提馏段平均密度3.4.3液体表面张力液相平均表面张力依下式计算，即（1） 塔顶液相平均表面张力的计算tD=80.2 查有机液体的表面张力共线图得： （2）进料板液相平均表面张力的计算tF=89.4 查有机液体的表面张力共线图得： （3）塔底液相平均表面张力计算 tW=109.4查有机液体的表面张力共线图得: 精馏段液相平均表面张力：提馏段液相平均表面张力：3.4.4 液体粘度 液相平均粘度依下式计算，即【4】(1) 塔顶液相平均粘度计算TF=80.2 查有机液体粘度共线图得 ： (2) 进料板液相平均粘度计算TF=89.4 查有机液体粘度共线图得： (3) 塔底液相平均粘度计算TW=109.4 查有机液体粘度共线图得： 精馏段平均液相粘度：精馏段平均液相粘度：3.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 3.5.1 精馏段的气，液相体积流率塔径 D的计算 （1）精馏段的气，液相体积流率为3.5.2塔径 D的计算由式中，可由史密斯关联图5-1查的图中横坐标参数 常用板间距有300,350,400,450,500,600,800mm等几种标准 板上液层高度可取0.050.08m 5-1图取板间距，板上液层高度，则查图5-1，可得到校正表面张力为 液泛速度安全系数范围为0.60.8取安全系数为0.70则空塔速度为 塔径 常用标准塔径为400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm取标准塔径：D=1.2m 横截面积：精馏实际空塔气速为 (2)提馏段塔径的计算 由上面可知提馏段 =136.64kmol/h =113.01kmol/h提馏段的气、液相体积流率为 式中，负荷因子由史密斯关联图 C20再求图中横坐标参数 常用板间距有300,350,400,450,500,600,800mm等几种标准 板上液层高度可取0.050.08m取板间距，板上液层高度，则查图5-1，可得到校正表面张力为 液泛速度安全系数范围为0.60.8取安全系数为0.70则空塔速度为 塔径 常用标准塔径为400，500，600，700，800，1000，1200，1400，1600，2000，2200mm取标准塔径：D=1.2m 横截面积：实际空塔气速(3)精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为提馏段有效高度为在塔体的人孔处，应采用较大的板间距，一般不低于600mm取其高度为0.8m所以精馏塔的有效高度为m3.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1溢流装置计算因塔径，可选用单溢流，弓型降液管，凹行受液盘。3.6.1.1溢流堰长精馏段取 提溜段取3.6.1.2堰流堰高度由选用平直堰，堰上液高度由弗兰西斯公式 计算近似取，则精馏段：取板上清液层高度 （0.050.1m）故 符合要求提馏段：取板上清液层高度 （0.050.1m）故 符合要求3.6.1.3弓形降液管的宽度与降液管的面积由 查弓形降液管参数图得，故 计算液体在降液管中停留时间精馏段 ， 提馏段 停留时间5s,故降液管设计合理。3.6.1.4降液管底隙高度精馏段: 取，则提馏段：取，则故降液管底隙高度设计合理选选凹形受液盘，深度 3.6.2塔板分布3.6.2.1塔板分布塔板的分块因，故塔板采用分块式。查表5-10得塔板分为三块3.6.2.2边缘区宽度确定取Ws=Ws= 75mm , Wc=40mm3.6.2.3开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)=1.2/（0.181+0.075）=0.344mr= D/2Wc=1.2/20.040=0.560m由上面计算得 Aa=0.719m23.6.2.4筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=6mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3do=3*6=18mm 筛孔的数目n为n=1.155Ao/t2=个开孔率为=0.907（do/t）2=精馏段气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=提溜段气体通过阀孔的气速为uo=Vs/Ao=3.7筛板的流体力学验算3.7.1 塔板的压降3.7.1.1干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式hc=0.051(uo/co)2（v/l）并取do/= 6/3=2 ,可查史密斯关联图得，co=0.76精馏段hc=0.051(12.70/0.76) 2(2.72/812.3)=0.0477m液柱提馏段hc=0.051(11.65/0.76) 2(3.25/790.0)=0.0493m液柱3.7.1.2气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hL精馏段：ua=Vs/（ATAf）=0.992/(1.130-0.102)=0.897m/sFo=0.897(2.72)1/2=1.48 kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.58所以hl=hL=0.58(0.048+0.012)=0.029 m液柱提馏段：ua=Vs/（ATAf）=0.845/(1.130-0.102)=0.822m/sFo=0.822(3.25)1/2=1.48 kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.58所以hl=hL=0.58(0.05+0.02)=0.041m液柱3.7.1.3液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式h=4L/（lgdo）计算,则有精馏段：h=(420.5910-3)/(812.39.810.006)=0.0017 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0477+0.029+0.0017=0.0784m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.0784812.39.81=624.7Pa0.7KPa（设计允许值）提馏段：h=(419.1710-3)/(790.09.810.006)=0.0016 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0493+0.041+0.0016=0.0919m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hPlg =0.0919790.09.81=603.6Pa0.7KPa（设计允许值）3.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径（D1600mm）和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3.7.3液沫夹带 液沫夹带量，采用公式 ev=5.7106/L【 ua/(HThf)】3.2精馏段：由hf=2.5hL=2.50.06=0.15m 所以：ev=(5.710-6/20.5910-3) 【0.897/(0.4-0.15)】=0.017kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。提馏段：由hf=2.5hL=2.50.06=0.15m 所以：ev=(5.710-6/19.1710-3) 【0.822/(0.4-0.15)】=0.013kg液/kg气0.1kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。3.7.4漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式精馏段：Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=m/s实际孔速为o=12.7m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=12.7/6.251=2.031.5提馏段：Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2=m/s实际孔速为o=11.65m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=11.65/5.75=2.031.5故在本设计中无明显漏液。3.7.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)精馏段苯和甲苯属于一般物系，取安全系数= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.048）=0.224m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.08)2=0.001m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0784+0.06+0.001=0.139m液柱提馏段取安全系数= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.05）=0.225m板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153(0.15)2=0.003m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0919+0.06+0.003=0.15m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛3.8塔板负荷性能图3.8.1漏液线Uo,min=4.4Co【(0.0056+0.13 hL-h)/L /V】1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)精馏段Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =4.20(0.01014+0.097 s2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s0.51580.50820.49730.4851提溜段Vs, min =4.4Co Ao【0.0056+0.13( hW+2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)- h】L /V 1/2 =4.20(0.01014+0.097 s2/3) 1/2Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s0.46580.47610.48540.49193.8.2 液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ev=5.710-6/L【 ua/(HThf)】3.2ua=Vs/(AT-Af)=0.973 Vshf=2.5hL=2.5(hw+ how)精馏段hw=0.048how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+ 0.93 Ls2/3)=0.10+2.3 Ls2/3HThf=0.40-0.12-1.88 Ls2/3=0.28-1.88 Ls2/3ev=5.710-6/37.9710-3【0.973 Vs /(0.28-1.88 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得 Vs=1.82-12.14 Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s1.41911.33441.25651.2015提馏段hw=0.050how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.05+ 0.93 Ls2/3)=0.125+1.88 Ls2/3HThf=0.40-0.125-1.88 Ls2/3=0.275-1.88 Ls2/3ev=5.710-6/19.1710-3【0.973 Vs /(0.275-1.88 Ls2/3)】3.2 =0.1整理得 Vs=1.74-11.90 Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s1.34711.26401.18771.13373.8.3 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.006m为最小液体负荷标准，由式how=2.84/1000E(Lh/lw)(2/3) =0.006Ls,min=0.00072m/s据此可做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=（AfHT）/Ls=4故Ls,max=（AfHT）/4=（0.1020.40）/4=0.0102 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限3.8.5液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得精馏段a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中a=0.051/(Aoco)2（v/l）b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.8410-3E( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.1010.7190.76)2（2.72/812.3）=0.056b=0.50.4(0.5-0.58-1)0.048=0.148c=0.153/(0.840.031)2=225.6d=2.8410-31( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故V2s=2.64-4028.5Ls2-21.07L2/3s在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s1.46101.39481.31541.2453在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 3.40m3/s Vs,min=0.450 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=3.40/0.450=7.56提溜段a=0.051/(0.1010.7190.76)2（3.25/790）=0.069b=0.50.4(0.5-0.58-1)0.05=0.146c=0.153/(0.840.033)2=199.1d=2.8410-31( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故V2s=2.12-2885.5Ls2-17.1L2/3s在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果如下表Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s1.20481.11861.01870.9312在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 1.87m3/s Vs,min=0.250 m3/s故操作弹性为Vs,max/ Vs,min=1.87/0.250=7.48第四章 热量衡算 选用饱和蒸汽加热 选冷却水冷凝由汽液平衡数据表3-1 tF=89.4 tD=80.2 tW=109.4。tD=80.2 【1】查液体比热容共线图可得=1.96=153.1 =1.97=181.8 =109.4时：查液体比热容共线图=2.09=163.3 =2.11=194.5当时，查表可得=444.7kgJ/kg =塔顶4.1 0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0为基准，4.2 回流液的焓此为泡点回流,查t-x-y图查得此时组成下泡点tD,用内插法求得回流液组成下的查的此温度下: =153.1 =181.8回流液组成与塔顶组成相同4.3 塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，则：4.4 冷凝器消耗的焓4.5进料口的焓温度下;所以4.6 塔底残液的焓4.7 再沸器塔釜热损失为10%则设再沸器损失能量; 加热器实际热负荷热量衡算表项目 进料 冷凝器 塔顶流出液 塔底残液 再沸器平均比热kJ/() 168.45 _ 153.3 193.8 _热量QkJ/kg 897843.22 3920078.27 442484.81 500996.64 4406351.67第五章 附属设备设计5.1塔附件的设计5.1.1塔顶蒸汽出料管操作压力为常压，蒸汽速度可取，本设计取15m/s。表5-1塔顶蒸汽管参数表热轧无缝钢管外径内径壁厚重量标准号259mm245mm7mm62.54kg/mYB231-705.1.2塔釜出料管塔釜流出液体的速度一般去0.51.0m/s, 取表5-2塔釜出料管参数表热轧无缝钢管外径内径壁厚重量标准号47mm40mm3.5mm10.26kg/mYB231-705.1.3回流管回流管一般取速度为0.20.5m/s，本设计取表5-3回流管参数表热轧无缝钢管外径内径壁厚重量标准号78mm70mm4mm12.72kg/mYB231-705.1.4进料管本次加料选用泵加料可取1.52.5m/s 本设计取 表5-4进料管参数表热轧无缝钢管外径内径壁厚重量标准号47mm40mm3.5mm3.58kg/mYB231-705.1.5塔底进气管取表5-5塔底进气管参数表热轧无缝钢管外径内径壁厚重量标准号87mm77mm5mm62.54kg/mYB231-705.2 筒体与封头根据材料与零部件（上、中册）查得以下数据5.2.1 筒体：根据压力，根据公称直径查得筒体壁厚为5mm,所用材质为A3。5.2.2 封头：封头分为椭圆形封头、蝶形风头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度，直边高度，内表面积，容积。选用封头。5.3 裙座塔底采用圆筒形桾座支撑。由于均作内径，故桾座壁厚取16基础环内径：基础环外径：圆整：基础环厚度，考虑到腐蚀余量取，考虑到再沸器，桾座高度取，地角螺栓直径取。5.4人孔一般隔1020层板设一个人孔，人孔直径一般为450600mm，其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台8001200mm，设人孔的板间距至少为600mm，共26块板，可设3个人孔。5.5塔总体高度的设计5.5.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶空间高度。5.5.2塔釜设计塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔板到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间为5min.装料系统0.5H=（tL60-R）/+0.6=(50.004260-0.142)/1.130+0.6=1.5m5.5.3塔总体高度实际塔板数N=26 人孔塔板间距 进料板处间距人孔处板间距 桾座高度封头高度所以总高度。5.6冷凝器本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式冷凝器，以便及时排除冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，有利于减少材料费用。已知条件：室外平均温度冷凝器25，冷却水出口温度取35泡点回流温度，5.6.1计算冷却水流量5.6.2冷凝器的计算与选型冷凝器选择U型管换热器，采用逆流方式取K=550Kcal/（m2.h.）=2302KJ/( m2.h.) 操作弹性为 1.2，。 塔顶蒸汽管参数表 表5-7 公称直径管程数管子数量管长/mm换热面积/ 公称压力400IV8660004165.7再沸器选用卧式U形管换热器，经处理后，放在塔釜内蒸汽选择3.69atm，140的水蒸气，传热系数K取650Kcal/(m2.h.)=2721KJ/(m2.h.), (化工原理（王志魁）第363页查得)5.7.1间接加热蒸汽量选用卧式U型换热器 蒸汽选择133.3C饱和水蒸气，传热系数K=4186KJ/(mhC)5.7.2再沸器加热面积 为再沸器液体出口温度。为回流汽化为上身蒸汽时的温度。为加热器温度为加热蒸汽冷凝为液体的温度用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失第六章 结果汇总表筛板精馏塔结果汇总表项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段平均分子量气相kg/kmol79.9087.49液相kg/kmol81.4388.15各段平均温度84.899.4平均密度气相2.72819.7液相3.25790.0各段平均表面张力20.5919.17各段平均粘度0.2850.266平均流量气相m3/s0.9920.845液相m3/s0.00210.0042实际塔板数块1313板间距m0.40.4塔有效高度m4.84.8塔径m1.21.2空塔气速m/s0.8160.748塔板液流形式单流型单流型项 目符 号单 位计算数据精馏段提馏段溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长m0.840.84堰高m0.0480.050溢流堰宽度m0.1810.181管底与受液盘距离m0.0310.033板上清夜层高度m0.070.07孔径mm3939孔间距mm1818孔数个25632563阀孔流速m/s12.7011.65塔板压降kPa624.7603.6液体在降液管中停留的时间s19.439.71降液管内清液层高度m0.1390.150液沫夹带泛点率0.00170.0013负荷上限液泛控制液泛控制负荷下限漏液控制漏液控制弹性操作7.567.48主要符号说明符 号说 明单 位符 号说 明单 位苯堰长甲苯溢流堰高度塔顶堰上层高度进料板弓形降液管高度塔釜截面积液相塔截面积气相液体在降液管中停留时间摩尔质量降液管底隙高度最小回流比边缘区高度实际塔板数开孔区面积压强孔中心距温度开孔率密度阀孔数目个表面张力气体通过阀孔气速粘度干板阻力塔板间距气体通过降液层阻力板上液层高度气体通过表面张力阻力空塔气速气体通过每层塔板液柱高度直径气