课程设计苯甲苯混合液分离精馏塔设计

1、 吉林化工学院化 工 原 理 课程设计 题目 苯-甲苯混合液分离精馏塔设计 教 学 院 化工与生物技术工程学院 专业班级 化工1102 学生姓名 学生学号 11110223 指导教师 潘高峰 2013年12月1日课程设计任务书适用于1102级化学工程与工艺专业：学号：2140号1、设计题目：苯-甲苯混合液分离精馏塔设计2、设计基本条件：（1）操作压力（塔顶）：常压；（2）进料温度：tF=tB（泡点）；（3）塔顶产品苯含量：xD=0.98 (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7200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

2、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（换热器、泵、贮罐等）；（3）撰写设计说明书（word文档上机打印）；（4）绘制精馏塔工艺条件图（计算机绘图软件独立设计绘制（A4图纸，尺寸297 mm×mm 210）；组织并绘制苯/甲苯精馏工艺流程图（手工绘制（A3图纸，尺寸420mm×297mm）。4、分组情况：按照苯质量分率和年处理量不同分组如下，目 录绪论.6第一节 概述71.1 精馏操作对塔设备的要求.71.2 板式塔类型.71.2.1 筛板塔 .7 1.2.2 浮阀塔.

3、71.3 精馏塔的设计步骤.7第二节 设计方案的确定82.1 操作条件的确定.82.1.1 操作压力.82.1.2 进料状态.82.1.3 加热方式.82.1.4 冷却剂与出口温度.82.1.5 热能的利用.82.2 确定设计方案的原则.8第三节 板式精馏塔的工艺计算93.1 物料衡算与操作线方程.9 3.1.1常规塔.103.1.2直接蒸汽加热.17第四节 板式塔主要尺寸的设计计算.204.1 塔的有效高度和板间距的初选.204.1.1 塔的有效高度.204.1.2 板间距的初选.20 4.2 塔径.224.2.1 初步计算塔径.224.2.2 塔径的圆整.234.2.3 塔径的核算.24第

4、五节 板式塔的结构.285.1塔的总体结构285.2 塔体总高度.31 5.2.1塔顶空间HD.315.2.2 人孔数目.315.2.3 塔底空间HB.315.3 塔板结构.31 5.3.1 整块式塔板结构.31第六节 精馏装置的附属设备.31 6.1 回流冷凝器.31 6.2 管壳式换热器的设计与选型.336.2.1 流体流动阻力（压强降）的计算.336.3 再沸器.356.4离心泵的选择.36结论.39主要符号说明.41结束语.43参考文献.44附录.45摘 要本次设计,主要以苯和甲苯为实验物系，在给定的操作条件下对板式精馏塔进行物料和热量衡算。并画出了精馏塔的工艺流程图和设备条件图，此设

5、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。本次设计采用的精馏装置有精馏塔,蒸馏釜(再沸器),冷凝器等设备,热量从塔釜输入,物料在塔内进行精馏分离,余热由塔顶产品冷凝器中的冷却介质带走,把塔底热产品先与进料进行热交换,然后再冷却，最后完成传热传质。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，塔顶使用全凝器，部分回流。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52%，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。精馏段实际板数为

6、13，提馏段实际板数16。实际加料位置在第14块板。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。本设计说明书的主要内容包括：物料衡算、热量衡算、主体设备设计、主体设备选型和泵的设计等。塔顶冷凝装置采用全凝器，以便于准确控制回流比。塔底再沸器采用蒸汽冷凝加热，提供釜液再沸时所需热量。辅助设备主要进行的有泵的选取，各处接管尺寸的计算并选型，同时考虑各处费用的节省等。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。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

7、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、

8、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。第1节 概述1.1精馏操作对塔设备的要求

9、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。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。1.2板式塔类型1.2.1筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：（1）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。 （2）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 （3）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

10、的缺点是：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小(约23)。 （3）小孔筛板容易堵塞1.2.2浮阀塔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）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。 （2）塔板效率高，比泡罩塔高15左右。（3）压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。（4）液面梯度小。（5）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。1.3精馏塔的设计步骤本设计按以下几个阶段进行：设计方案确定和说明。根据给定任务，对精馏装置的流程、操作条件、主要设备型式及其材质的选取等进行论述。蒸馏塔

11、的工艺计算，确定塔高和塔径。塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。接管尺寸、泵等，并画出塔的操作性能图。管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。抄写说明书。绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。第2节 设计方案的确定2.1操作条件的确定 2.1.1 操作压力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。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物进料。 2.1.2 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

12、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。 2.1.3 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。 2.1.4冷却剂与出口温度 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。 2.1.5热能的利用 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；2.2确定设计方案的原则本设计任务为分离苯-甲苯混

13、合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图。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。第三节 板式精馏塔的工艺计算3.1 物料衡算与操作线方程（1）.苯的摩尔质量=78.11 Kg/Kmol【1】甲苯的摩尔质量=92.13 Kg/Kmol【1】进料组成摩尔分数：0.4/

14、78.11/(0.4/78.11+0.98/92.31)=0.44馏出液组成摩尔分数：0.98釜液组成摩尔分数：0.02/78.11/(0.02/78.11+0.98/91.13)=0.02原料的平均摩尔质量 =0.44×78.11+(1-0.44)×92.13=85.96Kg/Kmol=0.98×78.11+(1-0.98)×92.13=78.31Kg/Kmol=0.02×78.11+(1-0.02)×92.13=91.85Kg/Kmol原料的处理量 F=40000×1000/7200/85.96=64.63kmol/h

15、总物料衡算： 即D+W=64.63 （1）易挥发组分物料衡算： 即 （2）由上述二式解得： （2）. 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=常规塔1.苯（A）与甲苯（B）的饱和蒸汽压与温度的关系可用安托尼方程表达。即： 因为甲苯的正常沸点为110.6，苯的沸点为80.1。所以80.1t110.6。 此取10个温度点：82、84、86、88、90、94、96、100、104、108分别代入下式：苯： lg=6.032-甲苯：lg=6.078-将结果汇表得：t/82848688909496100104108107.547114.262121.283128.6

16、18136.333152.792161.547180.302200.678222.74141.85044.77147.86351.12154.55161.97365.97874.59384.08194.4932.5702.5522.5342.5162.4992.4662.4492.4172.3872.357则全塔平均相对挥为=2.492. 确定回流比及最小回流比Rmin。泡点进料 q=1 所以 代入相平衡方程得故最小回流比为3.求精馏塔气液相负荷精馏段：提馏段：4. 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

17、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 y2=0.96 =0.91如此反复计算 得Y3=0.0.92 x3=0.822<=0.44，第七块理论板为进料板，精馏段共有7-1=6块理论板。第6块板上的气相组成由提馏段操作线方程计算=0.0304=0.015<0.02 根据以上求解结果可得：总理论板数为：NT=14，提馏段理论板数为14-6=8块板。5. 温度的计算(1).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

18、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 由上表的气液平衡数据用内插法求进料的温度，用表示，对于进料:=0.44,由内插法得： 解得：=93.31查液体粘度共线图得苯和甲苯在=93.31体黏度为：则进料液的液体平均粘度 在（0.1-705）范围内 精馏段： 提馏段：全塔所需实际塔板数：N=N1+N2=28，实际加料板为第14块板。6.

19、工艺条件的计算6.1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：进料板压强 KPa塔底压强 KPa 则：精馏段平均压强 KPa提馏段平均压强 KPa6.2操作温度根据操作压强，依下式试差计算操作温度表3-1 苯-甲苯的Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58安托尼方程： 1 即：苯-甲苯的安托因方程分别为用试差计算：假设塔顶温度：时，由式1可得：则试求至时，。所以依此方法可求出，所以，所以 则：精馏段平均温度： 提馏段平均温度：7物性数据计算7.1平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算

20、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 则：（3） 塔釜平均摩尔质量计算由Kg/molkg/mol精馏段平均摩尔质量为：提馏段的平均摩尔质量为：7.2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=93.3 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=93.31 有机液体相对密度共线图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 查下表： 表3-2苯和甲苯的液相密度温度/80901001101

21、20LA/( kg/m3)815803.9792.5780.3768.9LB/( kg/m3)810800.2790.3780.3770.0查表3-2可得 ，查有机液体相对密度共线图 A789.8kg/m3B=774.8kg/m3提馏段平均密度7.3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=80.28 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=93.31查有机液体表面张力共线图得： =20.06（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：7.4

22、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TD=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=93.31机液体粘度共线图得：(3) 塔底液相平均粘度计算TW=109.91 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：3.1.2直接蒸汽加热选用饱和蒸汽加热 选冷却水冷凝由汽液平衡数据表3-1tF=93.31 t=80.28;t=109.91tD=80.28【1】查液体比热容共线图可得=1.96=153.1=1.97=181.8=115.86时：查液体比热容共线图=1.96=153.1kJ/(kmol.k)=1.97kJ/

23、(kg.k)=181.8kJ/(kmol.k)当时，查表可得=444.7kJ/kg =塔顶1. 0时塔顶气体上升的焓QV塔顶以0°为基准，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3. 塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，则：4. 冷凝器消耗的焓5.进料口的焓温度下;所以6. 塔底残液的焓7. 再沸器塔釜热损失为10%则设再沸器损失能量;加热器实际热负荷第4节 板式塔板主要尺寸的设计计算4.1塔的有效高度和板间距的初选4.1.1精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为提馏段

24、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m4.1.2板间距的初选由式中，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精馏段的气，液相体积流率为 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=2m

25、 横截面积：精馏实际空塔气速为 4.2塔径4.2.1初步计算塔径1.提馏段塔径的计算 由上面可知提馏段 =137.18kmol/h =100.78kmol/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，

26、2200mm取标准塔径：D=2m 横截面积：实际空塔气速为：u=0.6212/3.14=0.40m/s4.2.2塔径的圆整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。2.溢流堰长精馏段取 提溜段取3.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4.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。5.降液管底隙高度精馏段: 取，则提馏段：取，则故降液

27、管底隙高度设计合理选凹形受液盘，深度 4.2.3塔径的核算1.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 /V1/2=m/s实际孔速为o=21.50m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=3.541.5提馏段：Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2=m/s实际孔速为o=20.56m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=3.641.5故在本设计中无明显漏液。 2.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

28、安全系数= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.045）=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=0.077+0.06+0.001=0.138m液柱提馏段取安全系数= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.046）=0.223m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=0.09+0.06+0.003=0.153m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛3.塔板

29、负荷性能图3.1漏液线Uo,min=4.4Co(0.0056+0.13 hL-h)/L /V1/2Uo,min=Vs, min/AohL= h w +hOWhOW =2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)精馏段Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =4.20(0.01014+0.097 Ls2/3) 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

30、.51580.50820.49730.4851提溜段Vs, min =4.4Co Ao0.0056+0.13( hW+2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)- hL /V 1/2 =4.20(0.01014+0.097 Ls2/3) 1/2Ls m3/s0.00600.00800.01000.0115Vs m3/s0.46580.47610.48540.49193.2液沫夹带线ev=0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：ev=5.7×10-6/L× ua/(HThf)3.2ua=Vs/(AT-Af)=0.973 Vshf=2.5hL=2

31、.5(hw+ how)精馏段hw=0.048how=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)hf=2.5(0.0417+0.93 Ls2/3)=0.12+1.88Ls2/3HThf=0.40-0.12-1.88 Ls2/3=0.28-1.88 Ls2/3ev=5.7×10-6/37.97×10-30.973 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/

32、s1.41911.33441.25651.2015提馏段hw=0.050how=2.84/1000×E×(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=5.7×10-6/19.17×10-30.973 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

33、.01000.0115Vs m3/s1.34711.26401.18771.13373.3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=2.84/1000×E×(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3.4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=（Af×HT）/Ls=4故Ls,max=（Af×HT）/4=（0.283×0.40）/4=0.0283 m3/s据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

34、3.5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=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得a=0.051/(0.101×0.719×0.76)2×（2

35、.85/810.53）=0.059b=0.5×0.4(0.5-0.58-1)×0.045=0.151c=0.153/(0.84×0.031)2=225.6d=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故V22-21.07L2/3s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

36、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/(0.101×0.719×0.76)2×（3.20/788.38）=0.068b=0.5×0.4(0.5-0.58-1)×0.046=0.150c=0.153/(0.84×0.033)2=199.1d=2.84×10-3×1×( 1+0.58)(3600/0.84)(2/3)=1.18 故V22-17.1

37、L2/3s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第五节 板式塔的结构5.1塔的总体结构（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

38、钢管外径内径壁厚重量标准号259mm245mm7mm62.54kg/mYB231-70（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/mYB231-70（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/mYB231-70（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47mm60mm3.5mm3.58kg/

39、mYB231-70（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/mYB231-70（6）.筒体与封头根据材料与零部件（上、中册）查得以下数据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。2. 封头：封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，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。3. 裙座塔底采用圆筒形裙座支撑。由于裙座内径，故裙座壁厚取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，裙座高度取，地角螺栓直径取。5.2塔体总高度实际

40、塔板数N=28 人孔塔板间距 进料板处间距人孔处板间距 裙座高度封头高度所以总高度。5.2.1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。5.2.2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。5.2.3塔底空间结构 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=（t×L×60-R）/

41、+0.6=(5×0.0042×60-0.142)/1.130+0.6=1.5m5.3塔板结构5.3.1整块板式塔结构因，故塔板采用分块式。查表5-10得塔板分为三块边缘区宽度确定取Ws=Ws= 75mm ,Wc=40mm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+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)=1.6/2（0.181+0.075）=0.544mr= D/2Wc=1.6/20.040=0.76m由上面计算得 Aa=0.764m2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

42、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=第六节 精馏装置的附属设备6.1回流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，计算冷却水

43、流量6.2换热器的设计与选型冷凝器选择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400IV8660004166.2.1. 流体流动阻力的计算（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 ,可查干筛孔流体系数图得，co=0.76精馏段hc=0.051(10.94/0.76) 2×(2.85/810.53)=0.037m液柱提馏段hc=0.051(10.5

44、6/0.76) 2×(3.20/788.38)=0.040m液柱（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）=0.793/(3.14-0.283)=0.28m/sFo=0.28×(3.14)1/2=0.50kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.58所以hl=hL=0.58×(0.045+0.05)=0.035 m液柱提馏段：ua=Vs/（ATAf）=0.765/(3.14-0.283)=0.27m/sFo=0.78×(3.14)1/2=0.50 kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.

45、59所以hl=hL=0.59×(0.06+0.02)=0.047m液柱（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/（l×g×do）计算,则有精馏段：h=(4×20.62×10-3)/(808.19×9.81×0.006)=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=0.037+0.035+0.0017=0.0687m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hP×l×g =0.0687×810.53×9.81=546.25Pa0.7KPa（设计允许值）提馏段：h=(4×19.21×10-3)/(786.002×9.81×0.006)=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=0.04+0.047+0.0016=0.0886m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hP×l×g =0.886×788.38×9.81=685.23Pa0.7KPa（设计允许值）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径（D<1600mm）和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。