苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计课程设计

广州大学生命科学学院化工原理课程设计（苯-甲苯二元混合物连续精馏装置的设计）一 设计概述3（一）课程设计的目的3（二）课程设计的内容3（三）精馏操作对塔设备的要求 3（四）板式塔的类型 3二塔的设计和流程工艺的设计4（一）塔类型的确定 4（二）工艺流程的设计4三 设计方案中参数的确定5（一）确定操作压力 5（二）确定进料状态 5（三）确定加热方式 6（四）确定冷却方式 6（五）热能的利用 6四塔的工艺计算 7（一）精馏塔的物料衡算 8（二）塔板数的确定 9五、塔的工艺条件及有关物性数据计算14（一）.操作压强Pm14（二）.操作温度tm 14（三）平均分子量M m15p（四）平均密度 m 15（五）液体表面张力 m16（六）液体粘度 Lm17六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算18（一）.塔径D的计算18（二）溢流装置20（三）塔板布置21（四）筛孔数n与开孔率 21（五） . 塔的精馏段有效高度 Z 22七、筛板流体力学验算 23（一）. 气体通过筛板压降相当的液柱高度 hP 23（二） . 雾沫夹带量 ev 的验算 24（三）. 漏液的验算24（四） . 液泛验算 25八、塔板负荷性能图 26（ 一 ） 精馏段 26（二）提馏段 29九、板式塔的结构与附属设备设计 33（一）塔体结构 33（二）塔板结构 34十、 辅助设备设计或选型 34（一）冷凝器 34（二）再沸器 35（三）接管管径的计算和选择 35十一、设计结果一览表 37参考文献 40总结 4010设计概述（一）课程设计的目的1、根据设计任务，查阅资料，选用公式和搜集数据的能力；2、依据综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型；3、培养学生迅速准确进行工程计算的能力；4、培养学生用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。（二）课程设计的内容（ 1）设计方案的简介（2）主要设备的工艺设计计算（3）典型辅助设备的选型和计算（4）工艺流程简图（ 5）主体设备工艺条件图 完整的化工原理课程设计报告由设计说明书和图纸两部分组成；（三）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。 实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，同时，上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔 型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。（四）板式塔的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、等多种。其中对主要的板式塔类型进行介绍：泡罩塔是历史悠久的板式塔， 长期以来， 在蒸馏、 吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位， 泡罩塔具有以下优点：（1）.操作弹性大（ 2） .无泄漏（ 3）. 液气比范围大 4）.不易堵塞 泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，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。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。 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。2(4 )压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m。(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%。二 塔的设计和流程工艺的设计一)塔类型的确定本次化工课程设计要设计一个精馏分离甲醇和水的二元混合物的精馏塔,设计任务适合筛板塔的精馏。而筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔,上升空气流经筛板塔分散,鼓泡通过板上液层, 形成汽液密切接触的泡沫层。筛板塔具有以下优点：结构简单,制造维修方便,造价低,相同条件下生产能力 高于浮阀塔,塔板效率接近于浮阀塔。(二) 工艺流程的设计根据设计任务进行下面的工艺流程设计： 苯,甲苯混合物进原料预热装置加热到泡点后,送入精馏塔,塔顶上升蒸汽经全凝器冷凝后, 一部分作为回流, 其余的产品有冷却器冷去后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽加热向再沸器供热,他地产品经冷却送至贮槽。流程图如下：讎出科再林进料赭谓塔工艺流程简圈三设计方案中参数的确定在筛板塔上进行本设计采用常压操作，在饱和液体状态下进料，间接蒸汽加热，以常温水作为冷却剂, 苯，甲苯二元混合物的连续精馏。（一）确定操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根 据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列 原则： 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增 力卩，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因 此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。 操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高 压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提 高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大， 需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。此处选择在常压下操作。（二）确定进料状态? 料状态以进料热状态参数 q表示，有五种进料状态；? q1 时，为低于泡点温度的冷液进料；? q = 1时，为泡点下饱和液体；?1q0 时，为介于泡点和露点间的气液混合物；? q = 0时，为露点下的饱和蒸气；?q0 时，为高于露点的过热蒸气进料。进料状态与塔板数、 塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。 在实际的生产中进料状态有多种， 但 一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中， 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制， 不致受季 节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 因而，确定在以饱和液体进料。（三）确定加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器，以提供足够的热量； 若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是： 可以利用压力较低的蒸汽加热； 在釜内只须安装鼓泡管， 不须安置庞大的 传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底 溶液起了稀释作用， 在塔底易挥发物损失量相同的情况下， 塔底残液中易挥发组分的浓度应较低， 因而 塔板数稍有增加。所以，本设计采用间接加热方式。（四）确定冷却方式设备一般采用常温水作为冷却剂。这样，既经济，又取材方便。水的入口温度由气温决定，出口温 度由设计者确定。因而，本设计以常温水作为冷却剂。（五）热能的利用采用合适的回流比； 使过程处于最佳条件下进行， 可使能耗降至最低。 与此同时， 合理利用精馏过 程本身的热能也是节约的重要举措。蒸馏系统的合理设置， 。采用中间再沸器和中间冷凝器的流程 1，可以提高精馏塔的热力学效率。 因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。综合上述，进行方案的设计，因参考一下原则：（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。 如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、 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。在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等， 均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。（3）保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。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。四塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F= 13200kg/h ;冷=0.46 ; x 0.96; X/v = 0.01 ； 进料热状况：饱和液体进料即q=1 ;单板压降不大于0.7kPa。表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(K临界温度t( C)临界压强PC(kPa)苯AC6%78.11353.3562.16833.4甲苯BH 5 - CH 392.13110.6318.574107.7表2常压下苯和甲苯的气液平衡数据温度液相中苯的摩尔分数 X气相中苯的摩尔分数 y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000表3液体的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31温度C）8090100110120苯,kg/ m3815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/ m3810800.2790.3780.3770.0表4苯与甲苯的液相密度温度（C）8090100110120苯(mP .s )0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP .s )0.3110.2860.2640.2540.228表5液体粘度uL（一）精馏塔的物料衡算F= 13200kg/h1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率Xf46/78.1146/78.1154/92.13Xd96/78.1196/78.11 4/92.13-0.9661/ 78.111/ 78.1199/92.14-0.01182）平均分子量MF =0.50 78.11 (1-0.50) 92.14 = 85.11Kg / KmolMD =0.966 78.11 (1-0.966) 92.14 = 78.59Kg / KmolMW =0.0118 78.11 (1-0.0118) 92.14 = 91.97Kg / Kmol3）物料衡算原料处理量 总物料衡算 W 易挥发组分物料衡算+D =13200(1)0.96D 0.01W =0.4613200(2)联立上式（1）、（2）解得：F =13200Kg. hF=13200/85.11=155.10 kmol/hD =6252.6KghD=6252.6/78.59=79.56 kmol/hW=6947.4Kg. hW=6947.4/91.97=75.54 kmol/h（二）塔板数的确定1.塔板数Nt的计算在本设计中，因苯一甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数Nt。其计算方法如下：（1）根据苯一甲苯的气液平衡数据作 x-y图及t -x-y 图（如下图所示）。r-t图(2)求最小回流比Rmin及操作回流比R。因饱和液体进料即q=1,所以其q线方程为：x=xf=0.50,在x-y图中对角线上自点e作出进料线(q线)，该线与平衡线y=的交点坐标为(=0.50皿=0.713),1 + (a - 1)x此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：yq -Xq0. 7 V30. 5 0求相对挥发度a :用内插法先求塔顶，塔釜及进料版的温度塔顶:凭0齐gO.OCl,因为Xd.966所以可求得tD=80.758oC12_O 55I _9O 11进料：一竝 一一，因为X -0.50,所以可求得tF=91.35C0.65-0.55 87.63-90.11aflf塔釜：二盘辟6因为Xw巾0118,所以可求得tW =109.86 Cax根据y ax 式子，其中a=苯,又有安托因方程|gpo二A丄，1+（a_1）xNt+Cp甲苯在泡点进料温度下，即t= 87.9oC，对于苯，其安托因常数常数A,B,C分别为6.03055，1211.033，220.79，o所以则有lg p苯对于甲苯，其常数A,B,C分别为6.07954，A B CCCCLL 1211.033=A6.030552.11t C87.9 220.791344.8，219.482。oP 苯=128.8Kpaolg p甲苯人一07954 - 87.913爲.482 . 7oP 甲苯二 5.12kpao所以a二gp甲苯根据操作回流比R=1. 12Rmin，分别取1.1，1.2，1.32.0， 相应的理论塔板数。（用简捷法求理论板数）黠訖57以逐板计算法计算出在全回流下求出所需理论板数Nmi n,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克 方程计算其中，a全塔o.awa。，因为 aw（a。）字，p甲苯因为，塔顶温度为80 758c 苯，其常数A,B,C分别为6.03055， 6.07954，1344.8，219.482。，塔底温度为109.86匕，查得的安托因常数：对于1211.033，220.79，对于甲苯，其常数 A,B,C分别为oBlg p卄二 A6.030552.01,塔顶 N 苯 t+C80.758 +220.79口、， oB1344.8lg P甲苯二 A6.07954 -1211.0331.60,80.758 219.482所以塔顶的挥发度为aDo卩苯=2.630p甲苯olg p苯塔底，t CoBlg p甲苯二 A-pC =6.07954B1211.0336.03055 -109.86 +220.791344.8o=2.36,所以p苯= 229.25Kpa1.99，所以p109.86 219.482o甲苯= 97.20 Kpa25o229.2597.20= 2.34所以a全塔awaD = 2.63*2.32.48所以塔底的挥发度为.“ 0.966、-0.0118“ iog( )()1 -0.9660.0118_ = 7 56log 2.48F面以R=2Rmin进行计算为例,R=2*1.19=2.38 ,(R-Rmin)/(R+1)=(2.38-1.19) /(2.38+1)=0.3521(N-Nmi n)/(N+2)=0.75 -0.75(卫 &2)0.5668 = 0.335R +1因为 Nmin=7.56,所以 N=12.376 13同上，分别取回流比为1.2 2.0，得比值RminRNmin(R-Rmi n)/(R+1)(N-Nmi n)/(N+2)N1.2 :1.191.4287.560.09800.54919.1971.31.191.5477.560.14020.50817.4131.41.191.6667.560.17850.46815.9701.5:1.191.7857.56P0.21360.43714.9871.61.191.9047.560.24590.41114.2311.71.192.0237.560.27560.38913.6461.81.192.1427.56:0.30300.36913.1511.91.192.2617.560.32840.35112.73021.192.387.560.35210.33512.376R-N图RR-N图由图可得，取 R=2.38比较合适，此时对应的理论塔板数N=12.376疋13由上求得 R=2.38,a=2.57 ,ya -(a -1)yy2.57 -1.57 y精馏段方程为 y x -XD0.9660.704x 0.286n 1 R 1 R 12.38 12.38 1R/ = (R+1) (xf-xw)/( xd-xf)+( q-1) (xd-xw)/( xd-xf)(2.38 1)(0.50 -0.0118)(0.966 0.50)(1T)0.966 -0.01180.966 0.50= 3.54所以提馏段的操作线方程为yn =冒x煮鬻響“282.00333理论板数计算：先交替使用相平衡方程b）计算如下:y1=XD=0.966 y2=0. 932 y3=0.879 y4=0.806(a)与精馏段操作线方程X1=0. 917X2=0.842X3=0.739X4=0. 618总理论塔板数为2.全塔效率Ety5=0.721X5=0.501y6=0.639X6 =0.408Xi3=0.0055i2 （不包括再沸器），精馏段理论板数为xf=0.50Xw=0.0ii85,第6板为进料板依式：Et =0.i7 -0.6i6lgm，根据塔顶、塔底液相组成查t -x-y 图，塔顶温度为80.758匕，塔底温度为i09.86c，求得塔平均温度为:温度下进料液相平均粘度为：80.758 i09.862= 95.3C，m =Xf苯（i-Xp）嗚苯=0.50 0.267 i -0.50 0.275 = 0.27imPa .s贝U Et =0.17-0.616lgm =0.17-0.616lg0.271 ： 52%3.实际塔板数N57精馏段：N精10（层）提馏段：N提14（层）0.520.52故实际塔板数：N =10 *14=24 （层）五、塔的工艺条件及有关物性数据计算（一）.操作压强Pm塔顶操作压力Pd -101.3kPa，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为:PF =10汉0. 7+ 101.3 1kPa3塔底压力为：PW = PF十14汉0.7 = 118.1kPa，故精馏段平均操作压力为：卩（精）=1 0 1 . 3可1 00 4k.P83a提馏段平均操作压力为c108Pm（提）亠1 11.P21a（二）.操作温度之前已经求得，得到塔顶：tD =80.758C，进料板温度tF =91. 35C，塔底：tw =109.86 0C，则精馏段的平均温度:tm，精80-758 91-3 86.0540c ,提馏段的平均温度：tm提109.8691.352= 100.61C（三）.平均分子量Mm由逐板计数法可知Xq = yi = 0.966, Xi =0.917 , yf = 0.713, Xf = 50 Xw = 001,.yw = 02 5塔顶：xyi =0.966，为=0.917MVDm =0.966 78.11 （1-0.966） 92.14 = 78.59Kg / KmolMLDm =0.917 78.11 （1-0.917） 92.14 = 79.27Kg /Kmol进料板：，J，=0.713,xf =0.50MVFm -0.713 78.111 -0.713 92.13=82.13Kg / KmolM LFm = 0.50 78.111 -0.5092.13 = 85.12Kg / Kmol塔底：xw=0.01,.yw=0.025MVWm=0.02 78.111 -0.0292.13 = 91.86Kg / KmolMLWm=0.01 78.111 -0.0192.13 = 91.99Kg/Kmol则精馏段平均分子量：Mvv精）二 78.5 82.13 = 80.36kg/kmol , “Lm（精） 79.27 85.122提馏段平均分子量：82.13+91.86Mvmm）87.00kg/kmol，M Lm（提）85.12 91.99=82.195kg / kmol=87.09kg / kmol（四）.平均密度：m1）气相密度?mVPM M V（精）mv（精）RT104.8 80.368.31486.054 273.15 _2.93Kg /mPPmM Vm（提）：m（ 提）二Rl113.2 87.00= 3.27Kg/m38.314100.61 273.152）液相密度J塔顶平均密度的计算根据主要基础数据表 4,由内插法得：L =813.95Kg/m3lb = 809.07Kg / m3,由1二aA . aB （ a为质量分率）LmLAPlB塔顶：a 0.96= 0.0410.960.043因为，即：5D =813.3Kg/m ；LmD）9.07?进料板平均密度的计算同上，由内插法可得进料板温度下对应的苯和甲苯的液相密度：LA -806.231 Kg/m3, ?LB =802.26Kg/m3进料板，由加料板液相组成Xa=0.5010.50 汉 78.110.50 78.11 （1 -0.50） 92.13= 0.46昙瓷，故 “=806.45Kg / m3由内插法可得：L =781.31Kg/m3,LB =781.13Kg/m3塔釜平均密度的计算塔底：aA 二 0.04aB 二 0.9610.040.96=mW781.31 781.13故精馏段平均液相密度：Lm（精）-2809.88 Kg/m3提馏段平均液相密度：m（提）=806.45 2 781.25 = 793.85kg/m 3即mW =781.25Kg/m3;（五）.液体表面张力mn二m -v xrii 根据主要基础数据表3 ,由内插法得：顶二21.16，匚B顶=21.59 ,二 a进=20.31,6进=20.82，二 a底 =17.76，二 b底二 18.54。am,顶=0.966x 21.16+ 0.034X 21.59= 21.17mN/mam,进=0.50 汉 20.31 +0.50汉 20.82 = 20.57mN / m%底=0.0118x17.76 + 0.9882x18.54=18.53mN /m则精馏段平均表面张力：cm（精）-21.17 20.57二20.87mN/m提馏段平均表面张力：6（提20.57 18.53二19.55mN / m2（六）.液体粘度Lmn叫m八，Xi Ti生根据主要基础数据表5，由内插法得：顶=0.305 , JB顶二0.309，-as =0.285,进=0.291，-A底 =0.235,亠底=0.255。%顶=0.966 0.305 （1 -0.966） 0.309 =0.305mPa s%进=0.50 0.285 （1-0.50） 0.291 =0.288mPa s叽底=0.0118 0.235 （1-0.0118） 0.255 = 0.255mPa s故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度Lm（精）Lm（提）0.305 0.2882=0.296mPa s0.288 0.2552=0.271mPa s求精馏塔的气液相负荷精馏段：V 二 R 1 D = （2.38 1） 79.56 二 268.91Kmol / hV M Vm（精）3600 vm（精）268.91 80.363600 2.93=2.049m3 /sLM Lm（精）3600 Lm（精）=0.00534m3/sL =RD =2.38 79.56 =189.353Kmol / h189.353 82.1953600 809.88Lh =0.00534 3600= 19.22m3/h提馏段：L： = L qF =189.353 155.10 =344.453Kmol /hV =V （q -1）F =268.91Kmol / hVs 二VM vm （提）3600 ： vm（提）268.91 87.003600 3.27= 1.987m3 / sLsL M Lm（提）3600 订（提）344.453 87.093600 793.85=0.0105m3 / sLh =0.0105 3600= 37.79m3/h六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算（一）.塔径D的计算精馏段：之前已计算得精馏段的气液相体积率为_ V M vm（精） 3600 vm（精）268.91 80.363600 2.93二 2.049m3 /sLM L（精）3600 Lm（精）-0.00534m3/s189.353 82.1953600 809.88塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取表6板间距与塔径关系塔径DT，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距HT， mm200300250350300450350600400600根据上表，初选板间距HT =0.40m，取板上液层高度hL=0.06m ，故H T - hL = 0.40 - 0.06 = 0.34m ；精馏段：f、LSfp）1 1 Lm（精）pl v（精）丿10.00534809.88 2二 0.04332.0492.93查史密斯关联图，可得C20 =0.075依式C二C2020 J精馏段液相平均表面张力为20.835mN/m时，C二C20120丿J.075加2二 0.0756%x =C ：Y ：V = 0.0756 . 809.31 一2.91 = 1.258m/s2.91可取安全系数为 0.7 （安全系数 0.6 0.8 ）,则空塔气速二=0.7max =0.7 1.258 =0.8809m/s故D4 2.049 = 1.72m。按标准，塔径圆整为1.8m, 二 0.8809塔截面积为a-d所以实际空塔气速为I：.2221.82.543m42.0490.81m/ s2.543提馏段:之前已求得V %（提）洒91 87.00 “987m3/s3600 3.27VS3600 提）L%（提）琢453 87.9“.0105m3/s3600 793.85L =S 3600认提）Ls2 s 丿 J R/n-C提）10.0105793.85 勺0.0821.9873.27查史密斯关联图，可得C” 0.068;依式 Ct。20提馏段液面平均表面张力为19.51mN /m时，C =C20匚0.20.068120丿19.51 厂I 20丿二 0.0677max 二 CP _ PL V -0.067779295-3.25胡厶口怡32526可取安全系数为 0.7 （安全系数 0.6 0.8 ），贝U 4 = 0.74max =0.7汉 1.055= 0.739m/s故D= 蔭匡亟十伽。按标准,塔径圆整为2.0m,0.739将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相 差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。所以：精馏段：塔截面积为 At二才。2=才2.02 =3.14m2所以实际空塔气速为u = 2.049 = 0.65m/s3.14提馏段：塔截面积为 At=2D2=2 2.0 3.14m2所以实际空塔气速为u = 1.987 = 0.63m/ s3.14（二）.溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：1）溢流堰长lw :单溢流取lw =（ 0.6-0.8 ）D,取堰长lw为0.60D，即1 00 0 2= m2）出口堰高hW :仏-hW由 lW / D = 1.2/ 2 = 0.6查化工原理课程设计-天津科学技术出版社，图49液流收缩系数计算可知：E为2E为1时，误差很小可忽略，由how 284 E 5 得：1000 Uw 丿/ 、22精馏段：how=2X1 J 3600*0.0017 孑=0.0084m1000 W .丿 1000 I 1.2 丿故 hw 二 0.06 - 0.0084 二 0.052m ；提馏段：2 2厂2.84 厂 仏 |3 2.84 一 y3600*0.00352 $ 门 c一hoWEl h10.014m1000Iw10001.2故 hw =0.06 - 0.014 = 0.046m ；3）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af :由匚/D =0.6查化工原理课程设计-天津科学技术出版社：图 411弓形降液管的宽度与面积，得： Wd /D =0.0982, Af/州=0.0553昇222Wd =0.0982D =0.09820.1964m，Af =0.0553 D =0.05532 =0.174m，44A + H利用式 fT计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即Ls精馏段:= AfHT = 0.174 0.40 = 13.03 s （5s，符合要求） Ls0.00534提馏段:Af ht 0.174汇0.40 as （、匸话厶时十、t 6.63s （ 5s，付合要求）Ls0.01054）降液管底隙高度ho :精馏段：（精）=0.052m，所以 h。的取值范围为（0.04 0.046）m,取 h。= 0.042m提馏段：hw（提）=0.046m，所以 h 的取值范围为（0.034 0.04）m，取 h 0.035m。（三）.塔板布置1）取边缘区宽度 Wc = 0.035m,安定区宽度 Ws -0.065m _R2x2）由式：Aa =2 |xJr2 -x2 +sin， 计算开孔区面积，其中：r180RR 二 D -Wc22 -0.035 = 0.865m，2x二牛一 Wd Ws =2 - 0.196 0.065 二 0.739m ；A =2 0.739、0.8652 -0.73920.8652sin 0.739 = 2.196m2_1800.865（四）.筛孔数门与开孔率精馏段：取筛空的孔径 d0为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚为3.5mm ,取t/d0 =3.5，故孔中心距 t =3.5 5 = 17.5mm。33其开孔率1158 101158 103师孔数 n2 A22.196 =8304 孔。t17.5二A 100% = 0907 100% =7.4% （在5% 15%范围内）,则每层板上的开孔面积Aa3.52Ao为代=0.074 2.196 = 0.163m2, 气体通过筛孔的气速为：34乂 二空七.89m/sA 0.163提馏段:取筛空的孔径do为5mm，正三角形排列，一般碳钢的板厚、.为 3.5mm ,取t/d =3.5，故孔中心距 t =3.5 5 =17.5mm。33其开孔率1158 10 A 1158 10 师孔数 n2Aa22.196 =8304 孔t217.52:二A 100% = 0907 100% =7.4% （在5% 15%范围内），则每层板上的开孔面积Aa3.52A。为 人=0.074 2.196 =0.163m2 ， 气体 通过筛 孔的气 速为：,V 1.987JoS12.19m/sA 0.163（五）.塔的精馏段有效高度Z1.塔顶空间Hd塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少 塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔径大时可适当增大。本设计取 0.8m。2.塔板间距HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可 小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利， 但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板 间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。 根据化工原理设计表4-1板间距与塔径的关系，塔径为16002400mm时，板间距 为350600mm此设计选用板间距为 400mm3.人孔数目（S）及开有人孔的板间距Ht人孔数目是根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。凡有人孔的上下两塔板间距HT应等于或大于600mm由前面计算得到，实际塔板数为24,共设3个人孔，Ht取0.80m.4.进料板空间高度HF进料段空间高度取决于进料口的结构形式和物料状态， 一般要比HT大一些。为 了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管， 应保证这些设施的安装。取1.0m。5.塔底空间Hb塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有1015min的储 量，以保证塔底料液不致排完。此处取 1.3m左右。6.塔体总高度HH = Hd (Np _2_S) Ht S Ht Hf Hb= 0.8 (24 -2 -3) 0.4 3 0.8 1.0 1.3=13.1m七、筛板流体力学验算（一）.气体通过筛板压降相当的液柱高度 hphp =hchi h.-1）干板压降相当的液柱高度hc :依d/；-5/3.5 = 1.42，查干筛孔的流量系数图得，C。= 0.845 由式 hc（精）=0.051f叮2pC0 J=0.051空卜注=0.0427口见（提）二 0.051=0.0510.8453M3=0.0435m792.95 丿10.845 丿 1809.31 丿2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h :精馏段：-aS2.0490.691m/ s， Fa 二 ua ： V =0.6912.91=1.178A -Af3.14-0.174由；o与Fa关联图查得板上液层充气系数0.625 , 所以hi = ；ohL =0.625 0.06 = 0.0375m提馏段：VsAT - Af1.9873.140.174=0.670m/ sFa = ua： 0.670汇#3.25 = 1.208由；o与Fa关联图查得板上液层充气系数；。=0.605 ,所以hi = ；ohL =0.605 0.06 = 0.0362m3）克服液体表面张力压降相当的液柱高度:精馏段hc =0.00210m，4 20.835 10809.31 9.81 0.005故 hp =hc hh：严0.0427 0.0375 0.00210 = 0.0823m则单板压强：PP =hprLg =0.0823 809.31 9.81 =653.2Pa ： 0.7kPa提馏段h._= 4二4 19.51 100.0020m,PLgd0792.95 汉 9.8仆 0.005故 hp =0.0435 0.0362 0.002 二 0.0817m则单板压强：PP =hp g =0.0817 792.95 9.8仁 634.9Pa ： 0.7kPa（二）.雾沫夹带量ev的验算精馏段:5.7 10%e -325.7 10“20.835 100.69110.25 丿、3.2=0.0071kg液/ kg气:0.1kg液/kg气提馏段:二 0.0069kg液 / kg气:0.1kg液 / kg气5.7勺0上 S.670丰Ht -hf19.51 100.25故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。（二）.漏液的验算精馏段：Jow =4.4Co 0.0056 0.13hL h二/ J=6.28m/ s= 4.4 0.805. 0.0056 0.13 0.06 一 0.0021 需；1筛板的稳定性系数3丄=需=2.05“5_2.）故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段：% =4.4C0.0056 0.13k -h二让 / 匚=5.91m/ s= 4.4 0.805 0.0056 0.13 0.06 一 0.002 792.95 V3.25IJ. 12 19筛板的稳定性系数k弋旨 m），故在设计负荷下不会产生过量漏液。（四）.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H d乞r H T * hw由Hd =hp hihd 计算， 而精馏段：1% =0.153（丄 ）2 = 0.15（0.08）2 = 0.001mlw h0所以 Hd =0.001 0.06 0.0823 = 0.1433m 取 二 0.5则，Ht hw 1=0.5 0.4 0.050.226m故H H T hw在设计负荷下不会发生液泛。提馏段：hd =0.15（丄 ）2 =0.15（0.08）2 = 0.001m1 w h0所以 Hd =0.0817 0.06 0.001 =0.1427m 取 =0.5，则Ht hw .5 0.4 0.046 = 0.223m故H d ： HT hw在设计负荷下不会发生液泛。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。八、塔板负荷性能图（一）精馏段1. 雾沫夹带线（1）ev =CJt - hf式中 Vs 一Vs-0.337Vs5.7 0叮巴 氏-Af3.14-0.174(a)hf =2血 + hw )=2.5 hw +2.8410 隹3600LSlW近似取 E ： 1.0, 九=0.052m,lW =1.2m故 hf =2.5 2 .3 f3600 汉 Ls 30.052 +2.84X0 x S II 1.2 丿J32/3= 0.13 1.481 LS(b)取雾沫夹带极限值 e为0.1Kg液/Kg气。已知二= 20.835 10N/m， HT=0.4m，并将 a , b 代入 q = 5.7_10JHt -hf j3.2得下式:0.1= 57 1020.835000.