化工原理课程设计苯—甲苯精馏塔设计

《化工原理课程设计苯—甲苯精馏塔设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计苯—甲苯精馏塔设计（36页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、化 工 原 理课 程设计任务书学校：太原科技大学指导老师：班级：工艺0741姓名：学号： 苯甲苯精馏塔设计 目 录一、摘要二、前言三、设计任务和条件四、设计计算（1）设计方案的确定（2）精馏塔的物料衡算 1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数2、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3、物料衡算（3）塔板数的确定 1、理论板N的确定2、实际板层数的求取（4）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力2、操作温度3、平均摩尔质量4、平均密度5、液相平均表面张力6、液相平均黏度五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、精馏塔有效高度的计算 溢流装置六、塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算

2、2、塔板布置及浮阀数目与排列七、塔板流体力学验算1、气相通过浮阀踏板的压降2、淹塔 3、雾沫夹带八、塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线2、液泛线3、液相负荷上限线4、漏液线5、液相负荷下限线九、塔附件设计1、接管进料管2、法兰3、筒体与封头4、人孔十、提馏段的设计计算（一）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1、操作压力2、操作温度3、平均摩尔质量4、平均密度5、液相平均表面张力6、液相平均黏度十一、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1、塔径的计算2、精馏塔有效高度的计算 溢流装置十二、塔板主要工艺尺寸的计算1、溢流装置的计算2、塔板布置及浮阀数目与排列十三、塔板流体力学验算1、气相通过浮阀踏板的压降2、淹

3、塔 3、雾沫夹带十四、塔板负荷性能图 1、雾沫夹带线2、液泛线3、液相负荷上限线4、漏液线5、液相负荷下限线十五、塔附件设计1、接管进料管2、法兰3、筒体与封头4、人孔十六、参考文献十七、设计心得及设计过程的评述和讨论一、摘 要塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属

4、微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等关键字 精馏塔；浮阀塔；板式精馏塔；化工生产 二、前 言 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，

5、在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。该过程是同时时进行传质、传热的过程。 本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯甲苯的分离。精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类。板式塔又有筛板塔、泡罩塔、浮阀塔等。鉴于设计任务的处理量不大，苯甲苯体系比较易于分离，待处理料液清洁的特点，设计决定选用筛板塔。筛板塔是生产中最常用的板式塔之一。板式塔具有结构简单，制造和维修方便，生产能力大，塔

6、板压降板效率较高等优点。1、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:1)获得馏出液塔顶的产品；2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；3)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

7、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。2、.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：1)能保证产品质量，满足工艺要

8、求，生产能力大；2)流程短，设备投资费用少；3)耗能量低，收率高，操作费用低；4) 操作管理方便。 3、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

9、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。4.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

10、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。三、设计任务和条件1年处理含苯35%质量分数，下同的苯甲苯混合液3.8万吨。2产品苯含量不低于95%。3残液中苯含量不高于4%。4操作条件精馏塔的塔顶压力 4kpa表压进料状态 40冷夜回流比 2.33加热蒸汽压力 101.325kpa表压单板压降 不大于0.70kpa表压全塔效率 Et=52%5设备型式 浮阀塔F1型6厂址 太原地区7设备工作日 300天年，24h连续运行8太原地区夏天水温 16189太原地区的当地大气压 92kpa绝压四、 设计计算一设计方案的确定本设计任务为分离苯和甲苯混合

11、物。对于二元混合物的分离，应采用常压下的连续精馏装置。本设计采用过冷液体进料，通过管路进入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液再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。该物系是易分离物系，最小回流比比较小，操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔夫采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。二精馏塔的物料衡算1、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 =78kgkmol甲苯的摩尔质量 =92kgkmol原料液的轻组分分别为： = 2、原料液及塔顶、塔底产物的平均摩尔质量 =0.4178+0.6992=31.98+54.28=86kgkmol =0.9678+0.0

12、492=74.88+3.68=79kgkmol = 0.04778+0.95392=3.666+87.676=91kgkmol3、物料衡算 即：=380000003002479+ 0，41=3800000030024790.96+0.047 解之得=168.4kmolh =101.6kmolh =66.8kmolh一、 塔板数的确定1、 理论板层数的确定T80.184889296102104108110.6X10.8160.6510.5040.8730.2560.1520,0570Y10.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250又苯、甲苯为理想物系。由P75表10-

13、3取=2.6+2.352=2.475对应则=0.63泡点=94露点T=95又=0.411.704+0.591.70=0.69864=1.70将物料液由40升至94所需要的热量Q= =861.70=7894.8kjkmol再将饱和液体升温至饱和蒸汽所需热量Q=32450.5kjkmol则Q=1.24则q线斜率k=5.171、 求最小回流比及操作回流比平衡线：y=q线： y=5.17x-1.71以上两式联立解得：x=0.4 y=0.62故=0.340.22=1.55实际操作回流比R=1.55=2.332、 求精馏塔的气液负荷=2.3366.8=155.6Kkmolh=2.33+166.8222.4

14、kmolh3、 图解法求理论版层数假设Et=0.52，则=14.其中=8，进料版=7.实际板数的求取精馏段的实际板数=60.52=11.5=12 =80.52=15.3=15总实际板层数N=N+N =12+15=27五、 精馏塔的工艺条件及相关性质数据的计算1、 压强：塔顶压力=92+4=96lpa 每层塔板的压降p=0.7kpa 进料板压降=96+0.712=104.4kpa 精馏段的平均压降=94+104.42=100.2kpa 塔底压力P=Pd+0.727=114.9kpa2、温度：T塔顶塔底进料版x0.960.0470.41x0.040.9530.59物质ABC苯6.030551211

15、.033220.79甲苯6.079541344.8219.482塔顶、塔底、进料板的温度用试差法求之：塔顶温度：假设=79.2则=6.03055=6.030554.03691=1.99 =6.07954=6.079544.50245=1.58 =0.9697.70.0438.095.312kpa 此时与实际压强相差无几，所以=79.4进料板温度：假设=96则=6.03055=6.030553.82282=2.21 =6.07954=6.079544.26268=1.82 =0.41162.20.5966.1=105.4kpa 误差太大，不符。 假设=97则=6.03055=6.030553.8

16、1080=2.22 =6.07954=6.079544.249211.83 Pf=0.411660.5967.6=68.0639.9=107.9kpa* 误差太大，不符。 假设=95.6,=6.03055=6.030553.82766=2.2 =6.07954=6.079544.26809=1.81 Pf=0.41158.50.5964.6=64.98538.114103kpa 此时与实际压强相差无几，所以Td=95.7塔底温度：假设t=113则=6.03055=6.030553.62813=2.40 =6.07954=6.079544.04474=2.03 =0.047251.20.9531

17、07.2=11.8102.2=114kpa 此时与实际压强相差无几，所以Td=113故精馏段的平均温度Tm=79.495.772=87.553、 塔顶塔底的相对挥发度 塔顶： =6.03055=6.030554.03422=2 =6.07954=6.079544.49943=1.58 = 塔底：=6.03055=6.030553.62813=2.42 =6.07954=6.079544.04473=2.03 = 则全塔的平均相对挥发度=2.484、 液相平均粘度10=x10 塔顶液相平均粘度：由=79.4查附录4得=0.31mpas =0.3mpas 则=0.960.310.0470.3=0.

18、29760.012=0.310mpas进料板液相平均粘度：由t=95.7查附录4得=0.27mpas =0.26mpas 则=0.410.270.590.260.11070.1574=0.264mpas塔底液相平均粘度：由t=113查附录4得=0.21mpas =0.20mpas 则=0.0470.210.9530.2=0.009870.1906=0.2mpas全塔平均=0.310.2640.23=0.2585、 校核塔板效率=0.490.2582.48=0.5476、 平均摩尔质量塔顶气液混合物的平均摩尔质量有x=y=0.96，所以x=0.907 =0.96780.049274.883.68

19、=78.56kmol =0.907780.0939270.7468.55679.3kmol进料板气液混合物平均摩尔质量 M=0.41780.599231.9854.2886.26kmol精馏段气液混合物的平均摩尔质量 M=78.56kmol M=79.386.262=82.78kmol气液相的平均密度1 气相平均密度Pv=nRT =2.62kg2 液相平均密度：由=79.4查得=810 kg，=795 kg =10.968100.04795=10.0011850.00005=809.72kg3 进料板液相平均密度：由t=95.7查的=795 kg， =790kg =10.357950.6579

20、0=10.000440.00082=793.7kg精馏段液相平均密度=809.3793.72=801.5 kg8、 液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式；=塔顶液相平均表面张力由=79.4，查附录四得=21.410Nm =22.010 Nm =0.9621.40.0422=20.5440.88=21.4210 Nm进料板液相平均表面张力;由t=95.7查附录四可得=20.010Nm =21.010 Nm =0.41200.5921=8.212.39=20.5910 Nm精馏段液相平均液相张力=21.4220.592=21.010 Nm 六、 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算精馏段的气液相体积流率

21、为q=222.478.5636002.62=1.852 q=155.682.783600809.3=0.0044C由式340求取，其中C由图33查取，图中横坐标为 =0.0418取板间距=0.45m，板上液层高度h=0.05m则h=0.450.05=0.4m查图33得C=0.085 C= C=0.0852120=0.086 U= C=0.086=1.51ms取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.61.51=0.905 ms2）塔径D=1.61按标准圆整塔径为D=1.8m塔截面积为A=2.54实际空塔气速u=0.729ms2、 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 =12-10.45=4.95

22、m提留段有效高度为 Z=1510.456.3m在进料板处及提流段各开一个小孔，其高度均为0.8m，故精馏塔的有效高度为 Z=+0.82=4.95+6.3+1.6=12.85m七、 塔板主要工艺尺寸的计算1、 溢流装置的计算因塔径D=1.8m2m，可选用单溢流形弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下;1) 堰长L取L=0.66D=0.661.8=1.188m2) 溢流堰高度h=hh选用平直堰，堰上液层高度h=近似取E=1，则h=0.016m取板上液层高度h=0.05m，故hh=0.050.016=0.034m3）弓形降液管宽度W及截面积A，由，查图35可得,.故A=0.0722A=0.0722

23、2.540.183 W=0.124D=0.1241.8=0.2232m依式341验算液体在降液管中的停留时间，即 =故降液管合理。4)降液管，计算公式h=0.0463m又0.05hh0.1h即0.034h0.984故取h=0.53，此时满足条件。2、 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F=9，用式347求空速u，即 u=5.56ms依式348求每层塔板上的浮阀数，即 N=279取边缘区宽度W=0.05m，破沫区宽度W=0.08m，依式345计算鼓泡区面积即 A=R=D2=1.820.05=0.85mX=D2W=1.820.22320.08=0.5968mA=0.742浮阀排列方式采用等腰三

24、角形叉排，取同一横排得孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t=若阀的空动能因数F=12，用式347求空速u即 u=ms依式348求每层塔板上的浮阀数，即 N=取边缘区宽度W=0.05m，破沫区的宽度Ws=0.1m，依式345计算鼓泡区的面积A=R=D2W=1.820.05=0.85mX=D2WdWs=1.820.22320.1=0.57768mA=0.742浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排得孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t=塔层采用分块室塔板，按孔心距t=75mm，板间距t=40mm，以等腰三角形叉排方式作图。鉴于塔的直径很大，可按孔心距t=

25、75mm，板间距t=80mm，得实际的浮阀数目N=262个。按N=262重新核算孔速即阀的动能因数： u=msF=u=5.92=9.58阀孔动能因数变化不是很大，仍在912的范围里，故设计合理。塔板开孔率=八、 塔板流体力学验算1、 气相通过浮阀塔板的压降可根据式349计算塔板压降，即h=h+1） 干板阻力 由式352先计算临界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350计算，即h=m2） 板上充气液层阻力h 本设计分离本和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物。故可取充气系数=0.5.依式353计算。即h=h=0.50.05=0.025m3）克服表面张力所造成的阻力h。因本设计采用浮阀塔，其h很小，

26、可忽略不计。因此气体流经一层浮阀塔板的压降相当于液柱高度为：h=0.034+0.025=0.059m 单板压降2、 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度HH+h。H可用下式计算，即H=1） 与气体通过降液管的压降相当的液柱高度h=0.059m2） 液体通过降液管的压头损失h因不设进口堰，故可按式362计算。即 h=0.1533） 板上液层高度 取h=0.05m 因此，H=0.059+0.00098+0.05=0.11m取=0.5 ，H=0.45m，h=0.034m 则H+ h=0.50.45+0.034=0.242m 可见HH+ h，符合防止淹塔的要求，故设计合理。3、 雾沫夹

27、代按式358及式359计算泛点率F板上液体流径长度Z=D2W=1.82=1.35 36m板上液流面积A=2.542=2.174m苯和甲苯可按正常系统，按表33取物性系数k=1.0，又由图310查的泛点负荷系数C=0.112,将以上数值带入358得 F= = = =46.9又按式359计算泛点率，得 F= = = =55.9计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1kg液kg气的需求。九、 塔板负荷性能图1、 雾沫夹带线按式358作出，即F=对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知的值，相应与0.1的泛点率上限值亦可确定，将已知数据带入上式，便得出qq的关系式。据此作出雾沫夹

28、带线按泛点率=80计算如下： 即q=雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个q值，依上式算出相应的q值列与附表中。 雾沫夹带线数据 qS0.0010.002qS3.373.342、 液泛线由H+ h=确定液泛线忽略式中的h项，将式362 式342 式350 式351及h=带入上式可得到： H+ h =物系一定，塔板构结尺寸一定，则等均为定值，而u与q又有如下关系。即 u=式中阀孔数与孔径d亦为定值，因此，可将上式简化得： q=21.9-309.1q-99.2在操作范围内任取若干个q值，依上式算出相应的q值列于下表 液泛线数据qS0.00050.0010.0020.004qS4.614.574.

29、514.41 3、 液相符合上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于35s，依式341知液体在降液管的停留时间为 =35s求出上限液体流量q值（常数），在qq图上，液相符合上限线为与气体流量q无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间为下限，则 （ q）=m4、 漏夜线对于F型重阀依F=u=5计算，则u=又知q=式中d，N,均为已知数。故由此式可求出气相负荷q的下限值。据此作出与液相流量无关的水平漏夜线。以F=5作为规定气体最小负荷的标准，则（q）=0.97 m5、 液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式 6、 计算出q的下限值，依次作出液相负荷下限

30、线。该线与气相流量无关的竖直线。 取E=1则 m根据本题附表1，附表2以及式3式5可分别作为塔板符合性能图上的15共5条线。由塔板符合性能图可以看出：1） 在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。2） 踏板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由附图2查出塔板的气相负荷上限 m， m，所以操作弹性=将计算结果汇总于附表3中 附表3 浮阀塔板工艺设计结果项目数值及说明备注塔径Dm1.8 分块式塔板等腰三角形叉排指同一横排的孔心距。指相邻两横排的中线的距离。雾沫带控制漏液控制 板间距Hm0.45塔板型式单溢流形，弓形降液管空塔气速ums0.729堰长

31、m1.188堰高0.034板上液层高度0.05降液管底隙高度0.0463浮阀数262阀孔气速ums7.41阀孔动能因数9.58临界阀孔气速6.022孔心距0.075排间距0.08单板压降700液体在降液管内的停留时间18.72降液管内清液层高度0.11泛点率46.9气相负荷上限3.09气相负荷下限0.97操作弹性3.18十、提馏段设计计算：1、提馏段的气液负荷故提馏段的操作线方程为 = =1.316由塔底可知，又此时故塔底气液混合物的平均摩尔质量 =0.109kmol =0.097kmol进料板气液混合物平均摩尔质量 由图解理论板（附图1）可得，查平衡曲线得 =kmol=0.4kmol提馏段气

32、液混合物的平均摩尔质量 =（90.5+82.3）2=86.4kmol =90.6+86.42=88.5kmol2、液相平均粘度10=Xi10进料板液相平均粘度：由=95.7查附录4得=0.27mpas =0.26mpas 则=0.410.270.590.260.11070.1574=0.264mpas塔底液相平均粘度：由=113查附录4得=0.21mpas =0.20mpas 则=0.0470.210.9530.2=0.009870.1906=0.2mpas全塔平均=0.310.2640.23=0.258提馏段平均黏度为2=0.23 ms3、气液相的平均密度4 气相平均密度PV=NRT =kg

33、5 液相平均密度：由查得=735kg，=745 kg =kg6 进料板液相平均密度：由=95.7查的=795 kg，=790kg =10.357950.65790=10.000440.00082=793.7kg精馏段液相平均密度=738.6793.72=766.2 kg4、液相平均表面张力液相平均表面张力计算公式；=Xi塔底液相平均表面张力由，查附录四得=18.110Nm =18.710 Nm =0.04710 Nm进料板液相平均表面张力;由=95.7查附录四可得=20.010Nm =21.010 Nm =0.41200.5921=8.212.39=20.5910 Nm精馏段液相平均液相张力=

34、18.6720.592=19.6310 Nm 十一、提馏塔的塔体工艺尺寸的计算1、 塔径的计算1） 最大空塔气速和空塔气速。最大空塔气速得计算公式：提馏段的气液相体积流率为q=2.04 q=C由式340求取，其中C由图33查取，图中横坐标为 取板间距Ht=0.45m，板上液层高度h=0.05m则Hth=0.450.05=0.4m查图33得C=0.08 C= C=0.0819.0320=0.0797 U= C=0.0797ms取安全系数为0.6，则空塔气速为u=0.6u=0.6 ms2）塔径D=按标准圆整塔径为D=2.0m塔截面积为A=3.14实际空塔气速u=0.650ms十二、塔板主要工艺尺寸

35、的计算3、 溢流装置的计算因塔径D=2m，可选用单溢流形弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下;3) 堰长 取=0.66D=0.662=1.32m4) 溢流堰高度h=hh选用平直堰，堰上液层高度h=近似取E=1，则h=0.0274m取板上液层高度h=0.05m，故hh=0.050.0274=0.0226m3）弓形降液管宽度W及截面积A，由，查图35可得,.故A=0.0722A=0.07223.140.227 W=0.124D=0.1242=0248m依式341验算液体在降液管中的停留时间，即 =故降液管合理。4）降液管底隙高度h计算公式如下：h=m故降液管底隙高度设计合理，此时满足条件。4、

36、 塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因数F=10，用式347求空速u，即 u=5.69ms依式348求每层塔板上的浮阀数，即 N=取边缘区宽度W=0.06m，破沫区宽度W=0.07m，依式345计算鼓泡区面积即 A=R=D2=220.06=0.94mX=D2WdWs=220.248+0.07=0.682mA=0.857浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排得孔心距t=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t=由于塔的直径很大，可按照同一横排孔心距t=75mm，板间距t=80mm，以等腰三角形叉排方式作图可得阀数N=384个按N=384重新核算孔速及阀的动能因数 u= F=此时阀的动能

37、因数不在规定的范围里，故可在适当减少阀的数目按N=320重新核算： u= F=此时阀孔动能因数在912范围内，符合条件。塔板流体力学验算塔板开孔率=十三、塔板流体力学验算4、 气相通过浮阀塔板的压降可根据式349计算塔板压降，即h=h+3） 干板阻力 由式352先计算临界空速，即u=ms 因uu，故h可按式350计算，即h=m4） 板上充气液层阻力h 本设计分离本和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物。故可取充气系数=0.5.依式353计算。即h=h=0.50.05=0.025m3）克服表面张力所造成的阻力h。因本设计采用浮阀塔，其h很小，可忽略不计。因此气体流经一层浮阀塔板的压降相当于液柱高度为

38、：h=0.035+0.025=0.06m 单板压降5、 淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中液层高度H+h。可用下式计算，即=1） 与气体通过降液管的压降相当的液柱高度h=0.06m2） 液体通过降液管的压头损失h因不设进口堰，故可按式362计算。即 h=0.1533） 板上液层高度 取h=0.05m 因此，=0.06+0.00098+0.05=0.11098m取=0.5 ，H=0.45m，h=0.0226m 则H+ h=0.50.45+0.0226=0.236m 可见H+ h，符合防止淹塔的要求，故设计合理。6、 雾沫夹代按式358及式359计算泛点率F板上液体流径长度Z=D2W=1

39、.82=1.504m板上液流面积A=30142=2.686m苯和甲苯可按正常系统，按表33取物性系数k=1.0，又由图310查的泛点负荷系数C=0.112,将以上数值带入358得 F= = =48.5又按式359计算泛点率，得 F= = =44.9计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1kg液kg气的需求。十四、塔板符合性能图7、 雾沫夹带线按式358作出，即F=对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知的值，相应与0.1的泛点率上限值亦可确定，将已知数据带入上式，便得出qq的关系式。据此作出雾沫夹带线按泛点率=80计算如下： 即q=雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个

40、q值，依上式算出相应的q值列与附表中。 雾沫夹带线数据 qS0.0010.002qS3.963.938、 液泛线由H+ h =确定液泛线忽略式中的h项，将式362 式342 式350 式351及h=带入上式可得到： H+ h =物系一定，塔板构结尺寸一定，则等均为定值，而u与q又有如下关系。即 u=式中阀孔数与孔径d亦为定值，因此，可将上式简化得： 0.2021=0.007519q+8.1185q+0.8316在操作范围内任取若干个q值，依上式算出相应的q值列于下表 液泛线数据qS0.00050.0010.0020.004qS5.125.085.014.91 9、 液相符合上限线液体的最大流量

41、应保证在降液管中停留时间不低于35s，依式341知液体在降液管的停留时间为 =35s求出上限液体流量q值（常数），在qq图上，液相符合上限线为与气体流量q无关的竖直线。以=5s作为液体在降液管中停留时间为下限，则 （ q）=m10、漏夜线对于F型重阀依F=u=5计算，则u=又知q=式中d，N,均为已知数。故由此式可求出气相负荷q的下限值。据此作出与液相流量无关的水平漏夜线。以F=5作为规定气体最小负荷的标准，则（q）=1.09 m11、液相负荷下限线 取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，依下列的计算式 12.计算出q的下限值，依次作出液相负荷下限线。该线与气相流量无关的竖直线。 取E=1则 m

42、根据本题附表1，附表2以及式3式5可分别作为塔板符合性能图上的15共5条线。由塔板符合性能图可以看出：3） 在任务规定的气液负荷下的操作点A（设计点），处在适宜操作区域内的适中位置。4） 踏板的气液负荷上限完全由雾沫夹带控制。按照固定的液气比，由附图2查出塔板的气相负荷上限m， m，所以操作弹性=将计算结果汇总于附表3中 附表3 浮阀塔板工艺设计结果项目数值及说明备注塔径Dm2.0 分块式塔板等腰三角形叉排指同一横排的孔心距。指相邻两横排的中线的距离。雾沫带控制漏液控制 板间距Hm0.45塔板型式单溢流形，弓形降液管空塔气速ums0.7512堰长m1.32堰高0.0226板上液层高度0.05降

43、液管底隙高度0.0104浮阀数320阀孔气速ums7.41阀孔动能因数9.38临界阀孔气速5.660孔心距0.075排间距0.08单板压降700液体在降液管内的停留时间9.29降液管内清液层高度0.11098泛点率44.9气相负荷上限3.75气相负荷下限1.1操作弹性3.04十五、塔附件设计1、 接管进料管本设计采用直管进料管，管径的计算如下： 2、 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰，根据进料管选取进料管法兰：PN=0.25，DN=59（GB20593-1997）3、 筒体用钢板卷制而成的筒体，其公称直径等于内径。当筒体直径较小时，可直接采用无缝钢管制作

44、，此时公称直径的值等于钢管外径。根据所设计的塔径，先按内压容器设计，其厚度计算见下式 式中 p计算压力，根据设计压力确定； D塔径；焊接接头系数，对筒体指纵向焊接系数；设计温度下材料的许用应力，与钢板厚度有关。由上式计算出的计算厚度加上腐蚀裕量C得到设计厚度。（2）封头 本设计采用椭圆形封头，由公称直径DN=1800，查的曲面高度h=450mm，直边高度h=40mm。选用封头DN=10004、 人孔人孔是安装或检修人员进出塔德唯一通道。一般每隔1020块塔板设一个人孔，本设计的精馏塔共设27块塔板，需设2个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为800mm，裙座上应开2个人孔，直

45、径为450mm，人孔伸入塔内部应于塔内壁修平。十六、参考文献1夏清，陈常贵等.化工原理（下册）. 天津：天津大学出版社，20052柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计.天津：天津大学科学技术出版社，19943贾绍义，柴诚敬等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，20024时钧，汪家鼎等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，19865大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994十七、设计心得及设计过程的评述和讨论这次课程设计使我们充分理解了精馏原理及其操作等方面的了解和设计，通过这次对精馏塔的设计，不仅让我们将所学的知识应用到实际中，将知识进行巩固和提高，更

46、重要的是使我们培养了团队精神、锻炼了组织协调能力和培养了科学严谨的设计思路。作为设计的一个同学，不仅要及时其他同学讨论，且在不知道怎么办时可以咨询老师，寻求帮助。而且在其他人出现意见不合甚至矛盾时更要及时地去协调沟通，让大家齐心协力完成任务。但是同时我认为，这不仅仅是完成任务，在这个过程中，团队精神和学到的知识如origin作图、查阅文献资料、word排版、CAD制图等，这对我们的以后的发展更为有益，比如为即将面临的毕业论文、考研或毕业后的工作打下坚实的基础！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

47、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。我们计算的回流比为0.365，故我们取的回流比R=2Rmin=0.73。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，我们通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点