分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书

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1、分离苯和甲苯混合液的常压筛板精馏塔设计书一.绪论精馏是一种利用回流是液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法， 是工业上应用最广的液体混合物分离单元操作， 广泛应用于石油、化 工、轻工、食品、冶金等领域。精馏过程在能量剂驱动下，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的挥发度的不同， 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。根据生产上的不同要求，精馏操作可 以是连续的或间歇的，按操作压力还可分为常压、加压和减压蒸馏， 有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、塔底再沸器、塔 顶

2、全凝器/冷凝器。本设计采用筛板板式精馏塔完成指定分离任务， 设计书中包括物料衡算和能量横算；以及塔板数的确定，塔板工艺尺 寸的确定，再沸器、全凝器的选型等容。本设计按以下几个阶段进行：(1) 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。(2) 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径(3) 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。(4) 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。(5) 绘制精馏塔的设备图。二设计方案的确定设计题目：分离苯甲苯混合液的常压筛板精馏塔1. 原始数据：生产能

3、力：处理量为 8000kg/h原料：苯含量为 40%(mol, 下同)的液体进料方式：泡点进料分离要求：塔顶馏出液苯含量为 95%塔底釜液甲苯含量为 98%操作要求：取回流比为 倍的最小回流比，总板效率为 0.82. 装置流程的确定装置流程包括精馏塔，原料预热器，再沸器，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏在塔的多次部分气化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔 釜输出，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。次设计中采用的是用泵输送原料。塔顶冷凝器采用是全凝器，以便于准确的控制回流比。3. 操作压力的选择精馏操作经常可在常压、 加压和减压下进行。 确定操作压力时， 必须根据所处理物料的性质，

4、 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性 进行考虑。根据苯和甲苯的物料特性，此设计采用常压操作。4. 进料热状况的选择进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔的预热负荷都有密切的 联系。在实际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。此设计采用泡点进料。5加热方式的选择精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。由于 饱和水蒸气温度与压力互为单值函数关系，其温度科通过压力调节。 同时，饱和水蒸气的冷凝替热较大，价格较低廉，因此通常

5、用饱和水 蒸气作为加热剂，在苯设计中采用的就是饱和水蒸气加热。6.回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择原则是使设备费和操作费之和最低。在本设计中采用最小回流比的2倍作为才做回流比三.精馏塔全物料衡算F：进料量（kmol/s ） x f：原料组成（摩尔分数，下同）D：塔顶产品流量（kmol/s ） x d：塔顶组成W塔底残液流量（kmol/s ） x w：塔底组成笨的摩尔质量：MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol由已知条件：Xf=0.4 x d=0.95 x w=1-0.98=0.02进料量：F=8000kg/h=8000/3600（0.4*78+0.6

6、*92）=0.0257kmol/s物料衡算式：F=D+W Fxf=Dx+Ww四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算附：苯一甲苯气液平衡组成与温度的关系（101.3Pa）苯/% （摩尔分数）温度/C液相气相0.00.0110.68.821.2106.120.037.0102.230.050.098.639.761.895.248.971.092.159.278.989.470.085.386.880.391.484.490.395.782.395.097.981.2100.0100.080.21. 温度利用表中数据用插法计算时间tF、tD、tDtF： (95.2-92.1 ) / (39.7-

7、48.9 ) = (t95.2 ) / (40-39.7 )tF=95.10 CtD： tD=81.2 Ct W：(106.1-110.6 )/ (8.8-0 )=(t W-110.6 )/ (2-0 )t W=109.58C所以精馏段平均温度 :t 1=(t F+t D)/2= (95.10+81.2 )/2=88.15 C提馏平均温度：t 2=(t F+t W)/2= (95.10+109.58 )/ 2=102.34 C1 密度已知：混合液密度： 1 /PL=aa/P A+ab/P B混合气密度： Pv=(T0PM)/22.4TP 0式中：Pl、Pv表示混合液、混合气的密度；Pa Pb表

8、示A B纯组成的密度；aa、ab表示A、B纯组成的质量分数；To、P。表示237.15k和101.3kPa;P、T代表操作压力和温度；M表示平均相对分子质量。aAF=(0.4*78)/0.4*78+(1-0.4)*92=0.3611aAD=(0.95*78)/0.95*78+(1-0.95)*92=0.941aAW=(0.02*78)/0.02*78+(1-0.02)*92=0.01701 求在各点温度处相应的气相组成如下：塔顶温度：tD=81.2 C气相组成：yD=97.9%进料温度：tF=95.10 C气相组成：yF (用插法计算)(92.1-95.2 )/ (71.0-61.8 )=(9

9、5.1-95.2 )/ (100yF-61.8 ) 解得： yF=62.10 C塔底温度： t W=109.58C气相组成：yw (用插法计算)( 106.1-110.6 ) / ( 21.2-0 ) =( 109.58-110.6 ) / ( 100yW-0 )解得： yW=4.8% 塔顶、进料板、塔底处的液相、气相平均摩尔质量的计算：MLD=xD*78+( 1-x D) *92=78.7kg/kmolMLF=xF*78+( 1-x F) *92=86.4kg/kmolMLW=xW*78+( 1-x W) *92=91.72kg/kmolMVD=yD*78+( 1-y D) *92=78.3

10、kg/kmolMVF=yF*78+( 1-y F) *92=83.31kg/kmolMVM=yM*78+( 1-y M) *92=91.33kg/kmol所以，精馏段液相平均摩尔质量：Mi=(78.7+86.4)/2=82.55 kg/kmol提馏段液相平均摩尔质量：ML二(86.4+91.72 ) /2=89.06 kg/kmol精馏段气相平均摩尔质量：MVi= (78.3+83.31 ) /2=80.8 kg/kmol提馏段气相平均摩尔质量：MV2= (83.31+91.33 ) /2=87.32 kg/kmol在不同温度下苯和甲苯的密度如下:温度/CFA/kg.PJkg.80812.35

11、808.1585808.15804.0690804.06800.8695797.86794.86100790.86789.86105784.86785.86110777.86779.86利用插法可求出tD,t F,t W温度下的苯和甲苯混合液的密度(单位:kg.)t f=95.10 C P af=797.72 P bf=794.761/Plf=0.3611/797.72+(1-0.3611)/794.76,则 Rf=759.83tD=81.2 C :P ad=811.34P bd=807.171/Pld=0.9416/811.34+(1-0.9416)/807.17,则 FLd=811.10t

12、w=109.58 C :P aw=7778.45 P bw=780.361/Plw=0.01701/778.45+(1-0.01701)/780.36,则 FLw=780.33所以，精馏段液相平均密度：P.1 =(Plf+FLd)/2=(795.83+811.10)/2=803.47提馏段液相平均密度：FL2=(Plf+Rv)/2=(795.83+780.33)/2=788.08在常压操作下，P=P,则:PVFPVD=(78.3+273.15)/22.4*(273.15+81.2)=2.69PVW所以,精馏段气相平均密度 :P V1=(PVD+PVF)/2=(2.69+2.76)/2=2.73

13、提馏段气相平均密度 :P V2=(PVF+PVW)/2=(2.76+2.91)/2=2.843. 混合液的表面力液相平均表面力依下式计算，即L萨刀Xi i式中：c lm表示混合液的表面力(单位：mN/r) xi表示各组分的分子量； i 表示各纯组分的表面 ( 单位 mN/m). 塔顶液相平均表面力的计算：t d=81.2 C ,查手册知A=20.72mN/m B=20.90mN/mc LDm 进料板液相平均表面力的计算：t F=95.10 ，查手册知： A=19.15mN/m B=19.45mN/m LFm 塔底液相平均表面力的计算：tw=109.58 C,查手册知：(T A=17.52mN/

14、m B=18.05mN/m(T Lw所以，精馏段液相平均表面力为：(T Li=(20.73+19.33/_2=20.03mN/m提馏段液相平均表面力为：(T L2=(19.33+18.04)/2=18.68mN/m4. 液相平均粘度液体混合物的粘度可用下式计算，即式中：一混合液黏度，mPa.s;卩i i组分的液体黏度，mPa.s;纯液体黏度用下式计算，即：lg卩l二A/T-A/B式中：卩L液体温度为T时的黏度，mPa.s;T温度，K;A,B液体黏度常数苯和甲苯的液体黏度常数如下表：组分AB苯545.64265.34甲苯467.33255.24塔顶液相平均黏度的计算:tD=81.2 C lg 卩

15、 ad=545.64/ (273.15+81.2 ) -545.64/265.34,贝卩a adl=0.3044 mPa.slg a bdL=467.33/ (273.15+81.2 ) -476.33/255.24，则a bdl=0.3075 mPa.sa =0.95*+(1-0.95)*,贝a LDM=0.3006 mPa.s进料板液相平均黏度的计算：tF=95.10 Clg a afl=545.64/(273.15+95.10)-545.64/265.34,贝Sa afl=0.2663 mPa.slg a bfl=467.33/(273.15+95.10)-467.33/255.24,贝

16、Sa bfl=0.2742 mPa.sa =0.40*+(1-0.40)*,则，卩 LFM=0.2710 mPa.s 塔底液相平均黏度的计算：tW=109.58CIg aw=545.64/(273.15+109.58)-545.64/265.34=0.2340 mPa.sIg bw=467.33/(273.15+109.58)-467.33/255.24=0.2455 mPa.sa =0.02*+(1-0.02)*,贝a LWM=0.2455 mPa.s所以，精馏段液相平均黏度：a L1=(0.3046+0.2710)/2=0.2878 mPa.s提馏段液相平均黏度：a L2=(0.2710+

17、0.2453)/2=0.2582 mPa.s五塔板数的确定1. 理论塔板数NT的求取采用逐板计算法 精馏段，提馏段相对挥发度a的求取;查表可知 Antoine 方程常数：苯： A=6.9419 B=2769.42 C=-53.26甲苯： A=7.0580 B=3076.65 C=-54.65In 二A-B/(C+T) (/MPa;T/K)tD=81.2 C=0.1048 MPa =0.0404 MPa则 a d= =2.5941t F=95.10C=0.1574 MPa =0.06375 MPa则 a F= =2.469t W=109.58 C= 0.2314 MPa =0.0983 MPa则

18、 a W= =2.354所以，精馏段的平均相对挥发度为：a 1=2.5308提馏段的平均相对挥发度为：2=2.4108最小回流比及操作回流比由手册查得苯一甲苯的气液平衡数据，绘出X y图苯/%(mol 分率温度/ r苯 /% ( mol分率温度/ r液相气相液相气相00110.659.278.989.48.821.2106.17085.386.82037102.280.391.484.4305098.690.395.782.339.761.895.29597.981.248.97192.110010080.2系列1系列2系列3由于泡点进料，所以Xe=Xf=0.40 ;在图中可以读出ye=0.6

19、21故，最小回流比为：Rnin= ( XD-y e) / ( ye-X e)=(0.95-0.2-621 )/( 0.621-0.040)= 1.489取操作回流比为：R=2Rin=2*1.489=2.978精馏塔的气液相流率：精馏段：V=(R+1)D=(2.978+1)*0.01028=0.04089 kmol/s提馏段：因泡点进料q=1L二L+qF=0.03001+0.0257=0.05631 kmol/sV 二V-(1-q)F=0.04089 kmol/s 相平衡方程：精馏段气液平衡方程为：xn=yn/ a 1-y n (a 1-1 )二yn/ (2.5308-1.5308y n)提馏段

20、气液平衡方程为：Xn=yn/ a 2-y n(a 2-1)=屮1 ( 2.4108-1.4108y n) 操作线方程精馏段操作线方程：yn+1=Xn+=Xn + =0.7486Xn +0.2388提馏段操作方程：yn+1二Xn+Xw=Xn + *0.02=1.137711X n +0.00754 逐板法求理论板层数由于泡点进料，所以q=1，Xq=XF=0.40精馏段板层数ynXn10.95000.882520.89940.779430.82230.646540.72270.507450.61860.3906提馏段板层数ynXn60.54540.332370.46520.265180.37260

21、.197790.27980.1388100.19880.0933110.13600.0613120.09200.0403130.06300.0271140.04490.0191有表中可以看出：总理论板层数NT=14 (包括再沸器)，进料板位置NF=52. 实际板层数的求取：精馏段实际板层数：N精=4/0.8=5精馏段实际板层数：N提=9/0.88=11.2512六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径的计算： 精馏段塔径的计算：精馏段的气液相体积流率为：VS=(VW)/(P v1) m3/s3Ls=(LML1)/(P l1) m /s最大空塔气速：VnaF，式中 C (负荷因子，m/s)由式 C

22、=(20 ( l/20 ) 0.2,(其中 C20有史密斯关联图查的)计算得出，图的横坐标为：(L/Vh) * (PL1/PV1) .5=(0.00314/1.2102)*(803.47/2.73)0.5=0.04451取塔板间距HT=0.50m,板上液层高度hL=0.07m,则：HT-h L=0.50-0.07=0.43m查图得 :C20=0.10C=G0( /20)0.2=0.10*(20.03/20 ) 0.2=0.100m/sv max= 0 . 1 0 0 *= 1 . 7 1 26m/s去安全系数为 0.6 ，则空塔气速 v=0.6 v max塔径 D=1.7568m按标准塔径圆整

23、后为： D=1.5m塔截面积为：A=(n /4 ) = (n /4 ) 1.5 2=1.76625m2实际空塔气速为： v=2.491/1.2102=0.4755m/s 提馏段塔径的计算 :提馏段的气液体积流率为：Vs， = ( V，MV2)/ (pv2)=( )/2.84=1.2572m 3/s，3Ls，=(L，ML2)/ (pL2)=( )/788.08=0.00636 m 3/s同样查史密斯关联图，其横坐标为：0.5( Lh/Vh)*( PL2/Pv2)= ( 0.00636/1.2572 )*( 7880.8/2.84 )0.5 =0.08472取塔板间距HT=0.50m,板上液层高度

24、hL=0.07m,则:HT-h T=0.50-0.07=0.43m查图得： C20=0.091C=G0 ( l/20 ) 0.2=0.091* (18.68/20 ) .2=0.08977m/sVmax=0.08977*=1.4927m/s取安全系数为 0.6 ，则空塔气速为：V=0.6 V max塔径 D=1.34m按标准塔径圆整后为 :D=1.5m塔截面积为：AT=(n /4 ) D2= (n /4 ) *1.5 2=1.81m2实际空塔气速为： v=2.5879/1.81=1.400m/s2 精馏塔有效高度计算：精馏段有效高度为：Z精二(N精-1 ) HT= (5-1 ) *0.50=2

25、m提馏段有效高度为：Z提二(N提-1 ) HT= (12-1 ) *0.50=5.5m七、塔板主要工艺尺寸的计算1 溢流装置的设计因塔径是1.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 溢流堰（出口堰） 堰长 l W 取 l W 溢流堰高度 hW由hw=hL-h ow,选用平直堰，堰上液层高度：how=(2.84/1000 )E(Lh/l w)(2/3 )精馏段：近似取 E=1,贝卩：how= (2.84/1000 ) * (0.00314*3600 ) /1.26=0.01226取板上清液高度hL=70mn故hw=0.07-0.01226=0.05774提馏段：近似取 E=1 贝： ho

26、w=(2.84/1000 )* ( 0.00636*3600 )/1.26=0.01963取板上清液高度为hL=70mn故:hw=0.07-0.01963=0.05037n降液管 弓形降液管宽度 Wd 和截面积 Af由 l w/D=0.7 查图得 Af/AT=0.0946 W d/D=0.1520故： Af =0.0946ATWd精馏段：用下式验算降液管中停留时间，即：0 =(3600AHT) / (Lh) =( ) / (0.00314*3600 ) =38.34s 5s提馏段：其停留时间为：0 =(3600AfHT)/ (Lh) =( )/ ( 0.00636*3600 )=18.92s

27、5s故降液管设计合理。 降液管底隙高度 ho精馏段：取降液管底隙的流速 Vo=0.06m/sho=Lh/( 3600*l wVo)= ( 0.00314*3600 )/( 3600*0.06 )=0.04153hw-h o=0.05774-0.04153=0.01621 0.006m提馏段：取将液管底隙的流速 Vo=0.12m/sho=Lh/ ( 3600l wVo)= ( 0.00636*3600 )/( 3600*0.12 )=0.0421hw-ho=0.0503-0.0421=0.00827 0.006m受液盘：选用凹形受液盘，深度 hw =50mm2塔板设计塔板布置 塔板的分块：因D

28、800mm所以塔板采用分块式，以便通过人孔 装拆塔板，查表得塔板分为 5 块 边缘区宽度的设定：取 Ws=200mm Ws =70mm Wc=50mm 看空区面积计算：2Aa=2x + 【(n r ) /180 x=D/2- ( Wd-Ws ) =1.8/2- ( 0.2736+0.2 ) =0.4264r=D/2-Wc=108/2-0.05=0.85m故 Aa=2*0.5564+ 【(n *0.85 2) /180 ) arcsi n=1.201m 2筛孔计算及排列：本设计要求处理的物系无腐蚀性，可选用4mm碳钢板，取筛孔直径do=6mm。筛孔按正三角排列，取孔中心距：t=3d o=3*6=

29、18mm筛孔数目： n=(1.155Aa)/t 2=( )/0.018 2=6224 个 开孔率为：=0.907 (do/t ) 2=0.907* (0.006/0.018 ) 2=10.1%精馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=Vs/Aa=1.2102/( )=10.415m/s提馏段气体通过筛孔的气速为：Vo=1.2572/ ( )=10.47m/s八、筛板的流体力学验算1塔板压降干板阻力的计算 精馏段干板阻力 hc=0.051( Vo/Co)2( Pv/PL)1-( Ao/A a) 2式中：V0气体通过筛孔的速度 m/sG孔流速度由于筛板的开孔率 =10.1%v 15%故上式可化简为：2hc

30、=0.015(U o/Co) 2(P V1/P L1)由 do/ B =6/4=1.5.查图知 C0=0.780故 hc=0.051 ( 10.415/0.780 ) 2 (2.73/803.47 ) =0.0310m液柱 提馏段：hc=0.051* (10.47/0.780 ) 2 (2.84/788.08 ) =0.0331m液柱气体通过液层阻力的计算： 精馏段气体通过液层的阻力hi由下式计算：hi=B hL其中B为充气系数，反应板上液层的充气程度，其值可查图得到，图中 Fo 为气相动能因子，其定义式为：Fo=Ua(v 1) (1/2)Ua=Vs/ ( AT-Af)=1.2102/ ( 2

31、.5447-0.2407 )=0.5253m/s0.50.5所以 Fo=0.5253*=0.8680kg 0.5/ (s.m0.5)查图可知 B =0.691 故 hi=B 液柱 提馏段气相动能因子 Fo：Ua =Vs / ( AT-Af)=1.2572/ ( 2.5447-0.2407 )=0.5457m/s0.50.5Fo=Ua=0.5457=0.9196 kg 0.5/ (s.m0.5)查图 B =0.680，故 hi = B hL液柱 液体表面力的阻力 精馏段液体表面力所产生的阻力 hh=( lim)/(PL1gdo)=(4*20.03*10 -3)/(803.47*9.81*0.00

32、6 )=0.0017m 液柱 提馏段液体表面力产生的阻力：=(4 lim) / (PL2gdo) = (4*18.68*10-3)/ ()=0.0016m气体通过每层塔板的液柱高度：精馏段：hp=hc+hl+h=0.0310+0.048+0.0017=0.0807m 液柱提馏段：hp =hc+h l+ h =0.0331+0.0476+0.0016=0.0823液柱塔板压降：精馏段： Pp=hpPLi提馏段： Pp =hp PL2仁636.27所 以 精 馏 段 和 提 馏 段 的 塔板 压 降 对于 筛 板 的 操 作压 力P=101.325kpa 来说很小，因此在本设计中全塔按 p=101

33、.325kpa 操作，并可忽略压降。2. 液面落差：对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故 可忽略液面落差的影响。3. 液沫夹带 精馏段液沫夹带量常用下式计算：ev= (5.7*10-6) /(T lim【ua/ (HT-hf)】3.2,hf 塔板上鼓泡层高度m一般取 hf=2.5h L故 ev=【( 5.7*10 -6 ) /( 20.3*10 -3)【】 0.5253/( 0.50-0.175 )】3.2 =0.01323kg 液/kg气v 0.1kg液/kg气 提馏段同样取 hf=2.5h L液沫夹带量： ev=【( 5.7*10 -6) /( 18.68*10 -3

34、)】【 0.5457/( 0.50-0.175 )】3.2=0.001602kg 液/kg 气v 0.1kg 液/kg 气4. 漏液精馏段：漏液点气速 uo.min 可按下式计算：uo.min =4.4Co=6.713m/s实际孔速 Uo=10.415 Uo.min稳定系数 K=u/ u o.min=10.415/6.713=1.552 1.5 提馏段漏液点气速 uo.min =4.4Co =6.543m/s实际孔速 uo=10.47 uo.min稳定系数 K= u o/u o.min =10.47/6.543=1.6001 1.5 故在本设计中无明显漏液。5. 液泛HK p为防止塔发生液泛，

35、将液管夜层高度Hd 应该满足下式关系即：(HT+hw)且 H=d+hL+hd式中：Hd降液管中液层高度，m液柱：hd与液体流过降压管的压降相当的液柱高度m液柱 精馏段 板上没有设进口堰，故可用下式计算：hd=0.153 (Uo) 22=0.0022m液柱Hd=hp+hL+hd=0.0807+0.070+0.0022=0.1529m 液柱取 p=0.5 ，则 p( HT+hw) =0.5* ( 0.50+0.5774 ) =0.27887m 所以 H p ( Hr+hw) 提馏段 2 2hd=0.153 ( uo) 22=0.0096m 液柱Hd =h p+hL+hd=0.0832+0.070+

36、0.0096=0.1619m 液柱取 p=0.5 ，则 p( Hr+hw) =0.5* (0.50+0.05037 ) =0.2752m 所以 H dW p ( HT+hw)故在本设计中不会发生液泛现象。九、塔板负荷性能图1. 漏液线精馏段由 uo.min =4.4Co2/3uo.min =Vs.min /A D, h L=hw+how， h ow=( 2.84/1000 ) E( Ln/L w)得： Vs.min =4.4CoAo整理得 VS.min =10.383提馏段Uo .min =4.4CoUo .min =V s.min /A d hL=h w+h ow, h ow= (2.84/

37、1000 ) E (L h/Lw)得V s.min =4.4CoAo= 10.082*2/3即取 V s.min =10.082* 2/3在操作围认取几个值按上式计算，计算结果如下表示:精馏段3Ls/ ( m/s)Vs.min ( m/s )0.0011.09700.0031.13580.0051.1652提馏段l s/ (m/s)V s.min ( m/S )0.0011.05950.0031.09730.0051.1260由此表数据可坐出漏液线1.12. 液沫夹带线精馏段以ev=0.1kg液kg气为限，求VS-Ls关系如下:ev=【(5.7*10-6)/(T lim 【u/ (HT-hF)

38、3.2Ua=VS/ (Ar-Af) =0.4340Vs hF=2.5h l=2.5 (hw+how) hw=0.5774how二(2.84/1000 ) *1* (3600Ls/1.26 ) 2/3=0.5718Ls2/32/32/3hf=2.5* (0.05774+0.5718Ls ) =0.14435+1.4295L s63ev= ( 5.7*10- ) /( 20.03*10- )( 0.4340Vs )/【0.50-(0.14435+1.4295Ls2/3) =0.1整理得:Vs=5.319-20.571L2/3 提馏段同样以ev=0.1kg液kg气为限，求VS-Ls关系如下:ev=【

39、(5.7*10-6 ) /(T 12m】【Ua/ (HT-hF)】u a=V s/ (AAJ =0.4340V shf=2.5h l=2.5 (h w+h ow) h w=0.05037h ow= (2.84/1000 ) *1* (3600L71.26 )2/3=0.5718L2/3s=0.1259+1.4295L2/3s2/3hf=2.5* (0.05037+0.5718Ls )ev= ( 5.7*10-6 ) /( 18.68*10-3 )( 0.4340Vs )/【0.50-(0.1259+1.4295Ls2/3 )】=0.1整理得：V s=5.335-20.1276L2/3s在操作围

40、认取几个值按上式计算，计算结果如下表示:精馏段Ls/ ( m/s)7s (m/s)0.0015.18530.0034.96310.0054.7859提馏段L s/ (m/s )3V s (m/s )0.0015.13370.0034.91630.0054.7465由此表数据即可做出液沫夹带线2.23. 液相负荷下限线精馏段 对于平直堰，取堰上液层高度 how=0.006m作为最小液体负荷标准。how二(2.84/1000)E( 3600Ls/Lw) 2/3=0.006m取 E=1 则 Ls.min=【( 1000*0.006)/2.84 】3/2*( 1.26/3600)=0.001075m3

41、/s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3提馏段同样取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。h ow=( 2.84/1000)E( 3600L s/Lw)2/3=0.006m取 E=1 则 L沏=【(1000*0.006 )/2.84 】3/2*( 1.26/3600 ) =0.001075mi7s据此做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3, 3 4. 液相负荷上限线以B =5s作为液体在降液管中停留的时间下限精馏段：B =(Af*f)/Ls=5s L s.max=(Af*f)/5=0.02407 m 3/s提馏段：B =(Af*HT)/ L s=5s L s.max=(A

42、f*H)/5=0.02407 m 3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线线4， ,4 5. 液泛线精馏段令 H二(HT+hw), H d二hp+HI+hd,Hl=hc+hi+hff,h 1= B hL, h L=hw+how联立得： Hr+(-3 -1)h w=() h ow+ h c+m+ha忽略 h。将 how= (2.84/1000 ) E (3600Ls/Lw) 2/3,Hd=0.153*, hc=0.051*pv1/pv2代入上式中，并整理得：a=b-c-d*式中： a=0.051/*(p v1/p I1 ) b= HT+( - 3 -1)h wc=0.153/ d=2.84

43、/1000E(1+3 )*c=55.8762 d=0.9670所以 0.01936=0.1812-55.8762-0.9670 即=9.3595-2886.167-49.9483 提馏段令 HH二(HT+hw ), Hd =hp +HI+hd,Hp二he +hi +hff , h i = p hL, h L=hw +how联立得： Hr+(-B -1)h w=() h ow + h e +hi +hff 忽略 h.将 how = (2.84/1000 ) E (3600L s/Lw) 2/3,Hd =0.153*, he =0.051*pv1/pv2代入上式中，并整理得：a=b -e-d *式

44、中：a =0.051/*(p v1/p I1)b二 H+(-B -1)h we =0.153/d =2.84/1000E(1+ B )*a = 0.0205 b =0.1906c =54.3733 d =0.9607所以 0.0205=0.1906-54.3733-0.9670即=9.2976-2652.3561-46.8634在操作围任取几个Ls(Ls )值，按上式计算Vs(Vs)值，计算结果如下表所示：精馏段提馏段Ls/(m3Vs/(m3/s)Ls/(m 3/s)Ls /(m3/s)0.0013.97610.0013.95610.0033.87920.0033.8810.0053.7982

45、0.0053.8063由此表数据即可作出液泛线5,5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图:精馏段负荷性能图提馏段负荷性能图在负荷性能图上，作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛线，下限为漏液线。查图得：精馏段：Vs,max=3.7012 m3/s Vs,min=1.0801 m3/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=3.4267提馏段：Vs,max=3.4708 m3/s Vs,min=1.1515 m3/s故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=3.04142十所设计筛板的主要结果汇总表序号项目精馏段数值提馏段数值1平均温度t, C88.15102.342操作压力

46、P,KPa101.325101.3253液相平均密度PL,Kg/803.47788.084气相平均密度PV,Kg/2.732.845液相平均摩尔质量 M,Kg/mol82.5589.066气相平均摩尔质量 M,Kg/mol80.887.327液相平均表面力 L,mN/m20.0318.688液相平均黏度卩 Ln,mPa.s0.28780.25829气相流率Vs,/s1.21021257210液相流率Ls,/s0.003140.0063611实际塔板数N51212有效咼度乙m25.513塔径D,m1.51.514板间距HT,m0.50.515溢流形式单溢流单溢流16降液管形式弓形弓形17堰长Lw

47、,m1.051.0518堰咼hw,m0.057740.0503719板上液层高度H,m0.0700.07020堰上液层高度0.012260.01063how,m21降液管低隙高度 ho,m0.041530.042122降液管宽度wd,m0.27360.273623降液管截面积A,0.24070.240724受液盘形式凹形凹形25受液盘深度hw ,m0.0500.05026安定区宽度WW ),m0.20.227边缘区宽度Wc,m0.0500.05028开孔区面积Aa,1.2011.20129筛孔直径do,m0.0060.00630筛孔数目N6224622431筛孔中心距t,m0.0180.018

48、32开孔率%10.110.133实际空塔气速u,m/s0.98891.01734筛孔气速uo,m/s10.41510.4735稳定系数K1.5521.600136干板阻力hc,m液柱0.03100.033137液层阻力hL,m液柱0.0480.047638表面力阻力h。,m液柱0.00170.001639每层板塔的压降 P,KPa636.08636.2740负荷上限Ls,max,/s0.024070.0240741负荷下线Ls,mi n,/s0.0010750.00107542液沫夹带量0.013230.001602ev,kg 液/kg 气43每层塔板液柱高度hp,m液柱0.08070.082

49、344气相负荷上限Vs,max,/S3.70123.470845气相负荷下限M,min，/S1.08011.151546操作弹性3.42673.04142十一.塔主要附件的选型计算1. 筒体与封头(1) 筒体：3 = (0.101*6*1800 ) / (2*113*0.9 ) +0.6+1=6.98mm壁厚选7mm所用材质为Q235-AF GB3274(2) 封头封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计中采用椭圆形封头，由公程直径 Dg=1800mm查得曲面高度 h1=450mm直边高度ho=25mm表面积 F封=3.654,容积 V封=0.827，质量G=231Kg 选用 Dg1800*

50、7JB/T47372. 人孔人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设备应便于进 入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距大，且人孔设备过多会 是制造时塔体的弯曲强度难以达到要求，一般每隔10-20块塔板设一个人孔，本塔共有17块板，只需设一个人孔，孔直径为450mm 在设置人孔处板间距为600mm裙座上应开2个人孔，直径为450mm, 人孔伸入塔壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封形状 及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。十二附属设备的设计1.再沸器的选择选用120C饱和水蒸气加热，传热系数取 K=2926KJ/(.h. C)出料液温度：109.58 C (饱和液) 1

51、10.59 (饱和气)冷却水温度：120 C * 120 C逆流操作： t1=10.42 , 12=9.41 C t m= ( 11- 12) /Ln ( 11/ 12) =9.91 C传热面积：根据全塔的热量衡算可知Qs=8.93*106KJ/hA=(Q)/ (心 tm) = (8.93*10 6) / (2929*9.91 ) =307.97m2查表有关数据如下：公称直径公称压力管程数管子根数DN/mi nPN/MPaNN10002.56698中心管数排数管程流通面积/m换热面积/m2换热管长度L/mm 25*2 25*2.5300.0403 0.0365323.36000设备型号：G10

52、00I-2.5-323.3十三、参考文献1. 敏恒等主编，化工原理（上册），：化学工业2006.52. 敏恒等主编，化工原理（下册），：化学工业2006.53. 王瑶等主编，化工单元过程及设备课程设计（第三版）,:化学工业 2013.84. 国恒主编，化工机械基础，：化学工业2006.15. 志新等主编，化工热力学，：化学工业2009.3十四.结束语为期两周的化工原理课程设计已经结束。 通过这次课程设计， 我 对化工原理知识有了更深的了解。 初次将所学的化工原理知识用于设 计并不像平时学习那样的容易， 要考虑很多实际的问题， 还要结合化 工机械基础，化工热力学等相关文献中的知识点。通过这次设计，我 独自解决问题的能力也有所提高。过而能改，善莫大焉。在课程设计过程中，我们不断发现错误， 不断改正，不断领悟。很感能有这次机会能够进行化工原理课程设计。 从而是我对专业知识了解的更加透彻，同时提高了自己。十五 . 附图