苯甲苯混合液筛板精馏塔设计

1、目目 录录摘 要.1 1引引 言言. . .2 21 1 绪绪 论论 .2 21.11.1 设计背景设计背景 .2 21.21.2 设计方案设计方案 .2 21.31.3 选塔依据选塔依据 .3 32 2 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 .7 72.12.1 全塔工艺设计计算全塔工艺设计计算 .7 72.1.1 产品浓度的计算和进料组成确定 .72.1.2 平均相对挥发度的计算 .82.1.3 最小回流比和适宜回流比的选定 .82.1.4 物料衡算 .82.1.5 精馏段和提馏段操作线 .92.1.6 图解法确定理论板数 .92.1.7 全塔效率 .102.1.8 实际塔板数及实际加料位置.

2、103.3. 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算.10103.1.1 操作压强 p .103.1.2 操作温度 t .103.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量 .123.1.4 精馏段和提馏段各组分的密度 .123.1.5 液体表面张力的计算 .133.1.6 液体粘度 .143.1.7 气液负荷计算 .143.23.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 .15153.2.1 塔径 d .15化工原理课程设计 - 1 -3.2.2 液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定 .173.2.4 筛孔数 n 及 开孔率 .213.2.5 塔有效高度

3、z.213.33.3 筛板塔的流体力学校核算筛板塔的流体力学校核算 .22223.3.1 板压降的校核 .223.3.2 液沫夹带量 ev的校核 .233.3.3 溢流液泛条件的校核 .233.3.4 液体在降液管内停留时间的校核 .243.3.5 漏液点的校核 .243.43.4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图.25253.4.1 液相负荷下限线 .253.4.2 液相负荷上限线 .263.4.3 漏液线（气相负荷下限线） .263.4.4 过量液沫夹带线（气相负荷上限线） .273.4.5 溢流液泛线 .283.4.6 塔气液负荷性能图 .3045 设计结果汇总 .33结束语结束语. .35

4、35参考文献参考文献 .3535主要符号说明主要符号说明 .3636附附 录录 .3838化工原理课程设计 0摘摘 要要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是

5、较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。精馏设计包括设计方案的选取，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

6、备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：苯、甲苯 精馏段 提馏段化工原理课程设计 1引引 言言化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。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，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，

7、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。该过程是同时进行传质、传热的过程。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏液。1 1 绪绪 论论1.1 设计背景苯是一种重要的基础化工原料，有着广泛的用途。它是基本有机化工及中间体的原料，还是一种重要的有机溶剂，在交通运输、医药、农业等方面都占有重要地位。为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、

8、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，并尽量提高塔盘的效率。 ”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。经过我国

9、这些年的努力，在塔研究方面与国外先进技术的差距正在不断的减小。1.2 设计方案苯和甲苯的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。塔釜采用直接蒸汽（108.5291的水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽。具体连续精馏流程。化工原理课程设计 21.3 选塔依据板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多。根据目前国内外实际使用的情况，主要塔型是浮阀塔、筛板塔及泡罩塔。泡罩塔：泡罩塔盘是工业上应用最早的塔盘之一，在塔盘板上开许多圆孔，每个孔上焊接一个短管，称为升气管，管上再罩一个“帽子“，称为泡罩，

10、泡罩周围开有许多条形空孔。工作时，液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，然后横向流过塔盘板、流入再下一层塔盘；气体从下一层塔盘上升进入升气管，通过环行通道再经泡罩的条形孔流散到液体中。泡罩塔盘具有如下特点。（1）气、液两相接触充分，传质面积大，因此塔盘效率高。（2）操作弹性大，在负荷变动较大时，仍能保持较高的效率。（3）具有较高的生产能力，适用于大型生产。（4）不易堵塞，介质适用范围广。（5）结构复杂、造价高，安装维护麻烦；气相压降较大，但若在常或加压下操作，这并不是主要问题。筛板塔：筛板塔是在塔盘板上开许多小孔，操作时液体从上层塔盘的降液管流入，横向流过筛板后，越过溢流堰经降液管导入下层塔盘；

11、气体则自下而上穿过筛孔，分散成气泡通过液层，在此过程中进行传质、传热。由于通过筛孔的气体有动能，故一般情况下液体不会从筛孔大量泄漏。筛板塔盘的小孔直径是一个重要参数，小则气流分布较均匀，操作较稳定，但加工困难，容易堵塞。目前工业筛板塔常用孔径为 38mm。筛板开孔的面积总和与开孔区面积之比称为开孔率，是另一个重要参数。在同样的空塔速度下，开孔率大则孔速小，易产生漏液，降低效率，但雾沫夹带也减少；开孔率过小，塔盘阻力大，易造成大的雾沫夹带和液泛，限制塔的生产能力。通常开孔率在 515%。筛孔一般按正三角形排列，孔间距与孔径之比通常为 2.55。筛板塔具有如下的特点。（1）结构简单，制造方便，便于

12、检修，成本低。（2）塔盘压降小。（3）处理量大，可比泡罩塔提高 2040%。（4）塔盘效率比泡罩塔提高 15%，但比浮阀塔盘稍低。（5）弹性较小，筛孔容易堵塞。浮阀塔：浮阀塔是在塔盘板上开许多圆孔，每一个孔上装一个带三条腿可上下浮动的阀。浮阀是保证气液接触的元件，浮阀的形式主要有 f-1 型、v-4 型、a 型和十字架型等，最常用的是 f-1 型。 f-1 型浮阀有轻重两种，轻阀厚 1.5mm、重 25g，阀轻惯性小，振动频率高，关阀时滞后严重，在低气速下有严重漏液，宜用在处理量大并要求压降小（如减压蒸馏）的场合。重阀厚 2mm、重 33g，关闭迅速，需较高气速才能吹开，故可以减少漏液、增加效

13、率，但压降稍大些，一般采用重阀。 操作时气流自下而上吹起浮阀，从浮阀周边水平地吹入塔盘上的液层；液体由上层塔盘经降液管流入下层塔盘，再横流过塔盘与气相接触传质后，经溢流堰入降液管，流入下一层塔盘。综上所述，盘式浮阀塔盘具有如下特点。（1）处理量较大，比泡罩塔提高2040%，这是因为气流水平喷出，减少了雾沫夹带，以及浮阀塔盘可以具有较大的开孔率的缘故。（2）操作弹性比泡罩塔要大。（3）分离效率较高，比泡罩塔高 15%左右。因化工原理课程设计 3为塔盘上没有复杂的障碍物，所以液面落差小，塔盘上的气流比较均匀。（4）压降较低，因为气体通道比泡罩塔简单得多，因此可用于减压蒸馏。（5）塔盘的结构较简单，

14、易于制造。（6）浮阀塔不宜用于易结垢、结焦的介质系统，因垢和焦会妨碍浮阀起落的灵活性。舌形塔及浮动舌形塔舌形塔及浮动舌形塔：舌形塔盘是在塔盘板上冲有一系列舌孔，舌片与塔盘板呈一定倾角，气流通过舌孔时，利用气体喷射作用，将液相分散成液滴和流束而进行传质，并推动液相通过塔盘。舌孔与塔盘板的倾角一般有 18º、20º和 25º三种，通常是 20º，舌孔常用2525mm 和 5050mm 两种，舌孔按三角形排列。舌形塔盘具有结构简单、安装检修方便 ，处理能力大，压力降小，雾沫夹带少等优点，但由于舌孔的倾角是固定的，在低负荷下操作时

15、易产生漏液现象，故操作弹性较小。浮舌塔盘是结合浮阀塔和舌形塔的优点而发展出起来的一种塔盘，将舌形塔的固定舌片改成浮动舌片而成，与浮阀塔类似，随气体负荷改变，浮舌可以上下浮动，调节气流通道面积，从而保证适宜的缝隙气速，强化气液传质，减少或消除漏液。当浮舌开启后，又与舌形塔盘相同，气液并流，利用气相的喷射作用将液相分散进行传质。浮舌塔盘具有如下特点。（）具有大的操作弹性，操作稳定。在保证较高效率条件下，它的负荷变化范围甚至可超过浮阀塔。（）具有较大的气液相的处理能力，压降又小，特别适宜于减压蒸馏。（）结构简单，制作方便。但舌片易损坏。（）效率较高，介于浮阀与舌形塔板之间，效率随气速变化比浮阀稍大。

16、穿流式栅板塔：穿流式栅板塔属无溢流装置的板式塔。属此类塔板的还有穿流式波纹塔、穿流式浮阀塔等。此类塔板操作时，气、液两相同时相向通过栅缝或筛孔。栅缝或筛孑 l 的大小，视物料的污垢程度及要求的效率等情况而定。塔型选择一般原则塔型的合理选择是做好塔设备设计的首要环节。选择时应考虑的因素有：物料性质、操作条件、塔设备的性能，以及塔设备的制造、安装、运转和维修等。a 与物性有关的因素（1） 易起泡的物系，如处理量不大时，以选用填料塔为宜。因为填料能使泡沫破裂，在板式塔中则易引起液泛。（2） 具有腐蚀性的介质，可选用填料塔。如必须用板式塔，宜选用结构简单、造价便宜的筛板塔盘、穿流式塔盘或舌形塔盘，以便

17、及时更换。（3） 具有热敏性的物料须减压操作，以防过热引起分解或聚合，故应选用压力降较小的塔型。如可采用装填规整填料的散堆填料等，当要求真空度较低时，也可用筛板塔和浮阀塔。（4） 黏性较大的物系，可以选用大尺寸填料。板式塔的传质效率较差。（5） 含有悬浮物的物料，应选择液流通道较大的塔型，以板式塔为宜。可选用泡罩塔、浮阀塔、栅板塔、舌形塔和孔径较大的筛板塔等。不宜使用填料。（6） 操作过程中有热效应的系统，用板式塔为宜。因塔盘上积有液层，可在其中安放换热管，进行有效的加热或冷却。b 与操作条件有关的因素化工原理课程设计 4（1） 若气相传质阻力大（即气相控制系统，如低黏度液体的蒸馏，空气增湿等

18、） ，宜采用填料塔，因填料层中气相呈湍流，液相为膜状流。反之，受液相控制的系统（如水洗二氧化碳） ，宜采用板式塔，因为板式塔中液相呈湍流，用气体在液层中鼓泡。（2） 大的液体负荷，可选用填料塔，若用板式塔时，宜选用气液并流的塔型（如喷射型塔盘）或选用板上液流阻力较小的塔型（如筛板和浮阀） 。此外，导向筛板塔盘和多降液管筛板塔盘都能承受较大的液体负荷。（3） 低的液体负荷，一般不宜采用填料塔。因为填料塔要求一定量的喷淋密度，但网体填料能用于低液体负荷的场合。（4） 液气比波动的适应性，板式塔优于填料塔，故当液气比波动较大时宜用板式塔。c 其他因素（1） 对于多数情况，塔径小于 800mm 时，不

19、宜采用板式塔，宜用填料塔。对于大塔径，对加压或常压操作过程，应优先选用板式塔；对减压操作过程，宜采用新型填料。（2） 一般填料塔比板式塔重。（3） 大塔以板式塔造价较廉。因填料价格约与塔体的容积成正比，板式塔按单位面积计算的价格，随塔径增大而减小。筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：1) 结构简单、金属耗量少、造价低廉.2) 气体压降小、板上液面落差也较小.3) 塔板效率较高.4)改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.本设计采用筛板塔。板式塔的强化板式塔产生、发展的过程，实际上就体现了塔设备的强化途径。可将板式塔的发展划分为三个时期，由于当时的主观要求和

20、客观条件所决定，各个时期的发展有所侧重。（1） 从板式塔的产生到第二次世界大战结束 这阶段的板式塔主要用来炼油，典型设备是泡罩塔。由于当时设计于操作的水平不高，人们希望板式塔有较大的操作弹性，且操作方便，而这正是泡罩塔的特点。筛板塔虽然具有结构简单、造价低、处理能力大等优点，但因缺乏设计资料和难于操作管理而较少采用。（2） 从第二次世界大战结束至 20 世纪 50 年代末 在炼油工业继续发展的同时，以三大合成为中心的化学工业开始有了较大的发展。这一阶段由于处理量的扩大和多方面的要求，泡罩塔已不甚适应。筛板塔则逐渐为人们所接受，技术上有较大的进展。同时，为了适应工业发展的要求，对原有的板式塔提出

21、了造价低、处理能力大、能保持高的效率和大的操作弹性等方面的要求，因而相继出现了 s 形塔盘、条形泡罩塔盘等泡罩型新塔盘，结合泡罩、筛板的优点而创制的各种浮阀塔盘，以及一些喷射型、穿流型的塔盘。这些塔型与泡罩塔相比，都有结构简单、造价便宜、处理能力较大的优点。（3） 20 世纪 60 年代至今 从 60 年代起，开始出现生产装置的大型化，所以也要求塔设备向大型化方向发展。与此同时，塔设备的广泛应用，又提出了高压、真空、大的液化工原理课程设计 5体负荷、高弹性比等许多特殊要求，迫使板式塔以强化设备的生产能力为中心，向高效率、大通量方向发展，因而各种新型塔板不断出现。常用塔型如筛板、浮阀、泡罩塔盘的

22、设计方法也日趋完善，建立了系列、标准，并采用电子计算技术，使设计快速化和最优化。还应指出，节约能源也日益成为板式塔发展中必须考虑的问题。板式塔强化的具体途径是改进流体动力学因素，以提高设备的通过能力和改善相间的接触状况，同时又充分利用气液两相之间的热力学因素，以提高设备的传质速率与分离效率。从塔盘的流体力学来看，随着气速的增大，气液两相接触时的操作状态是：鼓泡-泡沫-喷射，依次过渡。一定的操作状态都要求相应的塔盘结构。同时，结构的改变又为解决生产能力与分离效率之间的矛盾创造了有利条件。例如喷射型塔盘的生产能力一般都比泡罩塔盘、浮阀塔盘为大，且压力降也低。事实上每种塔盘结构都可以历经从鼓泡到喷射

23、的过渡，问题在于什么是最好的操作状态，由设计操作参数所决定的。化工原理课程设计 69202. 07898. 07898. 02 2 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 在一常压操作的连续精馏塔内分离苯甲苯混合物，已知原料液的处理量为 45000t/年，组成为 0.45（苯的质量分率，下同） ，要求塔顶馏出液的组成不低于 0.98，塔底釜液的组成为 0.02.设计条件如下：每年实际生产天数 330 天（一个月检修） 精馏塔塔顶操作压力 4kpa进料热状况 泡点 单板压降 0.7 kpa 冷却水温度 30饱和水蒸气压力 0.1 kpa设备类型 筛板塔建厂地址 盐城地区2.1 全塔工艺设计计算2.1.

24、1 产品浓度的计算和进料组成确定产品浓度的计算和进料组成确定1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率：苯的摩尔质量 ma=78kg/kmol甲苯的摩尔质量 mb=92kg/kmol x f =0.491xd=0.983xw= =0.0242. 料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量85.1392509. 078491. 0fm78.2492017. 078983. 0dm9255. 07845. 07845. 09298. 07802. 07802. 0化工原理课程设计 791.6692976. 078024. 0wm2.1.2 平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 饱和蒸汽压 p*可由 antoi

25、ne 方程计算 p*=a-b/(t+c)abc甲苯6.079541344.8219.48苯6.030551211.033220.79已知 t d=80. 1 p* （苯）= 103.32kpa p* （甲苯）= 42.07kpa d= p* （苯）/ p* （甲苯）= 103.32/42.07=2.45 t w= 109.2 p* （苯）=229.08kpa p* （甲苯）= 97.72kpa w= p* （苯）/ p* （甲苯）= 229.08/97.72=2.34=2.39wd34. 245. 22.1.3 最小回流比和适宜回流比的选最小回流比和适宜回流比的选定定 采用作图法求最小回流比。

26、在附图的对角线上，自点(0.491,0.491)作垂线，即为 q 线，该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.687,xq=0.491 故最小回流比为 rmin=1.51 选取回流比为 r=1.5 rmin=1.5 1.51=2.262.1.4 物料衡算物料衡算 原料处理量qnf =66.74 kg/kmol总物料衡算 66.74= qn,d + qn,w苯物料衡算 66.74 0.491=0.983qn,d+0.024 qn,w联立解得 491. 0687. 0687. 0983. 0qqqdxyyx13.8533024100045000化工原理课程设计 8 qn,d =32.50 kg/kmo

27、l qn,w =34.24 kg/km2.1.5 精馏段和提馏段操作线精馏段和提馏段操作线 回流比为 r= 2.26精馏段操作线方程式 y= 即 y=0.693x+30.1提馏段操作线方程式 x w=0.024,由下图可求出 x=2.4 与 y=x 交点（2.4，2.4）,精馏段直线与直线 x=49.10 相交为（49.10,64.1）,故用两点法可求提馏段方程式 y=1.3336x-0.8002.1.6 图解法确定理论板数图解法确定理论板数图解法求理论板层数 采用图解法求理论板层数，如附图所示，求解结果为：总理论板层数 nt=14 ，其中 nt,（精）=6，nt,（提）=7（不包括再沸器）

28、，进料板位置 nf=73.98126.21x126.226.211x1dxrrr化工原理课程设计 92.1.7 全塔效率全塔效率l=0.3045 mpa.s=2.39代入后可得：et=0.532.1.8 实际塔板数及实际加料位置实际塔板数及实际加料位置 精馏段实际板层数 np,精=6/0.53=11.3212提馏段实际板层数 np,精=7/0.53=13.2114总实际板层数 np= np,精 +np,精 =26实际加料板位置在 第 13 块加料。3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 塔的工艺条件及物性数据计算3.1.1 操作压强操作压强 p 塔顶操作压力 pd=

29、p 当地+p 表=101.4+4=105.4（kpa） 每层塔板压降 p=0.7 kpa 进料板压降 pf=105.4+0.712=113.8（kpa）精馏段平均压降 pm=(105.4+113.8)/2=109.6（kpa）塔底操作压力 pw=105.4+0.726=123.6（kpa）提馏段平均压降 pm=(113.8+123.6)/2=118.7（kpa）3.1.2 操作温度操作温度 t为求出塔内不同位置的物性数据，需确定所处的温度，由于塔内由上向下温度不断上升，因此物性数据也不断变化，在设计中可利用不同塔段的平均温度以求得近似的物性数据。为设计方便，在本设计中粗略以精馏段和提馏段的平均

30、温度确定两段的物性数据，以便进行体积流量的计算。 在这一部分的计算中，我们要计算出指定体系的塔顶温度（td） 、塔釜温度（tww）及加料板处温度（tf） ，并计算精馏段温度（t1） 、提馏段温度 （t2） 、 全塔温度（t）和料液的平均温度。根据汽液相平衡数据画出汽液相平衡图，)245. 0()(49. 0lte化工原理课程设计 109202. 07898. 07898. 0苯的气液平衡相图7585951051150102030405060708090100气液相中苯的摩尔分数温度将进料、塔顶和釜液的浓度以分子分数表示为： x f =0.491xd=0.983xw=0.024由不同部位的含量在

31、图中查得塔顶、塔釜、及加料板处的温度并计算精馏段、提馏段的平均温度。塔顶温度 t d=80. 1 塔底温度 t w= 109.2 进料板温度 t f=92.8精馏段平均温度 t m=(80.1 +92.8)=86.4提留段平均温度 t m=(109.2 +92.8)=101.09298. 07802. 07802. 09255. 07845. 07845. 0化工原理课程设计 113.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量塔内各段气、液两相组分的平均分子量a 精馏段塔顶气液混合物平均摩尔质量：由 y 1=xd=0.983，查平衡曲线，得 x1=0.959mvdm=0.98378+0.017

32、92= 78.24(kg/kmol)mldm=0.95978+0.04192=78.57(kg/kmol)进料板气，液混合物平均摩尔质量：由图解理论板，得 yf=0.641,查平衡曲线，得 x f=0.557 mvfm=0.64178+0.35992=83.03(kg/kmol)mlfm=0.55778+0.44392=83.01(kg/kmol)精馏段气液混合物的平均摩尔质量： mvm=（78.24+83.03）/2=80.635(kg/kmol)mlm= (78.57+83.01) / 2 =80.79(kg/kmol)b 提馏段塔底气液混合物平均摩尔质量： xw=0.024 查平衡曲线，

33、得 yw=0.0586mvdm=0.058678+0.941492=91.18kg/kmol)mldm=0.02478+0.97692= 91.66(kg/kmol)进料板气，液混合物平均摩尔质量：由图解理论板，得 yf=0.641,查平衡曲线，得 x f=0.557 mvfm=0.64178+0.35992=83.03(kg/kmol)mlfm=0.55778+0.44392=83.01(kg/kmol)提馏段气液混合物的平均摩尔质量： mvm=（91.18+83.03）/2=92.21(kg/kmol)mlm= (91.66+83.01) / 2 =87.34(kg/kmol)3.1.4

34、精馏段精馏段和提馏段各组分和提馏段各组分的密度的密度a 精馏段1,气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 vm= =2.96(kg/m3)15.2734 .86(314. 8635.806 .109tmvmmrmp化工原理课程设计 122，液相平均密度： 液相平均密度计算公式 塔顶液相平均密度 ：t d=80. 1，查手册，得 a=815(kg/m3), a=802 (kg/m3) =814.72 (kg/m3)进料板液相平均密度：t f=92.8，查手册，得 a=808(kg/m3), a=795 (kg/m3)进料板液相的质量分数： =0.516 =801.2(kg/m3)精馏段液相平均

35、密度为lm =（814.72+801.2）/2=807.98(kg/m3)b，提馏段1,气相平均密度 由理想气体状态方程计算，即 vm= =3.52（kg/m3)2，液相平均密度： 液相平均密度计算公式 塔底液相平均密度 ：t w=109.2，查手册，得 a=772(kg/m3), b=768(kg/m3) =768.10 (kg/m3)进料板液相平均密度：t f=92.8，查手册，得 a=808(kg/m3), b=795 (kg/m3)进料板液相的质量分数： =0.516 =801.2(kg/m3)精馏段液相平均密度为lm =（768.10+801.2）/2=784.65(kg/m3)3.

36、1.5液体表面张力的计算液体表面张力的计算a 精馏段液相平均表面张力计算公式：iw /1im802/017. 0815/983. 01mlv92/443. 0 . 078/557. 078557. 0a795/484. 0808/516. 01mlf)15.2730 .101(314. 821.927 .118tmvmmrmpiw /1im768/976. 0772/024. 01mlv92/443. 0 . 078/557. 078557. 0a795/484. 0808/516. 01mlf化工原理课程设计 13 lm=xii 塔顶液相平均表面张力：t d=80. 1，查表可得，a =0.

37、0215n/m, b=0.0222n/m ldm =0.983 0.0215+ 0.0170.0222=0.0215 n/m进料板液相平均表面张力：t f=92.8，查表可得，a =0.0198n/m, b=0.0211n/m lfm =0.557+ 0.0198+ 0.4430.0211=0.02037 n/m精馏段液相平均表面张力：lm =(0.0215+0.02037)=0.02094 n/mb 提馏段液相平均表面张力计算公式： lm=xii 塔底液相平均表面张力：t w=109.2，查表可得，a =0.0161n/m, b=0.0185n/m ldm =0.024 0.0161+ 0.

38、9760.0185=0.01844n/m进料板液相平均表面张力：t f=92.8，查表可得，a =0.0198n/m, b=0.0211n/m lfm =0.557+ 0.0198+ 0.4430.0211=0.02037 n/m提馏段液相平均表面张力：lm =(0.01844+0.02037)=0.01941 n/m3.1.6 液体粘度液体粘度 lma 精馏段液相平均粘度计算公式：lm=xii塔顶液相平均粘度： t d=80. 1 ，查附表 a=0.295mpa.s b=0.276mpa.s计算得，ldm=0.294mpa.s进料板液相平均粘度： t f=92.8，查附表 a=0.272mp

39、a.s b=0.233mpa.s计算得，lfm=0.315mpa.s化工原理课程设计 14精馏段的液相平均粘度： lm=（0.294+0.315）/2=0.3045 mpa.sb 提馏段液相平均粘度计算公式：lm=xii塔顶液相平均粘度： t w=109.2 ，查附表 a=0.234mpa.s b=0.247mpa.s计算得，ldm=0.255mpa.s进料板液相平均粘度： t f=92.8，查附表 a=0.272mpa.s b=0.233mpa.s计算得，lfm=0.315mpa.s提馏段的液相平均粘度： lm=（0.255+0.315）/2=0.285 mpa.s3.17 气液负荷计算气液

40、负荷计算 1) 精馏段气液负荷计算qn,l=r qn,d=2.2632.50= 73.45 (kmol/h)qn,v=(r+1)qn,d=(2.26+1)32.50=105.95(kmol/h)2) 提馏段气液负荷计算qn,l= qn,l+qnf= 73.45+66.74 =140.19(kmol/h)qn,v= qn,v=105.95(kmol/h)3.2 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算3.2.1 塔径塔径 da 精馏段1，最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 精馏段的气液相体积流率为：q v,v =0.802(m3/s)ql,l =0.00204(m3/s)vvlcmax96. 2

41、3600635.8095.1053600qm,vmvvnm98.807360079.8045.733600qm,lmllnm化工原理课程设计 15由公式 c=c20(/0.02)0.2 可求出 c c20查表得出，图中横坐标=0.0420塔径与板间距的关系塔径 m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板间距 mm300-350350-450450-600500-800取板间距 ht =0.45m，板上层液的高度 h l=0.05m,则ht - h l=0.45-0.05=0.4mc20查下表得出 c20=0.09c=c20(/0.02)0.2=0.09（20.94/20）0.

42、2=0.0908=1.497(m/s)取安全系数为 0.6.则空塔气速为，=0.6max=0.61.497=0.8982(m/s)2121.96. 298.8073600802. 0360000204. 0,qqvlvvlv96. 296. 298.8070908. 0maxvvlc化工原理课程设计 162,塔经=1.066m按标准塔径圆整后为 d=1.2m塔截面积为 =1.131m2实际空塔气速为 =0. 709(m/s)b 提馏段1，最大空塔气速和空塔气速 最大空塔气速计算公式： 提馏段的气液相体积流率为q v,v =0.771(m3/s)ql,l =0.00414(m3/s)由公式 c=

43、c20(/0.02)0.2 可求出 c c20查表得出，图中横坐标 =0.0802塔径与板间距的关系塔径 m0.5-0.80.8-1.61.6-2.02.0-2.4板间距 mm300-350350-450450-600500-800取板间距 ht =0.45m，板上层液的高度 h l=0.05m,则ht - h l=0.45-0.05=0.4mc20查下表得出 c20=0.09c=c20(/0.02)0.2=0.09（19.41/20）0.2=0.0895=1.333(m/s)取安全系数为 0.6.则空塔气速为，8982. 0802. 04,q4vvd222 . 144dat131. 1802

44、. 0,qtvva65.784360034.8319.1403600qm,lmllnm52. 3360021.9295.1053600qm,vmvvnm2121.52. 365.7843600771. 0360000414. 0,qqvlvvlvvvlcmax52. 352. 365.7840895. 0maxvvlc化工原理课程设计 17 =0.6max=0.61.333=0.7998(m/s)2,塔径=1.1079m按标准塔径圆整后为 d=1.2m塔截面积为 =1.131m2实际空塔气速为 =0. 682(m/s)3.2.2液流形式、降液管及溢流装置等尺寸的确定液流形式、降液管及溢流装置等

45、尺寸的确定a 精馏段1,塔径 d=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下（1） ，堰长 lw 取 lw=0.66d=0.661.2=0.792m(2),溢流堰高度 hw 溢流堰高度计算公式 hw= hl -how选用平直堰，堰上液层高度 how 依照下式计算，即how=近似 e 取 1.则how=0.0125m取板上液层高度 hl =0.05m,故 hw= hl -how=0.05-0.0125=0.0375m(3),弓形降液管宽度 wd及截面积 af lw /d=0.66 查下表可得af /at=0.0722, wd/ d=0.124af =0.0722 at=0.0

46、7221.131=0.0816m2wd =0.124d=0.1241.2=0.1488m依下式验算液体在液管中停留时间，即 =18s(5s)32,q100084. 2wlvle3232,792. 0360000204. 01100084. 2q100084. 2wlvle360000204. 045. 00816. 03600q3600,lvtfha7998. 0771. 04,q4vvd222 . 144dat131. 1771. 0,qtvva化工原理课程设计 18故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度 h0 计算公式 h0 取 0=0.10m/s,则 h0 =0.0258mhw - h0

47、=0.0375-0.0258=0.0117m(0.006m)故降液管底隙高度设计合理。b 提馏段1,塔径 d=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。各项计算如下（1） ，堰长 lw 取 lw=0.8d=0.81.2=0.96m(2),溢流堰高度 hw 溢流堰高度计算公式 hw= hl -how选用平直堰，堰上液层高度 how 依照下式计算，即how=近似 e 取 1.则how=0.0177m取板上液层高度 hl =0.06m,故 hw= hl -how=0.06-0.0177=0.0423m(3),弓形降液管宽度 wd及截面积 af lw /d=0.8 同样由下表查，可得af /a

48、t=0.15, wd/ d=0.2af =0.0722 at=0.151.131=0.170m2wd =0.124d=0.21.2=0.24m依下式验算液体在液管中停留时间，即 =18.49s(5s)故降液管设计合理（4） 降液管底隙高度 h0 计算公式 h0 0,3600 wlvlq10. 0792. 0360000204. 0360036000,wlvlq32,q100084. 2wlvle3232,96. 0360000414. 01100084. 2q100084. 2wlvle360000414. 045. 017. 03600q3600,lvtfha0,3600 wlvlq化工原理

49、课程设计 19取 0=0.12m/s,则h0 =0.0359mhw - h0=0.0423-0.0359=0.0064m(0.006m)故降液管底隙高度设计合理。3.2.3 塔板布置塔板布置的的 12. 096. 0360000414. 0360036000,wlvlq化工原理课程设计 20 精馏段与提馏段情况相同（d=1.2m）1,塔板的分块 由于 d 800mm,故塔板采用分块式，由下表可知塔径 mm800-12001400-16001800-20002200-2400塔板分块数3456塔板分为 3 块（2） ，边缘区宽度的确定ws= ws =0.065m, wc=0.035(3)开孔区面

50、积 aa, 按照，下式计算其中 x=d/2-(wd+ws)=1.2/2-(0.1488+0.065)=0.3862m r = d/2- wc=1.2/2-0.035=0.565m故，=0.612m23.2.4 筛孔数筛孔数 n 及及 开孔率开孔率 a 精馏段)sin180(21222rxrxrxaa)565. 03862. 0sin180565. 03862. 0565. 03862. 0(21222aa化工原理课程设计 21由于所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 d0=5mm。 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为t =3 d0=35=15mm筛孔数目 n 为 n

51、=1.1554aa/t2 =1.1550.612/0.0152 =3142开孔率为=0.907（d0/t）2=0.907(0.005/0.015) 2=10.1%气体通过阀孔的气速为0= q v,v / a0 =0.802/(0.1010.612)=12.97m/sb 提馏段由于所处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 d0=4mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为t =3 d0=34=12mm筛孔数目 n 为 n =1.1554aa/t2 =1.1550.612/0.0122 =4911开孔率为=0.907（d0/t）2=0.907(0.004/0.012) 2=10

52、.1%气体通过阀孔的气速为0= q v,v / a0 =0.771/(0.1010.612)=12.58m/s(提馏段)3.2.5 塔有效高度塔有效高度 z精馏塔有效高度的计算：精馏段有效高度为 z精=（n精1）ht=(12-1) 0.45=4.95m提馏段有效高度为z提=（n提3）ht=(14-3) 0.45=4.95m在进料板处及提留段各开 1 个人孔，其高度均为 0.8m,故精馏塔的有效高度为 z=( z精+ z提)+0.82=4.95+4.95+0.82=11.5m化工原理课程设计 223.3 筛板塔的流体力学校核算 3.3.1板压降的校核板压降的校核a 精馏段1，干板阻力 hc 计算

53、 由 hc=由 d0 /=5/3=1.67,查表可得 c0=0.772故 hc=0.0527m 液柱2，气体通过液层的阻力 hl 计算 hl =hla= q v,v /（at af ）=0.802/(1.131-0.0816)=0.764m/sf0=0.764(2.96)0.5 =1.31 kg1/2/(s.m1/2)查表 =0.62故，hl =hl= (hw +h0w )=0.62(0.0375+0.0125)=0.031m 液柱3，液体表面张力的阻力 h的计算 h=0.0021m液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按照下式计算，即 hp =hc +hl +h=0.0527+0.031+0

54、.0021=0.0858m 液柱气体通过每层塔板的压降为pp= hp lg=0.858807.989.81=680kpa(设计允许值)b 提馏段1，干板阻力 hc 计算 由 hc=由 d0 /=4/3=1.33,查表可得 c0=0.82故 hc=0.0538m 液柱2，气体通过液层的阻力 hl 计算 hl =hla= q v,v /（at af ）=0.771/(1.131-0.170)=0.802m/sf0=0.802(3.52)0.5 =1.505kg1/2/(s.m1/2)查表 =0.58故，hl =hl= (hw +h0w )=0.58(0.0423+0.0177)=0.034m 液柱

55、lvc）（200051. 098.80796. 22772. 097.12051. 0）（005. 081. 998.80702094. 0440gdll65.78452. 3282. 058.12051. 0）（lvc）（200051. 0化工原理课程设计 233，液体表面张力的阻力 h的计算 h=0.0025m液柱气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按照下式计算，即 hp =hc +hl +h=0.0538+0.0354+0.0025=0.0903m 液柱气体通过每层塔板的压降为pp= hp lg=0.0903784.659.81=695kpa(设计允许值)3.3.2 液沫夹带量液沫夹带量

56、ev的的校核校核a 精馏段由公式 ev= 计算hf =2.5 hl=2.50.05=0.125mev=0.0419 kg 液/kg 气0.1 kg 液/kg 气故，本设计液沫夹带量在允许范围内。b 提馏段由公式 ev= 计算hf =2.5 hl=2.50.06=0.15mev=0.00696 kg 液/kg 气0，min稳定系数为 k=0 /0，min=12.97/6.73=1.931.5故，本设计中无明显漏液。b ,提馏段对于筛板塔，漏液点气速 0，min,计算如下 0，min = =6.66 m/s实际孔速 0=12.58m/s0，min稳定系数为 k=0 /0，min=12.58/6.6

57、6=1.891.5故，本设计中无明显漏液。3.4 塔板负荷性能图3.4.1 液相负荷下限线液相负荷下限线a ,精馏段对于平直堰，取堰上层液的高度 h ow =0.006m 作为最小液体负荷标准。 h ow = =0.006取 e=1,则 =0.00067 m3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 3b ,提馏段96. 298.8070021. 005. 013. 001. 0772. 04 . 4h13. 001. 04 . 40vllhc32,q100084. 2wlvle3600792. 084. 21000006. 023min,lvq52. 365.7840025. 006.

58、 013. 001. 082. 04 . 4h13. 001. 04 . 40vllhc化工原理课程设计 26对于平直堰，取堰上层液的高度 h ow =0.006m 作为最小液体负荷标准。 h ow = =0.006取 e=1,则 =0.00014 m3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 33.4.2 液相负荷上限线液相负荷上限线a ,精馏段=4s 作为液体在降液管中的停留时间的下限，由 故，=0.00918m3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4.b ,提馏段=6s 作为液体在降液管中的停留时间的下限，由 故，=0.01275m3/s据此作出与气体流量无关的垂直液相

59、负荷上限线 4.3.4.3漏液线（气相负荷下限线）漏液线（气相负荷下限线）a ,精馏段0，min =0，min =v s,min/a0 hl = hw + howhow =vllhch13. 00056. 04 . 4032,q100084. 2wlvle445. 00816. 04fmax,tlvhaq32,q100084. 2wlvle360096. 084. 21000006. 023min,lvq6,lvtfqha645. 017. 06fmax,tlvhaq化工原理课程设计 27q v,v,min =整理后可得 q v,v,min =在操作范围内，任取几个 q v,l 值，依照上式计

60、算出 q v,v, 计算结果如下q v,l m3/s0.00060.00150.00300.0045q v,v m3/s0.3310.3420.3550.366由上表可得漏液线 1b,提馏段0，min =0，min =v s,min/a0 hl = hw + howhow =q v,v,min =96. 298.8070021. 0792. 036001100084. 20375. 013. 00056. 0612. 0101. 0772. 04 . 4h100084. 2h13. 00056. 04 . 432,32,00lvvlwlvwqlqeac32,101. 000838. 0470. 3lvqvllhch13.