化工原理课程设ji

1、天津大学仁爱学院化工原理课程设计说明书设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计学生姓名 班级_开始设计时间 年月日完成设计时间 年月日指导教师设计成绩 板式连续精馏塔设计任务书一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量为50000吨，原料液中苯的含量为40 %，分离后苯的纯度达到 96 %，塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数）。、操作条件1. 塔顶压强：2. 进料热状态：3. 回流比：加热蒸气压强:单板压降：三、塔板类型：4 kPa （表压）；Q=1最小回流比的2倍101.3 kPa （表压）；< 0

2、. 7 kPa筛板塔四、生产工作日每年300天，每天24小时运行五、厂址厂址为天津地区六、设计内容1. 设计方案的确定及流程说明2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算3. 精馏塔的物料衡算4. 塔板数的确定5. 塔体工艺尺寸的计算6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算7. 塔板流体力学验算8. 绘制塔板负荷性能图9. 塔顶冷凝器的初算与选型10. 设备主要连接管直径的确定11. 全塔工艺设计计算结果总表12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论目录一、绪论 1.二、设计方案的确定及流程说明 2.2.1 设计目标 2.2.2 塔型选用原则 2.2.3 塔设备选型

3、 3.三、精馏塔的工艺设计 5.四、塔板数的确定 7.五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算 1.65.1. 操作压力的计算 1.6.5.2. 操作温度计算 1.6.5.3. 平均摩尔质量计算 1.7.5.4. 平均密度计算 1.8.5.5. 液体平均表面张力的计算 1.95.6. 平均粘度 1.9.六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 2.16.1. 塔径的计算 2.1.6.2. 塔板结构布置图 2.2.七塔板流体力学验算及负荷性能图 2.77.1. 塔板流体力学验算 2.7.7.2 塔板负荷性能图 2.9.八、精馏塔有效高度的计算 3.2.九、浮阀塔工艺设计计算总表 3.3.十、辅助设备的计

4、算及选型 3.5.十一、 对本设计的评论及相关问题的分析讨论 3.8十二、参考文献 3.9.十三、附录 3.9.、绪论化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修 课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计 的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结 果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中还应培养学生 树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。本课程是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为 毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备

5、(板式塔、填料塔、干燥器、蒸发器等)的设计为中心，训 练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力。教学时数为2周，其基本内容为：(1) 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。(2) 主要设备的工艺设计计算 (含计算机辅助计算 )：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定， 设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。(3) 辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算，设备的规格、型号的选定。(4) 工艺流程图：以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能 流量，主要测量点。(5) .主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。

6、(6) .设计说明书的编写。设计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介，工 艺计算及主要设备设计，辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参考文献。整个设计由论述，计算和图表三个部分组成，论述应该条理清晰，观点明确；计算要 求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所有数据必需注明出处；图表应能简要表达 计算的结果。、设计方案的确定及流程说明2.1设计目标作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气液两相充分接触，以获得较高的传质 效率；同时还应保证塔设备的经济性。为此，塔设备应满足以下基本要求：（1）气液两相充分接触，相际传热面积大；（2）生产能力大，即气液相处理能力大；（3）

7、操作稳定，操作弹性大；（4）流体流动阻力小，流体通过塔设备的压降小；（5）结构简单、耗用材料少，制造与安装容易；（6）耐腐蚀和不易堵塞。本厂一共有六个塔设备，其中一个为急冷塔，一个为碱洗塔，一个为分隔壁精馏塔， 其余四个塔为精馏塔，依次为脱甲烷塔，乙烯、乙烷分离塔，丙烯、丙烷分离塔。2.2塔型选用原则工业上使用的塔类型主要是填料塔和板式塔两种，如何从中选取一个合适的类型有很 多方面需要考虑，很难简单的进行判断。考虑操作性能和成本费用，两种塔可以进行如下 比较：表2-1填料塔和板式塔的比较F - . . -项目填料塔板式塔r "塔径适宜于大小塔径的塔，但对大塔一般推存使用塔径大于800

8、mmL要解决液体再分布的问题的大塔压力降压力较小，较适于要求压力降小压力降一般比填料塔大i的场合11空塔气速空塔气速较大空塔气速大塔效率分离效率高，塔径1.5m以下效率 高随着塔径增大，效率常会下降 鼻 I rsiiam i rmann i mu i F" imaaa mnu工ehi Kiiainm i CKaama i Earn Eiuinm i对液体喷淋量有一定要求i效率较稳定，大塔板效率比小 塔板有所提高适用范围较大持液量较小较大安装检修较困难较容易P ! I J I CBI Ijl _ I I HMiaUB I ,! I I IIBI 材料造价重量可用非金属耐腐蚀材料!屮 -

9、 « "- ! F ! ! S! m - - ! ; "：S!直径800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加山 p1CL11J1C1U. 1C,a71S11B1Cw,a. .-4.i较重i般用金属材料 ! rW ! 5 "5! J直径大时一般比填料塔造价低较轻(1)填料塔的优势小直径塔费用低，便于安装。压降较小，适合于要求压降较小的场合在难分离的场合可以降低塔高。用于腐蚀严重的场合。适合于发泡物系。用于间歇精馏，因为填料塔的持液量低(2)板式塔的优势:对于大直径塔设备费用低。不易堵塞，且易清理。适合大液量操作，因为板式塔气流为错流，流量增大

10、对气体负荷影响不大 适合于中间内部换热，侧线出料多的场合。2.3塔设备选型比较了板式塔和填料塔的特点，并结合本项目体系特点，另外考虑设备的制造、投资和维修，本项目选用板式塔(1)塔板选型1、板式塔塔板种类根据塔板上气、液两相的相对流动状态，板式塔分为穿流式和溢流式。目前板式塔大 多采用溢流式塔板。穿流式塔板操作不稳定，很少使用。2、各种塔板性能比较工业上需分离的物料及其操作条件多种多样，为了适应各种不同的操作要求，迄今已 开发和使用的塔板类型繁多。这些塔板各有各的特点和使用体系，现将几种主要塔板的性 能比较列表如下：表2 2几种主要塔板的性能比较塔板类型优点缺点适用场合泡罩板较成熟、操作稳定结

11、构复杂、造价高、塔 板阻力大、处理能力小特别容易堵塞的物系浮阀板效率高、操作范围宽结构简单、造价低、塔 板效率咼浮阀易脱落筛板舌型板 结构简单、塔板阻力小浮动喷射板压降小、处理量大易堵塞、操作弹性较小操作弹性窄、效率低*" i !> ! - - >! e raaa- ! ir i - - > - ! e raaa- i i 浮板易脱落、效率较低分离要求高、负荷变化 大分离要求高、塔板数较 多分离要求较低的闪蒸 塔ia4*Bi uaaiau i i: “ « i ualii ua « i i分离要求较低的减压 塔F表给出了几种主要塔板性能的量化比较

12、。表2 3几种主要塔板性能的量化比较塔板类型 ' «"" '压降 丄i 泡罩板I筛板塔板效率-处理能力操作弹性41.05.01.4 3.0(I ： aatBi mm；： = ! ii吟 u M n1.5 9.0(1.53.0(亠结构成本1.01.211.00.5复杂1.0n n:mJ0.40.51.21舌型板1.11浮阀板0.60.8简单0.70.90.50.63、塔板的选择本项目设计精制过程对生产能力要求不高，生产较为稳定，负荷变化不大，对操作弹性的 要求不高。综合考虑塔板的效率、分离效果和设备的成本、维修等，我们初步选择浮阀板, 下面通过具体的

13、计算，论证选择筛板是否能满足生产要求。50000t/塔底釜液的三、精馏塔的工艺设计在一常压操作的连续精馏塔内分离苯一一甲苯混合物，已知原料液的处理量为 年，组成为0.40 （苯的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成不低于0.96, 组成为0.01.设计条件如下：每年实际生产天数300天（每天24小时）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 r饱和水蒸气压力0.1 kPa设备类型筛板塔建厂地址天津地区3.1产品浓度的计算和进料组成确定原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率:苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmolMB=92.13kg/kmol0

14、. 4078. 11xF =0.400.60=0.44078.1192. 130. 96-78. 11xF=XF 0.400.6078. 1192. 13=0.9660.01xW=78. 110. 010. 99=0.01278. 1192. 13原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF0.44078.110.6092.1385.96MD0.96678.110.03492. 1378.59MW0.01278.110.98892. 1391.963. 物料衡算原料处理量 F 错误!未找到引用源 总物料衡算 错误 ! 未找到引用源。 苯物料衡算 错误 ! 未找到引用源。 联立解得错误 ! 未找到引

15、用源。错误!未找到引用源。四、塔板数的确定1.理论板层数Nt的求取苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出x y图，见图1-1 o求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在附图的对角线上，自点(0.440,0.440作垂线，即为q线,该线与平衡线的交点坐标为yq=0.659 xq=0.440故最小回流比为Rmin =XD yq yq Xq0. 9660. 6590. 6590. 440 =1.402选取回流比为R=2Rmin=2 1.40=2.80求精馏塔1的气、液相负荷L=RD=2.80 36.25=75.4 kmol/hV=(R+1)

16、D=(2.8+1)*36.25=137.75kmol/hL' =L+F=182.29 kmol/hV' =V=137.75 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为101.536.25 x十137.75137.75X 0.966 = 0.737JV+ 0.254提馏段操作线方程为L1 W 182.29=兀讦衍忻=面齐#44.54图解法求理论板层数(1).采用图解法求理论板层数，如附图1-1所示。求解结果为总理论板层数 NT=13.5 (包括再沸器)进料板位置 NT=6（2） 全塔效率和实际塔板数的确定利用安托尼方程和奥康奈尔方法计算 ETlgPo=A-B/(t+C)ABC苯6

17、.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58错误!未找到引用源。奥康奈尔方法错误!未找到引用源。塔顶压强PD错误!未找到引用源。塔底压强Pw错误!未找到引用源。利用安托尼方程试差（Excel进行迭代得到精确数值！）求得塔顶温度tD错误!未找到引用源。C塔底温度tw错误!未找到引用源。C全塔平均温度tm错误!未找到引用源。C已知 t D=82. 003C Po （苯）=107.566kPaPo （甲苯）=41.852kPa错误!未找到引用源。=Po （苯）/ Po （甲苯）=107.566/ 41.852=2.57t W=错误!未找到引用源。 C Po （苯）=27

18、2.07kPa Po （甲苯）=118.182kPaa W= Po （苯）/ Po （甲苯）=272.07/118.182=2.302jV2-57X 2.302 = 2.43a = . a d aw =又因为在平均温度 错误!未找到引用源。下ctx1 +且错误味找到引用源。故可得x平均=0.39 y平均=0.61卩苯=0.257mPa s卩甲苯=0.265mPa slg 卩平均=0.39lg0.256+0.61lg0.265可得卩平均=0.262mPa s故 ET=0.49(2.43*0.262)-0.245=0.547精馏段实际塔板层数N罡5/O.E47 - 9.1 电 10提馏段实际塔板层

19、数进料N捱=S,5/0.547 = 15.5 海 16板为/ 一 口101112131415五、精馏与提留段物性数据及气液负荷的计算5.1. 操作压力的计算塔顶压强PD =101.3+4=105.33kPa每层塔板压降p 0.7kPa进料板压力Pf =105.33+0.7X 10=112.33kPa精馏段平均压力Pm=(105.3+112.3)/2=108.83kPa塔底压强Pw =PD+N P=105.33+0.7X 26=123.53kPa提馏段平均压力1Pm =(112.33+123.53)/2=117.93kPa5.2. 操作温度计算试差法求得塔顶温度tD错误!未找到引用源。r塔底温度

20、tw错误！未找到引用源。r全塔平均温度tm 错误!未找到引用源。 r进料板温度tF错误!未找到引用源。r精馏段平均温度t精馏m错误!未找到引用源。r提留段平均温度t提馏m错误!未找到引用源。r5.3. 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由 xD=y1=0.966 根据ax14- (0- l)y可得 x1=0.917= 0.966 X 78.11 + (1- 0-966)X 92.13 = 79kg/mol = 0.917 X 78.11 + (1- 0.917)X 92.13 = 7927kg/mol进料板：xF=0.388 根据安托尼方程得a F=2.428由气液平衡方程得yF=0.60

21、4%加=X 78.11 + (1- 0.604)X 92.13 = 83.66fe/mo£= 0.3S3 X 78.11 +(1- 0388)X 92.13 = 3b.e9kg/mol塔底：xW=y26=0.012，根据气液平衡方程得x26=0.005错误!未找到引用源二 0.005 X 78.114- (1-0.005) X 92.13 = 92.Qkg/mol精馏段平均摩尔质量= (78.59 + 8玄66)/2 = 91.13/= 7927 + 8&.B9)/2 = 82.98/提馏段平均摩尔质量二(83,66 + 91.96)/2 二 97,81fc/ma£

22、二(36,69 4 92.046)/2 = 09.37/54平均密度计算1）气相平均密度计算精馏段错误!未找到引用源提馏段错误!未找到引用源2）液相平均密度计算液相密度依下式计算，即y/ Lm塔顶：tD错误!未找到引用源。C,查得 错误!未找到引用源。 源。错误!未找到引用源。进料板：tF错误!未找到引用源。C,查得错误!未找到引用源。 用源。进料板液相的摩尔分数为xF=0.388进料板液相的质量分数为aF=0.388错误!未找到引用源。所以精馏段平均密度为：错误!未找到引用源。3塔底：tw错误!未找到引用源。C,查得A 761.06kg/m , B 错误!未找到引用源。所以提馏段平均密度错误

23、!未找到引用源。错误!未找到引用错误!未找到引762.56kg/m35.5.液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即错误!未找到引用源。塔顶：tD错误!未找到引用源。C杳表知.A 21.2mN/m B 21.415mN/m=。月怎6 X 21.29 + 0.034 X 20 = 21.217nN/m进料板：tF错误!未找到引用源。C杳表知：A 18.97mN/m B 20mN/m= 0.388 X 18.97 + 0.612 X 20 =所以精馏段液相平均表面张力書“=(211-1- 19.60)/2 = 20,40塔底：tw错误!未找到引用源。C杳表知.a 16.89mN/mb

24、17.68mN/m错误!未找到引用源。所以提馏段液相表面张力理=(17.55 + 19.60)/2 = 18.575wiiV/ffl5.6. 平均粘度塔顶：tD错误!未找到引用源。C查表知：A °.3°mPas BJ0.305mPas由错误!未找到引用源。所以：错误!未找到引用源。进料板：tF错误!未找到引用源。查表知：A 0.256mPa s b 0.265mPa sJ错误!未找到引用源。错误!未找到引用源。所以精馏段液相平均黏度：错误!未找到引用源塔底： tw错误!未找到引用源。C杳表知 A °.221mPa s B °.237mPas1阳必山如=:

25、OjOOSlog + 0.9951og错误!未找到引用源。提馏段液相平均黏度错误!未找到引用源六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算6.1.塔径的计算精馏段气、液相体积流率为提馏段VMvm137.7581 . 133600Vm36002. 92LMLm75. 482. 983600 Lm3600800 . 725VMvm137. 7587. 813600 Vm36003.26LMLm182.2989.373600 Lm3600778.85VsLsLs而U，0. 00581 m3/s1. 031 m3/s1. 067 m3/ s0. 00217 m3/ s欲求塔径应先求出空塔气速错误!未找到引用源。，

26、错误!未找到引用源。 式中C可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为精馏段0.0021736001.0673600800.7252.910.0603提馏段z L L /0. 005813600778.85()0. 0871V v1.0313600. 3.26取板间距错误!未找到引用源。，板上液层高度 错误!未找到引用源。，则错误!未找到引用源。根据以上数值，由史密斯关联图查的 错误!未找到引用源。因物系表面张力错误!未找到引用源。，错误!未找到引用源。"%(嘉)= 0.083(-)=0.0833=0080("穿') =(MV788精馏段 错误!未找到引用源。 提馏段 错

27、误!未找到引用源。 取安全系数0.6,则空塔气速为 精馏段 错误!未找到引用源。4 X L067X 1.4S2提馏段 错误!未找到引用源=0.96m4 X 1.031=1.432171K X 0.729按标准塔径圆整后为 错误!未找到引用源塔截面积知A产押=-X 1.61 = 2-0 lm 斗实际空塔气速为精憎段：u = = 1= 0.531m/s 餌 2.C17r 1031提谱段=亍 = -y = 0.562塔板结构布置图1 ）溢流装置因塔径D=1.6m,选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下: 堰长错误!未找到引用源。：取堰长错误!未找到引用源。，即错误!未找到引用源。 出口堰高错

28、误!未找到引用源。：依存错误!未找到引用源。知错误!未找到引用源。采用平直堰，堰上液层高度计算284 E 1000近似取E=1，则可由列线图查出 错误!未找到引用源。 值。因错误！未找到引用源。，精馏段：错误！未找到引用源。，由列线图查得错误！未找到引用源。，则 错误!未找到引用源。提馏段：错误！未找到引用源。，由列线图查得 错误！未找到引用源。，则 错误！未找到引用源。 弓形降液管宽度错误！未找到引用源。和截面积错误！未找到引用源图求取错误！未用弓形降液管宽度错误！未找到引用源。和截面积错误！未找到引用源找到引用源。与错误！未找到引用源。，因为D066有该图查得：D-0.14则错误！未找到引

29、用源。 错误！未找到引用源。验算液体在降液管中的停留时间，即 精馏段：36WAfH-rAfHT0.1608X0.450 =33.35.7LhLs0.00217提馏段：充 00毎民0-1608X0.450 = 尸 =12.45sLlhLfs 0.00581停留时间错误!未找到引用源。，故降液管尺寸合理。 降液管底隙高度 错误!未找到引用源。：验算液体在降液管中的停留时间，即% S3600/精馏段：取降液管底隙处液体流速 错误!未找到引用源。，则0.002171.056 X 0.13=0.02 57m兀一 h° = 0.06 一 0XJ257 = 0.0343m > 0.006m提

30、馏段：取降液管底隙处液体流速错误！未找到引用源=0.0423m0.00581h =1.056 X 0.13总一 h。=0,054- 0.0423 = 0.0117th > a.006m2）塔板布置及浮法数目与排列求空速错误!未找到引用源取阀动因子错误！未找到引用源。，用式错误！未找到引用源 即精馏段错误！未找到引用源。提馏段错误!未找到引用源。依式其中do=0.039m求得每层塔板上的浮阀数1.067jrX 0.0392 X 5.陆=1524精馏段ST1.031X 0.03?2 X 5.54=155+8取边缘区宽度 错误！未找到引用源。，破沫区宽度 错误！未找到引用源依据式 厂飞 n ,

31、XiA_ = 2 jc R2 x2Rarcsin % I 180J?J计算塔板上的鼓泡区面积，即1.60.06 = 074-m"夕一g 十叩(0r224 + 0.10) = 0.476m=1,3；05hie=2 476 X J。甘 74眉-旦 074%®n 泌t=75mm=0.075m m 则可按式L71800.74 J浮阀排列方法采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距二常估算排间距匕即V1.305考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑和衔接也要占用一部分鼓泡区的 面积，因此排间距不宜采用84mm而应小于此值，故取 t '为65mm按t=75mm

32、, t' =65mm以等腰三角形叉排方式作图（见附图） ，排列阀数为260按错误！未找到引用源。 重新核算孔速及阀动动能因数：1.067ui0 =二 3.75m/JN X 0.039£ X 2381.031% =云=3.63m 佔X O.OSX 238丄4 丄己 TT Fl 士U0.531拾扳开孔率=-X 100% = 14.1%u0 513塔板幵孔率=X 100% = 15.1%3.塔板结构布置图见装配图1-3七. 塔板流体力学验算及负荷性能图7.1. 塔板流体力学验算1.1塔板压降（1）干板阻力he计算精馏段：错误!未找到引用源。错误!未找到引用源。干板阻力错误!未找到引

33、用源。液柱提馏段：错误!未找到引用源。错误!未找到引用源。干板阻力错误!未找到引用源。液柱及液相为碳氢化合物,（2）气体充气液层的阻力h1的计算，本设备分离苯和甲苯的混合物, 可取充气系数错误!未找到引用源。错误!未找到引用源。液柱（3）液体表面张力的阻力 h计算，此阻力很小，忽略不计。因此，与气体经过一层浮阀塔板的压力降所相当的液柱高度为 精馏段：错误!未找到引用源。提馏段：错误!未找到引用源。则单板压降为精馏段:Pp hp Lg 0.066 800 725 9 81 518 44pa 0 Tkpa （设计允许值）提馏段:Pphp Lg 0. 067 778. 85 9 81 511 91p

34、a 0. 7kpa（设计允许值）1.2液泛为防止液泛现象的发生，要求控制将液管中清液高度，错误!未找到引用源。其中错误!未找到引用源。（1） 与气体通过塔板压力相当的液柱高度精馏段：错误!未找到引用源。提馏段：错误! 未找到引用源。（2）液体通过将液管的压头损失：因不设进口堰，故精馏段：错误!未找到引用源。液柱提馏段：错误!未找到引用源。液柱板上液层高度：hL=0.07m，则精馏段：错误!未找到引用源。提馏段：错误!未找到引用源。取错误!未找到引用源。，又已经选定错误!未找到引用源。，错误!未找到引用源。= 0.5（045 + Q.06）= 0.255 > HA+ kw）二 O.S（O.

35、45 + 0.054）= 0252 >符合防止液泛的要求。1.3雾沫夹带根据式泛点率=x 100%其中，板上液体流径长度错误!未找到引用源。板上液流面积错误!未找到引用源。苯和甲苯是正常系统，可取物性系数 错误!未找到引用源。，查图得泛点符合系数精馏段提馏段均为 错 误!未找到引用源。，将上数值带入上式得精馏段2.911.067 | H-1.36 X 0.00217 X 1.202挖点率=原算二阳1X 100咄=29.15W1.0 X D.138 X 1.69提馏段3.261 031 ,泛点率=W "閃5-箔6十 1.36 X 0.00439 X L202X 100% = 31

36、.74%1.0 X 0.138 X 1.69计算得精馏段提馏段泛点率均小于80%，故可知雾沫夹带量能够满足ev v 0.1kg （液）/kg（气）的要求。7.2塔板负荷性能图2.1雾沫夹带线由错误!未找到引用源。按泛点为80%计算得 精馏段雾沫夹带线2.911.0 X 0.138 X 1.69即错误!未找到引用源。精馏段雾沫夹带线1.36 XLX 1.202IjO X 0.138 X 1.69=0-S即错误!未找到引用源2.2液泛线由于塔板结构的尺寸一定，则Ht、hw、ho、lw等均为定值，而uo与Vs又有如下关系，即错误！未找到引用源。式中阀孔数N与孔径do亦为定值，因此可将 Vs和Ls的关

37、系化简如下即精馏段液泛线为 错误！未找到引用源。 精馏段液泛线为 错误！未找到引用源。2.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低以 引用源。作为液体在降液管中停留时间的下限则 精馏段：3-5s，依式错误!未找到引用源。以错误!未找到AfHT _ OA60BX0.45啊曲 55=Ml 45m3/j提馏段:AfH7 _ 0.1608 X 0.4555O.OISth3/-?求出上限液体流量的值为常数与Vs无关。2.4漏液线何翻竝=严N以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则 精馏段：=-X 0.0392 X 238 X= 0.833m3/ff提馏段:-X 0.0392 X 238

38、 X p5 = 0.787m3/j4<3.26据此画出与液体流量无关的水平漏液线。2.5液相负荷下限线取堰上液层高度 错误！未找到引用源。作为液相负荷下限的条件，依据错误！未找到引用源。的计 算式计算出Ls的下限值，作出液相负荷下限，该线与气相流量无关的竖直的线2B4 f Us)Y0.006 =E I讪 ° lw可得精馏段错误!未找到引用源。提馏段错误!未找到引用源。依据以上所求做图得塔的负荷性能图，如附图所示，可看出：1、任务规定的气液负荷下的操作点，处在适宜的操作区内的适中位置； 2、塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；3、按照固定的液气比，由图查出精馏

39、段气相负荷上限 错误！未找到引用源。气相负荷下限 错误！未找到引 用源。 所以操作弹性=错误！未找到引用源。；提馏段气相负荷上限 错误！未找到引用源。气相负 荷下限错误！未找到引用源。 所以操作弹性=错误！未找到引用源。八、精馏塔有效高度与全塔实际高度的计算1 、 塔体有效高度4.05m6.75mZ精(N精-1)Ht (10-1)0.45Z提(N提-1)Ht (16-1)0.45在进料板上方开一人孔，其高度为 0.7m故有效高度2、塔体实际高度塔顶空间高度H 1=1.0m最后一块板到塔底的距离进气管顶部到最后一块板的距离 d1=0.5m 进气管管径 d2=1m 进气管底部到塔釜液面的距离 d3

40、=0.5m为保证塔底有 1min 的液体储量d469.830.28m260 ?D裙座高度.1.5D-H32.0 3.2m2封头高度DH40.2 1.0m4开人孔处增加的高度进料板人孔塔板间距为0.7m,故需增加高度H5=0.25m所以塔高：H （26-2） 0.45 12.28 3.2 1.0 0.25 18.53m九、浮阀塔工艺设计计算总表"T精馏段提馏段|1平均温度tm/ c90.305i107.2782平均压力pm/kpa108.83117.93>3II气相流里Vs/ m/s1.0671.36414液相流量LS/m /s0.002170.004395实际塔板数N10151

41、-数值序口项目号有效段高度Z/m611.5塔径D/m1.6板间距HT /m » aea 0.45101112溢流形式单溢流降液管形式弓形降液管堰长l w /m堰咼Hw/m0.061.0560.05413板上液层咼度H|/m14堰上液层咼度How/m0.070.0160.025715降液管底隙高度h0/m0.042316安定区宽度Ws /m17边缘区宽度Wc/m18开孔区面积Aa / m20.0600.0101.361阀孔直径d0/ma a aaa aa m a a aa aj a a = a aaa i孔数目n0.039I23821孔中心距t/m0.07522开孔率/ %._ _.

42、一 ._.14.115.123空塔气速u/ m s 10.5310.513241孔气速u0 / m s 13.57!3.6325物性系数K11.026每层塔板压降P/Pa|0.727 负荷上限液泛控制iII28 负荷下限！漏液控制II!29气相负荷上限/ m3 s 10.01450.014530气相负荷卜限/ m3 s0.00090.000931操作弹性3.69T1|3.66十、辅助设备的计算及选型1.塔顶冷凝器的试算与初选出料液温度:82 C（饱和气）82 C（饱和液）冷却水温度:25 C45 Ct157 Ct237 Ctmt1 t257 37.t1 Lnt2.57Ln -3746.28 C

43、当 t=82 °C时，查表得 r苯 392.7KJ/kg r甲* 378.7KJ/kgr=0.96*392.7+0.04*378.7=392.14kJ/kgQ V*r*Mvm 126.61*392.14*78.59/36001083.86kw假设 K=550W /(m2 C)QK tm1083.86*1000550 46.2842.58m22根据S=42.58 m 查手册可知选择的尺寸如下：公称直径：450mm管长：4500mm管子总数：135管程数：1中心排管数：13S=nn dL=135*3.14*0.025(4.5-0.1)=46.65m2若选择该型号的换热器，则要求过程的总传

44、热系数为K=547.2 与原设值接近2.塔主要连接管直径的确定本设计采用直管进料管VFFMf3600 * fm80.7*88.183600*787.80.00251m3/s取 UF=2m/s ，祈 4*0.00251 门 ccccdF . 0.0399m飞 n uf 3.14*24Vf4* 0.00251uf 22 2m/sdF314* 0.0399接管尺寸由管内蒸气、液体速度及体积流量决定。本塔的接管均采用塔顶蒸汽出口管径YB231-64热扎无缝钢管。4 0.98 3.14 200.25m250mm故可选取 273 6.5无缝钢管d 260mm验算实际流速回流液管径d24 0.983.14 0.260218.47m/s4 0.003053.14 20.0441m44.1mm故可选取 45 2.5无缝钢管 d 40mm实际流速4 Lsd24 0.003053.14 0.04022.43m/s进料管径dF料液由低位槽进塔，由泵输送，取u=2m/sVsFLM LFm3600 LFm104.32 84.13600 787.80.0031m3/s,4 0.0031F 3.14 2.00.044m 44