化工原理课程设计甲醇水连续精馏塔的设计

1、化工原理课程设计题目：甲醇-水连续精馏塔的设计姓 名 学 号 年 级 2011级 专 业 化学工程与工艺 系 （院） 化学化工学院 指导教师 2013年 12月 目 录一、概述41精馏操作对塔设备的要求42板式塔类型43精馏塔的设计步骤5二、精馏塔的物料衡算5三、塔板数的确定6四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算6五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算10六、塔板主要工艺尺寸的计算12七、筛板的流体力学验算15八、塔板负荷性能图18九、筛板塔设计计算结果23十、辅助设备的计算及选型24 原料贮罐242产品贮罐25原料预热器254塔顶全凝器265塔底再沸器266产品冷凝器277精馏塔278管径的设

2、计289泵的计算及选型 2910.参考文献2911.设计评述.29 12.操作流程图.3013.符号说明.31 精馏塔设计任务书（一） 设计题目 甲醇-水连续精馏塔的设计（二） 计任务及操作条件1) 进精馏塔的料液含甲醇30%（质量分数，下同），其余为水； 2) 产品的甲醇含量不得低于95%； 3) 残液中甲醇含量不得高于0.6%； 4) 每年实际生产时间：7200小时/年，处理量：54000吨/年；5) 操作条件 a) 塔顶压力： 常压 b) 进料热状态： 饱和液体进料 (或自选) c) 回流比： R=2.0Rmin d) 加热方式：直接蒸汽 e) 单板压降： 0.7kPa（三） 板类型筛板

3、塔（四）厂址临沂地区（五）设计内容1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定； 3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算；6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算；9）设计结果汇总10) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求 绘制生产工艺流程图（选作）； 注:甲醇-水气液平衡组成与温度的关系见课程设计教材。附： 汽液平衡数据.一、概述1 精馏操作对塔设备的要求和类型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

4、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： 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。 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。 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。 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 耐腐蚀和不

5、易堵塞，方便操作、调节和检修。 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，况且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。板式塔类型 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、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，

6、相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 操作弹性较小(约23)。 小孔筛板容易堵塞。2精馏塔的设计步骤 本设计按以下几个阶段进行

7、： 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。 蒸馏塔的工艺计算，确定塔高和塔径。 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。 管路及附属设备的计算与选型，如再沸器、冷凝器。 抄写说明书。 绘制精馏装置工艺流程图和精馏塔的设备图。本设计任务为分离醇和水的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至贮罐。该物系属于易分离物系，

8、最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。二、精馏塔的物料衡算 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率甲醇的摩尔质量为：32.04kg/kmol水的摩尔质量为： 18.01kg/kmolxff= 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量Mf=32.04×0.273+18.01×(1-0.273)=21.85kg/molMd=32.04×0.914+18.01×(1-0.914)=30.83kg/mol则可知：原料的处理量：F=kmol/h由总物料衡算：F= D+W以及: xf×F= xd &

9、#215;D+W×xw容易得出： W=271.2kmol/hD=72.04kmol/h三、塔板数的确定 理论板层数NT的求取因为甲醇与水属于理想物系，可采用图解法求解（见相平衡图1-1）最小回流比及其操作回流比的求解：y=0.647，x=0.273Rmin=(xD-y)/(y-x)= =0.7139取操作回流比为：R=2.0Rmin=2.0×0.7139=1.4278a精馏塔的气、液相负荷L=R×D=1.571×150.7=236.69kmol/hV=(R+1)×D=2.571×150.7=387.45kmol/hL=L+F=236.

10、69+508.52=745.2kmol/hV=V=387.45kmol/hb精馏段、提馏段操作线方程精馏段操作线：y=L/V×x+D/V×xd=0.6109x+0.3555提馏段操作线：y=L/V×xW/V×xw=1.923x-0.0026c图解法求理论塔板层数根据图一所示，可求得结果为总理论塔板数NT为7块(包括再沸器)进料板位置NF为自塔顶数起第4块 理论板层数NT的求取 表二 甲醇-水在不同温度下的粘度（mPa.s）物质甲醇水Td=66.200.3280.448Tf=78.260.2840.356Tw=99.600.2280.261可知，进料处tf

11、=78.26时，故则由公式可得精馏段实际塔板数 = 提馏段实际塔板数 四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算 操作压力的计算设每层塔压降： P=0.7KPa（一般情演况下，板式塔的每一个理论级压降约在0.41.1kPa）进料板压力： PF=101.3+6×0.7=105.5(KPa)精馏段平均压力：Pm= (KPa)塔釜板压力： PW=101.3+14×0.7=111.1(KPa)提馏段平均压力：Pm= (KPa) 操作温度的计算塔顶进料塔底进料进料口质量分数%950.540摩尔流量Kmol/h150.7357.8508.52摩尔分数%91.40.327.3查表一，三

12、数据可用内插法，塔顶：液相 气相 进料： 塔釜： 精馏段平均温度 tm= ()提馏段平均温度 tm= () 平均摩尔质量的计算a. 塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.914 查平衡曲线(图一)得 x1=0.710MVDm=0.914×32.04+(1-0.914)×18.02=30.83kg/molMLDm=0.710×32.04+(1-0.710)×18.02=27.97kg/molb. 进料板平均摩尔质量计算由yF=0.647 查平衡曲线(图一)得 x1=0.273MVFm=0.647×32.04+(1-0.647)×18.0

13、2=27.09kg/molMLFm=0.273×32.04+(1-0.273)×18.02=21.85kg/molc. 塔釜平均摩尔质量计算由y1=0.013 查平衡曲线(图一)得 x1=0.003MVWm=0.013×32.04+(1-0.013)×18.02=18.20kg/molMLWm=0.003×32.04+(1-0.003)×18.02=18.06kg/mold. 精馏段平均摩尔质量MVm=kg/molMLm=kg/mole. 提馏段平均摩尔质量MVm=kg/molMLm=kg/mol 平均密度的计算 表四 甲醇-水在不同

14、温度下的密度（Kg/m）温度甲醇水50760988.160751983.7570743977.880734971.890725965.3100716958.4a. 精馏段平均密度的计算气相由理想气体状态方程得Vm= 液相根据表四数据用内插法可得塔顶tD=66.20时 , 进料板液相的质量分率精馏段液相平均密度为b. 提馏段平均密度的计算 气相由理想气体状态方程得 液相塔釜t=99.60,由内插法可得提馏段平均密度 平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lgLm=xilgia塔顶液相平均粘度的计算 由tD=66.20查得A=0.448mPa.s BlgLDm=0.914lg(0.328)+0.

15、086lg(0.448)=-0.473LDmb进料板平均粘度的计算由tF=78.26查得A=0.356mPa.s BlgLFm=0.273g(0.284)+（1-0.273）lg(0.356)=-0.475LFmc塔底液相平均粘度的计算 由tW=99.60查得A=0.261mPa.s BlgLWm=0.003lg(0.228)+0.997lg(0.261)=-0.584 LWm精馏段平均粘度提馏段平均粘度 平均表面张力的计算 表五 甲醇-水在不同温度下的表面张力（mN/m）物质甲醇水Td=66.2065.0318.38Tf=78.2663.2017.12Tw=99.6059.0014.80液相

16、平均表面张力依下式计算 即Lm=xiia. 塔顶液相平均表面张力的计算 由tD=66.20查得A=65.03mN/m B=18.38mN/mLDm=0.914×18.38+0.086×65.03=22.39 mN/mb. 进料板液相平均表面张力的计算 由tF=78.26查得A=63.20mN/m B=17.12N/mLFM=0.273×17.12+（1-0.273）×63.20=50.62 mN/mc. 塔底液相平均表面张力的计算 由tW=99.60查得A=59.00mN/m B=14.80N/mLWm=0.003×14.80+0.997

17、15;59.00=58.87 mN/m精馏段液相平均表面张力提馏段液相平均表面张力五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 由上面可知精馏段 L=236.69kmol/h V=387.45kmol/h a 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 取板间距，HT=0.40m,板上清液层高度取hL=0.04m，则HT-hL=0.36 m史密斯关联图如下由上面史密斯关联图，得知C20=0.070气体负荷因子取安全系数为0.8，则空塔气速为 U=0.8Umax=0.8×2.196=1.757m/s按标准塔径圆整后为D=1.5m塔截面积为实际空塔气速为U

18、实际/ Umax=1.693/2.196=0.77(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 由上面可知提馏段 L=745.21kmol/h V=387.45kmol/h a提馏段塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为式中，负荷因子由史密斯关联图查得C20再求图的横坐标为 取板间距，HT=0.40m，板上清液层高度取hL=0.055m，则HT-hL=0.345 m由史密斯关联图，得知 C20=0.072气体负荷因子 取安全系数为0.6，则空塔气速为 U=0.7Umax=0.62.942=1.767m/s按标准塔径圆整后为D=1.5m塔截面积为实际空塔气速为U实际/ Umax=1.694/2.942

19、=0.58(安全系数在充许的范围内，符全设计要求) 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精=（N精-1）HT=（6-1）×0.40=2 m提馏段有效高度为 Z提=（N提-1）HT=（8-1）×0.40=2.8 m在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8 m故精馏塔有效高度为Z=Z精+Z提+0.5=2+2.8+0.8=5.6m六、塔板主要工艺尺寸的计算 精馏段a溢流装置计算因塔径D=1.5m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取l

20、w=0.60D=0.90m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 (E= 1.0 )取板上清液层高度hL=0.04 m故 hw=0.0286m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.057×1.767=0.1007m2Wd=0.125×1.5=0.1875 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管

21、设计符合要求。4）降液管底隙高度ho (取uo'=0.07m/s)Hw-ho=0.0286-0.0222=0.00640.006 m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D 1400mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为4块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.

22、272m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为t=3 do=15mm筛孔的数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为提馏段 (计算公式和原理同精馏段)a溢流装置计算因塔径D=1.5m，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。( 此种溢流方式液体流径较长，塔板效率较高，塔板结构简单，加工方便，在直径小于2.2m的塔中被广泛使用。)各项计算如下：1) 堰长lw可取lw=0.60D=0.90m2) 溢流堰高度hw由hw=hLhow选用平直堰，( 溢流堰板的形状有平直形与齿形两种，设计中一般采用平直形溢流堰板

23、。) 堰上层液高度how由下列公式计算，即有 (E= 1.0 )取板上清液层高度hL=0.055 m故 hw=0.0355m3) 弓形降液管的宽度Wd和截面积Af由Wd/D=0.6 m 查可求得Af/AT=0.057 Wd/D=0.125 Af=0.057×1.767=0.1007m2Wd=0.125×1.5=0.1875 m并依据下式验算液体在降液管中的停留时间，即其中HT即为板间距0.40m，Lh即为每小时的体积流量验证结果为降液管设计符合要求。4）降液管底隙高度ho (取uo'=0.17m/s)Hw-ho=0.0355-0.0294=0.00610.006 m

24、故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw=55mm。b塔板布置1) 塔板的分块因为D1400mm，所以选择采用分块式，查可得，塔板可分为4块。2) 边缘区宽度确定取Ws=Ws= 65mm , Wc=35mmc开孔区面积计算开孔区面积Aa按下面式子计算，则有Aa=2【x（r2x2）0.5+ r2/180×sin-1（x/r）】其中 x=D/2(WdWs)r= D/2Wc并由Wd/D=0.125， 推出Wd=0.125由上面推出 Aa=1.272m2d 筛孔计算与排列本实验研究的物系基本上没有腐蚀性，可选用= 3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为

25、t=3 do=15mm筛孔的数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为七、筛板的流体力学验算 精馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式并取do/= 5/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hL Fo=1.794(1.042)1/2=1.832kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.57所以hl=hL=0.57×(0.0286+0.0114)=0.0228 m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式 气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=

26、hc+hl+h=0.0598+0.0228+0.00368=0.08628m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hP×l×g =0.08628×808.3×9.81=684.15Pa0.7KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式由hf=2.5hL=2.5×0.04=0.1m 所以：kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式实际孔速为o27.67m/sUo,min稳定系数为 =Uo/U

27、o,min=22.26/6.612=3.3671.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.0286）=0.2143m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153×(0.1)2=0.00153m液柱Hd=hp+hL+hd=0.8628+0.0228+0.00153=0.1106m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛 提馏段1) 塔板的压降a 干板的阻力hc计算干板的阻力hc计算由公式并取do/= 5

28、/3=1.67 ,可查史密斯关联图得，co=0.772所以液柱b 气体通过液层的阻力hl的计算气体通过液层的阻力hl由公式hl=hL Fo=1.796(0.813)1/2=1.619kg1/2/(s m1/2)可查得，得=0.58所以hl=hL=0.58×(0.0355+0.0195)=0.0319 m液柱c 液体表面张力的阻力h计算液体表面张力的阻力h由公式 气体通过每层塔板的液柱高度hP，可按下面公式计算hP=hc+hl+h=0.0415+0.0319+0.00491=0.07831m液柱气体通过每层塔板的压降为 Pp= hP×l×g =0.07831

29、5;909.34×9.81=698.57Pa0.7KPa（设计允许值） 2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。3) 液沫夹带 液沫夹带量，采用公式由hf=2.5hL=2.5×0.04=0.1m 所以：kg液/kg气可知液沫夹带量在设计范围之内。4) 漏液对于筛板塔，漏液点气速uo,min可由公式实际孔速为o27.67m/sUo,min稳定系数为 =Uo/Uo,min=23.30/7.901=2.9491.5故在本设计中无明显漏液。5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子Hd(HThw)甲醇与水属于一般物系

30、，取= 0.5，则(HThw)=0.5（0.40+0.0355）=0.2178m而Hd=hp+hL+hd板上不设进口堰，则有hd=0.153(uo)2=0.153×(0.17)2=0.00499m液柱Hd=hp+hL+hd=0.7831+0.0319+0.00499=0.1152m液柱则有： Hd(HThw)于是可知本设计不会发生液泛八、塔板负荷性能图 精馏段a漏液线 , 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.0061.0571.099b 液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为

31、限，求VsLs关系如下：hl=hLhf=2.5hL=2.5(hw+ how) hw=0.0286 HThf=0.40-0.0715+1.789Ls2/32/3 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s3.9823.8293.6573.512c 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式(取E=1)据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d 液相负荷上限线 以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式故 据此可以作出与气体流量无关的垂直液

32、相负荷上限e 液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得b=0.5×0.4(0.5-0.57-1)×0.0286=0.1694故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的

33、值，计算结果如下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s5.32235.2035.0384.836在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得Vs,max= 3.756m3/s Vs,min=0.999 m3/s故操作弹性为 提馏段a漏液线 , 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s1.00320.93330.84760.7684b 液沫夹带线ev =0.1kg液/kg气为限，求Vs

34、Ls关系如下：hl=hLhf=2.5hL=2.5(hw+ how) hw=0.0286 HThf=0.40-0.0715+1.789Ls2/32/3 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值计算结果列于下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s4.2754.1023.9063.741c 液相负荷下限线对于平流堰，取堰上液层高度how=0.005m作为最小液体负荷标准，由式(取E=1)据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线d 液相负荷上限线 以=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由下式故 据此可以作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限

35、e 液泛线令Hd=(HThw)Hd=hp+hL+hdhP=hc+hl+hhl=hLhL= h w +hOW联立得 HT(-1)hw=(+1) hOW+ hc + hd + h忽略h，将hOW与Ls、hd和Ls、hc与Vs的关系代入上式，得a V2s=b-c Ls2-d Ls2/3 式中b=HT(-1)hwc=0.153/(lwhO)2d=2.84×10-3×E×( 1+)(3600/lw)(2/3)将有关数据代入,得b=0.5×0.4(0.5-0.58-1)×0.0355=0.1617故在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结

36、果如下表Ls m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs m3/s5.7745.6205.4185.223荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图二可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏控制。由图查得在负Vs,max= 3.758m3/s Vs,min=0.976 m3/s故操作弹性为8管径的设计 塔顶蒸气出口管的直径dV操作压力为常压时，蒸气导管中常用流速为1220 m/s，蒸气管的直径为 其中，dV-塔顶蒸气导管内径m Vs-塔顶蒸气量m3/s 名称接管公称直径Dg接管 外径×厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格350mm377×

37、;10mm200mm620/381mm 回流管的直径dR当塔顶冷凝器械安装在塔顶平台时，回流液靠重力自流入塔内，流速UR可取0.20.5 m/s当用泵输送时，可取1.52.5 m/s(本设计应用前者，回流液靠重力自流入塔内，流速UR取0.5 m/s)名称接管公称直径Dg接管 外径×厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格50mm57×3.5mm150mm- 进料管的直径dF若采用高位槽送料入塔，料液速度可取UF=0.40.8 m/s，如果用泵输送时，料液速度可取1.52.5 m/s(本设计采用高位槽送料入塔，料液速度UF= 0.5)名称接管公称直径Dg接管 外径×

38、厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格150mm159×5mm200mm- 塔底出料管的直径dW一般可取塔底出料管的料液流速UW为0.51.5 m/s，循环式再沸器取1.01.5 m/s名称接管公称直径Dg接管 外径×厚度接管伸出长度补强圈（内径、外径）规格100108×6150200/112九、筛板塔设计计算结果序号项目精馏段提馏段1平均温度 tm 72.6688.932平均压力 Pm kPa103.4109.853气相流量 Vs m3/s2.9912.9934液相流量 Ls m3/s0.0020.00455实际塔板数146有效段高度 Z m5.67精馏塔塔径

39、 m1.58板间距 m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长 m0.912堰高 m0.02860.035513板上液层高度 m0.040.05514堰上液层高度 m0.01140.019515降液管底隙高度 m0.02220.029416安定区宽度 m0.06517边缘区宽度 m0.03518开孔区面积 m21.27219筛孔直径 m0.00520筛孔数目653021孔中心距 m0.01522开孔率 10.123空塔气速 m/s1.6931.69424筛孔气速 m/s23.2823.3025稳定系数1.8671.94926精馏段每层塔板压降 kPa0.69827负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液液沫夹带 ev (0.1kg液/kg气)0.0470.04930气相负荷上限 m3/s3.7563.75831气相负荷下限 m3/s0.9990.97632操作弹性3.7603.850十一、参考文献 时钧等 化学工程手册 化学工业出版社 1-1081-109 王志魁 化工原理第三版 化学工业出版社 359380 吴俊生 邵惠鹤精馏设计、操作和控制 中国石化出版社 贾绍义 柴诚敬 化工原理课程设计 天津大学出版社 108 潘国昌 郭庆丰 化工设备设计 清华大学