广西科技大学化工原理课程设计

1、 广西科技大学化工原理课程设计说明书课题名称：蒎烯 双戊烯连续精馏塔设计 指导教师： 罗建平 班 级： 卓化121 姓 名： 学 号： 成绩评定： 指导教师： （签字） 2014 年 12 月 30 日化工原理课程设计任务书（精馏塔设计） 一、 设计题目：蒎烯 双戊烯连续精馏塔设计 二、 设计任务及操作条件： 1进精馏塔的料液含 蒎烯85%（质量）； 2产品 蒎烯含量98%（质量）； 3残液中 蒎烯含量2%（质量）； 4每小时进料量1160Kg ； 5操作条件： （1）塔顶操作压力7 0 0 mmHg真空度； （2）进料热状况（自选）； （3）回流比：取2 .5 Rmin ； （4）加热用低压

2、蒸气； （5）全塔效率60% ; （6）单板压力降 3 mmHg 三、 设备形式：浮阀塔或筛板塔 四、 厂址：广西玉林地区 五、 设计内容： 1设计方案的确定及流程说明； 2塔的工艺计算： （1）物料衡算； （2）计算塔顶 、塔底及加料板温度； （3）计算平衡数据； （4）计算塔板数： 作X-Y图； 求最小回流比及适宜回流比； 求理论塔板数； 实际塔板数。 3塔和塔板的主要工艺尺寸计算 ：（1） 塔和塔板主要尺寸的确定 ：塔径；溢流装置（溢流堰长 、出口堰高 、降液管的宽度及面积 、降液管下端与塔板间距离）；塔板设计（塔板布置：包括开孔区 、溢 流区 、安定区 、无效区；浮阀数：包括孔径 、塔

3、板厚度 、开孔面积 、开孔率 、浮阀数 、浮阀的选型；排列方式及孔心距）。 （2） 塔板的液体力学验算：塔板压力降；雾沫夹带；漏液点气速；液泛（即淹 塔）。 （3） 塔板负荷性能图。 4设计结果一览表 5板式塔的结构： （1） 塔体结构：塔顶空间；塔底空间；人孔；视镜；支座；塔高；封头及容器 法兰。 （2） 塔板结构及安装方式。 6附属设备的计算及选型 （1） 再沸器（即蒸馏釜）； （2） 塔顶回流冷凝器； （3） 料液预热器； （4） 塔顶 、塔底产品冷凝器； （5） 主要接管尺寸及法兰：包括塔顶蒸气出口 管、回流液管 、料液排出管、加料管、饱和水蒸气管的管径 及各接管的法兰。 （6） 蒸气

4、喷出器。 7绘图： 生产工艺流程图（3图）；精馏塔的工艺图 、塔板构造图（3图）。 8对本设计的评述和有关问题的分析 讨论。 六、 设计基础数据： 1 蒸气压力（mmHg）与温度（K）的关系： 蒎烯 lg P =7.810 - ( 2111 / T ) ； 双戊烯 l g P =7.984 -（2 2 8 9 / T ） 2 表面张力： 蒎烯 a = 28.2 0.0 9 2 2 t(达因 /厘米) ; 料液 a = 28.4 - 0.0922t(达因/厘米) 3 密度：( Kg/m3 ) 蒎烯 = 874.0 0.8124t ; 料液 = 875.6 0.8035t 4 比热与汽化潜热； -

5、 蒎烯蒸汽比热 Ca = 0.2933 + 0.00041t ( Kcal /Kg ) -蒎烯液体比热 Ca = 0.4117+ 0.000696t（Kcal /Kg ） 料液比热 C优 = 0.362 +0.000166t ( Kcal /Kg ) 双戊烯比热 C双 =0.433（Kcal / Kg ） - 蒎烯汽化潜热 r = 74 (Kcal / Kg ) 5 粘度 （CP ） 温度 76.782.287.893.398.9104.4-蒎烯 0.7670.7180.6140.6340.5980.565双戊烯 0.5680.5330.5010.4720.4460.422七、 参考资料1 谭

6、天恩等 化工原理 2 天津大学化工原理教研室 化工原理 3 大连工学院化工原理教研室 化工原理 4 化工设备设计手册全书 编辑委员会 塔设备设计 换热器设计 5 化学工程手册 编委会 传热设备及工业生产 （8篇） 气液传质设备 （13）6 王静康 黄璐 化工设计 7 潘国昌 郭庆丰 化工设备设计 8 上海化学工业设计院医药工业设计组 化工工艺设计手册 9 北京化工研究所 浮阀塔 10化工容器及设备简明设计手册 目录1. 流程和工艺条件的确定和说明12.工艺流程图及说明33精馏塔的工艺计算43.1精馏塔的物料衡算43.2塔板数的确定43.2.1 理论板层数的求算理论板层数的求算43.2.2实际塔

7、板数计算73.3塔的工艺条件及物性数据计算73.3.1混合液的平均分子量计算73.3.2压强和温度的计算83.3.3平均密度计算83.3.4液体的平均张力计算93.3.5液体平均粘度的计算93.3.6汽液负荷计算103.4塔体工艺尺寸计算113.4.1塔径的计算113.4.2溢流装置的计算123.5塔板的布置133.5.1 边缘区宽度和安定区的确定133.5.2开孔区面积的计算133.5.3开孔数n和开孔率的计算143.5.4气体通过筛板的孔流速度的计算143.6塔板的流体力学的计算143.6.1塔板压降的计算143.6.2液面落差153.6.3液沫夹带的验算153.6.4漏液的验算163.6

8、.5液泛的验算163.7塔板负荷性能图173.7.1雾沫夹带线173.7.2液泛线183.7.3液相负荷上限线193.7.4漏液线（气相负荷下限线）193.7.5液相负荷下限线203.7.6精馏塔工艺设计计算结果总表214.塔的总高度234.1.1塔顶部空间高度HD234.1.2进料板高度HF244.1.3设置有人孔的塔板间距Hp244.1.4封头高度H1244.1.5裙座高度H2244.1.6塔底空间高度HB244.1.7总高度H244.2附属设备的设计254.2.1冷凝器的选择254.2.2再沸器的选择264.2.3预热器的选择264.3接管的计算274.3.1进料管274.3.2塔釜出料

9、管284.3.3塔顶蒸汽出料管284.3.4塔釜进气管284.3.5法兰28主要符号名称29希腊字母29课程设计的心得体会30主要参考文献30 1. 流程和工艺条件的确定和说明 精馏操作对塔设备的要求： 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

10、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

11、板式塔，也可采用填料塔，这里只介绍板式塔。 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，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，因此，这里只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。 筛板塔筛板塔也是传质

12、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。浮阀塔 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能

13、力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有

14、一般聚合现象的系统也能正常操作。 () 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120 130。由于产品粘度较大，流量较小，为减少造价，降低生产过程中压降和塔板液面落差的影响，提高生产效率，选用浮阀塔。设计方案的确定：1.操作压力：精馏操作可在常压，加压或减压下进行，操作压力的大小应该根据经济上的合理性和物料的性质来决定。本次设计蒎烯 双戊烯为特殊物料，在常压下为液态混合物，而且沸点较高，因此，采用减压操作。 2.进料状况：进料可以是：过冷液体，饱和液体，气液混合物，饱和蒸气或过热蒸气。从设计的角度来看，如果来的原料为过冷液体，则考虑加设原料预热器，将料液预热到泡点，以饱和液

15、体状态进料，这时，精馏段和提馏段的气相流率相近，两段的塔径可以相同，便于设计和操作，操作上比较容易控制。故本次设计采用泡点进料，即q=1。3. 加热方式：本次设计采用低压饱和水蒸气间接加热方式。塔顶的冷却凝水通常用水冷却，应尽量使用循环水，以逆流方式进行。本设计采用F1型浮阀塔分离蒎烯 双戊烯连系物质，及其辅助设备的选型。2.工艺流程图及说明工艺流程图：流程图说明       首先，蒎烯和双戊烯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气

16、相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入蒎烯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成蒎烯和双戊烯的分离。3精馏塔的工艺计算3.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物 质分子式相对分子量沸 点

17、/-蒎烯C10H16136.24156双戊烯C10H16136.24174.6料液及塔顶、塔底产品摩尔分数xF=0.85xD=0.98xW=0.022、物料衡算: 原料处理量F=(500+10×66) kg/h=1160kg/h =1160/136.24 kmol/h=8.514 kmol/h总物料衡算: F = D + W -蒎烯物料衡算 : 代入数据，联立方程得 D=7.361 kmol/h W=1.153 kmol/h3.2塔板数的确定3.2.1 理论板层数的求算理论板层数的求算 蒎烯： lg Pa=7.810 - ( 2111 / T ) ； 双戊烯 lg Pb=7.984

18、-（2 2 8 9 / T ） 由以上公式得出各温度下-蒎烯和双戊烯纯组分的饱和蒸汽压 （表一）各温度下-蒎烯和双戊烯纯组分的饱和蒸汽压数据列表: 单位：mmHg温度76.782.287.893.395.7Pa607491.5112122.1Pb27.634.943.954.660由泡点方程： 和露点方程：; 相对挥发度=P0a/P0b得出汽、液两相的平衡组成和相对挥发度表二 -蒎烯-双戊烯物系在总压700mmHg下的关系温度76.782.287.893.395.72.122.082.05X10.640.340.090Y10.790.520.170（1）、根据蒎烯 双戊烯纯组分的饱和蒸汽压数据

19、作Y-X图：(2) 、求最小回流比及操作回流比本设计取泡点进料，故q=1。则xF=xe。在Y-X图上对角线上点e（0.850，0.850）作垂线，即为进料线q线，该线与平衡线的交点q（0.850, 0.945）即为最小回流比时操作线与平衡线的交点。根据最小回流比计算：取操作回流比为R=2.5RminR=2.5Rmin=2.5×0.368=0.920(3) 、理论塔板数的确定取的平均值：= 平衡曲线为：即：精馏段操作线方程： 即：提馏段操作线方程： 即：逐级计算塔板：精馏段操作线方程与提馏段操作线方程的交点为（0.848 ， 0.916） XW = 0.02精馏段： 提馏段： 所以，理

20、论板数为NT=21-1=20层（不包括再沸器），进料位置为第9层板。(4) 精馏塔汽，液相负荷计算精馏段液相质量流量：L=RD=0.92×4.254=3.914kmol/h精馏段气相质量流量：V=(R+1) ×D=（0.92+1）×4.254=8.168 kmol/h提馏段液相质量流量：L=L+q×F=3.914+1×4.92=8.834kmol/h提馏段气相质量流量：V=V-(1-q) ×F=8.168-（1-1）×4.92=8.168kmol/h3.2.2实际塔板数计算由全塔效率ET=0.6 由ET=NT/NP可得实际总

21、塔板数NP=(21-1)/0.6=34块精馏段实际塔板数=8/0.6=14提馏段实际塔板数=12/0.6=203.3塔的工艺条件及物性数据计算3.3.1混合液的平均分子量计算原料液的平均摩尔质量：MF =0.85×136.24+(1-0.85)×136.24=136.24kg/kmol塔顶产品的平均摩尔质量：MD =0.98×136.24+(1-0.98)×136.24=136.24kg/kmol塔液产品的平均摩尔质量：MW =0.02×136.24+(1-0.02)×136.24=136.24kg/kmol3.3.2压强和温度的计算

22、(1) 塔顶压强PD=101.3kPa700mmHg=101.3kPa13.6×9.8×0.7=8.0kPa 由单板压力降 3 mmHg，取求得每层塔板压降为13.6×9.8×0.003=0.4 kPa进料板压强为：PF=8.0+14×0.4=13.6kPa精馏段平均操作压强：Pm=(8.0+13.6)/2=10.8kPa提馏段压强:Pw=13.6+20×0.4=21.6kPa提馏段平均操作压强Pm=（21.6+13.6）/2=17.6kPa(2)温度进料温度： 解的=78.3塔顶温度：气相温度 解得=73.03液相温度 解得=77.

23、0塔釜温度：气相温度 解得=95.1液相温度 解得=95.2则，精馏段平均温度t精=（+）/2=（78.3+77.0）/2=77.7提馏段平均温度t提=（+）/2=(78.3+95.2)/2=86.83.3.3平均密度计算(1) 精馏段和提馏段平均气体密度：由理想气体状态方程=PM/RT 精馏段  =（10.8×136.24）/8.314×（273.15+77.7）=0.504kg/m3提馏段 =（17.6×136.24）/8.314×（273.15+86.8）=0.801kg/m3(2) 精馏段和提馏段液体的平均密度： 解得=810.9kg/

24、m3 解得=810.7kg/m3 解得=805.9kg/m3精馏段液体的平均密度：=（+）/2=（810.9+810.7）/2=810.8kg/m3提馏段液体的平均密度: =（+）/2=（805.9+810.7）/2=808.3 kg/3.3.4液体的平均张力计算由液体表面平均张力计算公式=Xma+(1-Xm)b 蒎烯 a = 28.2 0.0 9 2 2 t（达因 /厘米）： 料液 a = 28.4 - 0.0922t（达因/厘米） tD=77.0 a=21.1 mN/m b= 21.3mN/mD=0.98×21.1+（1-0.98）×21.3= 21.1mN/mtF=7

25、8.3 a=21.0 mN/m b=21.2mN/mF=0.85×21.0+（1-0.85）×21.2=21.0 mN/mtW=95.2 a= 19.4mN/m b=19.6 mN/mW=0.02×19.4+(1-0.02) ×19.6=19.6mN/m精馏段平均表面张力：=(21.1+21.0)/2=21.1mN/m提馏段平均表面张力：=(21.0+19.6)/2=20.3 mN/m3.3.5液体平均粘度的计算由已知数据内插得：tD=77.0 a =0.764 mPa·s b =0.566 mPa·s塔顶液相平均粘度：tF=78.3

26、 a =0.753mPa·s b =0.558 mPa·s进料板液相平均粘度：tW=95.2 a =0.622 mPa·s b =0.463 mPa·s塔底液相平均粘度：精馏段平均粘度=(0.760+0.724)/2=0.742mPa·s提馏段平均粘度=(0.724+0.466)/2=0.595 mPa·s3.3.6汽液负荷计算精馏段：气相摩尔流率V=（R+1）D=(0.92+1) ×7.361=14.133kmol/h气相体积流量液相回流摩尔流率L=RD=0.92×7.361=6.772kmol/h液相体积流量提

27、馏段：V=V-(1-q) ×F=V=14.133kmol/hL=L+q×F=6.772+1×8.514=15.286kmol/h3.4塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算精馏段(1)气相负荷因子CFlv=Ls/Vs×(l/v) 0.5=0.00031/1.061×（810.8/0.504）0.5=0.0117若取HT=0.35m  HL=0.03m (HL为板上层液体高度) HT-HL=0.32m查Smith关联图得C20=0.062则C=(/20) 0.2×C20=(21.1/20) 0.2 ×0.062=0.0

28、627(2)最大气体流速 Umax=C(l-v)/v0.5=0.0627×(810.8-0.504)/0.5040.5=2.51m/s取安全系数为0.7(一般为0.60.8) 则空塔气速为 un =0.7×2.51=1.757m/s初估塔径： 按标准塔径圆整后得：D=1.0mAT=0.785×D2=0.785×1.02=0.785m2实际空塔气速为u= Vs / AT=1.061/0.785=1.352m/s实际泛点百分率： u/un=1.352/1.757×100%=77.0%提馏段：(1) 气相负荷因子C(2)若取HT=

29、0.35m    HL=0.03m(HL为板上层液体高度，一般为0.0250.03)HT-HL=0.32m查得： C20=0.062液气气相负荷因子：C=(/20) 0.20×C20=(21.0/20) 0.2 ×0.062=0.06(2)最大气体流速： Uman= C(l-v)/v0.5=0.06×(810.8-0.504)/0.5040.5=2.41m/s空速： un=0.7uman=0.7×2.41=1.687m/s初估塔径：圆整为 D=0.8mAT=0.785×D2=0.785×0.82=0.502m2实际

30、空塔气速为：u = / AT=0.668/0.502=1.331m/s实际泛点百分率： u/un=1.331/1.687×100%=78.9%3.4.2溢流装置的计算（1）精馏段：堰长取Lw=0.7D=0.7×1.0=0.7m清液层高度：hl=0.03m 一般取E=1 便可满足工艺误差要求，则取E=1堰上清液高： how=(2.84/1000)E(Ls/Lw)2/3=(2.84/1000)×1×(0.00031×3600÷0.7)2/3=0.00388m堰高 hw= hl-how=0.03-0.00388=0.0261m弓形降液管宽度

31、Wd和截面积Af由lw/D= 0.7查弓形液降管的参数图，得Af/AT =0.085 Wd/D=0.165故 Af =0.085×AT=0.085×0.785=0.0667m2Wd=0.165×D=0.165×1.0=0.165m=3600AfHT/Lh=3600×0.0667×0.35÷（0.00031×3600）=75.3s>5s(液体在降液管中的停留时间一般不小于3s-5s)故降液管设计合理降液管底隙高h0hw-h0=0.0261-0.0055=0.0206>0.006m(设计时应使堰层高度hw大

32、于6mm)降液管底隙高度设计合理（2）提馏段：堰长取Lw=0.7D=0.7×0.8=0.56清液层高度： hl=0.03m 一般取E=1 便可满足工艺误差要求，则取E=1堰上清液高： how=(2.84/1000)E(/Lw)2/3=(2.84/1000)×1×(0.00072×3600÷0.56)2/3=0.00789m堰高 hw= hl-how=0.03-0.00789 =0.02211m弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D= 0.7查弓形液降管的参数图，得Af/AT =0.085 Wd/D=0.165故 Af =0.085&

33、#215;AT=0.085×0.502=0.043 m2Wd=0.165×D =0.165×0.8=0.132m=3600AfHT/Lh=3600×0.043×0.35÷(0.00072×3600)=20.9s>5s故降液管设计合理降液管底隙高h0hw-h0=0.02211-0.016=0.00611m>0.006m故降液管底隙高度设计合理因塔径为1.0m和0.8m,故可以选用平形受液3.5塔板的布置3.5.1 边缘区宽度和安定区的确定边缘区宽度Wc：一般为5075mm,D>2m时可达100mm安定区宽度W

34、s：规定D<1.5m时Ws=75mm，D>1.5m时Ws=100mm所以本设计Wc=50mm，Ws=60mm 3.5.2开孔区面积的计算开孔区面积Aa按下式计算精馏段：其中故提馏段： 其中 故3.5.3开孔数n和开孔率的计算取筛孔的孔径d0=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度=3mm，且t/ d0=3.0，故孔心距t=3×5=15mm精馏段： 提馏段：开孔率精馏段开孔面积提馏段开孔面积3.5.4气体通过筛板的孔流速度的计算 精馏段：提馏段：塔有效高度精馏段：提馏段：故精馏塔的有效高度为:Z=Z1+Z2=4.55+6.65=11.2m3.6塔板的流体力学的

35、计算3.6.1塔板压降的计算(1)干板阻力hc计算hc=0.051(VmUo2)/(LmC02)查表得: C0=0.80故 精馏段 hc=0.051×(0.504×22.72)/(810.8×0.802)=0.0255m液柱提馏段 hc=0.051×(0.801×24.22)/(808.3×0.802)=0.030m液柱(2)气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由下式计算,即取充气系数0.5精馏段：m提馏段：m(3)液体表面张力的阻力计算精馏段：液体表面张力所产生的阻力.由下式计算,即气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式

36、计算, 即0.0255+0.015+0.002=0.0425 m液柱气体通过每层塔板的压降为0.0425×810.8×9.81=338.04Pa<0.4kPa(设计允许值)提馏段：气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算, 即0.030+0.015+0.002=0.047m液柱气体通过每层塔板的压降为<0.4kPa(设计允许值)3.6.2液面落差对于板塔液面落差很小，塔径和液流量不大，故可忽略3.6.3液沫夹带的验算精馏段：提馏段：由计算精馏段：<0.1kg液/kg汽故本设计中液沫夹带量在允许范围内提馏段：<0.1kg液/kg汽故本设计中液沫夹带量

37、在允许范围内3.6.4漏液的验算漏液点的气速精馏段：稳定性系数K=/=22.7/12.23=1.87>1.5(不会产生过量液漏)提馏段：稳定系数K=/=24.2/9.68=2.5>1.5（不会产生过量液漏）3.6.5液泛的验算 为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度H应服从下式的关系，即H故物-蒎烯-双戊烯系属一般物系，取=0.4，则精馏段：提馏段：而 H=h板上不设进口堰，h可以由下式计算，即h精馏段：提馏段：板上液层高度=0.03m精馏段： H=0.0425+0.03+0.00099=0.0735 m液柱提馏段： H=0.047+0.03+0.00098=0.078 m

38、液柱H故在本设计中不会发生液泛现象3.7塔板负荷性能图3.7.1雾沫夹带线精馏段： (1)将已知数据代入（1）式整理得： 同理得提馏段：在操作范围内，取几个值，求得的值列于附表如下精馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s1.2681.2181.1921.148提馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vsm3/s0.8250.7880.7690.7373.7.2液泛线 精馏段：.整理得： 提馏段：整理得：在操作范围内，取几个值，求得的值列于附表如下精馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s2.

39、4952.3812.2721.940提馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vsm3/s1.1841.1471.1241.0733.7.3液相负荷上限线精馏段：提馏段：3.7.4漏液线（气相负荷下限线）精馏段：漏液点气速 整理得：提馏段：整理得：在操作范围内，取几个值，求得的值列于附表如下精馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s0.6040.6240.6340.651提馏段Ls m3/s0.00020.00080.00120.002Vs m3/s0.2570.2690.2740.2843.7.5液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液

40、层高度 =0.006m作为最小液体符合标准。根据 试计算求 的下限值：0.006=0.00284E(3600Ls,nin，/lw) 2/3精馏段：0.006=0.00284×1×3600Ls,nim /0.72/3即，Ls,nim=0.00060m/s提馏段：0.006=0.00284×1×3600Ls,nim /0.562/3即，Ls,nim=0.00048m/s操作弹性=K=Vs,man/ Vs,min精馏段：所以Vs，max=2.212m/s精馏段：所以Vs,min=0.694m/sK=2.212/0.694=3.19提馏段：所以Vs，max=0.

41、994m/s提馏段：所以Vs,min=0.295m/sK=0.994/0.295=3.3693.7.6精馏塔工艺设计计算结果总表项目符号单位 计算数据精馏段提馏段各 段 平 均 压 强PKPa1014各 段 平 均 温 度t73.582.6平均流量气相Vsm/s0.8180.6液相Lsm/s0.000230.00051实际塔板数Ne块1020板间距 Hm0.350.35塔的有效高度Zm3.156.65塔 径 Dm0.80.7空塔气速m/s1.9111.736塔 板 溢 流 型 式平行平行溢流装置溢流管型式弓形弓形堰 高m0.002630.002315堰 长m0.560.49溢流堰宽度m0.13

42、20.116管底与受液盘距离m0.00510.013板上 清 液 层 高 度m0.060.06孔径dom0.0050.005孔 心 距tm0.0150.015孔 数 n个14931076开 孔 面 积A00.02930.0211开 孔 率10.110.1筛 孔 气 速m/s27.928.4塔 板 压 降Pa343393降 液 管 面 积0.04250.033液体在降液管停留时间s35.7 47.2降液管内清液层高度m0.05820.0750雾 沫 夹 带kg液/ kg汽0.0900.096负 荷 上 限0.00298 0.00231负 荷 下 限Ls,min0.000260.00022气 相

43、最 大 负 荷Vs，maxm1.4231.006气 相 最 小 负 荷VS,minm0.3720.223操 作 弹 性K3.8494.5114.塔的总高度4.1.1塔顶部空间高度HD塔顶部空间高度是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取塔顶间距为（1.52.0）HT，同时考虑安装除沫器的需要，塔顶空间高度HD取700mm4.1.2进料板高度HF为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应该大一些，HF取为800mm。4.1.3设置有人孔的塔板间距Hp设计人孔数S=3，人孔直径设计为500mm。4.1.4封头高度H1本设计采用标准椭圆形封头，材料

44、选用Q235-A，除封头的拼接焊缝需要100%探伤外，其余均对接焊缝局部探伤，=0.85选用封头Dg400×3，JB115473查得：h1=200，h2=25封头高度包括曲面高度h1和直面高度h2，则H1=h1+h2=200+25=225mm4.1.5裙座高度H2本设计采用圆形裙座，裙座因受整个塔的重力载荷，所以壁厚应该大一些，取=8mm则基环内径Dhi=（400+2×8）-0.3×1000=116mm基环外径Dho=（400+2×8）+0.3×1000=716mm经圆整：Dhi=200mm，Dho=800mm考虑到安装再沸器，裙座高度H2=1

45、.5m4.1.6塔底空间高度HB设釜液在塔底的停留时间为5min，则釜液高度釜液上方需留0.50.7m的空间高度，此处取0.6m，考虑到再沸器的安装，再留0.6m的高度，则HB=0.128+1.2=1.328m4.1.7总高度HH=（n-np-1）HT+HF+ npHp+HD+HB+H1+H2=（34-1-2）×0.35+0.8+3×0.5+0.7+1.328+0.225+1.5=16.9m4.2附属设备的设计4.2.1冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计，因体系黏度在0.2323×10-30.4096×10-3Pa·s范围内，低于0.5×

46、;10-3Pa·s且低温流体是水，则总传热系数范围430850 w/（m2k）。本设计取450 w/（m2k）。出料温度：77.0（饱和气） 77.0（饱和液）冷却水温度：20 45逆流操作： 则混合的汽化热可近似为热流体的流量t=77.0时 所以则计算冷凝器的传热面积：则根据列管式换热器标准JB/T-4715-92 具体参数如下公称直径DN/(mm)公称压力(MP)管程数(n)管子根数中心排数管程流通面积()换热面积()换热管长度（mm)1591.611550.00271.315004.2.2再沸器的选择选用再沸器的类型为立式热虹吸式。有机液走管内，水蒸汽在壳程内，传热系数K的取值

47、范围为4501020W（m2k）本设计取传热系数为450W（m2k）设计中采用低压110的水蒸气进行加热沸腾冷流体温度：93.2 95.2（饱和蒸汽）其汽化热近似为冷流体的流量：T=93.2时，M=136.24kg/kmol则则采用逆流操作： 则估计再沸器的传热面积则根据列管式换热器标准JB/T-4716-92 具体参数如下公称直径DN/(mm)公称压力(MP)管程数(n)管子根数中心排数管程流通面积()382.5 383换热面积()换热管长度（mm)4001.015170.0436 0.04108.515004.2.3预热器的选择冷流体的温度假定为6078.3，选用110水蒸汽进行加热。逆流操作： Q=则有Q=780744.184=241500.48KJ/h 所需传热面积则根据列管式换热器标准JB/T-4715-92 具体参数如下公称直径DN/(mm)公称压力(MP)管程数(n)管子根数中心