化工原理课程设计分离苯甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

1、化工原理课程设计 课题名称：分离苯-甲苯二元混合物板式精馏塔的设计 学生姓名： 学号： 班级： 指导教师姓名： 指导教师职称： 设计时间： 2015 年12 月 30 日 2016 年1月 10 日成绩指导教师评语摘要：目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，

2、塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。关键词： 气液传质分离 精馏 舌形塔板目录第一章 前言.31.1 精馏及精馏流程31.2 精馏的分类31.3 精馏操作的特点41.4 塔板的类型与选择41.5 相关符号说明51.6 相关物性参数6第二章 设计任务书7第三章 设计内容.83.1 设计方案的确定及工艺流程的说明83.2 全塔的物料衡算8 3.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率8 平均摩尔质量8 料液及塔顶底产品的摩尔流率.9 3.3 塔板数的确定93.3.1 平衡曲线的绘制. .9 3.3.2 操作回流比的确.10 3.3.3 理论塔板数的确定.11 3.4 塔的精馏段操作工艺条件

3、及计算.13 3.4.1 平均压强Pm.13 3.4.2 平均温度Pm.13 3.4.3 平均分子量Mm.13 3.4.4 液体的平均粘度L,m.14 3.4.5 液体的平均密度.15 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算.16 3.5.1 塔径的计算.16 精馏塔有效高度的计算.17 3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.17溢流装置计算.17 塔板布置.18 3.7 浮阀的布置.19 3.7.1 阀孔速度.19 3.7.2 开孔率.19 3.7.3 阀孔总面积.20 3.7.4 浮阀总数.20 3.7.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积.20 3.7.6 浮阀的排列.20 3.8 筛板的流体力学

4、验算.21塔板压降.213.8.2 液面落差和液沫夹带.22漏液.22液泛.22 3.9塔板负荷性能图.23 3.9.1 漏液线.23 3.9.2 液沫夹带线.23 3.9.3 液相负荷下限线.24液相负荷上限线.24 3.9.5 液泛线.24第四章 附属设备的选型及计算.27 4.1塔体总高度.27 4.2塔顶空间HD.27 4.3人孔数目.27 4.4 塔底空间HB.27 4.5 裙座的选型.29 第一章 前言1.1 精馏及精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物

5、，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:1)获得馏出液塔顶的产品；2)将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；3)脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。精馏过程中采用连续精馏流程，原料液经预热器加热到指定温度后，送入精馏塔的进料板，在进料板上与自塔顶上部下降的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续地从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被全部冷凝，并将部分冷凝液

6、用泵送回塔顶作为回流液体，其余部分经冷却器后被送出作为塔顶产品。根据精馏原理可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，必须同时拥有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还有配原料液，预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。1.2 精馏的分类按操作方式可分为:间歇式和连续式，工业上大多数精馏过程都是采用连续稳定的操作过程。化工中的精馏操作大多数是分离多组分溶液。多组分精馏的特点：1)能保证产品质量，满足工艺要求，生产能力大；2)流程短，设备投资费用少；3)耗能量低，收率高，操作费用低；4) 操作管理方便。 1.3 精馏操作的特点 从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体

7、的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点： 1)沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2)物料的工艺特性 精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。 3)节约能源 精馏汽化的溶剂量

8、较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题。1.4 塔板的类型与选择 塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类 ，工业应用以错流式 塔板为主，常用的错流式塔板有：泡罩塔板、筛孔塔板和浮阀塔板。我们应用的是浮阀塔板，因为它是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长，故塔板效率较高。1.5 相关符号说明英文字母Aa 塔板开孔区面积,m2；Af 降液管截面积,m2；A

9、0 筛孔总面积,m2；AT 塔截面积,m2；c0 流量系数,无因次；C 计算umax时的负荷系数,m/s；CS 气相负荷因子,m/s；d 填料直径,m；d0筛孔直径,m；D 塔径,m；ev 液体夹带量,kg（液）/kg（气）；E 液流收缩系数,无因次；ET 总板效率,无因次；F 气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2）；F0 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；g重力加速度,9.81m/ s2；h填料层分段高度,m；h1 进口堰与降液管间的水平距离,m；hc 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；hd 与液体流过降液管的压降相当的液柱hf 塔板上鼓泡层高度,m；

10、h1 与板上液层阻力相当的液柱高度,m；hL 板上清液层高度,m；h0 降液管的底隙高度,m；hOW堰上液层高度,m；hW 出口堰高度,m；h,W进口堰高度,m；h与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；H板式塔高度,m；Hd降液管内清液层高度,m；HD塔顶空间高度,m；HF进料板处塔板间距,m；HP人孔处塔板间距,m；HT塔板间距,m；K 稳定系数,无因次；LW堰长,m；Lh 液体体积流量,m3/h；Ls 液体体积流量,m3/s；Lw 润湿速率,m3/(m·s)；m 相平衡系数,无因次；n 筛孔数目；NT理论板层数；P 操作压力,Pa；P压力降,Pa；PP气体通过每层筛板的降压

11、,Pa；t筛孔的中心距,m；u空塔气速,m/s；uF 泛点气速,m/s；u0气体通过筛孔的速度,m/s；u0, min漏液点气速,m/s；u0液体通过降液管底隙的速度,m/s；Vh气体体积流量,m3/h；Vs气体体积流量,m3/s；wL液体质量流量,kg/s；wV气体质量流量,kg/s；Wc边缘无效区宽度,m；Wd弓形降液管宽度,m；Ws泡沫区宽度,m；x 液相摩尔分数；X液相摩尔比；y气相摩尔分数；Y气相摩尔分比；Z板式塔的有效高度,m；填料层高度,m。下标max最大的；min最小的；L 液相的；V 气相的液体在降液管内停留时间,s； 粘度,mPa·s；开孔率或孔流系数，无因次；表

12、面张力,N/m；密度,kg/m3；希腊字母筛板厚度,m；1.6 相关物性参数（1）苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（B）C7H892.14g/mol110.6318.574.109 (2)饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65（3）苯、甲苯的相对密度温度（）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.3（4）液体

13、表面张力温度（）80 90100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31(5)苯甲苯液体粘度mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228第二章 设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的舌形塔板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量90000t/a，年开工300天原料组成：苯含量为18%（质量百分率，下同）进料状况：泡点进料，q=1分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%3.

14、塔板类型：板式精馏塔4.设计内容：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)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。第三章 设计内容3.1 设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，

15、冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2 全塔的物料衡算原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为18%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%，即塔底苯含量不大于0.1%，则：原料液含苯的摩尔分率：塔顶含苯的摩尔分率：塔底含苯的摩尔分率：原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量 由知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的

16、平均摩尔质量：MF 78.11×0.2057(10.2057)×92.1489.254kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD 78.11×0.996(10.996)×92.1478.166kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW 78.11×0.0012(10.0012)×92.1492.123kg/kmol 料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以300天，一天以24小时计，得： F,90000t/（300×24）h12500kg/h，全塔物料衡算：进料液： F=12500（kg/h）/91.893（kg/kmol）=136.0

17、3kmol/h总物料恒算： 136.03=D+W苯物料恒算： 136.03×0.2057=D×0.996+0.0012×W联立解得： W108.066kmol/h D27.964kmol/h3.3 塔板数的确定理论塔板数的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取NT，步骤如下：平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据 ， 将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（）80.184889296100104108110.6（kpa） 苯101.3101.3101.3101.3101.3

18、101.3101.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0两相摩尔分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对xy平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得xy曲线：图1 苯甲苯混合液的y-x图操作回流比的确定表3 苯-甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t( )80.184889296100104108110.62.602.

19、562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，变化不大，可对表中两端数据取平均值在y-x图（图1）上，因，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比： 也可根据课本中公式（10-45）得，代入数据计算得：两种计算方法结果相同。考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即： R=1.2Rmin=1.2*3.27=3.924精馏塔的汽、液相负荷： 精馏段：液相流量：L=RD=3.924×27.964=109.731kmol/h 气相流量：V=(R

20、+1)D=(3.924+1)×27.964=137.69kmol/h 提镏段：液相流量：L=L+F=109.731+136.03=245.761kmol/h 气相流量：V=V=137.69kmol/h理论塔板数的确定 图2 苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解精馏段操作线为： =0.797+0.2023平衡方程:提馏段操作线可由b(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。泡点加料时q=1 （1） （2）对全塔物料横算 D+W=F （3） D+W=F （4）由(1)、(2)式得 (5) (6)将(5)式值带入(6)中得 提留段操作线为 将x=0.5代入精馏段操作线，求得y=0.6

21、008，即有d(0.5，0.6008)。(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数： x2=0.978(用平衡关系) y3=0.982(用物料衡算，即操作线) x3=0.0.957(用平衡关系) y4=0.979(用操作线)； x4=0.950(用平衡关系) y5=0.960 (用操作线)； x5=0.907(用平衡关系) y6=0.925 (用操作线)； x6=0.833(用平衡关系) y7=0.866(用操作线)； x7=0.723(用平衡关系) y8=0.779(用操作线)； x8=0.587(用平衡关系) y9=0.67 (用操作线)； x9=0.451用平衡关系)

22、y10=0.562 (用操作线)； x10=0.341(用平衡关系) y11=0.474(用操作线)； x11=0.267(用平衡关系) y12=0.451(用操作线)； x12=0.223(用平衡关系) y13=0.380(用操作线)； x13=0.198(用平衡关系)所以进料位置在第13块板(2)提馏段 利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数： Y14=0.352.；x14=0.180 y15=0.320；x15=0.160 y16=0.284；x16=0.138 y17=0.245；x17=0.116 y18=0.206；x18=0.095 y19=0.168；x19=0.07

23、5 Y20=0.133(用操作线)； x20=0.058(用平衡关系) Y21=0.102 (用操作线)； x21=0.044(用平衡关系) Y22=0.078 (用操作线)； x22=0.033(用平衡关系) Y23=0.058(用操作线)； x23=0.024(用平衡关系) Y24=0.042(用操作线)； x24=0.017(用平衡关系) Y25=0.029(用操作线)； x25=0.0119(用平衡关系)因此，理论板数为(25-1)=24层，进料位置为第13层板。 苯-甲苯在某些温度下的粘度：t8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110

24、.2860.2640.2540.228=xii=0.2057*0.284+0.56*0.291=0.2923(mPa.s)表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：（）+0.0815lg() 2=0.60315精馏段的实际板数为： (层) 取22（层）提馏段的实际板数为：（层） 取19（层）总实际塔板N实=41块3.4 塔的精馏段操作工艺条件及计算平均压强pm 塔顶压强： 取每层塔板的压降0.7KPa 进料板： 塔底压强：平均压强： 平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、 甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下

25、：塔顶温度: tD=81.1 进料板温度: tF=82.3。平均温度：tm平均分子量塔顶： ，（查图2）加料板：，（查图2）精馏段：3.4.4 液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算:lgLm=xilgi塔顶液相平均粘度的计算：查化工原理附录11，在81.1下有： A=0.321mPa·s ，B=0.414mPa·s lgLD,m=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414)解得： LDm=0.398 mPa·s 进料板液相平均粘度的计算:在82.3下，查得：A=0.298mPa·s ，B=0.404mPa·slgLF,m=0.68

26、5lg(0.298)+0.315lg(0.404)解得： LFm=0.327mPa·s精馏段液相平均表面张力为 ,Lm=（0.398+0.327）/2=0.363 mPa·s 加料板：精馏段：3.4.5 液体的平均密度 1.液相平均密度塔顶：进料板： 所以精馏段液相平均密度：2、气相密度：3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.50-0.006=0.44m查负荷系数图得C20=0.092取安全

27、系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为：D=1.4m塔塔截面积为： AT=/4×D2=1.54m2 实际空塔气速为:精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.4=4.4m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.4=3.6m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=4.4+3.6+0.8=8.8m3.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。 （1）溢流堰长取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。

28、（2）出口堰高对平直堰 ，由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求。取板上清液层高度hL=60mm（3）降液管的宽度 和降液管的面积由，查图5-7得，即：依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:可以满足要求。（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有： 降液管底隙高度设计合理。故选用凹型受液盘，深度塔板布置 （1）塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为5075mm，D >2m时，可达100mm。安定区宽度：规定 m时， mm； m时，mm本设计取

29、： mm，mm。（3）开孔区面积故： （4）筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀性，可先用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正在角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为：在515%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：3.7 浮阀的布置选用十字架型圆盘浮阀，阀径为50毫米，阀重3032克，塔板上孔径为40毫米，最大开度8毫米。 3.7.1 阀孔速度由公式 求阀孔的临界速度（或选定适宜的阀孔动能因数，求出阀孔速度）。（1） 精馏段： （2）提馏段：上下两段相应的阀孔动能因数为： 均属正常操作范围。 开孔率 由公式求得： （1）精馏段： （2）提馏段：考虑到塔板加

30、工方面起见，上下两段的开孔率均采用。3.7.3 阀孔总面积由公式求得： 3.7.4 浮阀总数由公式求得：取整为37（个）3.7.5 塔板上布置浮阀的有效操作面积已知Wd=0.204，取WF=0.070，Wc=0.050 ； 由公式可求： =0.026（米）由公式可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为：=0.0334（）塔板有效操作面积为：3.7.6 浮阀的排列浮阀采取等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间距离，由公式求得： 取t=12(毫米)。3.8 筛板的流体力学验算塔板压降（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.77

31、2。故：液注（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，即查表得=0.52.（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力 h由公式计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。3.8.2 液面落差和液沫夹带对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由公式计算，即式中： =2.5×0.06=0.15=0.032kg液/kg气<0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。3.8.3 漏液对筛板塔斯社，漏液点的气0,m速可由式5-25计算：即 实际孔

32、速 u0=16.26m/su0,m 筛板的稳定性系数: 即不会产生过量液漏。3.8.4 液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯氯苯物系属于一般物系，取=0.5而： 板上不设进口堰，则<0.225m成立，故不会产生液泛。3.9 塔板负荷性能图漏液线漏液点气速:依据表5中数据作出漏液线（见图3a）0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表 漏液线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4610.4660.4700.4743.9.2 液沫夹带线 以气为限，求Ls-Vs关系如下： （1）式中：

33、, 故将已知数据代入式（1） （2）在操作范围内，任取几个值，依式（2）算出对应的值列于下表：依据表6中数据作出雾沫夹带线（图3b）表6雾沫夹带线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s2.2742.2332.1942.1583.9.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得，并取E=1则:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（图3c）3.9.4 液相负荷上限线以=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得s故: 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图3d）液泛线令由；联立得：忽略

34、h，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得 将有关的数据代入，得：故，或 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7表7液泛线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4000.3760.3510.325由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：图3 精馏段筛板的负荷性能图故操作弹性为：第四章 附属设备的选型及计算4.1

35、 塔体总高度 板式塔的塔高如图4所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定： 式中 HD塔顶空间，m；HB塔底空间，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m； HF进料段高度，m； Np实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。4.2 塔顶空间HD 塔顶空间（见图4），是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。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HD为（1.52.0）HT。若图8-1 塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。 4.3 人孔数目 人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔810块塔板

36、设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔46块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN150mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个，位置分别为：手孔1位于塔板78之间，手孔2位于塔板1516之间。 4.4 塔底空间HB 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取35分钟，否则需有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取35分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取11.5分钟。图4 板式塔总体结构简图图5 冷凝器的型式已知实际

37、板数N=22，板间距HT=0.3m由于液料比较清洁，无需经常清洗，可每隔8块板取一个人孔，则人孔数为S=22/ 8-1=1.75 ,取2个，开孔处两板间距增加到HT=0.6m，进料板间距增加到HT0.6m,塔两端封头各留1.5m, HD取1.2m,可以取塔高H=12m4.5 裙座的选型 为了制作的方便，裙座选用圆筒形裙座。 裙座与塔壳的连接采用对接接头形式。排气孔： 查表得出结构尺寸为：76 mm ,数量为4个. 排气孔的中心线距离裙座顶端的尺寸为H=180mm第六章 设计过程的评述和讨论 1.回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因

38、素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.12倍。我计算的回流比为1.522，我取的回流比R=1.2Rmin=1.826。2.塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度密度表面张力扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通

39、过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F, V,=V。4.热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：1)选择经济合理的回流比；2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；3)对精馏过程进行优化控制