精馏塔设计

齐齐哈尔大学化工原理课程设计 齐齐哈尔大学化工原理课程设计 化工原理课程设计 ——精馏塔设计 姓 名： 冯文宇 班 级: 生工091班 学 号： 2009053069 指导老师: 邢 进 设计时间：2012.6.18-6.30 前 言 本次课程设计是利用板式精馏塔分离苯-甲苯，采取连续精馏已得到纯度较高的馏出物，根据已给出的设计条件，我们操作条件选取了泡点进料，操作压力选为4Kpa，具体设备选取筛板塔，筛板塔具有结构简单，造价低，效率高等优点，但易堵塞，不宜处理粘性大、脏的和带固体粒子的料液。设计过程中根据要求对精馏塔的结构尺寸进行了准确计算和相关流体力学校核，以及接管尺寸的计算，绘制出了装配图。 工业上对塔设备的主要要求: (１) 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。(２) 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。(３) 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。(４) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６) 塔内的滞留量要小。 实际上,任何塔设备都难以满足上述要求,因此,设计者应根据塔型特点,物系性质,生产工艺条件,操作方式,设备投资.操作与维修费用等技术经济评价以及设计经验等因素,依矛盾的主次,综合考虑,选择适宜的塔型。 目 录 （一）设计任务书-----------------------------------------------1 （二）概述及简介-----------------------------------------------2 （三）设计方案的确定-----------------------------------------5 （四）主要物性参数 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf -----------------------------------------5 （五）精馏塔的物料衡算------------------------------------- 8 （六）塔板数的确定------------------------------------------- 9 1. 理论板层数的求取-------------------------------------9 2. 全塔效率的求取---------------------------------------11 3. 实际板层数的求取------------------------------------11 （七）精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算---------12 1. 操作压力计算------------------------------------------12 2. 操作温度计算------------------------------------------12 3. 平均摩尔质量计算------------------------------------13 4. 液体平均密度计算------------------------------------13 5. 液体平均表面张力计算------------------------------14 6. 液体平均黏度计算------------------------------------15 （八） 精馏塔塔体工艺尺寸计算--------------------------15 1.塔径的计算------------------------------------------------15 2.精馏塔有效高度的计算---------------------------------17 （九） 塔板主要工艺尺寸的计算--------------------------17 1. 溢流装置计算------------------------------------------17 2. 塔板布置------------------------------------------------18 （十） 筛板的流体力学验算------------------------------- 19 1. 塔板压降------------------------------------------------19 2. 液面落差------------------------------------------------20 3. 液沫夹带------------------------------------------------20 4 漏液-------------------------------------------------------20 5. 液泛------------------------------------------------------21 （十一） 塔板负荷性能图-----------------------------------21 1. 漏液线---------------------------------------------------21 2. 液沫夹带线---------------------------------------------22 3. 液相负荷下限线---------------------------------------23 4. 液相负荷上限线---------------------------------------23 5. 液泛线-------------------------------------------------- 23 （十二） 主要接管尺寸的选取-----------------------------24 （十三） 法兰的选取-----------------------------------------26 （十四） 封头的选取-----------------------------------------26 （十五） 设计结果汇总--------------------------------------27 （十六） 精馏塔工艺流程图--------------------------------28 （十七） 设计评述--------------------------------------------30 （十八） 设计中主要符号说明-----------------------------31 （十九） 参考文献--------------------------------------------34 （二十） 设计 心得体会 决胜全面小康心得体会学党史心得下载党史学习心得下载军训心得免费下载党史学习心得下载 --------------------------------------34 （一）、设计任务书 专 业：生物工程 班 级： 091班 姓 名： 冯文宇 学 号：2009053069 指导教师： 邢 进 设计日期：2012.6.18——2012.6.30 一、设计题目：分离苯——甲苯精馏设计 二、设计任务及操作条件 1．设计任务 生产能力（进料量）：90000吨/年 操作周期：7200小时/年 进料组成：41﹪（质量分率，下同） 塔顶产品组成：96﹪ 塔底产品组成：1﹪ 2．操作条件 操作压力：4 Kpa 进料状态：自选 单板压降：≯0.7 kPa 3．设备型式：筛板塔 4．厂址：齐齐哈尔地区 三、设计内容 1.设计方案的选择及流程说明 2.工艺计算 3.主要设备工艺尺寸设计 （1）塔径及精馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图 （4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4.设计结果汇总 5.工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6.设计评述 四、图纸要求 1. 工艺流程图（在说明书上草图） 2. 精馏塔装配图（1号图） （二）、概述及简介 1.塔设备的要求 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（液）两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求[1]。 1. 生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。 2. 操作稳定。弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。 3. 流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将时系统无法维持必要的真空度。 4. 结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。 5. 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述的所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。人们对于高效率，大生产能力，稳定操作和低压力降的追求，推动着塔设备新结构形式的不断出现和发展。 2.塔设备的发展及现状 20实世纪初，随着炼油工业的发展和石油化学工业的兴起，塔设备被广泛应用，并逐渐积累了有关设计、制造、安装、操作等方面的数据和经验。当时炼油工业中多用泡罩塔，无机酸碱工业则以填料塔为主，而筛板塔因当时尚无精确的设计方法和操作经验，故未能广泛使用。 20世纪中期，为了适应各种化工产品的生产和发展，不仅需要新建大量的塔，还得对原有的塔设备进行技术改造，故而陆续出现了一批能适应各方面要求的新塔型。这一时期发展的塔盘如下。 1. 泡罩型 （1） 条形泡罩塔盘。 （2） 单流式泡罩塔盘，亦称S型塔盘。 2. 筛板型 （1） 有溢流的栅板塔盘。 （2） 波纹筛板塔盘。 3. 浮阀型 （1） 条形浮阀塔盘。 （2） 重盘式浮阀塔盘。 （3） A型和T型的圆盘形浮阀塔盘。 4. 喷射型 （1） 文丘里阶梯式塔盘。 （2） 条孔网状塔盘。 （3） 舌型塔盘。 （4） 导向浮阀塔盘。 这批新型塔盘的出现，不仅为创建综合性能更好的塔型打开了思路，而且为接着发生的设备大型化后选择塔型指出了方向。在此期间许多学者 总结 初级经济法重点总结下载党员个人总结TXt高中句型全总结.doc高中句型全总结.doc理论力学知识点总结pdf 了塔设备长期操作的经验，并对筛板塔做了系统的研究，认为设计合理的筛板塔，不仅保留了制作方便、用材省、处理能力大等优点，而且操作负荷在较大范围内变动时，仍能保持理想的效率。近年来，随着对筛板塔研究工作的不断深入和设计方法的的日趋完善，筛板塔已成为生产上最为广泛采用的塔型之一。 目前，我国常用的板式塔型仍为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等，填料种类除拉西环、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。近年来，参考国外塔设备技术的发展动向，加强了对筛板塔的科研工作，提出了斜孔塔和浮动喷射塔等新型塔。对多降液管塔盘、导向筛板、网孔塔盘等，也都做了较多的研究，并推广应用于生产[2]。 （三）、设计方案的确定 1．装置流程的确定 本设计任务是分离苯——甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料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，其余部分产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，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，塔底产品冷却后送至储罐。 2．塔板类型的选择 本设计采用筛板塔。筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小,分为小筛孔筛板（孔径为3～8mm）和大筛孔筛板（孔径为10～25mm）两类,本设计中采用的是大筛孔筛板取其直径为10mm。筛板的优点是结构简单,造价低；板上液面落差小，气体压降低,生产能力较大；气体分散均匀，传质效率高。其缺点是筛孔易堵塞不易处理结焦、粘度大的物料[3]。 （四）、主要物性参数表 1．苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量 M 沸点 ℃ 临界温度tc,℃ 临界压强 Pc,KPa 苯 C6H6 78．11 80．1 288．5 6833．4 甲苯 C6H5-CH3 92．13 110．6 318．57 4107．7 2. 常压下苯——甲苯的气液平衡数据 温度，℃ 液相中苯的摩尔分数，x 110．56 0．00 0．00 109．91 1．00 2．50 108．79 3．00 7．11 107．61 5．00 11．2 105．05 10．0 20．8 102．79 15．0 29．4 100．75 20．0 37．2 98．84 25．0 44．2 97．13 30．0 50．7 95．58 35．0 56．6 94．09 40．0 61．9 92．69 45．0 66．7 91．40 50．0 71．3 90．11 55．0 75．5 88．80 60．0 79．1 87．33 65．0 82．5 86．52 70．0 85．7 85．44 75．0 88．5 84．40 80．0 91．2 83．33 85．0 93．6 82．25 90．0 95．9 81．11 95．0 98．0 80．66 97．0 98．8 80．21 99．0 99．61 80．01 100．0 100．0 3．饱和蒸气压P＊ 苯甲苯的饱和蒸气压可用方程求算，即 式中 t________物系温度，℃ P＊________饱和蒸气压，Kpa ABC________Antoine常数，其值见附表： 组分 A B C 苯 6．032 1206．35 220．24 甲苯 6．078 1343．94 219．58 4.苯与甲苯的液相密度 温度t，℃ 80 90 100 110 120 ρL苯,kg/m3 815 803.9 792.5 780.3 768.9 ρL甲苯,kg/m3 810 800.2 790.3 780.3 770.0 5.液体表面张力 温度t，℃ 80 90 100 110 120 σ苯 , mN/m 21.27 20.06 18.85 17.66 16.49 σ甲苯 ,mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31 6．液体粘度μL 温度t，℃ 80 90 100 110 120 μ苯，mPa.s 0.308 0.279 0.255 0.233 0.215 μ甲苯，mPa.s 0.311 0.286 0.264 0.254 0.228 7．液体汽化热[4] 温度t，℃ 80 90 100 110 120 γ苯，KJ/Kg 394.1 386.9 379.3 371.5 363.2 γ甲苯，KJ/Kg 379.9 373.8 367.6 361.2 354.6 8．塔板分块数表 塔径，mm 800～1200 140~1600 1800~2000 2200~2400 塔板分块 3 4 5 6 9．塔板间距与塔径关系[3] （五）、精馏塔的物料衡算 1．概述 本次设计一筛板塔用来分离苯和甲苯,筛板是在塔板上钻有均布的筛孔,上升气流经筛孔分散,鼓泡通过板上液层,形成气液密切接触的泡沫层.筛板塔的优点是结构简单,制造维修方便,造价低,相同的条件下生产能力高于浮阀塔,塔板效率接近浮阀塔.他的缺点是操作范围小,小孔径筛板易堵塞不适宜处理粘性大的,脏的和带固体粒子的料液.但设计良好的筛板具有足够的操作弹性,对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板,故近年来我国对筛板的应用日益增多. 2.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯的摩尔质量MA=78.11 Kg/Kmol 甲苯的摩尔质量MB=92.13 Kg/Kmol　　 ∴ 3.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 ＝0.450×78.11+（1-0.450）×92.13＝85.82Kg/Kmol ＝0.966×78.11+（1-0.966）×92.13＝78.59Kg/Kmol ＝0.012×78.11+（1-0.012）×92.13＝91.96Kg/Kmol 4.物料衡算 原料处理量 F＝9000吨/年=12500Kg/h=145.65Kmol/h 总物料恒算 F=D+W 得145.65＝D＋W 苯物料恒算 145.65×0.450＝0.966D+0.012W 联立解得 D＝66.87Kmol/h W＝78.78Kmol/h （六）．塔板数的确定 1.理论板层数NT的求取 苯－甲苯理想物系，可采取图解求理论板层数 1 由手册（表2）查苯－甲苯物系的气液平衡数据绘出X-Y图,见下图。 苯－甲苯物系的气液平衡图 ② 求最小回流比及操作回流比 采用图解法求最小回流比。在上图中对角线线上，自点e（0.45，0.45）作垂线ef即为进料线（q线）,该线与平衡线交点坐标为 yq =0.667 xq =0.450 故最小回流比为: Rmin＝ 可取操作回流比为R=2 Rmin =2×1.38=2.76 ③ 求精馏的气、液相负荷 L=RD＝2.76×66.87＝184.56Kmol/h V=(R+1)D＝(2.76+1)×66.87＝251.43Kmol/h L´＝L+F＝184.56+145.65=330.21Kmol/h V´＝V＝251.43Kmol/h ④ 求操作线方程 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 ⑤ 图解法求理论塔板层数 采用图解法求理论板层数，如上图所示。求解结果为 总理论板层数NT＝12.5(包括再沸器) 进料板位置NF＝6 2.全塔效率ET的求取 ET=1.17-0.616lgµ甲苯 根据塔顶塔底液相组成查图，得塔平均温度为95.15℃，该温度下进液相平均粘度为： µm =0.450µ苯+(1-0.450) µ甲苯 =0.450×0.267+(1-0.450)×0.275 =0.271mPa·s 故 ET=1.17-0.616×lg0.271=0.519≈52﹪ 3.实际板层数的求取 精馏段实际板层数 N精＝5/0.52＝9.6≈10 提馏段实际板层数 N=7.5/0.52-1=14.42-1≈14 （七）. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据计算 以精馏段为例进行计算 1.操作压力计算（每块塔板压降△P＝0.7Kpa） 塔顶操作压力PD=101.3+4=105.3KPa 进料板压力PF=105.3+0.7×10=112.3KPa 总压降为△P总=24△P=24×0.7=16.8 KPa 精馏段平均压力 KPa 2.操作温度计算（试差法） 泡点方程： 安托尼方程： 1 求塔顶温度tD 其中P=105.3KPa 由xD=y1=0.966查平衡曲线得x1=0.916 设tD=82.4℃ lgPA＊= PA＊=111.17KPa lgPB＊= PB＊=42.46KPa ∴ 两x值近似相等，故可认为塔顶温度tD为82.4℃ 2 求进料板温度tF 其中P=112.3KPa 查平衡曲线得xF=0.388 设tF=98.6℃ lgPA＊= PA＊=176.9KPa lgPB＊= PB＊=71.4KPa ∴ 即进料板温度tF为98.6℃ ∴精馏段平均温度t=(82.4+98.6)/2=90.5℃ 3.平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由xD=y1=0.966，查平衡曲线，得x1=0.916 MVDm＝0.966×78.11+(1-0.966)×92.13＝78.59Kg/Kmol MLDm＝0.916×78.11+(1-0.916)×92.13＝79.29Kg/Kmol 进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得yF=0.604 查平衡曲线，得xF=0.388 MVFm=0.604×78.11+（1-0.604）92.13=83.66 Kg/Kmol MLFm=0.388×78.11+(1-0.388)92.13=86.69 Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量 MVm=(78.59+83.66)/2=81.13Kg/Kmol MLm=(79.29+86.69)/2=82.99Kg/Kmol 4.平均密度计算 ① 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,即 ρvm=PmMvm/RTm=(108.8×81.13)/［8.314×(90.8+273.15)］=2.92Kg/m3 ② 液相平均密度计算 液相平均密度计算依下式计算，即 1/ρLm=∑ai/ρi 1〉塔顶液相平均密度计算 由tD=82.4℃查得ρA=812.7Kg/m3 ρB=807.9 Kg/m3 ρLDM=1/ (0.96/821.7+0.04/807.9)=812.5 Kg/m3 2〉进料板液相平均密度计算 由tF=98.6℃查得ρA=794.1Kg/m3 ρB=791.7Kg/m3 进料板液相的质量分率 αA =(0.388×78.11)/ (0.388×78.11+0.612×92.13)=0.350 ρLFM=1/ (0.35/794.1+0.65/791.7)=792.5Kg/m3 ∴精馏段液相平均密度为 ρLm =(812.5+792.5)/2=802.5 Kg/m3 5.液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 σLm=∑xiσi 1 塔顶液相平均表面张力的计算： 由tD=82.4℃, 查表5得： σA =21.24 mN/m σB=21.42 mN/m σLDm=0.966×21.24+0.034×21.42=21.25 mN/m 2 进料板液相平均表面张力的计算： 由tF=98.6℃ ,查表5得： σA =19.02 mN/m σB=20.03 mN/m σLFm= 0.388×19.02+0.612×20.03=19.64 mN/m 精馏段液相平均表面张力为 σLm=(21.25+19.64)/2=20.45 mN/m 6.液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 lgμLm=∑xilgμi 1 塔顶液相平均粘度的计算 由tD=82.4℃，查表6得： μA =0.302 mPa.s μB=0.306 mPa.s lgμLDm=0.966lg(0.302)+0.034lg(0.306) 解得：μLDm=0.302 mPa.s 2 进料板液相平均粘度的计算 由tF=98.6℃ 查表6得： μA =0.258mPa.s μB=0.267 mPa.s lgμLFm=0.338lg(0.258)+0.612lg(0.267) 解得：μLFm=0.264mPa.s 精馏段液相平均粘度为 μLFm=（0.264+0.302）=0.283 mPa.s （八）．精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算 精馏塔的气、液相体积流率为： VS=VMVm/3600ρVm=(251.43×81.13)/(3600×2.92)=1.940 m3/s LS=LMLm/3600ρLm=(184.56×82.99)/(3600×802.5)=0.0053m3/s 由 可知 式中C= C20(σL/20)0.2计算，其中的C20由图中所查取 其中横坐标为： 取板间距HT=0.45m , 板上液层高度hL=0.06m,则 HT－hL=0.45－0.06=0.39m 史密斯关联图 由上图可查得：C20=0.084 ∴C=C20(σL/20)0.2= 0.084(20.45/20)0.2=0.0844 umax=0.0844×[(802.5－2.92)/2.92]1/2=1.397m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7umax=0.7×1.397=0.978 m/s D=(4Vs/∏u)1/2=[(4×1.940)/(3.14×0.978)]1/2=1.59 m 按标准塔径圆整后为： D=1.6m 塔截面积为：AT=(3.14/4)D2=（3.14/4）×1.62=2.01m2 实际空塔气速为：u= Vs/AT =1.940/2.01=0.965m/s 2.精馏塔有效高度的计算 精馏段的有效高度为：Z精=（N精－1）HT=(10－1)×0.45=4.05m 提馏段得有效高度为：Z提=（N提－1）HT=（14－1）×0.45=5.85m 在进料板上方开一人孔，其高度是0.8 m, 精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=4.05+5.85+0.8=10.7m (九). 塔板主要工艺尺寸的计算 1．溢流装置的计算 因为塔径D=1.6m，可以选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 1）堰长lw 取 lw=0.66D=0.66×1.6=1.06 m 2)溢流堰高度hw 由 hw=hL－how 选用平直堰，堰上液层高度how由公式： 液流收缩系数图 近似取 E=1，则 how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3 =0.00284×1×[(0.0053×3600)/1.06] 2/3=0.02m 取板上清液层高度：hL=60 mm，则 hw=0.06－0.02=0.04m 3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由 lw/D=0.66 , 查图可得：Af/AT=0.0722, Wd/D=0.124 故 Af=0.0722 AT=0.0722×2.01=0.145㎡ Wd=0.124D=0.124×1.6=0.198 m 验算液体在降液管中停留的时间，即 =3600 Af HT/Lh=(3600×0.145×0.45)/(0.0053×3600)=12.31s>5 s 故降液管设计合理。 4)降液管底隙高度h0 h0=Lh/（3600 lw×u0′ ） 取 u0′=0.15 m/s 则 h0=(0.0053×3600)/(3600×1.06×0.15)=0.033 m hw－h0=0.04-0.033=0.017>0.006 m 降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 hw′=50 mm 2．塔板布置 1）塔板得分块：因塔径D≥800 mm，故塔板采用分块式。查表8可知，塔板分为4块 2）边缘区宽度确定： 取WS=WS′=0.065 m , Wc=0.035 m 3）开孔区面积计算： 开孔区面积Aa由下式计算，即 Aa=2{x(r2－x2)1/2+[3.14r2/180×sin-1(x/r)]} 其中，x=D/2－(Wd+WS)=1.6/2－(0.198+0.065)=0.537 m r=D/2－Wc=1.6/2－0.035=0.765 m 将上面得有关数据带入公式中,得Aa=1.495 m2 4）筛孔计算及其排列 本次所处理的物系无腐蚀性，可以采用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=10mm.筛孔按正三角行排列，取孔中心距t为： t=3×d0=3×10=30 mm 筛孔数目n为：n=1.155Aa/t2=1.155×1.495/(0.030)2=1919个 开孔率为：Φ=0.907（d0/t）2=0.907(0.010/0.030)2=10.1﹪ 每层塔板上的开孔面积：A0=ΦAa=0.101×1.495=0.151 m2 气体通过阀孔的气速为：u0=VS/A0=1.940/0.151=12.85 m/s （十）筛板的流体力学验算 1.塔板压降 ① 干板阻力hc计算 由公式：hc=0.051（u0/c0）2(ρV/ρL) 由d0/δ=10/3=3.33 ，查图可知：C0=0.72， 因d0=10mm≥10mm,查C0得后再乘以1.15的校正系数 ，故 C0=0.72×1.15=0.828 ∴hc=0.051×（12.85/0.828）2(2.92/802.5)= 0.0445 m液柱 ② 气体通过液层的阻力的 h1计算 气体通过的阻力h1由公式：h1=βhL ua=VS/(AT－Af)=1.940/(2.01-0.145)=1.040m/s F0= ua(ρV)1/2 =1.040×(2.92)1/2=1.78kg1/2/ (s.m1/2) 查图得：β=0.57 故 h1=βhL=β（hw+how）=0.57×(0.04+0.02)=0.0342m 液柱 ③液体表面张力的阻力hσ计算 液体表面张力所产生的阻力hσ，由下式计算，即 hσ=4σL/ρLgd0=4×20.45×10-3/(802.5×9.81×0.01)=0.0010 m液柱 气体通过每层塔板的液柱高度hp可以按下列公式计算，即 hp= hc+ hl +hσ hp=0.0445+0.0342+0.0010=0.08m液柱 气体通过每层塔板的压降为 △Pp =hpρLg=0.08×802.5×9.81=630Pa﹤ 0.7 kPa (设计允许值) 2.液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 3.液沫夹带 液沫夹带量由下式计算，即 eV=(5.7×10-6/σL)( ua/HT－hf)3.2 hf=2.5hL=2.5×0.06=0.15 m eV=(5.7×10-6/20.45×10-3)[ 1.040/(0.45－0.15)]3.2 =0.015 kg液/kg气<0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量eV在允许的范围内。 4.漏液 对筛板塔，漏液点气速u0,min可由下式计算，即 u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2 =4.4×0.828 [(0.0056+0.13×0.06 －0.0010)802.5/2.92]1/2 =6.726 m/s 实际孔速u0= 12.85 m/s﹥u0,min 稳定系数：k= u0/u0,min=12.85/6.726 =1.91> 1.5 故在本设计中无明显漏液，设计合理。 5.液泛 为了防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd，应遵循下列公式： Hd≤φ(HT＋hw) 苯—甲苯物系属于一般物系，取φ=0.5 ， 则 φ(HT＋hw)=0.5(0.45+0.04)=0.245 m 而Hd= hp+hL+hd 板上不设进口堰，hd由下式计算，即 hd=0.153(u0′)2=0.153(0.15)2=0.003m 液柱 Hd=0.08+0.06+0.003=0.143 m液柱 Hd≤φ(HT＋hw) 故在本设计中不会发生液泛现象，设计合理。 （十一）塔板负荷性能图 1.漏夜线： u0,min=4.4C0[(0.0056+0.13hL－hσ)ρL/ρV]1/2 u0,min=Vs,min/Ao hL=hw+how how=(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3 Vs,min=4.4C0Ao|{[0.0056+0.13[hw+(2.84/1000)E(Lh/lw)2/3] －hσ}ρL/ρV|1/2 =4.4×0.828×0.15|{[0.0056+0.13[0.04+(2.84/1000) ×1×(3600Ls/1.06)2/3]－0.0010}802.5/2.92|1/2 整理得Vs,min=9.120(0.098+0.0834Ls2/3) 1/2 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值，计算结果列于下表 Ls,m³/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,，m³/s 0.930 0.952 0.979 1.002 由上表数据，即可作出漏液线1 2．液沫夹带线 以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs,—Ls关系如下 由eV=(5.7×10-6/σL)〔ua/（HT－hf)〕3.2 Ua=Vs/(AT-Af)=Vs/(2.010-0.145)=0.536Vs hf=2.5hL=(hw+how) hw=0.04 how=(2.84/1000)1(3600 Ls /1.06)2/3 =0.64Ls2/3 故 hf=2.5(0.04+0.64Ls2/3)=0.1+1.6Ls2/3 HT-hf=0.45-(0.1+1.6 Ls2/3)=0.35-0.72Ls2/3 eV=(5.7×10-6/20.43×10-3)〔0.536 Vs /（0.35-0.72Ls2/3)〕3.2=0.1 整理得Vs=4.11-8.45Ls2/3 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出Vs值,计算结果列于下表 Ls,m³/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,，m³/s 4.050 4.000 3.934 3.880 由上表数据，即可作出液沫夹带线2 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. 由式 =0.006 取E=1，则 Ls,min=[(0.006×1000)/2.84] 3/2×1.06/3600=0.00090 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 4.液相负荷下限线 以Θ=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 Θ=Af HT/Ls=4 故Ls,max=Af HT/4=(0.145×0.45)/4=0.0163 m³/s 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4 5.液泛线 令 Hd=φ(Ht +hw) 由 Hd=hp+hc+hd, hp=hc+h1+hσ， h1=βhl, hl=hw+how 联立得 φHt+(φ-β-1)hw=(β+1)how+hc+hd+hσ 忽略hσ将how与Ls,hd与Ls, hc与vs的关系代入上式，并整理得 a′vs2=b′-c′ls2-d′ls2/3 式中: a′=[0.051/(Aoco) 2]×(ρv/ρl) b′=φHT+(φ-β-1)hw c′=0.153/(lwh0) 2 d′=2.84×10-3E(1+β)(3600/lw)2/3 将有关数据代入得： a′=[0.051/(0.101×1.495×0.828)2]×(2.92/802.5)=0.0119 b′=0.5×0.45＋(0.5－0.57－1)×0.04=0.182 c′=0.153/(1.06×0.033) 2 =125.04 d′=2.84×10-3×1×(1＋0.57)×(3600/1.06)2/3=1.008 故0.0119Vs2=0.182－125.04Ls2－1.008Ls2/3 或 Vs2=15.29－10507.56Ls2－84.71Ls2/3 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/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s 14.684 14.157 13.434 12.769 由上表数据可作出液泛线5 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图,如下图 Vs (m3/h) (3) 15 （5） (4) 10 5 （2） （1） 0 5 10 15 Ls×10-3,m3/s 精馏段筛板负荷性能图 在负荷性能图上，作出操作点A,连接OA，即作出操做线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制[5]。由图查得： Vs,max=3.680m³/s Vs,min=0.960m³/s 故操作弹性为 Vs,max/ Vs,min=3.680/0.960=3.833 （十二）主要接管尺寸的选取 1.进料管 由已知料液流率为12500Kg/h ,取料液密度为792.5kg/m³,则料液的体积流率 VF=12500/792.5=15.77 m³/h 取管内流速 UF=0.5m/s 则进料管直径 DF =(4VF/3600πUF)1/2=［(4×15.77)/（3600π×0.5）］1/2=0.106m 所以,查手册[6]取进料管尺寸为φ108mm×4mm 2.回流管 由已知回流液体积流率 VR= LS×3600=0.0053×3600=19.08m³/h 取管内流速UR=0.3m/s ,则回流管直径 DR=［(4×19.08)/（3600π×0.3）］1/2=0.150m 所以,查手册取回流管尺寸为φ159mm×4.5mm 3.釜液出口管 塔底压强 PW=122.8KPa 塔底温度 tW =116.8℃ ,查表4得 ρA=772.5kg/m³ , ρB=773.3kg/m³ 则ρLWm=1/[(0.01/772.5)+(0.99/773.3)]=773.3 kg/m³ 已知釜液流率为 L′MLWm=330.21×[(0.012×78.11)+(0.988×92.13)]=30366.6 kg/m³ 则釜液体积流率 Vw=30366.6/773.3=39.27m³/h 取管内流速 UW=0.5m/s ,则釜液出口管直径 DW=［(4×39.27)/（3600π×0.5）］1/2=0.167m 所以，查手册取釜液出口管径φ194mm×14mm 4.塔顶蒸汽管 近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT=VS×3600=1.940×3600=6984 m³/h,并取管内蒸汽流速UT=15m/s ,则塔顶蒸汽管直径 DT=［(4×6984)/（3600π×15）］1/2=0.406m 所以，查手册取塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm （十三）法兰的选取 1. 进料管 因为进料管尺寸为φ108mm×4mm，查手册[5]选取法兰Pg6Dg100HG5006-58 2.回流管 因为回流管尺寸为φ159mm×4.5mm,查手册选取法兰Pg6Dg150HG5006-58 3.釜液出口管 因为釜液出口管径φ194mm×14mm,查手册选取法兰Pg6Dg175HG5006-58 4.塔顶蒸汽管 因为塔顶蒸汽管尺寸为φ426mm×11mm,查手册选取法兰Pg6Dg400HG5006-58 有关法兰数据如下表： Dg=6公斤／厘米2 Dg 法 兰 螺 栓 D D1 D2 f b Dm S1 r d 数量 直径 100 205 170 148 3 18 128 14 5 18 4 M16 150 260 225 202 3 20 180 15 5 18 8 M16 175 290 225 232 3 22 209 17 6 18 8 M16 400 535 495 465 4 28 442 21 8 23 16 M20 （十四）封头选取 因δ=8mm ,公称直径D=1600mm 查化工设备设计手册[5],取封头 Dg1600×3mm，其中曲面高度 H1=400mm , 直边高度H2=40mm所以， 总塔高=H有效+2H封头+2δ=10.7+2×(0.4+0.04)+2×0.008=11.6m （十五）设计结果汇总 序 号 项 目 数 值 1 平均温度tm,℃ 90.5 2 平均压力Pm, kPa 108.8 3 气相流量Vs,(m³/s) 1.940 4 液相流量Ls,(m³/s) 0.0053 5 实际塔板数 24 6 有效段高度Z,m 10.7 7 塔径,m 1.6 8 板间距,m 0.45 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长,m 1.06 12 堰高,m 0.04 13 板上液层高度,m 0.07 14 堰上液层高度,m 0.02 15 降液管底隙高度,m 0.033 16 安定区宽度,m 0.065 17 边缘区宽度,m 0.035 18 开孔区面积,㎡ 1.495 19 筛孔直径,m 0.010 20 筛孔数目 1919 21 孔中心距,m 0.030 22 开孔率,﹪ 10.1 23 空塔气速,m/s 0.965 24 筛孔气速,m/s 12.85 25 稳定系数 1.91 26 每层塔板压降,Pa 630 27 负荷上限 液沫夹带控制 28 负荷下限 漏夜控制 29 液沫夹带ev,(kg液/kg气) 0.015 30 气相负荷上限,m³/s 3.680 31 气相负荷下限,m³/s 0.960 32 操作弹性 3.833 （十六）精馏塔工艺流程图 苯—甲苯连续精馏操作流程图 简单流程图 （十七）、设计评述 通过这两周的化工原理课程设计，我学到了很多知识。在老师的指导下，我分析了设计方法以及要解决的问题，在其中不断的发现问题，并不断学习研究，寻找有效的解决的途径。通过这次的设计，巩固了本学期所学的理论知识，并将其学以致用，培养了分析和解决问题的能力。 设计中我掌握了以工艺要求设计精馏塔的方法，熟悉了精馏塔的基本结构与特点，这一实践丰富了理论课上的知识，同时更培养了思考问题和解决问题的能力，以及团队的协作精神。在这过程中还接触了计算机辅助设备的应用，如CAD，公式编辑器等，令我受益匪浅。 （十八）、设计中主要符号说明 英文字母 Af—降液管面积，㎡; Ao—筛孔面积，㎡； AT—塔截面积，㎡; C—计算 时的负荷系数，无因次 C20—流量系数，无因次； D—塔顶馏出液流量， ; D—塔径，m; d—筛孔直径，mm; E—液流收缩系数，无因次； ET—全塔效率（总板效率），无因次； ev—物沫夹带量，Kg(液)/ Kg(气)； Fo—气相动能因数，m/s(kg/m3)1/2; F—进料流量，Kmol/h; S—直接蒸气量，Kmol/h; HT—板间距，m或mm； Z—塔高，或mm； —与干板压降相当的液柱高度,m; hd—与液体流经降液管的压降相当的液柱高度，m; hl—与气流穿过板上液层的压降相当的液柱高度，m; hf—板上鼓泡层高度，m; h1—进口堰与降液管的水平距离，m; hL—板上液层高度，m; ho—降液管底隙高度，m; how—堰上层高度，m; hp—与单板压降相当的液层高度，m; hσ—与克服液体表面张力的压强所相当的液柱高度，m; K—筛板的稳定性系数，无因次； L​—塔内下降液体的流量， Ls—塔内下降液体的流量，m3/s; lw—溢流堰长度，m； NT—理论塔板数； Np—实际塔板数; N—塔板数； n—筛孔数； P—操作压强，Pa或Kpa； —压强降，Pa或Kpa； R—回流比