1、1化 工 原 理 课 程 设 计之苯-甲苯二元混合物连续精馏装置的设计指导老师：2目 录一 设计概述 -2（一）设计的目的-2（二）塔设备在化工生产中的作用与地位-2（三）塔设备的分类-2（四）板式塔-2二 设计方案的确定及流程说明-3（一）塔类型的选用 - 3（二）装置流程说明 - -3三 设计方案中参数的确定-4（一）操作压力 -4（二）进料热状态 -4（三）加热方式 -5（四） 冷却方式 - 5（五）回流比 -5（六）热能的利用 -5四 板式精馏塔的工艺计算 -6五 塔的工艺条件及物性数据计算 -11六 气液负荷计算 -14七 塔和塔板主要工艺尺寸计算 - -15八 流体力学验算 -18
2、九 塔板负荷性能图-21（一）精馏段 - -21（二）提馏段 - -24十 板式塔的结构与附属设备设计-29（一）塔体结构- -29（二）塔板结构- -29（三）精馏塔的附属设备-29十一 辅助设备设计或选型-31（一）冷凝器-31（二）再沸器-313（三）加热蒸汽鼓泡管-30十二设计结果一览表 - -32十四 重要经验关联式 - -32参考文献 -33一 设计概述（一）设计的目的1、查阅资料，选用公式和搜集数据的能力；2、综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型；3、迅速准确进行工程计算的能力；4、用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。（二）塔设备在化工生产中的作用与
3、地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。（三）塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元
4、操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。（四）板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。43.1 泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。3.2 筛板塔筛板塔液是很早就出
5、现的板式塔，20 世纪 50 年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（2040）（2）.塔板效率高（1015）（3）.压力降低（3050）而且结构简单，塔盘造价减少 40左右，安装维修都比较容易 1。3.3 浮阀塔 20 世纪 50 年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有 F1 型和 V-4
6、 型，F1 型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1 型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与 F1 型轻阀无异，V-4 型阀适用于减压系统。二 设计方案的确定及流程说明（一） 塔类型的选用本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，此次设计选用筛板塔。筛板塔，是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（
7、或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。5（二） 装置流程说明精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯和甲苯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，然后，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
8、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苯的储罐，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，完成苯与甲苯的分离。工艺流程图如下图三 设计方案中参数的确定设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系） 、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利
9、用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。（一） 操作压力6塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则： 压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于 1.6MPa 才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。 考虑利用较高温度
10、的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。 真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。此处选择在常压下操作。（二） 进料热状态 进料状态有 5 种，可用进料状态参数 q 值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q 值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量 D 和进料量 F 的比值 D/F 有关；对于低温精馏，不论D/F 值如何，采用较高
11、的 q 值为经济；对于高温精馏，当 D/F 值大时宜采用较小的 q 值，当 D/F 值小时宜采用 q 值较大的气液混合物。 为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器。 若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高，宜采用气态进料。（三） 加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。（四）冷却方式用常温水做冷却剂是最经济的，水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者
12、确定。（五） 回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量 V。对于一定的生产能力，即馏出量D 一定时，V 的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消7耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面 3 种方法之一来确定回流比。根据经验取操作回流比为最小回流比的 1.12 倍，即R（ 1.12 ）R min；在一定
13、的范围内，选 5 种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当 R= Rmin 时，塔板数为；RR min 后，塔板数从无限多减至有限数；R 继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。（六） 热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的 95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约 5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。
14、当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。其次，采用合适的回流比，采用蒸馏系统的合理设置，如采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，也都可以有效地提高精馏塔的热力学效率。四 表 2 常压下苯和甲苯的气液平衡数据温度 液相中苯的摩尔分数 x 气相中苯的摩尔分数 y110.56 0.00000 0.00000 108.79 0.03000 0.07110 107.61 0.05000 0.11200 105.05 0.10000 0.20800 102.79 0.15000 0.29400
15、 100.75 0.20000 0.37200 98.84 0.25000 0.44200 97.13 0.30000 0.50700 95.58 0.35000 0.56600 94.09 0.40000 0.61900 92.69 0.45000 0.66700 91.40 0.50000 0.71300 90.11 0.55000 0.75500 87.63 0.65000 0.82500 86.52 0.70000 0.85700 85.44 0.75000 0.88500 884.40 0.80000 0.91200 83.33 0.85000 0.93600 82.25 0.900
16、00 0.95900 81.11 0.95000 0.98000 80.01 1.00000 1.00000 CooDDDD txtx tt 109.70235.,10.56-8.790-.3 .869.,3.56 945.083.0,1.80.9.1 WWW FFFF ， 所 以 可 求 得因 为塔 釜 ： ， 所 以 可 求 得因 为进 料 ： ， 所 以 可 求 得因 为塔 顶 ：由化学化工物性数据手册P305 可知：由表 2 数据可以得出苯-甲苯的 t-x-y 图，如图4-1 所示：表 3 液体的表面张力温度 80 90 100 110 120苯，mN/m 21.27 20.06 18
17、.85 17.66 16.49甲苯，mN/m 21.69 20.59 19.94 18.41 17.31由化学化工物性数据手册P299、P300 可知：表 4 苯与甲苯的液相密度温度() 80 90 100 110 120苯,kg/ 3m815 803.9 792.5 780.3 768.9甲苯,kg/ 810 800.2 790.3 780.3 770.0由化学化工物性数据手册P303、P304 可知：表 5 液体粘度 L温度() 80 90 100 110 120苯（mP .s）a0.308 0.279 0.255 0.233 0.215甲苯 0.311 0.286 0.264 0.254
18、 0.2289（mP .s）a（一）精馏塔的物料衡算F5050kg/h 1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率983.014.2/.0178/9.0.Dx 52W2）平均分子量 KmolgMF /172.834.92)63.01(.78639.0D 58lW /).(.25.3）物料衡算原料处理量F= =60.72172.8340 hKmol/总物料衡算 W+D=60.72 （1）易挥发组分物料衡算 （2）7.6039.025.983. WD联立上式（1） 、 （2）解得： ，则hol hKmol馏出液的采出率 41.0235.98.6/ xWDF釜残液的采出率 W/F= 9.wF所以，可得出，
19、进料的 q 线方程： 1063.1qxyF即 q 线方程 639.0xF69/6.F10（二）塔板数的确定 塔板数 的计算TN在本设计中，因苯甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数 。其计算方法TN如下：（1）根据苯甲苯的气液平衡数据作 x-y 图及 t -x-y 图（如下图所示） 。通过气液平衡关系计算，计算结果列于上表 2，通过表在 t -x-y 图直角坐标系中做出平衡曲线和对角线，并标出 c 点（ 、 ） 、e 点（ 、 ） 、a 点（ 、 ）三点； wxFxDxx-y图00.10.20.30.40.50.60.70.80.910 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7
20、 0.8 0.9 1液 相 中 苯 的 摩 尔 分 数气相中苯的摩尔分数图 a11t-y-x图01020304050607080901001101200 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1x或 y温度-气 相 中 的 苯 的 摩尔 分 数液 相 中 苯 的 摩 尔分 数图 b图 c（2）求最小回流比 及操作回流比 。minRR因饱和液体进料即 q=1，所以其 q 线方程为：x= =0.639，在 x-y 图中对角线上自Fx点 e 作出进料线（q 线） ，该线与平衡线 的交点坐标为（ay)1(） ，此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计6
21、39.0,82.xy算式： 9.063.82.minqDyR求相对挥发度 a ：用内插法先求塔顶，塔釜及进料版的温度用内插法先求塔顶，塔釜及进料版的温度 CooDDDD txtx tt 109.70235.,10.56-8.790-.3 .869.,3.56 945.083.0,1.80.9.1 WWW FFFF ， 所 以 可 求 得因 为塔 釜 ： ， 所 以 可 求 得因 为进 料 ： ， 所 以 可 求 得因 为塔 顶 ：12根据 式子，其中 ,又有安托因方程 ,xay)1(poa甲 苯苯CtlgBApo查化工原理教材 P366 页安托因常数可知，在泡点进料温度下，即 t= ，o9.8
22、7对于苯，其常数 A,B,C 分别为 6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数 A,B,C分别为 6.07954，1344.8，219.482。所以则有 即 Kpa1.20.79.831035.6Ctlg BApo苯 8.12po苯即4.794.甲 苯 kpa.50甲 苯所以 5.21.08oa甲 苯苯根据操作回流比 R=1.12Rmin，分别取 1.1，1.2，1.32.0，以逐板计算法计算出相应的理论塔板数。 （用简捷法求理论板数）在全回流下求出所需理论板数 Nmin,对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算其中， ，因为awD全 塔 ，）（ 甲 苯苯poW
23、D因为，塔顶温度为 ，塔底温度为 ，查得的安托因常数：对于苯，Co945.80Co17.09其常数 A,B,C 分别为 6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数 A,B,C 分别为6.07954，1344.8，219.482。塔顶， ，甲 苯苯 60.129.485.8013794.6Ctlg,7.3. BApo所以塔顶的挥发度为 .Dao甲 苯苯塔底， KpaBAp oo 20.979.12.4817.09354.6Ctlg5.,6.3. 甲 苯甲 苯 苯苯 ， 所 以所 以13所以塔顶的挥发度为 34.20.975wpao甲 苯苯所以 2.4834.2*6D全 塔=
24、 57.148.2log)031)(9l(下面以 R=1.8Rmin 进行计算为例，R=1.8*0.9=1.62，57.148.2log)031)(9l(R-Rmin)/(R+1)=(1.62-0.9）/(1.62+1)=0.2748(N-Nmin)/(N+2)= 389.0)1(75.056.minR因为 Nmin=7.57,所以 N=13.03414同上，分别取回流比为 1.22.0，得比值 Rmin R Nmin (R-Rmin)/(R+1) (N-Nmin)/(N+2) N1.2 0.9 1.08 7.57 0.0865 0.563 18.5951.3 0.9 1.17 7.57 0.
25、1244 0.520 16.8481.4 0.9 1.26 7.57 0.1593 0.485 15.6481.5 0.9 1.35 7.57 0.1915 0.456 14.7571.6 0.9 1.44 7.57 0.2213 0.431 14.0611.7 0.9 1.53 7.57 0.2490 0.409 13.4991.8 0.9 1.62 7.57 0.2748 0.389 13.0341.9 0.9 1.71 7.57 0.2989 0.372 12.6412 0.9 1.8 7.57 0.3214 0.356 12.30414R-N024681012141618201 1.2
26、 1.4 1.6 1.8 2RN N图 d由图可得，取 R=1.62 比较合适，此时对应的理论塔板数 N=13.03414由上求得 R=1.62,a=2.57，则 q 线方程为 xaxy57.12)(1精馏段方程为 375.0689306.21 RxyDnR=（ R+1） （x F-xW)/(xD-xF)+( q-1)（x D-xW)/(xD-xF)= 9.463.098.5()639.08.(25)2 所以提馏段的操作线方程为 051.23.16.05.11xxRxyWn理论板数计算：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如下：y1=xD=0.983 相平衡 x 1=0.95
27、7y2=0.966 x2=0.917y3=0.94 x3=0.859 y4=0.906 x4=0.789y5=0.863 x5=0.710 y6=0.814 x6=0.63 xF=0.639y7=0.759 x7=0.55115y8=0.663 x8=0.434y9=0.521 x9=0.297y10=0.355 x10=0.176 y11=0.208 x11=0.093y12=0.108 x12=0.045y13=0.05 x13=0.02 xW=0.0235总理论塔板数为 12（不包括再沸器） ，精馏段理论板数为 5，第 6 板为进料板。2. 全塔效率 TE依式： ，根据塔顶、塔底液相组成
28、查 t -x-y 图，由图 b 可得，mlg61.07.塔顶温度为 ，塔底温度为 ，求得塔平均温度为：Co9458Co7.9，该温度下进料液相平均粘度为： .21.0. smPaxxFFm .27.05.639.012.63.0)( 甲 苯苯 则 %7.lg.17.lg6.017. mTE3. 实际塔板数 N精馏段： 提馏段： （ 层 ）精 52.3.5904N提 （ 层 ）故实际塔板数： （层）410五、塔的工艺条件及有关物性数据计算1. 操作压强 mP塔顶操作压力 ，取每层板的压降为 0.7kPa，则进料板的压力为：kPaD3.105.4，塔底压力为： ，故精馏段平均操kaF312.057
29、.1 kPaFW1.27.014作压力为： ，提馏段 平均操作压力为： kPm8（ 精 ） Pm7.62.3.（ 提 ）162. 操作温度 mt之前已经求得，得到塔顶： ，进料板温度 ，塔底：CtD0945.8CtF09.87，则精馏段的平均温度： ，提馏段的平均温17.09WtCtm432， 精度： 。5.92.8., 提m03. 平均分子量 mM由逐板计数法可知, , ,983.01yxD57.1x63.0,814.xyFF 05.,.20yW塔顶： ，由相平衡方程 ，可得出.1yD xay)1(97.1KmolgMVm /35.784.92)83.01(.7893.0lLD /)5(15
30、.进料板：， 6.,4.xyFFKmolgVFm /72.801398078.0ML .2.1.63塔底： 5,2yxWKmolgVm /4.913.0780. L 8621则精馏段平均分子量：，kmolgMVm/53.792.8035.7（ 精 ） kmolgML /05.8123.7.( 精 ）提馏段平均分子量：，lV /.64.1.（ 提 ） lLm/6.91(提 ）4. 平均密度 m1） 气相密度 V173/91.25.7342.831.90mKgRTMPmVmv （ 精 ）（ 精 ） 3/56Vv（ 提 ）（ 提 ）2）液相密度 Lm塔顶平均密度的计算根据主要基础数据表 4，由内插法
31、得： ， ， ，3/95.81mKgLA3/07.89mKgLB由 （ 为质量分率）LBALma1故塔顶： 02.98Ba因为 ，即 ；7.895.13LmD 3/85.1mKgLmD进料板平均密度的计算同上，由内插法可得进料板温度下对应的苯和甲苯的液相密度： 33/26.80,/21.806mKgKgLBLA进料板，由加料板液相组成 9Ax3.1.263.01.78639.0）（Aa，故.2.1LmF 3/76.804mKgLmF塔釜平均密度的计算由内插法可得： 33/1.,/1.78gLBLA塔底： 98.02BAa，即 ;13.7.1LmW 3/1.78mKgLmW故精馏段平均液相密度：
32、 9.10826.45.（ 精 ） 3/Kg18提馏段平均液相密度： 3( 2.95kg/m7213.876.04提 ）Lm5. 液体表面张力 mnimx1根据主要基础数据表 3，由内插法得： , ， ,16.2顶A59.2顶B31.20进A， ， 。82.0进B76.1底A54.18底BmNm /79209, 顶3.6., 进m /51847651025,底则精馏段平均表面张力： mNm/3.202( 精 ）提馏段平均表面张力： 90（ 提 ）6. 液体粘度 Lmnilmx1根据主要基础数据表 5，由内插法得： , ， ,305.顶A309.顶B285.进A， , 。29.0进B23.0底A
33、2.底BsmPaL 9)81(.83顶 87.01.6.56.进 sL 25)235(.02底故精馏段平均液相粘度 mPaLm96.(精 ）提馏段平均液相粘度 s7102870（ 提 ）19求精馏塔的气液相负荷精馏段： hKmolDRV/05.129.38)62.1(sMvmVS /705303(（ 精 ）精 ）holL/963.82.1 smsLm /01750360 3（ 精 ）（ 精 ） hh /3.6175.提馏段： hKolqFL/819.27.09.hmolV/51)( sMvmS /751.02.363603( （ 提 ）提 ）LS /8.9.813（ 提 ）（ 提 ） hh /
34、6.308.六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1. 塔径 的计算D精馏段:之前已计算得精馏段的气液相体积率为 smMVvmS /75.091.23605.3603( （ 精 ）精 ）Ls /8. 3（ 精 ）（ 精 ）塔板间距 HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。20表 6 板间距与塔径关系塔径 DT，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0板间距HT，mm 200300 250350 300450 350600 400600根据上表，初选板间距 ，取板上液层高度 ，故mHT40.mhL06.；精馏段：hLT3.06.40 037.91.2875.21 （
35、精 ）（ 精 ）vmLSV查化工原理-天津出版社（下册） 图 35 史密斯关联图，可得160P.0C依式 2.02C精馏段液相平均表面张力为 时，mN/835.0726.207.20 sCVL /09.19.38.max 可取安全系数为 0.7（安全系数 0.60.8） ，则空塔气速sm/8463.029.17.0max故 。按标准,塔径圆整为 1.2m,DS54塔截面积为 222134AT所以实际空塔气速为 smu/690.75提馏段：之前已求得 sMVvmS /751.0363(（ 提 ）提 ）sLmS /8.0363（ 提 ）（ 提 ）079.25.3791.121( （ 提 ）提 ）v
36、LSV21查化工原理-天津出版社（下册） 图 35 史密斯关联图，可得 ；依160P068.2C式2.02C提馏段液面平均表面张力为 时，mN/51.9 067.251.9068.20 CsmCVL /5.1.37206.max 可取安全系数为 0.7（安全系数 0.60.8） ，则 sm/739.05.17.0ax故 。按标准,塔径圆整为 1.2m,mDS138.79.054 塔截面积为 222AT所以实际空塔气速为 su/64013.52. 溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：1)溢流堰长 ：单溢流取 （0.6-0.8）D，取堰长 为 0.66D，
37、即wlWl wlmlW792.016.2)出口堰高 ：WhOWLh由 ；6././Dl查化工原理-天津出版社（下册） 图 38 液流收缩系数计算可知：为 1,由16P得：321084.2whowlLEh精馏段： mlWhOW 01.792.0*361084 332 故 ；mhw90622提馏段： mlLEhWhOW 018.792.035*61084.21084.23 故 ；mw6.3)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dfA由 查（化工原理： 图 310 弓形降液管的宽度与面积，得：6.0/Dlw 164P，124Wd 072./TfA，m9 222 081407.407. mDAf ，利用式
38、 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即sTfLH精馏段：s（5s，符合要求）74.1805.2sTfA提馏段：（5s，符合要求）LHsTf 634)降液管底隙高度 ：取液体通过降液管底隙的流速oh smo/08.则降液管底隙高度为：精馏段 lLowso 276792.015 根据要求 应为 0.03mh提馏段 mlLowso 058792.03 根据要求 应为 0.06mh3. 塔板布置1)取边缘区宽度 ,安定区宽度mWC035.mWs065.2)由式： 计算开孔区面积，其中：RxxRAa 122sin823， mWDRC0563.21； 所以xsd 386.0.149.21222
39、79.05.sin.836.05.386.02 mAa 4. 筛孔数 与开孔率n精馏段：取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳钢的板厚 为 ,取0dm5 5.3，故孔中心距 。5.3/0dt t5.17.3筛孔数 孔，经核算，满足筛板的稳定性30149.2.0818323aAtn系数要求。其开孔率 （在 515范围内） ，%.75.%120 a则每层板上的开孔面积 为 ，气体通过筛孔的气速为：0A2091.74. msmAVSo /.1279.4.05提馏段：取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳钢的板厚 为 ,取0d m5.3，故孔中心距 。5.3/0dt t5.17.3筛孔数 孔，经核
40、算，满足筛板的稳定性3014908182323aAtn系数要求。其开孔率 （在 515范围内） ，%.75.%120 a则每层板上的开孔面积 为 ， 气体通过筛孔的气速为：0A2091.*74. msmAVSo /7.1259.05.塔的精馏段有效高度 Z1）塔顶空间高度 HD塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减24少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔顶空间高度 HD一般取1.01.5m,塔径大时可适当增大。本设计取 1.2m。2）塔板间距 HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增
41、大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。 根据化工原理设计表 4-1 板间距与塔径的关系，塔径为 8001600mm 时，板间距为 300450mm，此设计选用板间距为 400mm。3）开有人孔的板间距 HT人孔直径一般为 450500mm。凡有人孔的上下两塔板间距 H T应等于或大于600mm。人孔数目 S 是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔 810 块板设置一个人孔。由前面计算得到，实际塔板数为 24，共设 3 个人孔。4）进料板空间高度 HF进料段空间高度 HF取决于进料口的结构形式和物料状态，一般 HF要比 HT大一些。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。取 1.2m。5）塔底空间高度 HB塔底空间高度 HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有 1015min 的储量，以保证塔底料液不致排完。此处取 1.8m 左右。6）塔体总高度 H塔体总有效高度：H=H D+（N-3-S）H T+SHT+H F+HB=1.2+（24-3）*0
