1、 分析化工精馏塔的课程设计计划分析化工精馏塔的课程设计计划导读：?B?1?xF?0.24?0.728?0.34?1?0.728?0.267ET?0.17?0.616logm?0.17?0.616log0.267?0.522.实际塔板数 Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1?6/0.52?11.5 块，取 Np1?12 块提馏段：Np2?5/0.52?9.6 块，取 Np2?10 块总塔板数 Np?Np1?Np2?22 块。四、塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（一）平均压强 pm 取每层塔板压降为 0.7精馏塔课程设计一、设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案：原料液经卧式列管式预
2、热器预热至泡点后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却后送至苯液贮罐；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供汽相流，塔釜产品经卧式列管式冷却器冷却后送入氯苯贮罐。工艺流程：如图 1 所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要
3、考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。二、全塔的物料衡算苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取NT，步骤如下：1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取 xy?依据 x?pt?pB?/?p?A?pB?，y?p?Ax/pt，将所得计算结果列表如下：1本题中，塔内压力接近常
4、压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为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。2.先求 q 值原料液的汽化热为 rm=0.728*389*78+0.272*325*112.61=32043.7KJ由上图可查得 xf=0.728 时的泡点为 88.4，平均温度为 ?（88.4+65） /2=76.7。有附表查得，在此温度下苯和氯苯的比热容分别为 1.91KJ/（kg?）和 1.47 KJ/（kg?）。故，原料液的平均比热容为： Cp=1.91*78*0.728+1.47*112.61*0.272=153.5KJ/（kmol?） 所以q?Cp*?t?r
5、m153.5(88.4?65)?32043.7?1.112 rm32043.7所以 q 线方程为 y?xq1.1120.728x?F?x?9.93x?6.5 q?1q?11.112?11.112?13.确定操作的回流比 R将 1.表中数据作图得 xy 曲线及 t?xy 曲线。在 xy 图上，由 q 线方程查得 xe?0.7469ye?0.917，xD?0.986。故有：Rmin?xD?yqyq?xq?0.986?0.917?0.40564 0.917?0.7469又根据 N 和 R 的关系作图得：以（0，0）点为圆心，做切线于上曲线交于一切点 x=0.48，所以R=0.48，则 R=1.18。
6、 Rmin2即：R?2.6Rm?1.18?0.40564?0.484.求理论塔板数 精馏段操作线：y?Rxx?D?0.45x?0.54 R?1R?1提馏段操作线：L?RD,L?0.8113*165.38?134.1728kmol/hL?qFm塔顶： xd?0.970，yd?0.986（查相平衡图）MVD,m?0.986?78.11?1?0.986?112.61?78.59kg/kmolMLD,m?0.970?78.11?1?0.970?112.61?79.15kg/kmol加料板：xF?0.728，yF?0.913（查相平衡图）MVF,m?0.913?78.11?1?0.913?112.61?
7、81.11kg/kmolMLD,m?0.728?78.11?1?0.728?112.61?87.49kg/kmol4精馏段：MV,m?78.59?79.15?78.87kg/kmolML,m?81.11?87.49?/2?84.30kg/kmol（四）平均密度 m1.液相平均密度 L,m 塔顶：LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80?817.0kg/m3LD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80?1039.1kg/m3 1LD,m?aAa0.980.02?B?LD,m?820.5kg/m3 LD,ALD,B817.01039.1
8、进料板：?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?65?834.91kg/m3?LF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?65?1055.13kg/m3 1?LF,m?aA?LF,A?aB?LF,B?0.650.35?LF,m?900.706kg/m3 834.911055.13精馏段：?L,m?820.5?900.706?/2?860.604kg/m32.汽相平均密度 V,m ?V,m?pmMV,mRTm?109.5?78.87?3.0065kg/m3 8.314?273?72.5（五）液体的平均表面张力 m塔顶：D,A?21.08mN/
9、m ；D,B?26.02mN/m（80）?A BD,m?x?xBA?AB?21.08?26.02?21.14mN/m ?D?21.08?0.014?26.02?0.986?进料板：?F,A?23.01mN/m；?F,B?27.97mN/m（65）?A?B23.01?27.97?F,m?24.18 分析化工精馏塔的课程设计计划(2) 导读： 0284E?Lh/l?0.006m（满足要求）7h（3）降液管的宽度 V,m3600?V,m?299.55?78.87?2.18m3/s 3600?3.00653 汽相体积流量 Vh?2.18m3/s?7848m/h液相回流摩尔流率 L?RD?0.8113?
10、165.38?134. mol/h 液相体积流量Ls?LML,m3600?L,m?134.17?84.30?0.00365m3/s 3600?860.6043 液相体积流量 Lh?0.00213m3/s?13.14m/h冷凝器的热负荷 Q?Vr?299.55?78.59?(310)/3600?2027km 及板上液层高度 hL?60mm，则： HT?hL?0.5?0.06?0.44m2.按 Smith 法求取允许的空塔气速 umax（即泛点气速 uF） ?Ls?V?s?L?V?0.5?0.00365?860.604?2.18?3.0065?0.5?0.0283 查 Smith 通用关联图得 C
11、20?0.0935 ?负荷因子C?C20?20?0.2?22.66?0.0935?20?0.2?0.09596泛点气速： umax?C?L?V/?V?0.0959860.604?3.0065/3.0065?1.619m/s3.操作气速取 u?0.7umax?1.133m/s4.精馏段的塔径D?4Vs/?u?4?2.18/3.14?1.133?1.566m为加工方便，圆整取 D?1600mm，即上下塔段直径保持一致。塔截面积为 AT?442.18?1.085?m/s? 实际空塔气速为 u?2.01D2?1.62?2.01m2 ?（二）塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置采用单溢流型的平顶弓形
12、溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。（1）溢流堰长（出口堰长）l堰上溢流强度 Lh/l3/?m?h?100130m3/?m?h?，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高 h?0.006m（满足要求）7h（3）降液管的宽度 2，Af?0.181m2。液体在降液管内的停留时间?AfHT/Ls?0.181?0.5/0.00365?24.79s?5s（满足要求）（4）降液管的底隙高度 ho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?0.08m/s，则有： 隙的流速 uoho?Ls0.00365（ho 不宜小于 0.020.025m，本结果满足要求） ?
13、0.0407m?1.12?0.08lm，D 2m 时，m。安定区宽度时 m；D?1.5m 时 m； 本设计取 m，m 。（2）开孔区面积 Aa2x?Aa?2?xR2?x2?Rsin?1?180R?0.476? ?2?0.0.742?0.4762?0.742sin?1?1800.740?1.304m2式中：x?D/2?R?D/2?3.开孔数 n 和开孔率 8取筛孔的孔径 do?5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度?3mm，且取 t/do?3.0。故孔心距 t?3?5?15mm。 ?1158?103?1158?103?Aa?1.304?6711（孔） 每层塔板的开孔数n?22?t?15?每层
14、塔板的开孔率 ?0.907t/do2?0.907?0.101（ 应在 515%，故满足要求） 32每层塔板的开孔面积 Ao?Aa?0.101?1.304?0.132m2 气体通过筛孔的孔速 uo?Vs/Ao?2.18/0.132?16.52m/s4.精馏段的塔高 Z1Z1?Np1?1?HT?12?1?0.5?.5.5m七、塔板上的流体力学验算（一）气体通过筛板压降 hp 和 pp 的验算hp?hc?hl?h1.气体通过干板的压降 hc?uo?hc?0.051?C?o?V?16.52?3.0065?0.051?0.0760m ?0.8860.604?L22式中孔流系数 Co 由 do/?5/3?
15、1.67 查图 11-10 得出，Co?0.8。2.气体通过板上液层的压降 hlhl?h 式中充气系数 的求取如下： 气体通过有效流通截面积的气速 ua，对单流型塔板有： ua?Vs2.18?1.19m/s AT?Af2.01?0.181动能因子 Fa?ua?V?1.0065?2.0679查化原图得 ?0.60 （一般可近似取 ?0.50.6）。3.气体克服液体表面张力产生的压降 h4?4?22.66?10?3h?0.00215m ?Lgdo860.604?9.81?0.0054.气体通过筛板的压降（单板压降）hp 和 pp hp?hc?hl?h?0.0760?0.036?0.00215?0.
16、114m?pp?Lghp?860.604?9.81?0.114?731Pa?0.964kPa?0.7kPa（尚可接受，本设计不再做重新设计计算）。（二）雾沫夹带量 ev 的验算3.25.7?10?ua?5.7?10?6?1.19?eV?3?H?h0.5?2.5?0.0622.66?10? ?Tf?0.0126kg 液 /kg 气?0.1kg 液/kg 气（满足要求）?63.2式中：hf?2.5hL，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。（三）漏液的验算漏液点的气速 uom uom?4.4Co0.0056?0.13hL?h?L/?V?4.4?0.80.0056?0.13?0.06?0.002860
17、.604/3.0065 ?6.36m/s筛板的稳定性系数 K?（四）液泛的验算 uo12.86?2.0?1.5（不会产生过量液漏） uom6.430为防止降液管发生液泛，应 分析化工精馏塔的课程设计计划(3) 导读：s2?13.96?71.08L2?5185.211L2ss（2-2）在操作范围内，任取几个 Ls 值，依式（2-2）算出对应的 Vs 值列于下表：依据表中数据作出液泛线（2）（三）液相负荷上限线（3）Ls,max?HTAf?0.5?0.181?0.0181m3/s（3-3）512（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）/3hL?h?4.4?0.80.0056?0.130使降液管中的清液
18、层高度 Hd?HT?h ?0.00098?1.12?0.0407?22Hd?0.114?0.06?0.00098?0.175m10?0.2725m ?HT?hax?HTAf?0.5?0.181?0.0181m3/s （3-3 ） 512（四）漏液线（气相负荷下限线）（4）/3hL?h?4.4?0.80.0056?0.130.0451?0.6309L2?0.00215860.604/3.0065 sVs,min?Aouom，整理得：/3Vs2L2?0.576 （ 4-4） ,min?5.558s在操作范围内，任取几个 Ls 值，依式（4-4）算出对应的 Vs 值列于下表：依据表中数据作出漏液线（
19、4） （五）液相负荷下限线（5）取平堰堰上液层高度 ho，E?1.0 。hoin?0.00284E?lin?9.55?10?4m3/s （5-5）操作气液比 Vs/Ls?2.18/0.00365?597.26操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷 Vs,max 与气相允许最小负荷 Vs,min 之比，即： VVs,min.40?4.25 0.80九、精馏塔的设计计算结果汇总一览表13精馏塔的设计计算结果汇总一览表十、精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算（一）料液预热器根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷 Q ，然后估算预热器的换热面积 A ，最后按换热器的设计计算程序执行。（二）塔顶全凝器全凝器的热负荷前已算出，为 1593k/s。2.回流液管径回流量前已算出，回流液的流速范围为 0.20.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取 12.5 m/s。3.加料管径14料液由高位槽自流，流速可取 0.40.8 m/s；泵送时流速可取1.52.5m/s。4.料液排出管径塔釜液出塔的流速可取 0.51.0m/s。5.饱和蒸汽管径蒸汽流速：295kPa ：80 m/s。2040 m/s；785kPa：15 4060 m/s；2950 kPa：
