1、河 西 学 院Hexi University化 工 原 理 课 程 设 计题 目: 苯- 甲苯精馏分离板式塔设计 学 院: 化学化工学院 专 业: 化学工程与工艺 学 号: 2014210020 姓 名: 屈渊 指导教师: 王海平 2016 年 11 月 20 日化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量） 85000 吨/年操作周期 7920 小时/年进料组成 46% （苯） （质量分率，下同）塔顶产品组成 98% （苯） 塔底产品组成 1.0% （苯）回流比， 自选 单板压降 700Pa 2.操作条件操作压力 塔顶为常压
2、进料热状态 进料温度 20 加热蒸汽 0.25Mpa(表压) 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 河北省 三、设计内容1.设计方案的选择及流程说明2.塔的工艺计算3.主要设备工艺尺寸设计（1）塔径、塔高及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.辅助设备选型与计算5.设计结果汇总6.工艺流程图及精馏工艺条件图7.设计评述目录1.设计方案的确定 .12. 精馏塔工艺的设计 .32.1 产品浓度的计算 .32.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 32.1. 2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 .32.2 物料衡算 .32.3 最
3、小回流比的确定 42.4 精馏段和提馏段操作线方程 .52.4.1 求精馏塔的气液相负荷 52.4.2 求操作线方程 52.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 .52.6 实际板数的计算 .53. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 .73.1 物性数据计算 .73.1.1 操作压力计算 73.1.2 操作温度 73.1.3 平均摩尔质量计算 73.1.4 平均密度计算 83.1.5 液体平均表面张力计算 93.1.6 液体平均黏度计算 103.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算 .113.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 113.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算 133.3 筛板流体力学验算 .153.3
4、.1 塔板压降 153.3.2 液面落差 .163.3.3 液沫夹带 163.3.4 漏液 173.3.5 液泛验算 173.4 塔板负荷性能图 .183.4.1 漏液线 183.4.2 液沫夹带线 183.4.3 液相负荷下限线 193.4.4 液相负荷上限线 203.4.5 液泛线 204.接管尺寸的确定 .225.板式塔的结构与附属设备 .23筛板塔设计一览表 25参考文献 26主要符号说明 27致谢 281摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为 21 块，回流比为 1.5，算出塔板效率 0.54，实际板数为 39 块，进料位置为第 18 块，在筛板塔主要
5、工艺尺寸的设计计算中得出塔径为 1.4 米，全塔高 19.975 米，每层筛孔数目为 5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。关键词：笨 甲苯 精馏 筛板塔1.设计方案的确定本设计任务为分离苯-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，将原料液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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操
6、作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高 10%15%，板效率亦约高 10%15%，而每板压力降则低 30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：232. 精馏塔工艺的设计2.1 产品浓度的计算2.1.1 原
7、料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量 =92.13kg/molAMBMF= /h13.2kmol80.5/7913原料组成： 50446FX塔顶组成： D .9832/1987.塔底组成： WX0291/2.1. 2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.50178.11+(10.501)92.13=80.50/=0.01278.11+(10.012)92.13=91.96/=0.98378.11+(10.983)92.13=78.40/2.2 物料衡算F=133.32kmol/h总物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D苯物料
8、衡算 133.32koml/h 0.501=D 0.983+W 0.012 FDWx=+ 联立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h q 线方程根据公式： q=(-)+进料状况下的平均温度： =（91.79+20 ）/2=55.89进料板的温度： Ft20 =0.4638978+0.5436092=31842/4=1.84780.46+1.84920.54=157/()=157(91.7920)+3184231842 =1.3531=3.83q 线方程： =3.831.417887542.3 最小回流比的确定图 1 苯甲苯气液平衡 X-Y 图2.求最小回流比及操作回流比。采用
9、作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点 d（0.501，0.501）作斜率为 3.8 的直线为进料线 q 线，该线与平衡线的交点坐标为=0.581 =0.782最小回流比 =0.9830.7820.7820.581=1.00取操作回流比 =1.5=1.5052.4 精馏段和提馏段操作线方程2.4.1 求精馏塔的气液相负荷L=RD=100.71Kmol/hV=(R+1)D=167.85Kmol/h=L+qF=281.09Kmol/h=V =167.85Kmol/h、2.4.2 求操作线方程精馏段: y = +1+1=0.600+0.393提馏段 - 1.308: ,= +, += ,0.004
10、2.5 精馏塔理论塔板数及理论加料位置由苯甲苯气液平衡线 x-y 图，进料板 NF=10，精馏段 9 块，提馏段 11 块。2.6 实际板数的计算（1）全塔效率 0.245.9()TLE查表 2 数据利用拉乌尔定律计算=2.541 =116.946.0=2.327 =172.974.3=2.43 = 查表 6 得 =0.272m 0.279 m = 平均粘度由公式，得: =0.5010.272+0.4990.279=0.275.全塔效率 ET =0.49 54%(2.430.275)0.245=（2）实际板数的求取精馏段实际板数:N T=9/0.54=16.6176提馏段实际板数:N T=11
11、/0.54=20.3 21（包括再沸器）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 A甲苯 BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度 080.1 85 90 95 100 105 110.6, kPaAP，kPBa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0 240.0表 3 常温下苯甲苯气液平衡数据温度 C080.1 85 90 95 100 105 110.6
12、液相中苯的摩尔率汽相中苯的摩尔率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表 4 纯组分的表面张力温度 80 90 100 110 120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表 5 组分的液相密度温度() 80 90 100 110 120苯,kg/ 3m甲苯,kg/814809805801791791778780763768表 6 液体粘度 L温度( ) 80 90 100 110 120苯（mP .s）a甲苯（mP .s）0.3080.3110
13、.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.22873. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算3.1 物性数据计算3.1.1 操作压力计算（1）塔顶操作压力 =101.3（2）每层塔板压降 P=0.7Kpa（3）进料板压力 =+=113.2（4）精馏段平均压力 ,=(+)/2=107.25（5）塔底操作压力 =+=127.9（6）提馏段平均压力 ,=(+)/2=120.553.1.2 操作温度利用表 3 中的数据可求： 92.189.448.959.2=92.150.148.9=91.79= 80.54 ：81.2-80.295.0-100= -81.298.3-95.0
14、109.99 : 110.6106.108.8=110.61.20 = 精馏段平均温度： 165.824079.1t1 DF提馏段平均温度： 902W3.1.3 平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量计算= =0.983， =0.930yDx1=0.98378.11+（1-0.983）92.13=78.35 kg/KmolVM=0.93078.11+（1-0.930）92.13=79.09kg/KmolLD（2）进料板平均摩尔质量计算0.721 =0.530 = 8=0.72178.11+（1-0.721）92.13=82.02kg/KmolVFM=0.53078.11+（1-0.530）92
15、.13=87.19kg/KmolL（3）精馏段平均摩尔质量计算=（ + ）/2= （78.35+82.02）/2=80.19kg/KmolVjDVF=（ + ）/2= （79.09+87.19）/2=83.14kg/kmolLjML（4）塔底平均摩尔质量计算=0.024， =0.004 21 21=0.02478.11+（1-0.024）92.13=91.80kg/KmolVW=0.00478.11+（1-0.004）92.13=92.08kg/KmolLM（5）提馏段平均摩尔质量计算=（ + ）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/KmolVtFVW=（ + ）/2= （92
16、.08+87.19）/2=89.635kg/KmolLt L3.1.4 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= =2.88Vj（ ） jVjPMRtT3/Kgm= =3.37 t（ ）t 3/（2）液相平均密度计算塔顶液相平均密度计算由 =80.54 查表 5 得Dt=812.4 ， =807.6A3/KgmB3/Kg= =812.32LD1/（ ） /ADxx/m9进料板液相平均密度计算由 =91.79 查表 5 得Ft=796.5 ， =794.9A3/KgmB3/Kg进料板质量分率 = =0.477Aa0.53078.110.53078.11+(1-0.530)92.
17、13 =795.661/（ ） /LFB3/m精馏段液相平均密度计算=（ + ）/2= （812.32+795.66）/2=803.99LjDLF 3/Kg塔底液相平均密度计算由 =106.42查表 5 得wt=782.654 ， =783.938A3/KgmB3/gm塔底质量分率 =0.0204= 2121+(121) 311/0.24/78.650.24/78.65782.654LWAABaaKg提馏段液相平均密度计算=(+)/2=789.15/33.1.5 液体平均表面张力计算依式 计算=塔顶液相平均表面张力计算由 =80.54 查表 4 得Dt=20.984mN/m， =21.502m
18、N/mAB= +（ 1- ） =21.020mN/mLDxD进料板液相平均表面张力计算由 =91.79 查表 4 得Ft10=19.628mN/m， =19.929 mN/mAB= +（1- ） =19.769mN/mLF10 10精馏段液相平均表面张力计算=（ + ）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/mLjDLF塔底液相平均表面张力计算由 =109.99查表 4 得wt=17.9654mN/m， =18.7938 mN/mAB= +（1- ） =0.00417.9654+（1-0.004 ）18.7938=18.790mN/mLW21 21提馏段液相平均表面张力计算
19、=（ + ）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/mLtLF3.1.6 液体平均黏度计算依式 计算=塔顶液相平均黏度计算由 =80.54 查表 4 得Dt=0.303mPa s， =0.307mPa sAB = +（1- ） =0.930（0.303）+（1-0.930）（0.307）LDxADxB得 =0.302mPa s进料板液相平均黏度计算由 =91.79 查表 6 得Ft=0.264mPa s， =0.273mPa sAB = +（1- ） =0.530（0.264）+（1-0.530）（0.273）LF10 A10 B得 =0.269mPa s精馏段液相平均黏度
20、计算11=（ + ）/2= （0.302+0.269）/2=0.285mPa sLjDLF塔底液相平均黏度计算由 =100.99查表 6 得wt=0.250mPa s， =0.263mPa sAB = +（1- ） =0.004（0.250）+（1-0.004）（0.263）LW21 A21 B=0.263mPa s提馏段液相平均黏度计算=（ + ）/2= （0.263+0.269）/2=0.266mPa sLtWLF3.2 精馏塔主要工艺尺寸的计算3.2.1 精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段塔径的计算气、液相体积流率= =1.298sjV360jVjM3/ms= =0.0028
21、9sjLLjj 3/由 ，式中 C= ， 由史密斯关联图查取，图的横坐标为maxLjVjjuC0.2Lj2（ ）C374)81(3601.298(）（ 221 jVLh取板间距 =0.4m，板上液层高度 =0.06m，则 - =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查THLhTHLh得=0.078，则 C= =0.078( =0.078320C0.2Lj2（ ）C20.39520)0.212=0.0783 =1.313m/smaxLjVjjuC812.322.882.88 取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7 =0.71.313=0.9191 m/smaxu= 4= 41.29
22、80.919=1.34按表准塔径圆整后为 D= 1.4m塔截面积 =42=1.5392实际空塔气速为 0.843m/s实 STVuA提馏段塔径的计算= = =1.202stV360tVM167.8586.9136003.37 3/ms= = =0.00869stLLt281.0989.6353600789.15 3/由 ，式中 C= ， 由史密斯关联图 查取，图的横坐标为maxLtVtuC0.2Lt2（ ）C60.1120.50.536hLtstLtVV- =0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得 =0.069THL 20C= =0.069 =0.06770.2t2（ ）C0.219
23、=1.034m/smaxLtVtu取安全系数为 0.7，则空塔气速为 u=0.7 =0.71.034=0.724m/smaxuD= =1.45m4 为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为 1.4m。13塔截面积 =1.539 2m实际空塔气速为 0.781 m/s实 STVuA（2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度 =（ -1） =（17-1）0.4=6.4mjZjNTH提馏段有效高度 =（ -1） =（21-1）0.4=8 mtt在进料板上方开 1 个人孔，高度为 0.8m，塔顶处开一人孔，精馏塔的效高度为 Z= + +0.8=15.2mjZt3.2.2 塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计
24、算塔径 D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘堰长 Wl取 =0.66D=0.661.4=0.924m堰高 Wh选用平直堰，堰上液层高度 计算如下oWh，取 ，oWh2.841000()23 1E=0.0143 =2.841000（0.0028936000.924）23 精馏段：= - =0.06-0.0143=0.0457 mWhLo提馏段：= =0.0297mo2.841000（ 0.0086936000.924） 23= - =0.06-0.0297=0.0303mWhL14弓形降液管宽度 和截面积dWfA精馏段：由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0
25、.124lDfTdWD则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174mfAT2md验算液体在降液管中停留时间= =17.284s35s360fThHL故降液管设计合理提馏段：由 =0.66，查弓形降液管参数图得 =0.0722， =0.124WlDfTAdWD则 =0.0722 =0.111 ， =0.124D=0.174mfAT2mdW验算液体在降液管中停留时间 = =5.748s35s360fThHL故降液管设计合理降液管底隙高度 oh= ，取 =0.15m/soh360hWoLlu精馏段 = =0.0208m36000.0028936000.9240.15 - =0.0
26、249m0.006mho提馏段 =0.0235m=36000.0086936000.9240.4 - =0.0068m0.006mWo故选用凹形受液盘 =50mmWh（2）塔板布置塔板的分块15塔径 D1.4m，故塔板采用分块式，查表得塔板分为 4 块边缘区宽度 WC=0.035 m，安定区宽度 WS=0.065 m孔区面积计算=222+1802sin1其中：x=D/2（W d+WS）=1.4/2- （0.174 +0.065）=0.461mR=D/2WC=1.4/2-0.035=0.665m=1.118 2孔设计及其排列本设计处理的物系无腐蚀性，可选用 =3mm 碳钢板，取筛孔直径 do=5
27、mm。筛孔按正三角形排列，孔中心距 t 为：t=3do=35=15mm筛孔数目 n 为：5739 =1.15521.118=塔板开孔区的开孔率 为 =0=10.07%开孔率在 515%范围内，符合要求。气体通过筛孔的气速为精馏段： 0=0=11.52/提馏段： 0=t0=10.68/3.3 筛板流体力学验算3.3.1 塔板压降（1）干板阻力 hc由 do/=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772由 得20VcLu=.5精馏段： =0.051(11.520.772)2(2.88803.99)=0.040液柱提馏段： =0.051(10.680.772)2(3.37789.
28、15)=0.041液柱（2）气流通过液层的阻力 计算1h16由 uaj=VsjAT-Af=0.908m/s且 uat=VstAT-Af=0.842m/s气相动能因数 Fo查充气系数关联图得 =0.580=0.908 2.88=1.54112/1/2 j查充气系数关联图得 =0.570=0.842 3.37=1.54612/1/2 t精馏段： = hL=0.0348m 液柱1jj提馏段： = hL=0.0342 m 液柱tt（3）液体表面张力的阻力 的计算精馏段： =40=0.00207液柱提馏段： ht=0.00199m液柱气体通过每层塔板的液柱精馏段： 0.0775 m 液柱PjCjLjjh
29、提馏段： 0.0772 m 液柱气体通过每层塔板的压降精馏段： ppj=0.0775803.999.81=611.25pa700pa提馏段： ppt=0.0772789.159.81=597.65pa700pa符合设计要求。3.3.2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。tttth173.3.3 液沫夹带液沫夹带量 3.265.710aVLTfueHh根据设计经验，一般取 =2.50.06=0.15m2.fh精馏段： =0.017kg 液 kg 气=5.7106 3.2 0.1kg液 kg气提馏段： =0.014 kg 液 kg 气=5.71
30、06 3.2 0.1kg液 kg气故本设计中液沫夹带量 ev 在允许的范围内3.3.4 漏液对筛板塔，漏液点气速 o,min0LLVu=4.C(.56+.13h-) 精馏段： 0.=4.40.772 (0.0056+0.130.060.00207)803.99/2.88=6.04/实际孔速 =11.52m/s ，稳定系数 =1.911.5实ouminou=00.提馏段：5.55m/s u0.min=4.40.772 (0.0056+0.130.060.00199)789.15/3.37=实际孔速 =10.68m/s ，稳定系数 =1.921.5实ominou=00.故本设计中无明显的漏夜。3.
31、3.5 液泛验算为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足 ()dTWHh苯甲苯物系属一般物系，取 =0.5，板上不设进口堰，=0.009792 m 液柱=0.1530=0.153(0,)2=0.1530.08218精馏段： =0.5（0.4+0.0457 ）=0.22285 m()TWHh0.0775+0.06+0.009792=0.147 m 液柱djPjLd ()TWHh提馏段： =0.5（0.4+0.0303 ）=0.21515m()T0.0772+0.06+0.009792=0.146mdjPjLdHh ()T故在本设计中不会发生液泛现象3.4 塔板负荷性能图3.4.1 漏液线由 o,
32、min0LLVu=4.C(.56+.13h-) 得23iin .84， ， 0S hoLWOO WVhEAl，代入数据整理后23， min .4.0.56.13 /hS LVChl精馏段：，在操作范围内取几个 值，计算结果如下.=6.3830.0095+0.092/3 ， minS表 7 精馏段漏液线数据LS（m 3/s）0.0006 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）0.643 0.667 0.687 0.703据此做精馏段塔板负荷性能图漏液线。提馏段：，在操作范围内取几个 值，计算结果如下.=5.8450.0075+0.092/3 ， minSL表 8 提馏段漏液线
33、数据19LS（m 3/s）0.0006 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）0.527 0.552 0.572 0.588据此做提馏段塔板负荷性能图漏液线。3.4.2 液沫夹带线取液沫夹带极限值 eV=0.1 kg 液/kg 气由 -63.2avLTfu5.710e=()Hh式中 Ua=VsAT-Af=0.700Vs 2s3fwowW60L.84h2.5(+)2.5+E()1LW=0.924m，H T=0.4m，近似取 E=1精馏段：整理得 =2.5615.62/3在操作范围内取几个 LSj，计算相应 VSj 列于下表表 9 精馏段液沫夹带线数据LS（m 3/s）0.00
34、06 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）2.449 2.312 2.200 2.104据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线 。提馏段：整理得 =2.85415.382/3在操作范围内取几个 LSt 值，计算相应 VSt 值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。表 10 提馏段液沫夹带线数据20据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线3.4.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 hOW=0.006m 作为液相负荷下限线的条件。取 E=1.02s3owwL.84h=E()10精馏段： ; =0.7032/3.=0.000793/据此做精馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的液
35、相负荷下限线 。同理提馏段： .=0.000793/据此可做提馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。3.4.4 液相负荷上限线取液体在降液管中的停留时间 =4s 为限精馏段： .=. =0.01113/提馏段： .=. =0.01113/据此可分别作出精馏段和提馏段中与气体流量无关的垂直液相负荷上限线并都记为。3.4.5 液泛线令dTwpLdpcllLwoowcdH=(+h),=+h,= h,+h得 - 1( )LS（m 3/s）0.0006 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）2.745 2.609 2.499 2.40421忽略 ，将 how 与 L
36、s； 与 Ls；h c 与 Vs 的关系式代入上式，并整理得：d,2=,2,2/3,=0.051(00)2,=+(1),=0.153(0)2,=2.84103(1+)36002/3精馏段： 2=6.29217258.3254.172/3在操作范围内取几个 LSj，依上式计算相应 VSj 列于下表，据此做精馏段塔板负荷性能图中液泛线。表 11 精馏段液泛线数据LS（m 3/s）0.0006 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）2.429 2.316 2.195 2.068提馏段： 2=5.79311186.2238.062/3在操作范围内取几个 LSt 依上式计算相应 VS
37、t 于下表，据此做提馏段塔板负荷性能图中液泛线 。表 12 提馏段液泛线数据LS（m 3/s）0.0006 0.0020 0.0035 0.0050VS（m 3/s）2.348 2.268 2.186 2.098综上所得，分别画出精馏段塔板负荷性能图和提馏段塔板负荷性能图。由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得22图 2 精馏段性能负荷图Vs，min =0.62 /s Vs，max =2.09 /s3m3m精馏段操作弹性为：2.090.62=3.37由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得图 3 提馏段负荷性能图Vs，min =
38、0.510 /s Vs，max =1.610 /s3mm23提馏段操作弹性为： .=1.6100.510=3.1564.接管尺寸的确定1.塔顶蒸汽出料管 塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径可按下式计算。取 u=1.0m/s,则m04.14.302984uVdRDD式中蒸气速度 uv 在常压操作时取 1220m/s,绝对压为 6000pa1400pa 时取 3050m/s,绝对压小于 6000pa 时取 5070m/s。2.回流管 R回流量 L=RD=100.7Kmol/h通常，重力回流管内流速 uR 取 0.20.5m/s,强制回流 uR 取 1.52.5m/s。
39、回流管直径 dR 为dR mVR 109.514.3043.进料管 df 和塔釜出料管 dw料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速 uf可取 0.40.8m/s；或由泵输送，u f可取1.52.5m/s，塔釜流出液体流速 uw一般取 0.51.5m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。 muVdff 0345.14.30894Hww 85所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。5.板式塔的结构与附属设备1）. 塔体结构 板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属设备。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。1塔顶空间 指塔内最上层塔板与塔顶的
40、间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上） ，或根据除沫器要求高度决定。242.塔底空间 指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：塔底贮液空间依贮存液量停留 35 min 或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有 12m 的间距，大塔可大于此值。3、进料位置 通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约 13 块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。2）. 精馏塔的附属设备1、 冷凝器常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却
41、水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连
42、成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。2、再沸器常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或 U 型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产
43、品冷凝器和立式再沸器。 2526筛板塔设计一览表计算数据项目 符号 单位精馏段 提馏段各段平均压强 P kpa 107.25 120.55各段平均温度 t 0C 86.165 100.890气相 Vs m3/s 1.298 1.202平均流量液相 LS m3/s 0.00289 0.00869实际塔板数 N 块 17 21板间距 HT m 0.4 0.4塔的有效高度 Z m 6.4 8塔径 D m 1.4 1.4空塔气速 u m/s 0.843 0.781塔板液流型式 单流型 单流型溢流管型式 弓形 弓形堰长 LW m 0.924 0.924堰高 hw m 0.0457 0.0303溢流装置 溢流堰宽度 Wd m 0.147 0.147板上清液层高度 hL m 0.06 0.06孔径 d0 mm 5 5孔间距 t mm 15 15孔数 n 5739开孔面积 Aa m2 1.118塔板压降 p0 KPa 0.7 0.7液体在降液管停留时间 s 17.284 5.748降液管内层清液高度 Hd m 0.147 00.146液沫夹带 ev kg/kg 0.017 0.014负荷上限 液泛控制 液泛控制负荷下限 漏液控制 漏液控制气相最大负荷 Vmax m3/s 2.09 1.61气相最小负荷 Vmin m3/s 0.62 0.51操作弹性 3.37 3.16
