《化工原理》课程设计-乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔.doc

《《化工原理》课程设计-乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔.doc》由会员分享，可在线阅读，更多相关《《化工原理》课程设计-乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔.doc（47页珍藏版）》请在三一文库上搜索。

1、课程设计 化工原理课程设计乙醇-水溶液分离的常压筛板精馏塔 学院：化学与化工学院专业：化学工程与工艺 班级：化工0802 学号：0815010215 指导老师： 姓名： 目 录绪论第一节 概述1.1精馏操作对塔设备的要求 1.2板式塔类型第二节 设计方案简介2.1 操作条件的确定2.1.1操作压力2.1.2进料状态2.1.3加热方式2.1.4 冷却剂与出口温度2.1.5热能利用2.2 确定设计方案的原则第三节 板式精馏塔的设计计算3.1 精馏塔全塔物料衡算3.2 常压下乙醇水平衡组成（摩尔）与温度的关系3.3 塔板的计算3.4 精馏塔主要尺寸的计算3.5 塔板主要工艺尺寸的计算3.6 筛板的流

2、体力学验算3.7 塔板负荷性能计算以及负荷性能图3.8 筛板塔全塔数据汇总第四节 附属设备设计4.1 冷凝器的选择4.2 再沸器的选择第五节 塔附件设计5.1 接管5.2 筒体与封头5.3 液体分布器5.4 除沫器5.5 裙座5.6 吊柱5.7 人孔5.8 塔总体高度的设计第六节 课程设计心得体会附件：工艺流程图 精馏塔设备图绪 论一、化工原理课程设计的目的和要求课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出

3、决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确的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。二对于

4、本次课题的初步认识在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效

5、率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。 由于学生水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。第一节 概 述1.1精馏操作对塔设备的要求 精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量

6、的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。 () 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。 () 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。 () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。 () 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设

7、计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.2板式塔类型 气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，填料塔的设计将在其他分册中作详细介绍，故本书将只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷

8、射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛，因此，本章只讨论浮阀塔与筛板塔的设计。1.2.1筛板塔筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有： () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。 () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。 筛板塔的缺点是： () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 () 操作弹性较小(约23)。 () 小孔筛板容易堵塞。1.2.2浮阀塔 浮阀塔是在泡罩塔的基础

9、上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。 浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点： () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加2040，而接近于筛板塔。 () 操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩、

10、舌形塔板的操作弹性要大得多。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400660N/m2。 () 液面梯度小。 () 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。() 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的6080,为筛板塔的120130。本书虽未包括其它塔板的设计资料，但其设计的基本方法与浮阀塔和筛板塔是相同的。学生在设计时，可以根据具体条件进行板塔的选型，而不限于选用上述两种塔板。第二节 设计方案的确定2.1操作条件的确定 确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、

11、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力 蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提

12、高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2 进料状态 进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。若塔底产物近于纯水，而且在浓度稀薄时溶液的相对挥发度较大(如酒精与水的混合液)，便可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点

13、是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜内只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。但对有些物系(如酒精与水的二元混合液)，当残液的浓度稀薄时，溶液的相对挥发度很大，容易分离，故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。值得提及的是，采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于酒精水溶液，一般采用0.40.7KPa（表压）。饱和水蒸汽的温度与压力互为单

14、值函数关系，其温度可通过压力调节。同时，饱和水蒸汽的冷凝潜热较大，价格较低廉，因此通常用饱和水蒸汽作为加热剂。但若要求加热温度超过180时，应考虑采用其它的加热剂，如烟道气或热油。当采用饱和水蒸汽作为加热剂时，选用较高的蒸汽压力，可以提高传热温度差，从而提高传热效率，但蒸汽压力的提高对锅炉提出了更高的要求。同时对于釜液的沸腾，温度差过大，形成膜状沸腾，反而对传热不利。2.1.4冷却剂与出口温度冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。如果塔顶蒸汽温度低，可选用冷冻盐水或深井水作冷却剂。如果能用常温水作冷却剂，是最经济的。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可

15、以减少，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度的选择由当地水资源确定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。2.1.5热能的利用精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理地利用精馏过程本身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。若不计进料、馏出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近似等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶

16、蒸汽的冷凝潜热去加热能级低一些的物料，可以将塔顶蒸汽冷凝潜热及釜液产品的余热充分利用。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器的流程1，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要

17、稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生

18、蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产 例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的

19、设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第三节 板式精馏塔的工艺计算一、 精馏塔全塔物料衡算F：原料液的流量 （） F：原料组成（摩尔分数，下同） 20%D：塔顶产品流量（） D：塔顶组成 86%W：塔底残液流量（） W：塔底组成 2%进料量:物料衡算式： ， 联立代入求解： ，二、 常压下乙醇-水气液平衡组成（摩尔）与温度关系温度/液相/x气相/y温度/x液相/y气相/x温度/y液

20、相/x气相/y1000082.70.23370.544579.30.57320.684195.50.01900.170082.30.26030.558078.740.67630.768589.00.07210.389181.50.32730.592678.410.74720.781586.70.09660.437580.70.39650.612278.150.89430.894385.30.12380.470479.80.50790.656484.10.16610.508979.70.51980.65991. 温度已知D、F、W，利用表中数据由插值法可求得tF、tD、tW。tF： tF=83.

21、40tD： tD=78.21tW： tW=95.38精馏段平均温度：提馏段平均温度：2密度已知：混合液密度：（） 混合气密度：塔顶温度： tD=78.21气相组成：, 进料温度： tF=83.40气相组成：， 塔底温度： tW=95.38气相组成：， （1） 精馏段： 液相组成：=，=53.00% 气相组成：，=69.75%所以 (2) 提馏段：液相组成：=，=11.00%气相组成：，=35.06%所以 由不同温度下乙醇和水的密度温度/80859095100735730724720716971.8968.6965.3961.85958.4求得在、下的乙醇和水密度（单位：） , , , 所以 3

22、、 混合液体表面张力二元有机物-水溶液表面张力可用下列各式计算 注： ， ， ，式中，下角标，w,o,s分别代表水、有机物及表面部分，、指主体部分的分子数，、主体部分的分子体积，、为纯水、有机物的表面张力；对乙醇q=2。 不同温度下乙醇和水的表面张力温度/乙醇表面张力/ 水表面张力/701864.38017.1562.69016.260.710015.258.8求得在、下的乙醇和水的表面张力（单位：）乙醇表面张力：， ， ， 水表面张力： ， ， ， 塔顶表面张力： 联立方程组 ，代入求得： ， ，原表面张力： 联立方程组 ，代入求得 ， ， 塔底表面张力： 联立方程组 ，代入求得 ， ，（1

23、） 精馏段的平均表面张力： （2） 提馏段的平均表面张力：4混合物的粘度,查表得: 水=0.355,乙醇=0.441 ，查表得： 水=0.305,乙醇=0.401（1） 精馏段粘度：1=乙醇+水 （2） 提馏段粘度： 2=乙醇+水 5相对挥发度由， 得由， 得由， 得（1） 精馏段的平均相对挥发度：（2） 提馏段的平均相对挥发度：三、 塔板的计算(1) 确定操作的回流比得到切点e的坐标（为（0.7505,0.7828）则最小回流比所以回流比R=1.7=4.06再由Antonine方程，,设温度为T=273.15+83.40=356.55K则查表得，该温度下名称ABC乙醇9.64173615.0

24、6-48.60水9.38763826.36-45.47经计算得， ， 相对挥发度 （2）理论塔板的计算已知：精馏段操作线方程： 提馏段操作方程： =在图上作操作线，由点（0.86,0.86）起在平衡线与精馏段操作线间画阶梯，过精馏段操作与q线交点，直到阶梯与平衡线的交点小于0.02为止，由此得到NT=17块，包括再沸器，加料板为第15块理论板。 （3）实际塔板数的计算总板效率，则精馏段实际板数：块提馏段实际板数：块全塔所需实际塔板数： 块加料板位置在第27块塔板。四、 精馏塔主题尺寸的计算1.气液相体积流量计算（1）精馏段 已知： 质量流量： 体积流量：（3） 提馏段本设计为饱和液体进料：q=

25、1又已知：， ， 质量流量： 体积流量：2. 塔径的计算（1） 精馏段 ,式中C可由史密斯关联图查出。 横坐标数值： 取板间距：查图可知： 取安全系数为0.7，则 （2）提馏段横坐标数值： 取板间距： 查图可知：， （3）精馏塔的有效高度计算： 实际精馏段有效高度：实际提馏段有效高度：在进料上方开一人孔，其高度约为，故精馏塔的有效高度为：五、 塔板主要工艺尺寸的计算1溢流装置的计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1） 堰长取，则 出口堰高：堰上液高度可按（近似取计算），出口堰高为。 精馏段：取板上清液层高度，故 提馏段： （2） 弓形降液管的宽度和横截面查图得

26、：由于，故，验算降液管内停留时间：精馏段：提馏段：停留时间，故降液管可使用。（3） 降液管底隙高度精馏段取降液管底隙的流速，取提馏段取，取 2塔板布置 （1）塔板的分块 因本设计塔径D=1.6m800mm，故塔板采用分块式。查表5-3知，塔板分为四块。（2）边缘区宽度确定 进口堰前的安定区，进口堰后的安定区 取，（3）开孔区面积计算开孔区面积用式计算（4）筛孔计算及其排列本系统无腐蚀，可选用碳钢管，取筛孔直径。筛孔按正三角排列，取孔中心距筛孔数目为开孔率为精馏段气体通过筛孔的气速为：提馏段气体通过筛孔的气速为：六、 筛板的流体力学验算1塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由，查干筛孔的流量系数图

27、，得精馏段： 故提馏段： 故（2） 气体通过液层的阻力计算精馏段： 查充气系数关联图5-11得：则对于精馏段：对于提馏段：查充气系数关联图5-11得：（3） 液体表面张力的阻力计算精馏段：液体表面张力所产生的阻力：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为0.7kpa提馏段：0.7kpa故符合设计要求。 2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，故可忽略液面落差的影响。 3液沫夹带 液沫夹带量公式：， 精馏段：提馏段： 故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。 4漏液 对筛板塔，漏液点气速 精馏段：，则 实际孔速稳定系数为提馏段：实际孔速：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。5液泛

28、 为防止塔内发生液泛，降液管内液层应服 乙醇-水物系属易发泡物系，取则精馏段： 而 板上不设进口堰，则 提馏段： 故在本设计中不会发生液泛现象。七、 塔板负荷性能图1 漏液线由，则精馏段整理得 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表Ls m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs m3/s 0.308 0.318 0.331 0.341在操作范围内，由此可作出精馏段漏液线1提馏段整理得 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果列如表Ls m3/s 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045Vs m3/s 0.451 0551 0.607 0

29、.885在操作范围内，由此可作出提馏段漏液线2 液沫夹带线 以为限，求关系如下： 对于精馏段： 由 ， ， 整理得 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.2281.1681.0900.891由此可做出精馏段液沫夹带线2而提馏段：由 ， ， 整理得 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s2.4281.5961.5471.505由此可做出提馏段液沫夹带线3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，则应有

30、取， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4 液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式 得， ， 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线45 液泛线 ，联立得 忽略，将与，与，与的关系代入上式，整理得：，式中：， 将有关的数据代入，得 精馏段： 则 Ls,m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3/s1.3081.2851.2501.206在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表 对于提馏段： 则 在操作范围内，任取几个值，计算出值，计算结果如表Ls m3/s0.00060.00150.00300.0045Vs m3/s2.4832.

31、2251.5581.363据此可画出提馏段液泛线 6.操作性能负荷图: 由以上各线可以画出精馏段筛板负荷性能图 如图，A直线为精馏段操作线，（1）为漏液线，（2）为泡沫夹带线，（3）液相负荷下限线，（4）为液相负荷上限线，（5）为液泛线。 由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。 从图中可以看出：，故精馏段操作弹性为：画出提馏段筛板负荷性能图如下：如图，B直线为提馏段操作线，（1）为漏液线，（2）为泡沫夹带线，（3）液相负荷下限线，（4）为液相负荷上限线，（5）为液泛线。 由图可以看出，该筛板的操作线上限为液相负荷上限线，下限为漏液线。从图中可以看出：，故提馏段操作弹性

32、为：五、筛板塔的工艺设计计算结果汇总筛板塔的工艺设计计算结果汇表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均温度80.8189.39平均流量气相2.32112.3795液相0.00250.0036实际塔板数N块234板间距m0.450.45板的有效高度Zm9.91.35塔径Dm1.61.6空塔气速um/s1.151.18塔板液流形式单溢流型单溢流型溢流装置溢流管形式弓形弓形堰长1.21.2堰高0.05920.0562溢流堰宽度0.28930.2893管底与受液盘距离0.0210.029安定区宽度0.0800.080边缘区宽度0.0350.035板上清液层高度0.0700.070孔径5.05.0孔间

33、距t15.015.0孔数n个63916391开孔面积1.2451.245筛孔气速m/s18.4618.92塔板压强降kPa0.6950.696降液管内清液层高度m0.15940.2025雾沫夹带液/气0.0400.026负荷上限液沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷0.8520.258气相最小负荷1.4230.552操作弹性2.982.58主要符号说明：F进料流量kmol/h XD塔顶馏出液的苯摩尔分数XF进料液的苯摩尔分数 XW塔底釜残液的苯摩尔分数P0在温度T时的饱和蒸汽压MPa T温度KA、B、CAntoine常数 V 精馏段上升蒸汽量 kmol/h uF泛点气速m/s g重力加速度9

34、.8m/s2uL液体粘度mP.s u空塔气速，m/s 提馏段上升蒸汽量 kmol/h L精馏段下降液体量 kmol/h 提馏段下降液体量 kmol/h L,V 液相，气相密度kg/m3 液体密度校正系数 流量系数 R 回流比 Cmp定压摩尔热容kJ/( kmol/h) D塔顶产品流量kmol/h W塔釜产物流量kmol/h Q传热量kJ/h q加料热状态 相对挥发度 第四节 附属设备的选型与设计（1）冷凝器的选择有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为5001000 kcal/(m2hC)本设计取K=700kcal/(m2h)=2926 J/(m2h)出料液温度：78.21（饱和气）7

35、8.21（饱和液）冷却水温度：2035逆流操作： =58.21 =43.21全凝器的热负荷Qc的计算：因为回流是在泡点温度下进入塔内，,其中r为塔顶上升蒸汽的汽化热，则因为塔顶温度为，查表得该温度下 则又 则换热面积： （2） 再沸器的选择对于直径较大的塔，一般将再沸器至于塔外，其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾液中，管束末端应设有溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区，其液面以上空间为气液分离空间，本设计选用的釜式再沸器的优点是气化率高，可达80%以上。选用140饱和水蒸气加热，传热系数取K=2520kJ/(m2h)出料液温度：95.38（饱和液）95.38（饱和气）热流体温度：140140逆流操作

36、： =44.6244.62第五节 塔附件的设计一接管的计算与选择（1）进料管 本设计采用直管进料管，管径计算如下： 取 查表取（2）回流管 冷凝器安装在塔顶时，回流管在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高，本次设计取主管回流管，流速取为。 查表取（3）塔底出料管 塔釜流出液体的速度一般在0.51.0m/s，本次设计取0.8m/s。 查表取（4） 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速 查表得 （5） 塔底进气管直管出气，取出口气速 查表得 （6）法兰 由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。二筒体与封头（1）筒体取壁厚6mm，所用材质为A3（2）封头 封头分为椭圆形封头，蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径d=1600mm，查得曲面高度h1=350mm，直边高度h0=40mm三液体分布器液体喷淋装置的作用是为了能有效地分布液体，提高填料表面的有效利用率。常见的有：管式，莲蓬头式和盘式。由于塔径较大，故选用盘式。盘径取0.75D=0.75*1600=1200 mmH取 1/6D=1/6*1600=267 mm四除沫器当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证气体纯度，保证后续设备正常操作。常用除沫器有折流板式