(毕业论文)化工原理课程设计

化工原理课程设计

设计题目：甲苯混合液浮阀塔设计

专业：过程装备与控制工程

班级：

学号：

学生姓名：

指导教师：

2013年07月01日

板式塔设计任务书

一、设计题目苯-甲苯混合液浮阀精馏塔设计

二、设计条件

1、年处理量：苯-甲苯混合液8吨/小时；

2、泡点进料，进料苯含量为41%（质量分率，下同）；

3、塔顶苯含量不低于96%；塔底苯含量不高于4%

4、塔顶压力4Kpa（表压）；单板压降≤0.7Kpa；常压操作（101.325kpa）；

5、回流比R /R min：自取

三、设计任务

完成精馏塔工艺设计，运用最优化方法确定最佳操作参数；精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用；绘制生产工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。

1、设计方案的确定及工艺流程的说明；

2、精馏塔的物料衡算；

3、塔板数的确定；

4、精馏塔的工艺条件及有关的物性数据的计算。

5、精馏塔塔体工艺尺寸的计算；

6、塔板主要工艺尺寸的计算；

7、塔板流体力学的验算；

8、塔板负荷性能图；

9、精馏塔接管尺寸计算；

10、塔顶冷凝器、塔底再沸器选型计算；

11、绘制生产工艺流程图；

12、绘制塔板结构简图；

13、绘制精馏塔设计条件图；

14、对设计过程的评述和有关问题的讨论；

四、设计要求

1、设计步骤详细清楚，每项设计结束后列出计算结果明细表；

2、选用的计算公式、图表、数据正确并注明来源，符号和单位要统一。

3、要求能用计算机软件来辅助设计及绘图。

4、设计说明书要求字迹工整，装订成册上交。

五、设计时间：两周

序言

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏浮阀塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。

目录

1、设计方案的确定与说明 (7)

1.1苯-甲苯物性 (7)

1.2 操作条件的确定 (7)

1.2.1 操作压力 (7)

1.2.2 进料状态 (8)

1.2.3 加热方式 (8)

1.2.4 冷却剂与出口温度 (8)

1.2.5 热能的利用 (9)

1.3 确定设计方案的原则 (9)

1.3.1 满足工艺和操作的要求 (9)

1.3.2 满足经济上的要求 (10)

1.4 本设计方案的流程和概述 (10)

2、塔板的工艺设计 (11)

2.1塔物料衡算 (11)

2.1.1原料液及塔顶、塔顶产品摩尔分率的计算 (11)

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (11)

2.1.3 物料衡算 (11)

2.2塔板数的确定 (12)

2.2.1挥发度的确定 (12)

2.2.2回流比R的求取 (12)

2.2.3实际板数的求取 (12)

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (13)

2.3.1操作压力计算 (13)

2.3.2操作温度的计算 (14)

2.3.3平均摩尔质量的计算 (14)

2.3.4平均密度的计算 (14)

2.3.5液体的平均表面张力的计算 (15)

2.3.6液体平均粘度计算 (16)

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)

2.4.1塔径的计算 (16)

2.4.2精馏塔有效高度的计算 (17)

2.5塔板工艺结构尺寸的计算 (17)

2.5.1溢流装置计算 (17)

2.5.2浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 (19)

2.6塔板流体力学验算 (20)

2.6.1计算气相通过浮阀塔板的压降 (20)

2.6.2液泛 (22)

2.6.3计算雾沫夹带量 (23)

2.7精馏段塔板负荷性能图 (24)

2.7.1雾沫夹带上限线 (24)

2.7.2液泛线 (25)

2.7.3液相负荷上限线 (27)

2.7.4气体负荷下限线（漏液线） (27)

2.7.5液相负荷下限线 (27)

2.8浮阀塔设计结果汇总 (29)

3、附属设备及主要附件的选型计算 (30)

3.1接管尺寸计算 (30)

3.1.1进料管 (30)

3.1.2回流管 (30)

3.1.3塔底出料管 (30)

3.1.4塔顶蒸汽出料管 (30)

3.1.5塔底进气管 (32)

3.1.6筒体和封头 (31)

3.1.7除沫器 (31)

3.1.8裙座 (33)

3.1.9人孔 (33)

3.2塔总体高度的设计 (34)

3.2.1塔的顶部空间高度 (34)

3.2.2塔的底部空间高度 (34)

3.2.3塔立体高度 (34)

3.3冷凝器的设计 (34)

3.3.1确定物性参数 (34)

3.3.2计算总传热系数 (34)

3.3.3工艺结构尺寸计算 (34)

3.3.4换热器核算 (34)

3.3.5计算总传热系数 (34)

3.3.6工艺结构尺寸计算 (34)

3.4再沸器的设计 (40)

3.4.1前期数据准备 (34)

3.4.2估计设备尺寸 (34)

3.4.2传热系数的校核 (34)

3.4.3换热器核算 (34)

3.4.4计算总传热系数 (34)

3.4.5工艺结构尺寸计算 (34)

设计小结 (43)

参考文献..................................................... 错误!未定义书签。

1、设计方案的确定与说明

1.1苯-甲苯物性

苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。

甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0.866克/厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0.52g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0.6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。

分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

1.2 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、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。

1.2.1 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。

1.2.2 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。

1.2.3 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0.4~0.7KPa（表压）。

饱和水蒸汽的温度与压力互为单值函数关系，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。

1.2.4 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。

1.2.5 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，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。

1.3 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：

1.3.1 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。

1.3.2 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。

1.3.3 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。

1.4 本设计方案的流程和概述

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。拟设计一台年处理苯－甲苯混合液3.0万吨(开工率300天/年)的浮阀精馏塔，要求塔顶馏出液中苯含量不低于98%，

塔底釜液中含苯量不高于2%。先设计苯-甲苯混合液经预热器加热后，用泵送入精馏塔；塔顶上升蒸汽采用冷凝器冷凝后部分回流，其余作为塔顶产品冷却后送至贮槽；塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。工艺流程图见附图1。操作压力为常压101.3 kPa ，采取泡点进料。（流程图见附图）

2、塔板的工艺设计

2.1塔物料衡算

2.1.1原料液及塔顶、塔顶产品摩尔分率的计算

苯的摩尔质量：kmol kg M A /78= 甲苯的摩尔质量：kmol kg M B /92=

97.092

/04.078/96.078

/96.0

D x

046

.092

/98.078/04.078

/04.0

W x 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F =0.45×78+(1-0.45)×92=85.70kg/kmol M D =0.97×78+(1-0.97)×92=78.42kg/kmol M W =0.046×78+(1-0.046)×92=91.36kg/kmol

2.1.3物料衡算

原料液的处理量 h kmol F /35.9370

.851083

总物料衡算h kmol W D F /35.93 苯物料衡算F ×0.45=0.97D+0.046W

联立得h kmol D /82.40 h kmol W /53.52

45.092/5978/4178

/41 F x

2.2塔板数的确定

2.2.1挥发度的确定

苯的沸点为80.1 甲苯的沸点为110.6

当温度为80.1℃时： ㏒A P °=6.023006.224.2201.8035

.1206=+-

㏒B P °=6.078593.158

.2191.8094

.1343=+-

解得P A °=101.39kPa P B °=39.17kPa

当温度为110.6℃时：㏒A P °=6.023-337.224

.2201.803

.1206=+

㏒B P °=6.078008.258.2196.11094

.1343=+-

解得A P °kPa 23.138= B P °kPa 86.101=

则有=1a 588.217.39/39.101= 339.286.101/23.2382==a

46.2339.2588.221=?==a a a

2.2.2回流比R 的求取

由于是饱和液体进料得q=1，q 线为一直线，故x q =x F =0.45

67.044.046.1144

.046.211

q

q q x a ax y

最小回流比为36.144

.066.066

.098.0min

q

q q D x y y x R

取回流比为最小回流比的1.5倍 即04.25.1min R R 操作线方程的确定 L=RD=2.04×40.82=83.27kmol/h V=(1+R)D=3.04×40.82=124.09kmol/h

L ’=qF L + =176.62kmol/h V=V ’=124.09kmol/h 即精馏段操作线方程32.067.01

11

n D n n x R x x R R

y 提馏段操作线方程019.042.11

m W

m m x V

Wx x V

L y

气液相平衡公式x

a ax

y )1(1-+=

则=x y y 46.146.2

理论塔板数的确定

理论板（不包括再沸器）=14

2.2.3实际板数的求取

由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知046.0 w x 对应的温度为塔底温度，查得为6.110 W t ℃。

由它们的安托因方程[2]5

.219134508.6log 8

.2201211031.6log 0

+-

=+-

=t p t P B A 甲苯：苯：

97.00

00

B

A B

D P P p p x 假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有24.80 D t ℃时，算出的97.0 D x ，所以塔顶的温度为24.80 D t ℃。这样，平均塔温为）（6.11024.80t

℃

42.952/ ℃。由经验式[3]245.0)(49.0-=μαT E

式中，μ—相对挥发度；

α—加料液体的平均粘度；

α及μ为塔顶及塔底平均温度时的数值。

在42.95℃苯的粘度：268.0厘泊。 甲苯的粘度：276.0厘泊。

加料液体的平均粘度：272.02

276

.0268.0=+厘泊

547.0)46.2272.0(49.0245.0 T E 。

实际精馏段板数 N 精=

11547.06 T E N 实际提馏段板数N 提=

15547

.08 T E N 实际板数=11+15=26

进料位置为第7块板

2.3 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算

2.3.1操作压力计算

塔顶操作压力： kPa 3.10543.1010=+=+=表P P P D 每层塔板压降： kPa 7.0=?P

进料板操作压力: kPa 4.11417.03.105=?+=F P

精馏段平均压力: kPa P P P F D m 85.1092/)4.1143.105(2/)(=+=+= 塔底压力: kPa P w 9.124287.03.105=?+=

塔底平均压力: kPa P m 1.1152/)9.1243.105(=+='

2.3.2操作温度的计算

塔顶由查手册经内插法可得:塔顶温度 24.80=D t ℃ 进料温度 09.94=f t ℃ 塔底温度 9.109=W t ℃

精馏段平均温度：17.872/)09.9424.80(=+=m t ℃

提馏段平均温度：1022/)9.10909.94(=+='

m t ℃ 2.3.3平均摩尔质量的计算 塔顶：97.01 y x D x 1=0.929

kmol kg M VDM /42.7892)97.01(7897.0

kmol kg M LDM /994.7892)929.01(78929.0

进料板：Y f =0.62 X f =0.45

kmol kg M VFM /70.829262.017862.0

kmol kg M LFM /76.8592)45.01(7845.0

精馏段: kmol kg M VM /56.802/)70.8242.78( kmol kg M LM /375.822/)76.8599.78(

塔底: kmol kg M VWM /220.9192)0557.01(780557.0

kmol kg M LWM /672.9192)0234.01(780234.0

提馏段: kmol

kg M VM /96.862/)70.82220.91( kmol kg M LM

/672.912/)90.9176.85(

2.3.4平均密度的计算 精馏段：

(1)气相平均密度Vm ρ计算

理想气体状态方程计算，即

精馏段气相密度：311/954.2)

15.27317.87(314.856

.8085.109m kg RT M P ml vm M VM

提馏段气相密度度；

3

2222/209.3)

15.27305.102(314.896

.861.115m kg RT M P m vm m vm

(2)液相平均密度Lm ρ计算

由式 1A B i Lm i LA LB

ααα

ρρρρ==+∑ 求相应的液相密度。

当D t =80.24℃时,用内插法求得下列数据

3/73.814m kg A =ρ 3/10.810m kg B =ρ

3

10

.81004

.073.81496.0/54.8141m kg LDM

953.092

)96.01(7896.078

96.0

AD a

对于进料板：09.94=F t ℃时用内插法求得下列数据 3/15.799m kg A =ρ 3/795m kg B =ρ

37.092

59.07841.078

41.0

AF a

3/70.796795

/59.015.799/41.01

m kg LFM

对于塔底：9.109=w t ℃

3/2.780m kg A =ρ 3/15.780m kg B =ρ

034.092

968.07804.078

04.0

AW a

3/15.78015

.780/96.02.780/04.01

m kg LWM

精馏段平均密度：31/62.805270

.79654.814m kg lm

提馏段平均密度：

32/43.7882

15

.78070.796m kg lm

2.3.5液体的平均表面张力的计算

塔顶24.80=d t ℃ 由查手册可知m mN A /73.21=σ m mN B /65.21=σ

m mN LDM /25.2104.065.2173.2196.0

进料位置09.94=F t ℃时 m mN A /51.19=σ m mN B /25.20=σ

m mN LFM /95.1925.2059.051.1941.0 精馏段液相平均表面张力：

m mN LM /60.202/)95.1925.21( 同理提馏段的平均表面张力：m mN LM /06.192 2.3.6液体平均粘度计算

塔顶24.80=D t ℃查手册得s mPa A ?=310.0μ s mPa B ?=312.0μ

lg

96.0 LDM lg0.310+0.04lg0.312s mPa LDM 310.0

进料09.94=F t ℃ 查手册得：s mPa A ?=295.0μ s mPa B ?=247.0μ

㏒LFM μ= 0.41lg0.295 + 0.59lg0.247可得：

s mPa LFM 286.0 精馏段液相平均粘度为：

s mPa lm 298.02/)289.0310.0( 塔底9.109=w t ℃ 查手册：s mPa A ?=245.0μ s mPa B ?=247.0μ

㏒LWM μ= 0.04lg0.245 + 0.96lg0.247 可得：s mPa LWM 247.0 同理 可求提馏段的液相平均密度:s mPa lm 266.0

2.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算

2.4.1塔径的计算

精馏段的气、相体积流量为：s m VM V vm Vm S /940.0954

.2360056

.8009.12436003111 s m LM L LM LM S /00237.06

.8053600375.8227.8336003111

同理可求提馏段的 s m V S /934.032 s m L S /00552.032

max u C =（由式0.2L

20()20

C C σ=）

20C 由手册查图的横坐标为 042.0)954

.262.805(940.000237.0)(2

/12/1

V L h h LV V L F

取板间距H T =0.45m 板上液层高度H 1=0.06m 查图可知C20=0.084 可得C=0.0840852.0)20

598.20(

2

/1 =max μ0.085s m /401.1495.2/)954.262.806( 取安全系数为0.7，则空塔气速为

s m /981.0401.17.07.0max

塔径 D=

m 110.0981

.014.394

.04

按标准塔径圆整后 D=1.2m

同理可得提馏段塔径 084.0C 082.0)20

063.19(2

/1

=max μ0.082s m /28.1209.3/)209.343.788(

取安全系数为0.7，则空塔气速为 s m /896.028.17.0max 塔径D=

m 15.1896

.014.3934

.04

按标准塔径圆整后 '

,D =1.2m 塔截面积 22

1304.1785.0m D A t 2.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段的有效高度为 m 5.445.01111 ）（）（精精T H N Z

提馏段的有效高度为为 m H N Z T 3.645.0)115(1

）（提提 在进料板上方开一人孔，气高度为 0.8m

故精馏塔的有效高度为：11.60.86.35.48.0 提精Z Z Z m

2.5溢流装置计算

因塔径D=1.0可采用单溢流、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w l

取堰长w l 为0.66D ，即 m l w 789.00.166.0 （2）溢流堰堰高h w

ow L w h h h -=

查图得，取E=1.0，则 精馏段： m l L E h W h OW

0139.0)789

.000237.03600(11084.2)(1084.23

/233/23

取板液层高度 60mm L h =

故 m h h h OW L W 0461.00139.006.0 提馏段：

m l L E h W h OW 0244.0)789

.000552.03600(11084.2)(

1084.23

/233/23 故 m h h h OW L W 0356.00244.006.02

（3）降液管的宽度W d 和降液管的面积f A

由66.0=D l w

，查图得0722.0,124.0==t

f d A A D W 故 m D W d 1488.02.1124.0124.0

m A A f f 0816.01304.10722.00722.0

计算液体在降液管中停留时间 精馏段:s s L H A L H A S T f h T

f 549.153600

0237.045

.00816.0360036001

1

1

故降液管设

计合理。 提馏段：s s L H A L H A S T f h T

f 5652.63600

00552.045

.00816.0360036002

2

2

故将液管

设计合理。

（4）降液管底隙高度h 0

取液体通过降液管底隙的流速0u'为0.11m/s 依式1－56计算降液管底隙高度h 0，即：

精馏段：m l L h w S 0273.0360011.0789.03600

00237.00101 提馏段：m l L h w S 0636.0360011.0789.03600

00552.00

202

因为0h 不小于18mm ，故降液管底隙高度设计合理

选用凹形受液盘，深度mm h W 50'

=

2.5.2浮阀数目、浮阀排列及塔板布置

(1)塔板的分块

本设计塔径为D=1.2 m ，因800mm D ≤，故塔板采用分块式。由文献（一）查表得，塔板分为3块。 (2)边缘区宽度确定

取0.065m s s W W '== 0.035m c W = 。 (3)开孔区面积计算

212(sin )180a x

A r r π

-=??

其中：

m

W D r m

W W D x c s d 565.0035.02

2.123862.0065.01488.020.12 故 21222799.0565.033862.0sin 180565.014.33862.0565.03862.02m A a

(4)浮阀数计算及其排列

精馏段：预先选取阀孔动能因子F 10=,由F 0=v u ρ0可求阀孔气速u ， 即s m F u v

/82.5945

.2100

每层塔板上浮阀个数为13682

.5)039.0(4

94.0420

2

u d V N s

浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按'7565t mm t mm ==、的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为：

s m N d V S /789.5)

039.0(785.013694

.0))(4/(2

200

阀孔动能因数为

0095.9954.2789.500 V F

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。