课程设计--甲苯-乙苯精馏塔设计

《食品工程原理》

课程设计

设计题目 甲苯-乙苯精馏塔设计

目录

1、概述 ..................................................................................................................................... 4 1.1设计题目 ......................................................................................................................... 4 1.2 设计目的 ........................................................................................................................ 4 1.3设计条件及主要物性参数表 ......................................................................................... 4 1.4设计内容 ......................................................................................................................... 4 1.5设计方案选定 ................................................................................................................. 5 2、 精馏塔的物料衡算 ........................................................................................................... 5 2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 ........................................................................ 5 2.2物料衡算 ......................................................................................................................... 6 3、塔板数的确定 ..................................................................................................................... 6 3.1.理论板层数NT 的求取 ................................................................................................. 6 3.2图解法求理论板层数 ..................................................................................................... 8 3.3实际塔板数Np的求取 .................................................................................................... 8 4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ..................................................................... 9 4．1 操作压力计算 ............................................................................................................. 9 4.2操作温度计算 ................................................................................................................. 9 4.3平均摩尔质量的计算 ..................................................................................................... 9 4.4 平均密度计算 ................................................................................................................ 9 4.5 液体平均表面张力的计算 .......................................................................................... 11 5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ........................................................................................... 12 5.1 塔径的计算 .................................................................................................................. 12 5.2 精馏塔有效高度的计算 .............................................................................................. 13 6、塔板主要工艺尺寸的计算 ............................................................................................... 13 6.1 精馏段溢流装置的计算： .......................................................................................... 13 6.2塔板布置 ....................................................................................................................... 14 7.塔板流动性能的校核 .......................................................................................................... 14 7.1液沫夹带的校核 ........................................................................................................... 14 7.2塔板压降 ....................................................................................................................... 15 7.3 降液管液泛校核 .......................................................................................................... 15 8、塔板负荷性能图 ............................................................................................................... 16

8.1精馏段塔板负荷性能图 ............................................................................................... 16 9、板式塔的结构与附属设备的计算和选型 ....................................................................... 19 9.1塔体的空间 ................................................................................................................... 19 9.2精馏塔的附属设备 ....................................................................................................... 19 10、所设计筛板与塔结构的主要结果汇总于下表 ............................................................. 19 11、主要接管尺寸的选取 ..................................................................................................... 20 11.1进料管 ......................................................................................................................... 20 11.2回流管 ......................................................................................................................... 20 11.3釜液出口管 ................................................................................................................. 21 11.4塔顶蒸汽管 ................................................................................................................. 21 11.5加热蒸汽管 ................................................................................................................. 21 12、设计中的符号说明 ......................................................................................................... 21 13、参考文献 ......................................................................................................................... 24 14、结束语 ............................................................................................................................. 24

1、概述 1.1设计题目

甲苯—乙苯精馏装置设计 1.2 设计目的

1.2.1 通过甲苯-乙苯精馏装置设计，熟悉蒸馏装置的原理

1.2.2加强对“食品科学与工程”及其化工原理知识的综合应用能力。 1.2.2提高自己分析与解决工程的实际问题的能力。

1.2.3培养查阅资料，选用公式和收集数值数据的能力，正确地选择设计参数。掌握化工设计的基本程序和方法。

1.2.4加强对“食品科学与工程”及其化工原理知识的综合应用能力。 1.2.5树立正确的设计思想和实事求是，严谨，负责的工作作风。 1.3设计条件及主要物性参数表

在一常压操作的连续精馏塔内分离甲苯－乙苯混合物。 1、处理量： 27000 （吨/年）。 2、操作周期：300天/年

3、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为30%。 4、进料状态： 泡点进料 5、料液初温 ： 35℃ 6、冷却水的温度： 30℃

7、饱和蒸汽压强：2.5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa 8、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 9、单板压降不大于 0.7 kPa 10、总塔效率为 0.6

11、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于99%(质量分数),塔底的

甲苯含量不大于1%(质量分数)。 12、设备型式：筛板 1.4设计内容

1.4.1 精馏塔的物料衡算； 1.4.2 塔板数的确定：

1.4.3 精馏塔的工艺条件及有关物件数据的计算； 1.4.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 1.4.5塔板主要工艺尺寸的计算； 1.4.6塔板的流体力学验算：

1.4.7 塔板负荷性能图； 1.4.8 精馏塔接管尺寸计算； 1.4.9 绘制生产工艺流程图； 1.4.10 绘制精馏塔设计条件图；

1.4.11 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 1.5设计方案选定

本设计任务为分离甲苯-乙苯混合物。

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热至35℃后送入连续板式精馏塔（筛板塔），塔顶上升蒸汽流采用立式自流式冷凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至25℃后送至产品槽；塔釜采用卧式热虹吸再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

1.5.1 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内甲苯和乙苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

1.5.2塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在甲苯和乙苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

1.5.3 加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用35℃饱和液体进料。

1.5.4 由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 2、 精馏塔的物料衡算

原料液处理量为3750kg/h,（每年生产300天），塔顶产品组成99%（w/w）甲苯。原料30%（w/w）甲苯-乙苯溶液，釜残液含1%（w/w）的甲苯溶液。 分子量甲苯92.13 kg/kmol；乙笨 106.16 kg/kmol。 2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

原料摩尔分数：XF（0.3/92.13）/（0.3/92.13+0.7/106.16）=0.3306 塔顶摩尔分数 ： XD=（0.99/92.13）/（0.99/92.13+0.01/106.16）=0.9913 塔釜残液的摩尔分数： XW=（0.01/92.13）/（0.01/92.13+0.99/106.16）=0.0115 塔底产品的平均摩尔质量:

MF=0.3306×92.13.+（1-0.3306）×106.16=101.5217kgmol

MD=0.9913×92.13+（1-0.9913）×106.16=92.2521 kgmol Mw=0.0115×92.13+（1-0.0115）×106.16=105.9987 kgmol 2.2物料衡算

原料的处理量 F=（27000*103）/（300*24*101.5217）=36.9379kmol/h 总物料衡算 D+W=36.9379

乙醇的物料衡算 36.9379*0.3306=0.9913×D+0.0115*W 联立解得：塔顶采出量 D=12.0299 kmolh 塔底采出量 W=24.9080 kmolh 3、塔板数的确定

3.1.理论板层数NT 的求取

表1 Antoine方程常数 物质 甲苯 乙苯 A 6.07954 6.08208 B 1344.8 1424.255 C 219.482 213.06 温度范围℃ 6～137 26～163 表2 t/℃ 110.62 113 116 119 o PA101.30 108.3452 117.7550 127.7931 o PB x y t/℃ o PAo PB x y 122 138.4878 67.8163 0.4738 0.77 136.324 199.5043 101.2991 0.0000 0.0000 48.0712 1.0000 1.0000 125 149.8675 73.9700 0.3601 0.5327 51.7611 0.8755 0.93 128 161.9614 80.5590 0.2548 0.4074 56.7318 0.7303 0.8490 131 174.7988 87.6044 0.1571 0.2710 62.0770 0.5969 0.7530 134 188.4096 95.1280 0.0662 0.1231 3.1.1甲苯、乙苯的温度-组成

甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

B（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）tCoo求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压PA、PB。

根据lgp0A0PPB0PAx 再根据泡点方程x0和露点方程得到各组t-x(y) yPAPB0P数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。

图1

3.1.2确定操作的回流比R

因q=1、xe=xf=0.3306在x～y图上查得ye=0.4996。故有：

x-y0.99130.49962.90947 RmDeyexe0.49960.3306 而一般情况下R=(1.1～2)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.81

t-x-y

3.1.3求操作线方程

RxxnD0.8533xn0.1454 R1R1 L=R×D=5.81×12.0299=70.0008 kmol/h

WxWLqFxm-1.3036xm-0.0027 提馏段操作线方程为ym1LqF-WLqF-W3.2图解法求理论板层数 精馏段操作线方程为：yn1精馏段操作线为经过点a(0.9913,0.9913)、c(0,0.1454)的直线，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.0115,0.0115)两点的直线。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。

图解得总理论塔板数NT=19.1119－1=18.1119块（不含再沸器）。其中精馏段NT1=9块，提馏段NT2=9.1119块，第10块为加料板位置。 3.3实际塔板数Np的求取

精馏段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=15块；

提留段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=16块； 总塔板数：NP=Np1+Np2=31块。

4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4．1 操作压力计算 4.1.1塔顶操作压力

PD=101.3+4=105.3 kPa

4.1.2每层塔板压降 △P = 0.7 kPa 4.1.3进料板压力

PF= 105.3+0.7×15=115.8 kPa

4.1.4塔底操作压力 ：PW＝115.8＋0.7×16＝127 kPa 4.1.5精馏段平均压力 Pm1=(105.3+115.8)/2=110.55 kPa 4.2操作温度计算

查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD＝110.783 ℃ 进料板温度 ：TF＝125.817 ℃ 塔底温度 ：TW＝136.983 ℃

精馏段平均温度 ：Tm1＝（110.783＋125.817）/2 = 118.301 ℃

4.3平均摩尔质量的计算 4.3.1塔顶平均摩尔质量计算：

由y1=xD=0.9913,查平衡曲线得x1=0.9825

MVDm0.991392.13(10.9913)106.1692.2521 kg/kmol MLDm0.982592.13(10.9825)106.1692.3755 kg/kmol 4.3.2进料板平均摩尔质量计算

由 xF＝0.3306，查平衡曲线得yF＝0.4996

（10.4996）106.1699.1506 kg/kmol MVFm0.499692.13（10.3306）106.16101.5217 kg/kmol MLFm0.330692.134.3.3塔底平均摩尔质量计算

由 xW＝0.0115，查平衡曲线得yW＝0.01151

MVWm0.0115192.1310.01151106.16105.9985 kg/kmol MLWm0.011592.1310.0115106.16105.9987 kg/kmol 4.3.4精馏段平均摩尔质量

（92.252199.1506）/295.7014 kg/kmol MVm1（92.3755101.5217）/296.9486 kg/kmol MLm14.4 平均密度计算 4.4.1气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

PM110.5595.70143.2508 kg/m3 Vm1m1Vm1RTm18.314（118.301273.15）4.4.2液相平均密度计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），将其以T为x轴、ρ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-密度曲线图（如图3）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得： 甲苯ρA=-1.0245T＋2.00 ，

乙苯 ρB=-0.9521T＋8.84

1aaAB计算（ 式中a表示质量分数）。 而液相平均密度用

mAB 表3

图3

液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度 温度 T/℃ ρ kg/m 360 829.3 831.8 110 780.3 785.8 70 819.7 822.8 120 770 776.2 80 810 813.6 130 759.5 766.6 90 800.2 804.5 140 748.8 756.7 100 790.3 795.2 150 737.8 746.6 甲 苯 乙 苯 温度 T/℃ ρ kg/m3 甲 苯 乙 苯

①、塔顶液相平均密度的计算 由TD＝110.783℃ 得：

ρDA=-1.0245×110.783＋2.00=778.5028 kg/m3 ρDB=-0.9521×110.783＋8.84=784.3635 kg/m3

1aa0.990.01DADB  Dm778.561kg/m3

DmDADB778.5028784.3635

②、进料板液相平均密度的计算 由TF＝125.817℃ 得：

ρFA=-1.0245×125.817＋2.00=763.1005 kg/m3 ρFB=-0.9521×125.817＋8.84=770.0496 kg/m3 进料板液相的质量分率

1aFAaFB0.30.7   Fm767.9516 kg/m3

FmFAFB763.1005770.0496 ③、塔底液相平均密度的计算 由TW＝136.983 ℃ 得：

ρWA=-1.0245×136.983＋2.00=751.6609 kg/m3 ρWB=-0.9521×136.983＋8.84=759.4184 kg/m3

aa10.010.99WAWB  Wm759.34 kg/m3

WmWAWB751.6609759.4184 ④、精馏段液相平均密度

ρLm1=(ρDm＋ρFm)/2=（778.561＋767.9516）=773.2563 kg/m3 4.5 液体平均表面张力的计算

由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、σ为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 σA=-0.1053T＋30.095

乙苯 σB=-0.1016T＋31.046 而液相平均表面张力用Lmxii计算

i1n 表4 甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（σ） 温度 T℃ 表面张力(mN/m) 温度 T℃ 表面张力 (mN/m) 甲苯 乙苯 甲苯 乙苯 60 23.94 25.01 110 18.41 19.83 70 22.81 23.96 120 17.34 18.81 80 21.69 22.92 130 16.27 17.81 90 20.59 21.88 140 15.23 16.82 100 19.49 20.85 150 14.19 15.83 图4

1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD＝110.783℃ 得：

σDA=-0.1053×110.783＋30.095=18.4296 mN/m σDB=-0.1016×110.783＋31.046=19.7904 mN/m

σDm=0.9825×18.4296＋(1-0.9825)×19.7904=18.4534mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF＝125.817℃ 得：

σFA=-0.1053×125.817＋30.095=16.8465 mN/m σFB=-0.1016×125.817＋31.046=18.2630 mN/m

σFm=0.3306×16.8465＋（1－0.3306）×18.2630=17.7947 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW＝136.983℃ 得：

σWA=-0.1053×136.983＋30.095=15.6707 mN/m σWB=-0.1016×136.983＋31.046=17.1285 mN/m

σWm=0.0115×15.6707＋(1-0.0115)×17.1285=17.1118 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力

σLm1=(σDm＋σFm)/2=（18.4534＋17.7947)/2=18.1241mN/m 5、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算

取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度 hL＝0.06m。

1212Ls1Lm10.00244773.25630.0561 Vs1Vm10.67083.2508 查Smith通用关联图得C200.0900 液气动能参数 ：PF118.1241 负荷因子：C1C20Lm10.0900.08824 m/s

2020 最大允空塔气速：

Lm1-Vm1773.2563-3.2508 F1C10.088241.35805 m/s

Vm13.2508

0.20.2

取适宜空塔气速：μ1=0.7μF1=0.950 m/s 估算塔径 ：D1'Vs10.67080.9481 m，按标准塔径圆整

0.7850.7850.950后取塔径D＝1 m。

塔截面积为 AT1=0.785D2=0.785×12=0.785 m2

表6 板间距与塔径的关系⑤ 塔径D/mm 300～500 500～800 800～1600 1600～2400 板间距200，250，300 250，300，350 300，350，400，400，450，500，HT/mm 450，500 550，600 5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) ×0.5=7 m

提馏段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(16-1) ×0.5=0.75 m 在进料板上方开一人孔H´T，其高度为0.5 m

故精馏塔的有效高度Z =Z精＋Z提＋0.5=7＋7.5＋0.5=15 m 6、塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 精馏段溢流装置的计算：

因塔径D＝1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下：

6.1.1堰长lW1： 取lW10.7D0.710.7 m 6.1.2溢流堰高度hw1 由

Lh12.5lW1数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得：

2.84Lh18.7765E10.002841.031 hOW10.0158 m15.8 mm 1000lW10.7 hOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 hL＝60mm ，故hW1hLhOW160-15.844.2 mm

2/32/3lW18.77650.7，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系；21.4080D0.72.56.1.3弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1

由lW1/D0.7查弓形降液管的参数图得：

W d10.11Wd110.110.11 m

DAf10.09Af10.090.7850.07065 m2

AT1 液体在降液管中停留时间：

AH0.070650.51f1T14.43 s 5 s 故降液管设计合理。

Ls10.002446.1.4降液管底隙高度ho1

0.10 m/s则ho1取降液管底隙的流速0（ho不宜小于0.02～0.025 m，满足要求）

Ls1lW100.002440.03486 m

0.70.1hW1-ho1=44.2-34.86=9.34 mm>6 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取hW=50mm。 6.2塔板布置

6.2.1塔板的分块

因D1≥800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 表7 塔板分块数与塔径的关系 塔径D/mm 800～1200 1400～1600 1800～2000 2200～2400 塔板分块数 3 4 5 6 6.2.2破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 =0.06 m ；取无效边缘区：Wc1=0.05 m。 取破沫区宽度：Ws1=Ws16.2.3开孔区面积计算

2x 开孔区面积Aa按Aa2xr2x2rarcsin计算

180r 其中x1=D/2-(Wd1＋Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m

3.14160.332 故 Aa120.330.452-0.3320.452arcsin0.5353 m

1800.456.2.4筛孔计算及其排列

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用δ＝3 mm（一般的厚度为3～4mm）碳钢板，取筛孔直径 d01＝5 mm（工业生产中孔径一般在3～10mm之间，4～5mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t1＝3d01＝3 × 5＝15mm（通常采用2.5～5倍孔直径的中心距） 。

11581031158103Aa0.53532755（个） 筛孔数目：n 22t115A0.9070.9070.10077810.0778%（开孔率 开孔率为：10122Aa1（t1/d01）(15/5)一般在5～15%之间,满足要求）

每层塔板开孔面积：Ao11Aa10.1007780.53530.05395 m2 气体通过筛孔的气速： uo1Vs1/Ao10.6708/0.0539512.4337 m/s 7.塔板流动性能的校核 7.1液沫夹带的校核

液沫夹带量可用式eV 精馏段液沫夹带量eV15.7106Lm5.7106uaHT2.5hLua1HT2.5hL3.2计算：

3.2Lm1

3.25.71060.939  318.1241100.52.50.06 0.00734 kg液/kg气0.1kg液/kg气

（验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） 7.2塔板压降

7.2.1干板阻力hc1计算

1Vm1u01 干板阻力hc1由hc1 计算 2gLm1C01 d01/δ＝5/3＝1.6667，由孔流系数图查得孔流系数C01＝0.8011

213.250812.4337 故hc10.05162 m 液柱

29.81773.25630.80117.2.2气体通过板上液层的压降hl1

气体通过有效流通截面积的气速ua1，对单流型塔板有：

Vs10.67080.939 m/s ua1AT1Af10.7850.07065 动能因子：Fa1ua1Vm10.9393.25081.6931

查充气系数图得充气系数：10.60（一般可近似取β0.5~0.6）。 故hl11hw1how11hL0.600.060.036 m 7.2.3液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h由h24Lm计算

Lmgdo4Lm1418.1241103 h10.0019114 m 液柱

Lm1gdo1773.25639.810.0057.2.4气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即

hp1hc1hl1h10.051620.03600.00191140.05314 m

气体通过每层塔板的压降为 ：

pp1Lm1ghp1/1000773.25639.810.053/10000.6791 kPa0.7 kPa（满足工艺要求）。

7.3 降液管液泛校核

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd≤φ(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取φ＝0.5，则

φ(HT+hW)=0.5×(0.50+0.04394)=0.27197 m

而Hd=hP+hL+Δ+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰Δ=0，hd可由

Lshd0.153lh计算，即

woLs10.0024380.153 精馏段：hd10.1530.001527 m lh0.70.03486w1o1222

故Hd1=0.053+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。 因Hd1小于φ(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计，在此不再赘叙。 8、塔板负荷性能图 8.1精馏段塔板负荷性能图

8.1.1液相负荷上限线

HTAf10.50.070650.007065 m3/s ① Ls,max158.1.2液相负荷下限线

取平堰堰上液层高度how0.006m，E1.031。

3600Ls,min13600Ls,min10.002841.031 how10.00284E10.006 l0.7w1 Ls,min15.7037104 m3/s ②

2/32/3 8.1.3雾沫夹带线

5.7106ua1ev1

LM1HThf1Vs1Vs1u1.39987Vs1 式中a1ATAf10.7850.070653.2hf12.5hL12.5hw1how1 E1.031

2/33600Ls12.50.04420.00284Elw1/32.50.04420.8724L2S1

/30.11052.181L2S11.39987Vs15.7100.1 代入数据得ev1/318.12411030.50.11052.181L2s1/3简化得：Vs11.68439.4311L2s1

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表： Ls,m3/s×10 463.25.704 20.1677 34.6317 49.0957 70.65 1.34 1.62 1.53 1.47 1.41 依据表中数据作出雾沫夹带线 ③ 8.1.4液泛线

HThw1hp1hw1how1hd1

3600Ls1 how10.00284E1lw12/3Vs,m3/s 3600Ls10.002841.0310.72/3/30.8724L2s1

22hc11uo12gCo1Vs1Vm10.051CALm1o1o12Vm1Lm1Vs13.2508 0.051 0.80110.05395773.25630.1148Vs21/3hl1hw1how10.600.04420.8724L2s1 2/30.02650.52344Ls1 h10.0019114 m

2/3hp1hc1hl1h10.1148Vs20.52344L1s10.02650.0019114

Ls1Ls12hd10.1530.153256.945Ls1 lh0.70.03486w1o12/30.50.50.04420.1148Vs210.52344Ls10.02841140.0442220.8724L256.945L2/3Vs21.737712.158L1s12238.1969L

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs值列于下表：

2/3s12s12s1

Ls,m3/s×10 45.704 20.1677 34.6317 49.0957 70.65 1.09 1.29 1.24 1.20 1.15 依据表中数据作出液泛线 ④ 8.1.5漏液线（气相负荷下限线）

/3hLhw1how10.04420.8724L2s1 漏液点气速

Vs,m3/s uOM14.4C0（0.00560.13hLh1）Lm1Vm1 4.40.80110.00560.13（0.04420.8724Ls1）0.0019114 Vs,min1Ao1uom1，整理得：

/3 Vs2L2,min10.97556s10.081156

2/3773.25633.2508在操作范围内，任取几个Ls值，依上式算出对应的Vs，min值列于下表： 5.704 20.1677 34.6317 49.0957 Vs了，min，m3/s 0.296 0.311 0.321 0.330 依据表中数据作出漏液线 ⑤ 8.1.6操作弹性

操作气液比 Vs1/Ls10.6708/0.00244274.92 小负荷Vs1,min之比，即：

操作弹性=

Ls，m/s×10 3470.65 0.342 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs1,max与气相允许最

Vs1,maxVs1,min1.173473.88

0.30246

将所得上述五个方程绘制成精馏段塔板负荷性能图（如图6） 图 6

9、板式塔的结构与附属设备的计算和选型 9.1塔体的空间

9.1.1根据《化工原理课程设计》P117页

通常取塔顶空间高度（1.5-2.0）HT 取HD=1.8HT=1.80.5=0.9m 9.1.2塔底空间HB 取HB=2.5m 9.1.3封头高度H1 取H1=0.35m 9.1.4裙座高度H2 取H2=3.5m

9.1.5塔高H H=Z+HD+H1+HB+H2=15+0.9+0.35+2.5+3.5=22.25m 9.2精馏塔的附属设备

精馏塔的附属设备包括蒸汽冷凝器、产品冷却器、再沸器、原料泵、原料储罐、釜液储罐、产品储罐、釜液冷却器、分配器

再沸器采用卧式热虹吸式再沸器，冷凝器采用立式自流式 10、所设计筛板与塔结构的主要结果汇总于下表

序 号 项 目 数值 1 平均温度tm，C 118.301 2 平均压力Pm，kPa 110.55 3 气相流量Vs，（m3/s） 0.6708 4 液相流量Ls，（m3/s） 0.00244 5 实际塔板数 31 6 有效段高度Z，m 7 7 塔径D，m 1 8 板间距，m 0.5 9 溢流形式 单溢流 10 降液管形式 弓形 11 堰长lw，m 0.7 12 堰高hw，m 0.0442 13 板上液层高度hL，m 0.06 14 堰上液层高度how，m 0.00158

o

15 降液管底隙高度ho，m 0.000625 16 安定区宽度Ws，m 0.06 17 边缘区宽度Wc，m 0.005 18 开孔区面积Aa，m2 0.5395 19 筛孔直径Do，m 0.005 20 筛孔数目do，个 2755 21 孔中心距t，m 0.015 22 开孔率，% 10.0778 23 空塔气速u，m/s 0.950 24 筛孔气速uo，m/s 12.4337 25 稳定系数K 1.22 26 每层塔板压降P，Pa 679.1 27 负荷上限 液泛控制 28 负荷下限 漏液控制 29 液沫夹带ev，（kg液/kg气） 0.00734 30 气相负荷上限，m3/s 0.007065 31 气相负荷下限，m3/s 0.007065 32 操作弹性 3.88 33 塔顶空间高度HD，m 0.9 34 塔底空间HB,m 2.5 35 封头高度H1,m 0.35 36 裙座高度H2,m 3.5 37 塔高H,m 22.25 11、主要接管尺寸的选取 11.1进料管

有已知料液流率为3750kg/h，取料液密度为988.1kg/m3，则料液体积流率为取管内流速uf=0.5m/s，则进料管得直径取进料管尺寸φ76*4 11.2回流管

有已知回流液流率为1636.613.6kg/h，取回流液密度为778.561kg/m3，则回

流液体积流率为取回回流管尺寸为φ25*2.5 11.3釜液出口管

由已知釜液流率为4480.342kg/h，取釜液密度为988.1kg/m3，则釜液体积流率取管内流速Uw=2m/s,则釜液出口管直径取釜液出口管尺寸为φ*4 11.4塔顶蒸汽管

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VT，并取管内蒸汽uT=15m/s，则塔顶蒸汽管直径取塔顶蒸汽管尺寸为φ168*28 11.5加热蒸汽管

取加热蒸汽管内蒸汽流速uT=0.6 m3/s，加热蒸汽密度3.25kg/ m3，流速取15m/s，则加热蒸汽管径取加热蒸汽管尺寸为φ219*7 12、设计中的符号说明 英文字母

Ap ——塔板鼓泡区面积，m2； Af ——降液管截面积，m2； A0——筛孔面积，m2； AT ——塔截面积，m2； C ——负荷系数，无因次；

C20 ——20dyn/cm时的负荷系数，无因次 Cf ——泛点负荷系数，无因次； Cp——比热，kJ/kg&S226;K； d0 ——筛孔直径，m； D ——塔径，m；

D ——塔顶产品流量，kmol/h或kg/h； eV ——雾沫夹带量，kg(液)/kg(气) ； E ——液流收缩系数，无因次； ET ——总板效率或全塔效率，无因次； F ——原料流量，kmol/h或kg/h； g ——重力加速度，m/s2； hd ——干板压降，m；

hd ——液体通过降液管的压降，m；

ht ——气相通过塔板的压降，m； hf ——板上鼓泡层高度，m； hl ——板上液层的有效阻力，m； hL ——板上液层高度，m； h0 ——降液管底隙高度，m； h0w ——堰上液层高度，m；

hp ——与单板压降相当的液柱高度，m； hW ——溢流堰高度，m；

hσ ——与克服表面张力的压强降相当的液柱高度，m； Hd ——降液管内清液层高度，m； HT ——塔板间距，m； I ——物质的焓，kJ/kg； K ——稳定系数，无因次； lW ——堰长，m；

LS ——塔内液体流量，m3/s； M ——分子量； n ——筛孔总数； NT ——理论板数； N ——实际板数； P ——操作压强，Pa； ΔP ——单板压强，Pa； ΔPp

——通过一层塔板的压强降，Pa/层；

q ——进料热状况参数，无因次； Q ——热负荷，kJ/h； QB ——再沸器热负荷，kJ/h； QC ——全凝器热负荷，kJ/h； QL ——热负荷损失，kJ/h； r ——汽化潜热，kJ/kg；

R ——气体常数，8314J/kmol&S226;K； R ——回流比，无因次；

t ——温度，℃或K； t ——孔心距，m； T ——温度，℃或K； Ts ——塔顶温度，℃或K； T’s

——回流液温度，℃或K；

u ——空塔气速，m/s；

Ua ——按板上层液上方有效流通面积计气速，m/s； Umax ——极限空塔气速，m/s； uo ——筛孔气速，m/s； uoM ——漏液点气速，m/s；

u’o ——降液管底隙处液体流速，m/s； V ——精馏段上升蒸汽量，kmol/h； Vh ——塔内气相流量，m3/h； Vs ——塔内气相流量，m3/s； V’——提馏段上升蒸汽量，kmol/h； W ——釜残液流量，kmol/h或kg/h； ——冷却水量，kg/h； Wh ——加热蒸气量，kg/h； Wc ——边缘区宽度，m； Wd ——弓形降液管的宽度，m； Ws ——破沫区的宽度，m； x ——液相组成，摩尔分率； y ——气相组成，摩尔分率； Z ——塔的有效高度，m。 希腊字母

α——相对挥发度,无因次；

ε’o——板上液层充气系数, 无因次； ι——液体在降液管内停留时间, 无因次； μ——粘度, mPa.s ； ρ——密度,kg/m3；

φ——液体的表面张力,N/m； Φ——校正系数, 无因次。 13、参考文献

[1]《化工过程及设备设计》，华南化工学院化工原理教研组，华南化工学院出版社，1986

[2]《化工原理》，上册。陈敏恒，从德兹，方图南，齐鸣斋 编，化学工业出版社，北京2000

[3] 天津大学化工原理教研室编.化工原理(上、下册,第二版)[M]. 天津：天津科技出版社，1996

[4] 柴诚敬. 化工原理课程设计[M]. 天津：天津科技出版社，1996 [5] 潘国昌. 化工设备设计[M]. 北京：清华大学出版社，2001

[6] 娄爱娟，吴志泉，吴叙美. 化工设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2002 [7] 黄璐. 化工设计[M]. 北京：化学工业出版社，2000

[8] 童景山. 流体的热物理性质[M]. 北京：中国石化出版社，1996 [9] 童景山. 流态化干燥工艺与设备[M]. 北京：科学出版社，19 14、结束语

1. 对课程设计有了比较深刻的认识，在平常的食品工程原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。

2. 设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些超星图书馆中的资料。这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。

3. 设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。