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1、1 / 32 南京工业大学浦江学院化工原理课程设计设计题目苯 -乙苯精馏工段工艺设计专业化学工程与工艺班级浦生工 0904 团队编号 C指导教师 金自强设计日期 2018 年 6月 11日至 2018 年 6月 22日评分表：队内编号姓名学号队长加分 教师打分(30 团队报告分(50 总分五级分制1 朱振刚13 5 20 2 束艳方11 0 18 3 朱元12 0 10 4 田野10 0 10 指导教师签字：目录一 前言-4 二 设计题目 -5 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 32 页2 / 32 三 设计说明书符号表
2、-5 四 流程图 -5 五 物性参数 -6 六 工艺计算 -7 6.1 精馏塔的物料衡算 -7 6.2 操作线方程 -7 6.3 塔板数的确定 -9 6.4 实际塔板的求取 -9 6.5相关物性参数的计算 -9 6.5.1 操作压强 -10 6.5.2 平均温度 -10 6.5.3 平均摩尔质量 -10 6.5.4 平均密度 -11 6.5.5 液体平均黏度 -13 6.5.6 液体平均表面张力 -13 6.5.7 气液相负荷 -146.6 塔和塔板的主要工艺尺寸的计算-16 6.6.1 塔径-16 6.6.2 溢流装置 -19 6.6.3弓形降液管宽度Wd 和截面 Af-20 6.6.4 降
3、液管底隙高度 -21 6.6.5 塔板布置 -21 七 筛板的流体力学计算 -21 八 塔板负荷性能图 -24 九 辅助设备 -29 9.1塔顶蒸汽出口管的直径 -29 9.2 回流管直径 -30 9.3进料管直径 -30精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 32 页3 / 32 9.4塔底出料管直径 -30 9.5 法兰-30 9.6 群座-31十 对本次设计的评述或有关问题的分析-31 十一 参考文献-32一 前言化工原理课程设计是化学工程与工艺类相关专业学生学习化工原理课程必修的三大环节之一，起着培养学生运用综合基础知识
4、解决工程问题和独立工作能力的重要作用。化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 32 页4 / 32 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。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是浮阀塔。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、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离
5、的。蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同 或沸点不同）来实现分离目的。例如，设计所选取的苯-乙苯体系，加热苯沸点 80.1）和乙苯 沸点 136.2）的混合物时，由于苯的沸点较乙苯低，即苯的挥发度较乙苯高，故苯较乙苯易从液相中汽化出来。若将汽化的蒸汽全部冷凝，即可得到苯组成高于原料的产品，依此进行多次汽化及冷凝过程，即可将苯和乙苯分离。这多次进行部分汽化成部分冷凝以后，最终可以在汽相中得到较纯的易挥发组分，而在液相中得到较纯的难挥发组分，这就是精馏。本次设计就是针对苯与乙苯体
6、系而进行的常压筛板塔的设计及其辅助设备的选型。筛板塔的优点是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。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。本次设计对筛板塔的工艺过程和结构进行了比较全面的设计，并对其他辅助设备如冷凝器、泵的选型做了计算。通过本次对筛板精馏塔的设计，使我们初步掌握了化工设计的基本原理和方法。培养了独立思考，事实求是，综合运用所学知识，解决实际问题的能力。二 设计题目精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - -
7、-第 4 页，共 32 页5 / 32 设计条件：进料流量： F=120 kmol/h 原料中苯的浓度：65% 原料中乙苯的浓度：35% 设计要求：塔顶乙苯的含量低于0.5%摩尔分数）釜液中苯含量小于0.2%摩尔分数）操作条件：常压操作三 设计说明书符号表符号名称单位F 进料流量kmol/h D 塔顶产品流量kmol/h W 塔底产品流量kmol/h M 摩尔质量kg/kmol N 理论塔板数R 回流比P 压强Pa T 温度气体粘度Pa s V 气相摩尔流量kmol/h W 液相摩尔流量kmol/h XD 塔顶产品浓度XW 塔底产品浓度X 液相摩尔分数Y 气相摩尔分数组分的相对挥发度回收率密度
8、kg/m3 四 流程图如图所示。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 D=78.31 kmol/h 1200.65=D0.995+W0.002 W=41.69 kmol/h 所以，塔顶产品流量为78.31 kmol/h，塔底产品流量为41.69 kmol/h。6.2 操作线方程进料状态：选择泡点进料，在这种情况下，精馏段和提馏段的汽相流率相近，两段的塔径可以相同，便于设计和制造，另外，操作上也比较容易控制。此时q=1. 则： q线方程： q=ZF=0.65查化工手册得苯和乙苯的t-x-y 关系T/ x Y - 1 1 84 0.86 0.9
9、74 88 0.74 0.939 92 0.635 0.906 96 0.541 0.864 100 0.485 0.816 104 0.4 0.8 108 0.318 0.7 110.6 0.278 0.654 115 0.217 0.571 120 0.156 0.463 125 0.103 0.344 130 0.055 0.205 135 0.01 0.042 136.2 0 0 由上图可得q 线与平衡线的交点坐标xe， ye）为 D=1.7678.31=137.83 kmol/h L=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h 提馏段：V =V=137.83 kmol/h L
10、 =L+F=59.52+120=179.52 kmol/h 求取操作线方程精馏段操作线方程: 10.4320.56511DnnnRxyxxRR提馏段操作线方程：11.3026.05 104mmwmLWyxxxVV6.3 塔板数的确定由 x-y 图，画梯级可得理论板数为11不包含塔釜），进料板为第5 块板。6.4 实际塔板的求取塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混 X平衡曲线）Dx0.995Dy0.995Dx0.976x0.65FFy0.85x 0.54Fwx0.002Wy0.002xw =4.1310-4精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 -
11、 - - - - - -第 9 页，共 32 页10 / 32 苯的摩尔质量：MA=78.11 kg/kmol 乙苯的摩尔质量:MB=106.16 kg/kmol 进料板平均摩尔质量气相(1)82.3/VmFFAFBMy MyMkg kmol液相(1)91.01/LmFFAFBMxMxMkg kmol塔顶平均摩尔质量气相(1)78.25/VmDDADBMy MyMkg kmol液相(1)78.78/LmDDADBMxMxMkg kmol塔底平均摩尔质量气相(1)106.1/VmWWAWBMy MyMkg kmol液相(1)106.15/LmWWAWBMxMxMkg kmol则精馏段平均摩尔质量
12、气相82.378.25()80.28/2VmMkgkmol精液相90.0178.78()84.40/2LmMkgkmol精提馏段平均摩尔质量气相82.3106.1()94.2/2VmMkgkmol提液相91.01106.15()98.58/2LmMkgkmol提全塔平均摩尔质量气相80.2894.2()87.24/2VmMkgkmol全液相84.4098.58()91.49/2LmMkgkmol全6.5.4平均密度气相密度RTMPVmmVm精馏段精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 32 页11 / 32 3224.180.
13、28()6.30kg /8.31427370.5Vmm精（）提馏段0.22022.150.07820CC3230.494.2()7.04kg /8.31427398Lmm提（）全塔3()()6.307.04()6.67kg /22VmVmVmm精提精液相密度BBAAL1式中为质量分率查的在8113660DWFttt、下苯乙苯的密度为温度 0.306 0.190 0.381 乙苯 (mPa s 0.352 0.230 0.426 由公式iimx计算平均黏度进料板0.65 0.381 0.35 0.4260.397mPa sm进塔顶0.995 0.3060.005 0.3520.306mPa sm
14、顶塔釜0.002 0.1900.998 0.2300.230mPa sm釜精馏段平均黏度30.3970.306()0.352kg /22mmmm进顶精提馏段平均黏度30.3970.230()0.314kg /22mmmm进底提全塔平均黏度30.3520.3140.333kg /22mmmm精提6.5.6液体平均表面张力由公式iinimx1进行计算查资料得8113660DWFttt、温度下苯乙苯的表面张力表面张力温度8113660苯(Mn/m 21.15 14.63 23.74 乙苯 (mN/m 22.82 17.22 25.01 进料板表面张力0.65 23.740.35 25.0124.18
15、/mmN m进精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 32 页13 / 32 塔顶表面张力0.995 21.150.005 22.8221.16m /mmN顶塔底表面张力0.002 14.630.998 17.2220.11/mmN m底精馏段液体平均表面张力24.1821.16()22.67/22mmmmNm进顶精提馏段液体平均表面张力24.1820.11()22.15/22mmmmNm进底提全塔液体平均表面张力()22.6722.1522.41/22mmmmN m精（提）6.5.7气液相负荷精馏段V=(R+1D=1.767
16、8.31=137.83 kmol/h 3Vm137.83 80.280.488m /360036006.30VmsVMVs精精L=RD=0.7678.31=59.52 kmol/h 3Lm59.52 84.400.001653m /36003600844.35LmsLMLs精精35.9508m /hLh提馏段137.83kmol/hVV3Vm137.83 94.20.5123m /36003600 7.04VmsV MVs提提L =L+F=59.52+120=179.52 kmol/h 3Lm179.5298.580.00602m/36003600817LmsL MLs提提321.672m /
17、hLh塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下工程符号单位计算数据平均压强精馏段mPkPa 224.1 提馏段230.4 全塔227.6 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 32 页14 / 32 平均温度精馏段mt70.5 提馏段98 全塔108.5 液相平均摩尔质量精馏段LmMkg/kmol 84.40 提馏段98.58 全塔91.49 气相平均摩尔质量精馏段VmMkg/kmol 80.28 提馏段94.2 全塔87.24 液相平均密度精馏段LmKg/m3844.35 提馏段817 全塔830.7 气相平均密度精馏段VmKg
18、/m36.30 提馏段7.04 全塔6.67 液体平均黏度精馏段mmPa s 0.352 提馏段0.314 全塔0.333 液体平均表面张力精馏段mmN/m 22.67 提馏段22.15 全塔22.41 气相负荷精馏段sVm3/s 0.488 提馏段sV0.5123 液相负荷精馏段hLm3/h 5.5908 提馏段hL21.672 6.6 和塔板的主要工艺尺寸的计算6.6.1塔径塔径的计算按照下式计算：4SVDu式中 D 塔径m；精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 32 页15 / 32 Vs塔内气体流量m3/s；u空塔气
19、速m/s。空塔气速u 的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即max(0.6 0.8)uu因此，需先计算出最大允许气速maxu。maxLVVuC式中umax允许空塔气速，m/s；V，L分别为气相和液相的密度，kg/m3；C气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C 可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m 时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：2.020)02.0(CC精馏段塔径的计算由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：33sL0.001653m /0.488m /ssVs、精馏段的汽，液相平均密度为：33844.35
20、/6.30/LVkg mkg m、精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 32 页16 / 32 板间距与塔径的关系塔径 D/mm 300500 500800 8001600 16002400 板间距 HT/mm 200300 250350 300450 350600 那么分离空间，初选板间距mHT45.0，取板上液层高度mhL06.0。mhHLT39.006.04.00.50.50.001653844.350.03920.4886.30sLsSLV查上图smith关联图，得200.086C，依式2 . 02020CC校正到物
21、系表面张力为22.15mN/m时的 C 0.22022.150.08820CCmax844.356.300.0881.015/6.30LVVuCm s取安全系数为0.7 ，则max0.70.7 1.0150.71/uum s440.4880.943.140.71sVDmu调整塔径为1.0m。提馏段塔径的计算33sL 0.00602m /0.5123m /ssVs、提馏段的汽，液相平均密度为：33817/7.04/LVkg mkg m、0.50.50.006028170.12660.51237.04sLsSLV查上图 smith 关联图，得200.073C，依式2. 02020CC校正到物系表面
22、张力精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 32 页17 / 32 为 19.22mN/m时的 C 078.02022.192.020CCmax8177.040.0780.837/7.04LVVuCm smax0.70.7 0.8370.59/uum s440.51231.053.14 0.59sVDmu调整塔径为1.2m。塔截面积：精溜段：AT=4D2 =0.785 m2 提溜段： AT=4D2 =1.131 m2 精馏段实际空塔气速为:0.4880.62/0.785STVum sA提馏段实际空塔气速为:0.51230.45
23、/1.131STVum sA6.6.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。1 溢流堰长lw 取堰长为0.7D, 则： lw=0.71=0.7 m lw=0.71.2=0.84m 2 出口堰高hw 由wlowhhh,选用平直堰 ,堰上液层高度232.841000sowwlhEl式中how堰上液流高度，m；ls塔内平均液流量，m3/h；lw堰长， m；E 液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 32 页18 / 32 液流收缩系数 E近似
24、取 E=1,则精馏段 : 2/32.845.59080.011310000.7owhEm0.060.01130.0487whm提馏段 : 2/32.8421.6720.024810000.84owhEm0.060.02480.0352whm6.6.3 弓形降液管宽度Wd 和截面 Af 由0.7wlD查右图得：0.09fTAA、0.15dWD则有精馏段：0.15 1.00.15dWm223.140.091.00.0714fAm提馏段：0.15 1.20.18dWm223.140.091.20.1024fAm计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积0.0710.4519.3350.001653
25、fTsA HtssL精精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 32 页19 / 32 0.1020.457.6250.00602fTsA HtssL提故符合要求。6.6.4 降液管底隙高度0sowlhl u式中 u0降液管底隙处液体流速，m/s；(根据经验一般 u0=0.070.25m/s 取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则sL0.0016530.02950.080.70.08owhml（精）sL 0.006020.08960.080.840.08owhml（提）6.6.5 塔板布置取0.065sswwm安定区宽度）0
26、.035cwm无效区宽度）开孔区 鼓泡区）面积计算开孔区面积按RxRxRxAa1222sin1802计算精馏段：1.01.00.150.0650.285R0.0350.465222dSDxWW、222120.2852 0.285 0.4650.2850.465 sin0.4951800.465aAm提馏段：1.21.20.180.0650.355R0.0350.565222dSDxWW、222120.3552 0.355 0.5650.3550.565 sin0.7461800.565aAm筛孔计算及其排列精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - -
27、-第 19 页，共 32 页20 / 32 d0/C0塔板孔流系数选 用3mm碳 钢 板 , 取 筛 孔 直 径05dmm,筛 孔 按 正 三 角 形 排 列 , 取 孔 中 心 距033 515tdmm计算塔板上的筛孔数，即精馏段：21.1551.1550.49525410.000225anAt提馏段：21.1551.1550.74638290.000144anAt计算塔板上开孔区开孔率%08.1031907.0907.022tdAAoao精馏段210.08% 0.4950.05oaAAm提馏段210.08% 0.7460.075oaAAm气体通过筛孔的气速0.4889.76/0.05soo
28、Vum sA精0.51236.83/0.075sooVum sA提塔有效高度精馏段1(8 1) 0.453.15Zm提馏段2100.454.5Zm总的有效高度为mZZZ65.721七 筛板的流体力学计算气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定蒸馏塔塔底温度的主要依据。气体通过每层塔板的压降为ppLPhg上式中液柱高度ph可按下式计算hhhhLcp式中ch-塔板本身的干板阻力PClh-板上充气液层的静压力PLh-液体的表面张力P精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 32 页21 / 32 oLgdh4
29、干板阻力hc计算干板阻力由如下公式计算：2000.051VmcLmuhc提提由041.333d查干筛孔的流量系数图得00.820c229.76844.350.0510.0510.0540.8206.30oLcoVuhmC精226.838170.0510.0510.0300.8207.04oLcoVuhmC提气体通过液层的阻力lh计算0.4880.683/0.7850.071SaTfVum sAA精11220.6836.301.714aaVFukgs m精精根据右图查的 为 0.56 0.0336Llwowhhhhm精0.51230.498/1.130.102SaTfVum sAA提11220.
30、4987.041.321aaVFukgs m提提查的 为 0.60 0.036Llwowhhhhm提液体表面张力的阻力h计算有公式计算：344 22.67 100.00219844.35 9.81 0.005Lohmgd精2/1V32/1aamkgsmuF精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 32 页22 / 32 34422.15100.002218179.810.005Lohmgd提0.0540.03360.002190.0898phm精0.0360.0300.002210.0682phm提气体通过每层塔板的压降用公式g
31、hPLpp计算0.0898 844.35 9.81700pPPa精0.0682 817 9.81700pPPa提单板压强降符合设计要求。液面落差对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。液沫夹带由下式计算, 即3.265.7 10avLTfueHh式中2.52.5 0.060.15fLhhm635.7 100.6830.0006/0.1/22.67 100.452.50.06Vekgkgkgkg精液气液气635.7 100.4980.0004/0.1/22.15 100.452.5 0.06Vekgkgkgkg提液气
32、液气故在本设计中液沫夹带量ve在允许范围内，设计合理。漏液对于筛板塔，漏液点气速,minou可由式,min04.4(0.00560.13)/oLLvuchh计算4.4 0.820(0.00560.13 0.03360.00219)844.35 6.303.68/owum s精4.4 0.820(0.00560.13 0.0360.00221 )817 7.043.49/owum s提筛板稳定系数owouuK精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 32 页23 / 32 9.766.832.651.963.683.49ooowo
33、wuuKKuu、故在本设计中无明显漏夜。液泛汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛淹塔）如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式dTwHHh而dpLdHhhh由于板上不设进口堰，dh可由式计算220.0016530.006020.1530.00098m0.1530.00098m0.70.02
34、950.840.0896ddhh精、提d0.0898 0.03360.000980.124()0.224TwHmHhm精d0.0682 0.0360.000980.105()0.218TwHmHhm提即：dTwHHh故在本设计中不发生液泛现象八 塔板负荷性能图塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线又称漏液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。8.1 漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发
35、生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。精馏段：由0,min04.40.00560.13/LLvuchh2153.0owsdhlLh精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 32 页24 / 32 ,min0,min0svuA232.841000howwLhEl得23min2.844.40.00560.131000hLsoowwVLVC AhEhl整理得min0.221sVm3/s 提馏段：由0,min04.40.00560.13/LLvuchh,min0,min0svuA、232.841000howwLhEl得V
36、LwhwooshlLEhACV32min100084.213.00056. 043.4整理得min0.308sV m3/s 8.2 雾沫夹带线精馏段：当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制 eV0.1kg 液/kg 气。以 ev=0.1kg 液/kg 气为限 , 求 Vs-Ls关系如下 : 3.265.710avLTfueHh0.4880.683/0.7850.071SaTfVum sAA精2.52.5fLwowhhhh0.060.01130.0487whm223336002.840.84610000.7sowsLhEL精选学习资料 - - - - - -
37、 - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 32 页25 / 32 故230.1222.12fshL230.328 1.87TfsHhL3.262330.75.7 100.122.67 100.328 1.87sVsVeL整理得233.0417.34sVL提馏段：当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制 eV0.1kg 液/kg 气。以 ev=0.1kg 液/kg 气为限 , 求 Vs-Ls关系如下 : 3.265.7 10avLTfueHh0.51230.498/1.130.102SaTfVum sAA提2.52.5fLwowh
38、hhh0.060.02480.0352whm3232749.084.03600100084.2ssowLLEh故230.088 1.87fshL230.362 1.87TfsHhL3.262330.75.7 100.122.15100.3621.87sVsVeL整理得233.33 17.2sVL8.3 液相负荷下限线精馏段 : 液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。对于平直堰, 取上液层高度mhow006.0作为最小液体负荷标准由下式得精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 32 页26 / 3
39、2 2336002.840.0051000sowwLhEL取 E=1,则23min0.006 10000.70.00062.843600sL据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。提馏段：取上液层高度mhow006.0作为最小液体负荷标准由下式得取 E=1,则23min0.006 10000.70.00062.843600sL据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。8.4 液相负荷上限线精馏段：该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以 t=5s 作为液体在降液管中
40、停留时间的下限,由式 5-9 得sLHAtsTf5故min0.00645fTsA HL据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。提馏段：以 t=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限,得sLHAtsTf5故min0.00925fTsA HL3232749.084.03600100084.2ssowLLEh精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 32 页27 / 32 据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。8.5 液泛线精馏段：若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液
41、泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。令dTwHHhhhhhlcp223336002.840.84610000.7sowsLhEL22330.560.04870.8460.02730.474lwowsshhhLL2232230.2260.02730.4740.002190.02950.2260.474pclsssshhhhVLVL2220.1530.153358.80.70.0295ssdswoLLhLl h将0.450.04870.5TwHmhm、代入dowwpwThhhhhH)(得：2223
42、0.76 5.841587.6SssVLL提馏段：223336002.840.74910000.84sowsLhEL2220.0518170.0510.8200.0757.040.116oLcoVuhCVsVs22330.620.03520.7490.0218 0.46438lwowsshhhLL精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 27 页，共 32 页28 / 32 2230.02180.1160.46438pclsshhhhVL2220.1530.15327.010.840.0896ssdswoLLhLl h将0.450.03520
43、.5TwHmhm、代入dowwpwThhhhhH)(得：22231.6 10.44232.8SssVLL精馏段性能负荷图00.511.522.533.500.0020.0040.0060.0080.010.012LsVs蓝色为雾沫夹带线，红色的为液泛线。提馏段性能负荷图00.511.522.533.500.0020.0040.0060.0080.010.012蓝色为雾沫夹带线，红色的为液泛线。筛板塔工艺设计计算结果汇总序号工程符号单位计算数据 (精馏段 /提馏段）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 32 页29 / 32
44、1 平均温度tm98.4 2 平均压力Pm kPm 111.6 3 空塔气速u m/s 0.62/0.45 4 实际塔板数Nt - 18 5 有效高度Z m 7.65 6 塔径D m 1.0/1.2 7 板间距HTm 0.45 8 溢流形式 ，选用 703mm 规格的管子9.4 塔底出料管直径D4U 一般取 0.5-1.5m/s，此处取1.0m/s 则计算得 D4=0.10m 根据 GB8163-87 ，选用 1084mm 规格的管子9.5 法兰由于在常压下操作,所有法兰均采用标准管法兰平焊法兰。由公称压力PN=0.25MPa，选择如下参数：法兰参数公称直径DN mm 法兰 /mm 螺柱连接尺
45、寸法兰厚度质量Kg 规格数量D D1 D2 D3 D4 d 甲型400 515 480 450 440 437 18 30 18.50 M16 20 9.6 群座裙座参数公称直径DN mm 每根支腿允许载荷kN 支腿数量支 承 最大高度Hmax mm 尺寸 /mm 焊缝长度 hf 垫板地脚螺栓宽度A长度Ax 厚度n1 孔径db 规格400 6 3 800 60 120 90 2.21 24 M20 裙座高度：mmAhHZxf100050906080050max裙十对本次设计的评述或有关问题的分析讨论精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3
46、0 页，共 32 页31 / 32 一）精馏方案的确定精馏方案的确定包括流程的安排、设备结构类型的选择和操作条件的确定等。下面就有关内容加以分析。 1操作压力的选择塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增大，需要的塔径增加，因此设备费用增加。对热敏性物料可采用减压蒸馏，如苯乙烯- 乙苯
47、溶液。对常压下呈气态的混合物应采用加压蒸馏，如从空气中分离氧和氮。而对于苯- 乙苯、乙醇 - 水、甲醇- 水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。2加料方式的选择加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。用泵直接加料，简单易行，但用高位槽加料流量稳定，以免受泵操作波动的影响。3进料热状态的选择进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作
48、稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。4加热方式的选择塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。5回流方式的选择液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比参考文献1.管国锋，赵汝溥. 化工
49、原理 M. 第三版 . 北京：化学工业出版社，2008 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 31 页，共 32 页32 / 32 2.匡国柱，史启才. 化工单元过程及设备课程设计M. 北京：化学工业出版社，2001.10 3.贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M. 天津：天津大学出版社，2002.8 4.时钧等 . 化学工程手册M. 第二版 . 北京：化学工业出版社，1996 5.刘光启，马连湘，刘杰. 化学化工物性数据手册有机卷） M. 北京：化学工业出版社， 2002 6.刘光启，马连湘，刘杰. 化工物性算图手册M. 北京：化学工业出版社，2002 7.王松汉 . 石油化工设计手册M. 北京：化学工业出版社，2002 8.李国庭等 . 化工设计概论.北京：化学工业出版社，2008.7精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 32 页，共 32 页
