年产5万吨分离环己醇-苯酚筛板精馏塔设计

化工原理课程设计

目录

【精馏塔设计任务书】 ............................................................................................................... 2 【已知参数】 ............................................................................................................................... 3 【流程设计】 ............................................................................................................................... 4 【设计计算】 ............................................................................................................................... 5

1、精馏流程的确定 ............................................................................................................. 5 2、塔的物料衡算 ................................................................................................................. 5

2.1、料液及塔顶塔底产品含环己醇的质量分率 . ..................................................... 5 2.2、平均分子量 ......................................................................................................... 5 2.3、物料衡算 ............................................................................................................. 5 3、塔板数的确定 ................................................................................................................. 6

3.1、理论板N T 的求法............................................................................................... 6 3.2、全塔效率E T ....................................................................................................... 7 3.3、实际板数N .......................................................................................................... 7 4、塔工艺条件及物性数据计算 ......................................................................................... 7

4.1、操作压强的计算Pm ............................................................................................ 7 4.2、 操作温度的计算 ............................................................................................... 8 4.3、平均摩尔质量计算 ............................................................................................. 8

4.4、平均密度计算：ρm ........................................................................................... 9 4.5、液体平均表面张力σm 的计算 .......................................................................... 11 4.6、液体平均粘度的计算μLm ............................................................................... 12 5、精馏塔气液负荷计算 ................................................................................................... 12 6、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 ............................................................................... 13

6.1、塔径D 的计算 .................................................................................................. 13 6.2、溢流装置 ........................................................................................................... 14 6.3、塔板布置 ........................................................................................................... 16 6.4、筛孔数n 与开孔率ϕ ....................................................................................... 17 6.5、塔有效高度 ....................................................................................................... 18 7、筛板的流体力学验算 ................................................................................................... 18

7.1、气体通过筛板压降相当的液柱高度h p .......................................................... 18 7.2、雾沫夹带量e v 的验算 . ...................................................................................... 19

7.3、漏液的验算 ....................................................................................................... 20 7.4、液泛验算 ........................................................................................................... 20 8、塔板负荷性能图 ........................................................................................................... 21

8.1精馏段塔板负荷性能图 ...................................................................................... 21 8.2、提馏段塔板负荷性能图 ................................................................................... 24 9、精馏塔的工艺设计计算结果总表 ............................................................................... 27 10、精馏塔的的附属设备及接管尺寸 ............................................................................. 28

10.1、塔体结构 ......................................................................................................... 28 10.2、塔板结构 ......................................................................................................... 29 10.3、精馏塔的附属设备 ......................................................................................... 29 10.4、裙座的相关尺寸计算 ..................................................................................... 29 10.5、接头管设计 ..................................................................................................... 30

【精馏塔设计任务书】

化工原理课程设计

任 务 书

姓名： 锁进猛 专业： 生物工程 班级： 14生物本2 设计题目： 分离环己醇-苯酚筛板精馏塔设计 设计条件：

年处理量： 5 （万吨）

进料浓度： 33 % (环己醇摩尔分率) 分离要求：

塔顶产品浓度： 96 % (环己醇摩尔分率) 塔底釜液含量： 3.0 % (环己醇摩尔分率) 进料状态： 泡点进料 回流比：

操作压力： 4kPa(塔顶常压) ；单板压降： ≤0.7kPa 全塔效率： % 设备型式： 筛板塔 年开工时间： 330天 厂址选择： 地区

完成日期： 2015 年 12 月 2 日

【已知参数】

主要基础数据:

表1 环己醇-苯酚的物理性质

项目 环己醇 苯酚

分子式 C 6H 12O ＣＨ65OH

分子量 100

94

沸点(℃) 160.84 182

密度g /cm 3 1.071 0.962

表2 环己醇-苯酚液相密度ρ (单位:kg ⋅m -3)

温度℃ 环己醇 苯酚 温度℃ 环己醇 苯酚

123.7 785.8 979.4 123.7 17.57 28.85

155.8 764.2 945.3 155.8 15.07 25.87

181.5 744.5 919.5 181.5 12.76 23.15

表3 环己醇-苯酚液体的表面张力σ (单位:mN/m)

表4 环己醇-苯酚液体粘度μ (单位:mPa ⋅s )

温度℃ 环己醇 苯酚

t 181.9 179.1 176.4 173.8 171.3 169.6 166.7 164.5 162.4 160.4 158.5 156.7 154.9

x 0 0.025 0.05 0.075 0.1 0.125 0.15 0.175 0.2 0.225 0.25 0.275 0.3

y 0 0.099 0.186 0.263 0.333 0.396 0.451 0.501 0.546 0.587 0.623 0.656 0.687

123.7 0.65 0.51

t 153.2 151.7 150 148.5 147 145.6 144.2 142.9 141.6 140.4 139.2 138 136.9 135.8

155.8 0.2 0.26 x 0.325 0.35 0.375 0.4 0.425 0.45 0.475 0.5 0.525 0.55 0.575 0.6 0.625 0.65

y 0.714 0.739 0.762 0.783 0.802 0.819 0.835 0.85 0.864 0.877 0.888 0.899 0.909 0.918

181.5 0.11 0.15 t 134.7 133.7 132.7 131.7 130.7 129.8 129 128.9 127.2 126.4 125.6 124.8 124 123.3

x 0.675 0.7 0.725 0.75 0.775 0.8 0.825 0.85 0.875 0.9 0.925 0.95 0.975 1

y 0.927 0.935 0.943 0.95 0.956 0.963 0.968 0.974 0.979 0.984 0.988 0.992 0.996 1

表5 环己醇-苯酚的相平衡数据

塔顶产品 或馏出液

冷凝器

回流罐

加热水蒸汽

再沸器

冷凝水

塔底产品 或残液

图1 板式精馏塔的工艺流程简图

工艺流程：如图1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（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵, 有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。

1、精馏流程的确定

环己醇和苯酚的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。

2、塔的物料衡算

2.1、料液及塔顶塔底产品含环己醇的质量分率

a F =

0.33⨯100

=0.34；

0.33⨯100+(1-0.33) ⨯94

a D =

0.96⨯100

=0.96；

0.96⨯100+(1-0.96) ⨯94

0.03⨯100

=0.03；

0.03⨯100+(1-0.03) ⨯94

a W =

2.2、平均分子量

M F =0.33⨯100+(1-0.33) ⨯94=95.98M D =0.96⨯100+(1-0.96) ⨯94=99.76 M W =0.03⨯100+(1-0.03) ⨯94=94.18

2.3、物料衡算

每小时处理摩尔量:

F =

50000/(330⨯24⨯3600) 50000/(330⨯24⨯3600)

==65.78kmol /h ；

M F 95.98

总物料衡算：D +W =F

易挥发组分物料衡算：0.96D +0.03W =0.3F ；

⎧D =21.22kmol /h

联立以上三式可得：⎪⎨W =44.56kmol /h

⎪F =65.78kmol /h ⎩

3、塔板数的确定

3.1、理论板N T 的求法

用图解法求理论板

（1）根据环己醇和苯酚的相平衡数据作出y-x 图, 如图2所示 （2）进料状态为泡点进料:q =1；

图2 环己醇-苯酚的y-x 图及图解理论板

（3）最小回流比依公式R min =

R min 及操作回流比R

x D -y e 0.96-0.73

==0.56；

y e -x e 0.73-0.33

取操作回流比R =2R min =2⨯0.56=1.12；

精馏段操作线方程y =

X R 1.120.96x +D =x +=0.53x +0.45； R +1R +11.12+11.12+1

按常规M,T ，在图(1)上作图解得：

，其中精馏段为3层，提馏段为5层。 N T =8层（包括再沸器）3.2、全塔效率E T

利用奥康奈尔（O ’connell ）关联法，即：

E T =0.49(αm ⋅μL )

-0.245

；

139

αm 表示平均相对挥发度:αm =∑αi =5.61；

39i =1

塔内的平均温度为, 该温度下的平均粘度μm

μm =0.33μA +(1-0.33) μB =0.33⨯0.24+0.67⨯0.28=0.27；

故:E T =0.49(5.61⨯0.27)3.3、实际板数N

精馏段:N 精=3/E T =6.82层(取7层) ； 提馏段:N 提=5/E T =11.36层(取11层) ；

-0.245

=0.44；

4、塔工艺条件及物性数据计算

4.1、操作压强的计算Pm

塔顶压强P .3=105.3kPa 取每层塔板压降∆P =0.7kPa 则： D =4+101进料板压强：P F =105.3+3⨯0.7=110.2kPa ； 塔釜压强：P w =105.3+18⨯0.7=117.9kPa ；

105.3+110.2

=107.75kPa ；

2

110.2+117.9'==114.05kPa ； 提馏段平均操作压强： P m

2

精馏段平均操作压强： P m =

4.2、 操作温度的计算

（1）根据环己醇和苯酚的相平衡数据作出T-y-x 图, 如图3所示

（2）气相线回归方程：y =-72.716x 3+63.819x 2-49.439x +182.96；

液相线回归方程：y =-26.267x 3+77.878x 2-110.24x +181.73；

图3 环己醇-苯酚气液平衡的T-y-x 相图

（3）计算操作温度

T D =-72.716⨯0.963+63.819⨯0.962-49.439⨯0.96+182.96=129.98℃T F =-26.267⨯0.333+77.878⨯0.0332-110.24⨯0.33+181.73=151.36℃ T W =-26.267⨯0.033+77.878⨯0.032-110.24⨯0.03+181.73=178.48℃

精馏段平均温度T m (精) =提馏段平均温度T m (提)

4.3、平均摩尔质量计算

塔顶摩尔质量的计算：由x D =y 1=0.96查平衡曲线, 得x 1=0.8；

T D +T F 129.98+151.36

==140.67℃； 22T +T 151.36+178.48=F W ==164.92℃；

22

M VDm =0.96⨯100+(1-0.96) ⨯94=99.76kg /kmol ； M LDm =0.8⨯100+(1-0.8) ⨯94=98.80kg /kmol ；

进料摩尔质量的计算：由平衡曲线查得：y F =0.643，x F =0.26

M VFm =0.643⨯100+(1-0.643) ⨯94=97.86kg /kmol ； M LFm =0.26⨯100+(1-0.26) ⨯94=95.56kg /kmol ；

塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.05，x 1' =0.125

M VWm =0.05⨯100+(1-0.05) ⨯94=97.30kg /kmol M LWm =0.125⨯100+(1-0.125) ⨯94=97.75kg /kmol

精馏段平均摩尔质量：

M Vm(精) =(99.76+97.86) 2=98.81kg /kmol ； M Lm(精) =(98.8+95.56) 2=97.18kg /kmol ；

提馏段平均摩尔质量：

M ' Vm(提) =(97.86+94.3) 2=96.08kg /kmol M ' Lm(提) =(95.56+94.75) 2=95.16kg /kmol ；

4.4、平均密度计算：ρm

直线内插法是一种使用线性多项式进行曲线拟合的方法，多使用在数量分析和计算机制图方面，是内插法的最简单形式。 两个已知点之间的直线内插法： 如果已知两点(x 1, y 1)(x 2, y 2)； 存在x 1≤x m ≤x 2； 那么

y y y (y m -y 1)=(y 2-y 1)； x m -x 1x 2-x 1解方程得：

图4 直线内插法数据分析图

y m =

(y 2-y 1)x -x +y ；经过扩展，可以计算m 个已知点的情况。

(m 1)1

x -x 21

1、液相密度ρLm ：

液相平均密度依下式计算，即：

1

ρLDm

=

αA αB

（α为质量分率）； +

ρLA ρLB

利用直线内插法，结合表2便可分别计算对应温度下环己醇与苯酚的密度； ①塔顶部分：

764.2-785.8)(ρA =⨯(129.98-123.7)+785.8=781.57 155.8-123.7ρB =

(945.3-979.4)⨯129.98-123.7+979.4=972.73

()

155.8-123.71

依下式：

ρLDm

=

=

αA αB

（α为质量分率）；其中αA =0.96,αB =0.04； +

ρLA ρLB

即：

1

ρLDm

0.960.04

+⇒ρLm =787.41kg /m 3；

781.57972.73

②进料板处：

ρA =

(764.2-785.8)⨯151.36-123.7+785.8=767.19

()

155.8-123.7945.3-979.4)(ρB =⨯(151.36-123.7)+979.4=950.02 155.8-123.7由加料板液相组成：由x F =0.33 得αAF =0.34；

1

ρLFm

=

0.331-0.33

+⇒ρLFm =878.07kg /m 3；

767.19950.02

③塔釜部分：

ρA =

(744.5-764.2)⨯178.48-155.8+764.2=746.82

()

181.5-155.8(181.5-155.8)

919.5-945.2)(ρB =⨯(178.48-155.8)+945.2=922.53

由x W =0.03 得αAW =0.03；

1

ρLWm

=

0.031-0.03

+⇒ρLWm =915.67kg /m 3；

746.82922.53

故精馏段平均液相密度：

ρL m (精) =(787.41+878.07) 2=832.74kg /m 3；

提馏段的平均液相密度：

ρL m (提) =(878.07+915.67) 2=896.87kg /m 3；

2、气相密度ρVm ： ①精馏段的平均气相密度：

ρVm(精) =

p m M Vm(精)

RT

=

107.75⨯98.81

=3.09kg /m 3

8.314⨯(140.67+237.15)

②提馏段的平均气相密度：

ρVm(提) =

‘p m M Vm(提)

RT

=

114.05⨯96.08

=3.01kg /m 3

8.314⨯(164.92+273.15)

4.5、液体平均表面张力σm 的计算

液相平均表面张力依下式计算，即σLm =

∑x σ

i i =1

n

i

利用直线内插法，结合表3便可分别计算对应温度下环己醇与苯酚的表面张力； ①塔顶液相平均表面张力的计算

由t D =129.98℃同理计算得：σA =17.08mN /m ； σB =28.27mN /m ；

σLDm =0.96⨯17.08+（1-0.96）⨯28.27=27.55mN /m ；

②进料液相平均表面张力的计算

由t F =151.36℃同理计算得：σA =15.42mN /m ； σB =26.28mN /m ；

σLDm =0.33⨯15.42+(1-0.33) ⨯26.28=21.00mN /m ；

③塔釜液相平均表面张力的计算

由t W =178.48℃同理计算得： σA =15.34mN /m ； σB =26.19mN /m

σLWm =0.03⨯15.34+(1-0.03) ⨯26.19=15.67mN /m ∞； 则：

精馏段液相平均表面张力为：

σm(精) =2=24.27mN /m

提馏段液相平均表面张力为：

σm(提) =(21.00+15.67) 2=18.33mN /m

4.6、液体平均粘度的计算μLm

液相平均粘度依下式计算，即μLm =

∑x μ；

i i

i=1

n

利用直线内插法，结合表5便可分别计算对应温度下环己醇与苯酚的粘度； ①塔顶液相平均粘度的计算

由 =129.98℃同理计算得： μA =0.56mPa s ； μB =0.46mPa s ；

μLDm =0.96⨯0.56+0.04⨯0.0.46=0.56mPa s ；

②进料液相平均粘度的计算

由t F =151.36℃同理计算得： μA =0.26mPa s ； μB =0.29mPa s ；

μLFm =0.33⨯0.26+（1-0.33）⨯0.29=0.27mPa s ；

③塔釜液相平均粘度的计算

由t W =178.48℃同理计算得： μA =0.12mPa s ； μB =0.16mPa s ；

μLWm =0.03⨯0.12+（1-0.03）⨯0.16=0.16mPa s ；

5、精馏塔气液负荷计算

精馏段：V =(R +1)⋅D '=?

+⨯=kmol h

V s =

VM Vm (精) 3600ρVm(精)

=

44.91⨯98.81

=0.40m 3/s

3600⨯3.09

L=R⋅D=1.12⨯21.22=23.70kmol /h L s =

LM Lm (精) 3600ρLm(精)

=

21.70⨯97.18

=0.00077m 3/s

3600⨯832.74

L h =3600⨯0.00077=2.77m 3/h 提馏段：V ' =V =44.91kmol ； V

' s (提)

=

V ' M Vm (提) 3600ρVm(提)

=

44.91⨯96.08

=0.40m 3/s ；

3600⨯3.01

L=L+F=23.70+65.78=89.47kmol/h； L s =

'

' LM Lm (提)

'

3600ρLm(提)

=

89.74⨯95.16

=0.00070m 3/s ；

3600⨯896.87

L ' h =3600⨯0.00070=2.51m 3/h ；

6、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算

6.1、塔径D 的计算

选取板间距H T =0.50m , 取板上液层高度H L =0.06m 故： ①精馏段：

H T -h L =0.50-0.06=0.44

L s ρL 10.00077⨯3600832.741

2

()() =()() 2=0.032 V s ρV 0.4⨯36003.09

查图表C 20=0.094； 依公式C =C 20(

σ

20

) 0.2=0.094⨯(

24.270.2

) =0.098；

20

u max ==0.098=1.60m /s

取安全系数为0.7，则：u =0.7⨯1.6=1.12m /s

故：D =

==0.67m ； 按标准，塔径圆整为800mm ； 塔的横截面积A T =

π

44

4V s 4⨯0.40

==0.79m /s 则空塔气速为u =

πD 2π⨯0.82

②提馏段：

D 2=

π

⨯0.82=0.5024m 2

L ' s ρ' L 10.00070896.871

2

(' )(' ) =()() 2=0.0302； V s ρV 0.403.01

查图C 20=0.092； 依公式：C =C 20(

σ

20

) 0.2

⎛18.33⎫

=0.092⨯ ⎪

⎝20⎭

0.2

=0.0904；

u max

==0.0904=1.56m /s

取安全系数为0.70，则：u ' =0.7⨯u max =0.7⨯1.56=1.09m /s ；

D ' =

==0.68m ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化, 在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸;

按标准，塔径圆整为800mm ；

4V s 4⨯0.4

==0.79m /s 22

πD π⨯0.8

π'2π' 22

塔的横截面积:A T =D =⨯0.8=0.5024m

44

空塔气速为u ' =板间距取0.5m 合适 6.2、溢流装置

采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及凹形溢流堰，不设进流堰。各计算如下：

①精馏段：

1、溢流堰长 l w 为0.66D ，即：l w =0.66⨯0.8=0.528m ； 2、出口堰高 hw ，且h w =hL -h ow

2.5

由l w /D=0.528/0.8=0.66, L h l w =

2.77

=13.65m 查手册知：E 为1； 2.5

0.528

依下式得堰上液高度：

2.84⎛L h ⎫h ow =E ⎪

1000⎝l w ⎭

2.84⎛2.77⎫=⨯1. ⎪1000⎝0.28⎭

=0.0856m

故：h w =h L -h ow =0.06-0.0856=0.0521m 3、降液管宽度W d 与降液管面积A f

有l w /D =0.66查手册得W d /D =0.124, A f /A T =0.0722 故：W d =0.124D=0.124 ⨯0.8=0.0992m

A f =0.08

π

4

D 2=0.08⨯

π

4

⨯0.82=0.036m 2

θ=

A f H T L s

=

0.036⨯0.5

=23.61s (>5s , 符合要求)

0.00077

4、降液管底隙高度h 0

取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.05m/s 依式计算降液管底隙高度h 0，即：h 0=②提馏段：

1、溢流堰长l ' w 为0.66D ，即：l ' w =0.66⨯0.8=0.528m ；

' '

2、出口堰高h w ，且 h' w =hL -h ow ； '2.5

由 l ' w /D=0.528/0.8=0.66，L h l w =

L s 0.00077

==0.029m l w u 00.528⨯0.05

'

2.51

=12.41m 查手册知E 为1.04

0.5282.5

依下式得堰上液高度：

h ow

'

2.84⎛L h ⎫=E ⎪1000⎝l ' w ⎭

2.84⎛2.51⎫=⨯1⨯ ⎪1000⎝0.528⎭

=0.00804m

h w =0.06-0.00804=0.051m 。

‘

3、降液管宽度W d 与降液管面积A f

‘

‘’‘’有‘=0.66查手册得W l w /D ’d /D =0.124, A f /A T =0.0722 ‘故：W d =0.14D=0.124 ⨯0.8=0.992m ‘A f =0.08

π

4

D ' 2=0.08⨯

π

4

⨯0.82=0.036m 2

θ=

A f H T L s

=

0.036⨯0.5

=25.97s (>5s , 符合要求)

0.00070

4、降液管底隙高度h ' 0

取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.05m/s 依式计算降液管底隙高度h ' 0 ：即

L ' s 0.00070h 0=' ==0.0264m

l w u 00.052⨯0.05

'

6.3、塔板布置

1、取边缘区宽度W c =0.03m ,安定区宽度W s =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积

π2-1x ⎫⎛

A α=2 R sin ⎪

180R ⎝⎭

其中x =

D 0.8

-(W d +W s )=-(0.0992+0.065)=0.2358m 22D 0.8R =-W c =-0.03=0.37m

22

故

: A α=2 0.2358②提馏段：依下式计算开孔区面积

⎛⎝

π

180

0.372sin -1

0.2358⎫2

⎪=0.34m 0.37⎭

⎛π'2-1x ' ⎫ A α=2 x R sin ' ⎪180R ⎭

⎝

'

π0.2358⎫⎛2

=2 0.23580.372sin -1⎪=0.34m

1800.37⎭⎝

D ' 0.8

其中x =-(W ' d +W ' s )=-(0.0992+0.065)=0.2358m

22

'

D ' 0.8

R =-W c =-0.03=0.37m

22

'

6.4、筛孔数n 与开孔率ϕ

取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm, 取t /d 0=3 故孔中心距t=3⨯5=15mm

依下式计算塔板上筛孔数n ,即

⎛1158⨯103⎫⎛1.155⨯103⎫n = ⎪A α= ⎪⨯0.34=2374孔 22

t 15⎝⎭⎝⎭

依下式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即：

ϕ=

A 00.907%==10.08%（在5~15%范围内） A α(t /d 0) 2

精馏段每层板上的开孔面积A o 为

A o =ϕ⨯A α=0.1008⨯0.34=0.035m 2

气孔通过筛孔的气速u 0=

V s 0.40

==11.47m /s A o 0.35

提馏段每层板上的开孔面积A ' o 为A ' o =ϕ⨯A ' α=0.108⨯0.34=0.035m 2

V ' s 0.40

气孔通过筛孔的气速u 0=' ==11.47m /s

A o 0.035

'

6.5、塔有效高度

精馏段Z 精=（7-1）⨯0.5=3.0m ； 提馏段有效高度Z 提=（11-1）⨯0.5=5m ；

在进料板上方开一人孔，其高为0.6m ，故：精馏塔有效高度

Z =Z 精+Z 提+0.6=3.0+5.0+0.6=8.6m

7、筛板的流体力学验算

7.1、气体通过筛板压降相当的液柱高度h p

1、根据h p =h c +h l +h σ，其中干板压降相当的液柱高度h c 2、根据d 0/δ=5/4=1.25，查干筛孔的流量系数图C 0=0.772

⎛u ⎫⎛ρ⎫⎛11.47⎫⎛3.09⎫①精馏段：h c =0.051 0⎪ v ⎪=0.051⨯ ⎪⨯ ⎪=0.0418m

C ρ0.772832.87⎝⎭⎝⎭⎝0⎭⎝l ⎭⎛u ⎫⎛ρ⎫⎛11.47⎫⎛3.01⎫②提馏段：h c '=0.051 0⎪ v ⎪=0.051⨯ ⎪⨯ ⎪=0.0378m

⎝0.722⎭⎝896.87⎭⎝C 0⎭⎝ρl ⎭

3、气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l ①精馏段

2

2

2

2

u α=

v s 0.40

==0.85m /s

A t -A f 0.5024-

0.036

F α=u =1.503[kg(s ⋅m )]

由图充气系数β与F a 的关联图查取板上液层充气系数β为0.57 则h 1=βh L =β(h w +h ow )=0.57⨯0.06=0.0342m ②提馏段

u α'=

v s 0.40

==0.855m /s

A t -A f 0.5024-

0.036

F α'=u a =0.8551.48

由图充气系数β与F a 的关联图查取板上液层充气系数β为0.57 则h 1=βh L =β(h w +h ow )=0.57⨯0.06=0.0342 3、克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ

4σ4⨯24.27⨯10-3

①精馏段：h σ=h σ===0.0024m

ρL gd 0832.74⨯9.81⨯0.005

-3

4σ4⨯18.33⨯10

②提馏段：h σ'===0.00167m

ρL gd 0896.87⨯9.81⨯0.005

故，①精馏段：h p =0.0418+0.0342+0.00238=0.0784m 单板压降 ∆P =h p ρL g

∆P =0.0784⨯832.74⨯9.81=640.67pa =0.641kpa (

故，②提馏段h p '=0.03779+0.0342+0.001667=0.0737m 单板压降∆P '=h p ρL g

∆P =0.0737⨯896.87⨯9.81=648.03pa =0.648kpa (

7.2、雾沫夹带量e v 的验算

①精馏段：

5.7⨯10⎛u α

由式e v = H -h σf ⎝T

-6⎫

⎪⎪⎭

3.2

3.2

5.7⨯10-6⎛0.85⎫= ⎪=0.000573kg液/kg 气

24.27⨯10⎝0.5-2.5⨯0.06⎭

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带

②提馏段：

5.7⨯10⎛u α

由式e v = H -h σf ⎝T

-6⎫

⎪⎪⎭

3.2

3.2

5.7⨯10-6⎛0.854725⎫=⎪=0.0005735kg液/kg 气

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 7.3、漏液的验算

①精馏段

u ow =4.4C

= 4.4⨯=5.85m /s

u 011.47

==1.96(>1.5) u ow 5.85

筛板的稳定性系数k =

故在设计负荷下不会产生过量漏液 ②提馏段

u ow =4.4C

=4.4⨯=6.35m /s

u 011.47==1.81(>1.5) u ow 6.35

筛板的稳定性系数 k =

故在设计负荷下不会产生过量漏液 7.4、液泛验算

①精馏段：

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d ≤Φ(H T +h w ) 由H d =h p +h L +h d ，计算H d

⎛L ⎫⎛0.000768⎫

h d =0.153 S ⎪=0.153 ⎪=0.0003825m

⎝0.528⨯0.029⎭⎝l w h 0⎭

2

2

H d =0.078+0.06+0.0003825=0.1388m

取Φ=0.6，则Φ(H T +h w )=0.6⨯(0.5+0.051) =0.33m 故H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛 ②提馏段：

为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度H d ≤Φ(H T +h w ) 由H d =h p +h L +h d ，计算H d

⎛L S ⎫⎛0.000698⎫

h d =0.153 ⎪=0.153⨯ ⎪=0.0003825m

l h 0.528⨯0.026⎝⎭⎝w 0⎭

2

2

H d =0.074+0.06+0.0003825=0.1340m

取Φ=0.6，则Φ(H T +h w )=0.6⨯(0.5+0.052) =0.33m 故H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛

8、塔板负荷性能图

8.1精馏段塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线

5.7x 10⎛u α

e v = H -h σf ⎝T

-6⎫

⎪⎪⎭

3.2

式中u α=

v s v s

==0.855v s

A T -A f 0.5024-0.036

2/3

⎡⎤⎛⎫3600L -3s

h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥

l ⎢w ⎝⎭⎥⎣⎦

近似取E ≈1.0，h w =0.051m，l w =0.528m

2/3

⎡⎤3600L ⎛⎫-3S

故h f =2.5⨯⎢0.051+2.84⨯10⨯1⨯ ⎪⎥

0.528⎝⎭⎥⎢⎣⎦

取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知σ=24.27mN /m ，

⎛

H T =0.55m，并将其代入e v =5.7⨯10 u α

H -h σf ⎝T

-6⎫

⎪⎪⎭

3.2

整理得：v s =1.148-18.15L S 2/3

此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。

表４ 精馏段雾沫夹带线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 1.04959

0.0018 0.87954

0.0032 0.75396

0.0046 0.64607

V s /(m 3/s )

2、液泛线

令H d =ϕ(H T +h w ) ，H d =h p +h L +h d ，h p =h c +h L +h σ，h L =h w +h ow 联立得Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d

22

由a 'V s =b '-c 'L s -d 's

0.51ρV ⎧'a =() 2⎪(A 0C 0) ρL ⎪

⎪b '=ϕH T +(ϕ-β-1) h W ⎪

s , t ⎨

c '=⎪l W h 0) 2⎪

⎪d '=2.84⨯10-3⨯E (1+β)(3600) ⎪l W ⎩

2整理得:V s 2=1.33-2458.32L 2/3 -6.08L s S

此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。

表５ 精馏段液泛线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 0.0018 0.0032 0.0046

V s /(m 3/s )

1.13728 1.10855 1.08149 1.05197

3、漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o

⎧

V s ,min ⎪u =⎪o ,min A o

⎪⎪

s,t ⎨h L =h w -h ow ⎪2⎪2.84⎛L h ⎫3

E ⎪⎪h ow =

1000⎪⎝l w ⎭⎩

整理得

:V s ,min =0.118此为气相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。

表６ 精馏段漏液线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 0.19262

0.0018 0.19263

0.0032 0.19263

0.0046 0.19263

V s /(m 3/s )

4、液相负荷上限线

以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=

A f H T L s

=4

则 L s .max =

A f H T 4

=

0.036⨯0.5

=0.004534m 3/s 4

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 5、液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E ≈1.0。由

2.84⎛3600L s ⎫h ow =E ⎪

1000⎝l w ⎭

2/3

=0.006

2.84⎛3600L s ,min ⎫

即: 0.006= ⎪

1000⎝0.528⎭

则L s ,min =0.000535m 3s

2/3

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

图5 精馏段塔板负荷性能图

在精馏段塔板负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由图5 精馏段塔板负荷性能图，可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制

精馏段操作弹性=

V s ,max V s ,min

=

0.847

=4.32 0.196

8.2、提馏段塔板负荷性能图

1、雾沫夹带线

5.7x 10-6⎛u α

e v = H -h σf ⎝T

式中u α=

⎫

⎪⎪⎭

3.2

v s v s

==0.855v s

A T -A f 0.5024-

0.036

2/3

⎡⎤⎛⎫3600L -3s

h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥

l ⎢w ⎝⎭⎥⎣⎦

近似取E ≈1.0，h w =0.052m，l w =0.528m

2/3

⎡⎛3600L S ⎫⎤-3

故h f =2.5⨯⎢0.052+2.84⨯10⨯1⨯ ⎪⎥

⎝0.528⎭⎥⎢⎣⎦

取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知σ=18.33mN /m ，

5.7⨯10-6⎛u α

H T =0.55m，并将其代入e v = H -h σf ⎝T

整理得：v s =1.048-16.51L S 2/3

⎫

⎪⎪⎭

3.2

此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。

表7 提馏段雾沫夹带线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 0.95834

0.0018 0.80362

0.0032 0.68937

0.0046 0.59120

V s /(m 3/s )

2、液泛线

令H d =ϕ(H T +h w ) ，H d =h p +h L +h d ，h p =h c +h L +h σ，h L =h w +h ow 联立得Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d 由a 'V =b '-c 'L -d 's

2s

2s

0.51ρV ⎧'a =() 2⎪(A 0C 0) ρL ⎪

⎪b '=ϕH T +(ϕ-β-1) h W ⎪

s , t ⎨

c '=⎪l W h 0) 2⎪

⎪d '=2.84⨯10-3⨯E (1+β)(3600) ⎪l W ⎩

2整理得:V s 2=1.47-3294.682L 2/3 s -6.73L S

此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表５中

表8 提馏段液泛线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 1.19784

0.0018 1.16687

0.0032 1.13663

0.0046 1.10269

V s /(m 3/s )

3、漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o

⎧

V s ,min ⎪u

⎪o ,min =A

o

⎪⎪

s,t ⎨h L =h w -h ow ⎪2⎪2.84⎛L h ⎫3

E ⎪⎪h ow =

1000⎝l w ⎭⎪⎩

整理得

:V s ,min =0.118此为气相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。

表9 提馏段漏液线计算结果

L s /(m 3/s )

0.0004 0.21055

0.0018 0.21055

0.0032 0.21056

0.0046 0.21056

V s /(m 3/s )

4、液相负荷上限线

以θ=4s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=

A f H T L s

=4

则 L s .max =

A f H T 4

=

0.036⨯0.5

=0.004534m 3/s 4

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 5、液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E ≈1.0。由

2.84⎛3600L s ⎫h ow =E ⎪

1000⎝l w ⎭

2/3

=0.006

2/3

2.84⎛3600L s ,min ⎫

即: 0.006= ⎪

1000⎝0.528⎭

则L s ,min =0.000486m 3

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线

图6 提馏段塔板负荷性能图

在精馏段塔板负荷性能图上，作出操作点A ，连接OA ，即作出操作线。

由图6 提馏段塔板负荷性能图，可知设计供板上限由液泛线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=

V s ,max V s ,min

=

0.818

=4.07 0.201

9、精馏塔的工艺设计计算结果总表

表10 精馏塔的工艺设计计算结果总表

10、精馏塔的的附属设备及接管尺寸

10.1、塔体结构

根据实际的工作经验，及相似条件下的精馏塔的相关参数的选择。已知全塔板间距H T =0.5m ，可选择塔顶空间H D =1.5H T =0.75m 。塔底空间H B =1.6m 。全塔共有18块塔板，考虑清理和维修的需要，选择全塔的人孔数为3个，在进料板上方开一人孔，人孔的直径选择为600mm ，其伸出塔体工作台的长度为220mm 。 塔高H =(n -n F -n P -1) H T +n F H F +n P H P +H D +H B 全塔的板间距相同，则上式可化为：

H =(n -n P -1) H T +n P H P +H D +H B =(18-3-1) ⨯0.5+3⨯0.6+0.75+1.6 =11.15m =11150mm

10.2、塔板结构

出于对劳动塔安装、维修、刚度等方面的考虑，将塔板分成多块。由表塔板分块数表查得，塔径为0.8m 时，塔板分为3块。

10.3、精馏塔的附属设备

１、再沸器（蒸馏釜）

该设备是用于加热塔底料液合之部分气化提供蒸馏过程所需要的热量的热交换设备，常用的有以下几种：内置式再沸器，釜式再沸器，虹式再沸器，强制循环式再沸器。综合考虑其生产的传热条件及经济效率选择虹式再沸。

２、塔顶回流冷凝器

塔顶回流冷凝器通常是采用管壳式换热器, 有卧式、立式、或管外冷凝器等形式。按冷凝器与塔的相对位置区分有这样的两类：整体式及自流式、强制循环式。在这个设计的生产中，由于产量比较大，宜选用强制循环式。 10.4、裙座的相关尺寸计算

１、基础环内坏径

D ob =D is +(160~400) D ib =D is -(160~400)

其中Dis =1400mm

取基础环的内外径与裙座截面内径的差为200mm

D ob =1400+200=1600mm D ib =1400-200=1200mm

２、基础环板厚度 ３、地脚螺栓

４、裙座与塔体封头的焊接结构

根据实际情况，由于这个塔的塔身较大，宜选用对接焊接。

10.5、接头管设计

接管尺寸

接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得

1、塔顶蒸气出口管径

取u=15m/s,

D ===0.297m , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。

2、回流管管径

取

u=2.0m/s, D ===0.038m , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.04m；

3、加料管管径

L Fs =F ⨯M F 78.44⨯127.48==0.00184m 3/s 3600⨯ρLF 3600⨯1513.3

取

u=0.6m/s,

D ===0.062m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.07m；

4、料液排出管管径

L Fs =W ⨯M W 53.70⨯150.10==0.00137m 3/s 3600⨯ρLW 3600⨯1636.3

取

u=0.8m/s,

D ===0.047m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。

参考文献

[1]《化工原理课程设计》 化工原理教研室室选编

[2] 谭蔚，聂清德 化工设备设计基础 天津大学出版社 2008. ８

[3] 陈国桓 化工机械基础 化学工业出版社 2006.1

[4] 夏清 陈常贵 化工原理（上）天津大学出版社 2006.3

[5] 夏清 陈常贵 化工原理（下）天津大学出版社 2006.3

[6] 中国石化 化工工艺设计手册(第三版) 化学工业出版社2003.7