丙酮和水连续精馏塔的设计12

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摘 要

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。

利用混合物中各组分挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。该过程中，传热、传质过程同时进行，属传质过程控制 原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提馏段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。气、液相回流是精馏重要特点。

在精馏段,气相在上升的过程中，气相轻组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获轻组分产品。

在提馏段，其液相在下降的过程中，其轻组分不断地提馏出来，使重组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得重组分的产品，

精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的轻组分产品，而在塔底获得高纯度的重组分产品。

通过对精馏塔的运算，主要设备的工艺设计计算——物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。

本设计是以丙酮――水物系为设计物系，以筛板塔为精馏设备分离丙酮和水。筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备，此设计针对二元物系丙酮－－水的精馏问题进行分析，选取，计算，核算，绘图等，是较完整的精馏设计过程。 通过逐板计算得出理论板数10块，回流比为0.76,算出塔效率为0.333，实际板数为27块，进料位置为第21块，在板式塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4

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米，有效塔高9.1米。通过浮阀塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。在此次设计中，对塔进行了物料衡算，本次设计过程正常，操作合适。

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目录

第一部分 设计概述……………………………………………………- 1 -

一、工艺条件…………………………………………………………- 1 -

二、设计内容…………………………………………………………- 1 -

三、工艺流程图………………………………………………………2 第二部分 塔的工艺计算………………………………………………- 3 -

一、查阅文献，整理有关物性数据…………………………………- 3 -

二、全塔物料衡算、热量衡算与操作方程…………………………5 三、全塔效率的估算…………………………………………………9 四、实际塔板数………………………………………………………10 五、精馏塔主要尺寸的计算…………………………………………11 1.塔和塔板设计的主要依据和条件…………………………………11 1.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量……………………………11 1.2 精馏段与提馏段的物性参数…………………………………13 2.塔径和塔板间距的计算……………………………………………14

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3.溢流装置的计算……………………………………………………错误！未定义书签。

4.塔板布置……………………………………………………………17 5.精馏塔主要尺寸……………………………………………………17 5.1 塔板结构尺寸…………………………………………………17 5.2 弓形降液管……………………………………………………18 5.3开孔区面积……………………………………………………19 5.4筛板的筛孔和开孔率…………………………………………20 六、筛板的流体力学验算…………………………………………21 1.塔板压降…………………………………………………………21 2.液面落差…………………………………………………………21 七、塔板负荷性能图………………………………………………23 1.精馏段塔板负荷性能图…………………………………………23 2.提馏段塔板负荷性能图…………………………………………25 八、精馏塔的主要附属设备………………………………………29 1.塔顶冷凝器设计计算……………………………………………29 2.再沸器设计计算…………………………………………………29 3.接管计算…………………………………………………………30 4.除沫器……………………………………………………………31 5.裙座………………………………………………………………32 6.人孔………………………………………………………………32 7.塔高………………………………………………………………32

IV

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九、设计结果一览表………………………………………………33 十、符号说明………………………………………………………35 十一、附图…………………………………………………………37 十二、参考文献……………………………………………………39 十三. 设计小结……………………………………………………40

V

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分离 丙酮-水 混合液（混合气）的 板式 精馏塔

第一部分 设计概述

一 、工艺条件:

生产能力：110000吨/年（料液） 年工作日：300天

原料组成：40%丙酮，60%水（质量分率，下同） 产品组成：馏出液 98%丙酮，釜液2%丙酮 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：泡点 进料状况：泡点 加热方式：直接蒸汽加热 回流比： R/Rmin=1.5

二 、设计内容

1 、 确定精馏装置流程，绘出流程示意图。 2 、 工艺参数的确定

基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，

塔板效率，实际塔板数等。

3 、 主要设备的工艺尺寸计算

板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 、 流体力学计算

流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。 5 、 主要附属设备设计计算及选型

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三、工艺流程图

丙酮—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。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。

精馏装置有精馏塔、原料预热器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

丙酮—水混合液原料经预热器加热到泡点温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。 流程示意图如下图

图1：精馏装置工艺流程图

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第二部分 塔的工艺计算

一、查阅文献，整理有关物性数据

1、水和丙酮的性质

表1.水和丙酮的粘度 温度 50 60 0.469 70 0.40 80 0.33 90 0.318 100 0.248 水粘度0.592 mpa 丙酮粘度0.26 mpa 表2.水和丙酮表面张力 温度 50 0.231 0.209 0.199 0.179 0.160 60 66.0 70 64.3 80 62.7 90 60.1 100 58.4 水表面张67.7 力 丙酮表面19.5 张力 表3.水和丙酮密度 温度 50 18.8 17.7 16.3 15.2 14.3 60 0.750 70 0.735 80 0.721 90 0.710 100 0.699 相对密0.760 度 水 丙酮 998.1 758.56 983.2 737.4 977.8 718.68 971.8 700.67 965.3 685.36 958.4 669.92 表4.水和丙酮的物理性质 水 丙酮 分子量 18.02 58.08 沸点 100 56.2 临界温度K 647.45 508.1 临界压强kpa 22050 4701.50 表5. 丙酮—水系统t—x—y数据

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沸点t/℃ 100 92 84.2 75.6 66.9 62.4 61.1 60.3 59.8 59.2 58.8 58.2 57.4 56.9 56.7 56.5 由以上数据可作出t-y（x）图如下

由以上数据作出相平衡y-x线图

丙酮摩尔数 x 0 0.01 0.025 0.05 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 0.95 0.975 1 y 0 0.279 0.47 0.63 0.754 0.813 0.832 0.842 0.851 0.863 0.875 0.897 0.935 0.962 0.979 1 2、进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

酮的摩尔质量 MA=58.08 Kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02 Kg/kmol

xW?0.02/58.08?0.006290.02/58.08?0.98/18.02

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xF?0.4/58.08?0.17140.4/58.08?0.6/18.02

0.98/58.08xD??0.93830.98/58.08?0.02/18.02

平均摩尔质量

MF=0.1714?58.08+（1-0.1714）?18.02=24.886 kg/kmol MD= 0.9383?58.08+ (1-0.9383) ?18.02=55.608 kg/kmol MW=0.00629?58.08+（1-0.00629）?18.02=18.272 kg/kmol

F?110000000/(300*24)=613.91Kmol/h

24.886

最小回流比

由题设可得泡点进料q=1则xF= xe，又附图可得xe=0.1714, ye=0.806 。 Rmin?xD?ye

ye?xe=

0.9383?0.806?0.2085

0.806?0.1714

确定操作回流比：

R/Rmin?1.5

令R?1.5Rmin?0.3128

二、全塔物料衡算、热量衡算与操作方程

1.全塔物料衡算

F?D?W

FxF?DxD?WxW

D=108.77Kmol/h W=505.14Kmol/h

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五、精馏塔主要尺寸的计算

1、塔和塔板设计的主要依据和条件

1.1 精馏段与提馏段的汽液体积流量

精馏段的汽液体积流量

整理精馏段的已知数据列于表3(见下页)，由表中数据可知： 液相平均摩尔质量：MLm=(24.886+55.608)/2=40.247kg/kmol 液相平均温度：tm=(tf+td)/2=(63.7+57)/2=60.35℃ 表8. 精馏段的已知数据 位置 摩尔分数 进料板 xf=0.1714 yf=0.7960 MLf=24.886 Mvf=49.91 温度/℃ 63.7 塔顶(第一块板) xD=0.9383 yD=0.957 MLD=55.608 MvD=56.36 57 摩尔质量/kg/kmol 在塔顶57℃下查得?H2O?987.67kg/m3,?CH3COCH3?743.75kg/m3 液相密度为：

?LD??水?丙酮

??水?丙酮1所以，ρLD=747.44kg/m3

在进料板63.7℃下查得?H2O?981.20kg/m3,?CH3COCH3?730.47kg/m3 液相密度为：

?LF??水?丙酮

??水?丙酮1所以，?LF=862.75kg/m3

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液相的平均密度为

?Lm?

?LD??LF2=747.44+862.75=805.10kg/m32

精馏段的液相负荷L=RD=0.753*108.77=81.9kmol/h Lh =LMLm/?Lm=由PV?nRT?81.9?40.247=4.09m3/h

805.1mmRT PM?RT??RT MVPM所以 ??

RT精馏段塔顶压强P??101.325KPa 若取单板压降为0.7 Kpa, 则

进料板压强PF?PD?0.7?20?115.325KPa

101.325?115.325?108.325

249.91?56.36气相平均摩尔质量 MVm??53.135kg/kmol

2气相平均压强Pm?气相平均密度?vm?Pm?Mvm108.325?53.135??2.08kg/m3 RTm8.314?(60.35?273.15)汽相负荷 V=（R+1)D=(0.753+1)*108.77=190.67kmol/h

Vh?VMvm?vm?190.67?53.135?4870.79m3/h

2.08精馏段的负荷列于表9。 表9. 精馏段的汽液相负荷 名称 平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m3 体积流量/m3/h 提馏段的汽液体积流量

L’=L+F L’=81.9+613.91=695.81Kmol/h V’=V V=(R+1)D=190.67Kmol/h

汽相 53.135 2.08 4870.79 液相 40.247 805.10 4.09

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整理提馏段的已知数据列于表10，采用与精馏段相同的计算方法可以得到提馏段的负荷，结果列于表11。 表10.提馏段的已知数据 位置 摩尔分数 塔釜 Xw=0.00629 Yw=0.1744 进料板 Xf=0.1714 Yf=0.7960 MLf=24.886 Mvf=49.91 63.7 摩尔质量Mlw =18.272 /kg/kmol 温度/℃

表11.提馏段的汽液相负荷 名称 平均摩尔质量/kg/kmol 平均密度/kg/m3 体积流量/m3/h

液相 36.94 908.3 28.3 Mvw=25.006 95 汽相 37.458 1.501 4758.24 1.2精馏段与提馏段的物性参数

在塔顶的温度下查表面张力表 ?丙酮?19.01mN/m ?水?66.51mN/m ?mD?0.9383?19.01?(1?0.9383)?66.51?21.941mN/m

在进料板温度下查表面张力表：?丙酮=18.39mN/m ?水=65.37mN/m ?mF?0.1714?18.39?(1?0.1714)?65.37?57.32mN/m

在塔底温度下查表面张力表： ?丙酮=14.75mN/m ?水=59.25mN/m ?mW?0.00629?14.75?(1?0.00629)?59.25?58.97mN/m

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精馏段液相平均表面张力

?DF?'21.941?57.32?39.6305mN/m

257.32?58.97?58.145mN/m

221.941?57.32?58.97?46.077mN/m

3 提馏段液相平均表面张力

?FW?\ 全塔液相平均表面张力 ??在塔顶的温度下查粘度表 ?水?0.5059mP?s?丙酮?0.2397mPa?s

lg?mD?0.9383?lg0.2397?(1?0.9383)?lg0.5059??0.60

?mD?0.251mP?s

在进料板温度下查粘度表：?水?0.4435mP?s?丙酮?0.223mPa?s

lg?mf?0.1714?lg0.223?(1?0.1714)?lg0.4435??0.404 ?mf?0.394mP?s

在塔底温度下查粘度表: ?水?0.283mP?slg?mw?0.00629?lg0.1695?(1?0.00629)?lg0.283??0.550

?丙酮?0.1695mPa?s

?mw?0.282mP?s 精馏段液相平均粘度

?mDF?'0.251?0.394?0.3225mPa?s

20.394?0.282?0.338mPa?s

20.251?0.394?0.282?0.309mPa?s

3 提馏段液相平均粘度

?mFW?\ 全塔液相平均粘度 ??2、塔径和塔板间距的计算

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精馏段的体积流率计算：

Vvm??190.67?53.135s?VM?1.35m33600/sLM3600?2.08 LLMlmS?3600??81.9?40.247?0.00114m3/s

LM3600?805.10提留段：V’s=1.32m3/s, L’s=0.00786m3/s (史密斯关联图)图横坐标：

LsV(?L)12?0.00114?(805.102.08)12?0.02 s?V1.35提留段：

L's?L1V'()2?0.00786?(908.3)12?0.146 s?V1.321.501取板间距HT?0.35m，板上液层高度hL?0.06m HT?hL?0.35?0.06?0.29m

C20?0.058查图 C?C?L0.220?(20)?0.058?(39.630520)0.2?0.0665U?L??Vmax?C??0.0665805.10?2.08?1.307m/sV2.08表观空塔气速：

U'?(0.6?0.8)Umax 估算塔径：

D?4Vs?U'?1.4m 塔截面积：

AT??4?1.42?1.5386m2

实际塔气速： U?Vs1.35A??0.877m/s T1.5386

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提留段： C20=0.052

Umax=1.582m/s

提留段： D’=1.4m

At=1.5386m2

U=0.858m/s

Lw=0.98m

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精馏塔的有效高度的计算

Z=（NP-1）?HT=（27-1）?0.35=9.1m

3、溢流装置的计算

1.堰长lw

可取lw=0.7D=0.7×1.4=0.98m 2.溢流堰高度hw

2.84?Lh?3由hw=hL?how，选用平直堰，堰上液层高度：how?E??

1000?lw?2.84?4.09??1??取用E=1，则how??1000?0.98?232?0.0074m

取液上清液层高度hw?0.06?0.0074?0.0526m 3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由lw/D?0.7，查弓形降液管的参数图得

AfAT?0.094;Wd?0.15 D Wd?0.15?1.4?0.21m;Af?0.094?1.5386?0.1446m2 用经验公式：

??3600AfHTLh?3600?0.1446?0.35?44.55s?5s

4.09 故降液管设计合理。 4.降液管底隙高度h0

降液管底隙高度h0比hw低10mm，则： h0=hw－0.01=0.0526－0.01=0.0426m

'?50mm 故选用凹形受液盘，深度hw

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4、塔板布置

1.塔板的分块

因为D≥800mm，故塔板采用分块式，查表5-3得：塔板分4块。 2.边缘区宽度确定

取Ws?Ws'?0.070m,Wc?0.040m 3.开孔区面积Aa

??r2x?22Aa?2?xr?x?arcsin?180r??

D1.4x???W???0.21?0.07??0.42m22

D1.4?Wc??0.04?0.66m22 2????0.660.422Aa?2??0.42?0.662?0.422?arcsin??1.0283m1800.66??r?4.筛孔计算及其排列

选用δ=3mm碳钢筛孔直径板，取筛孔直径d0=5mm 筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=15mm 筛孔数目： n?1.155Aa/t2? 开孔率： ??0.907d 气体通过阀孔的气速为：

1.155?1.0283?5278个

0.015^2?0.005??0.907????10.07%

?0.015?2?t?2U0?

VSA0?1.35/?0.1007?1.0283??13.04m/s

5、精馏塔主要尺寸

5.1塔板结构尺寸的确定

由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。

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取无效边缘区宽度WC=40mm，破沫区宽度WS?70mm， 查得 堰长檐长Lw?980mm 弓形溢流管宽度Wd?210mm 弓形降液管面积Af?0.1446m2 降液管面积与塔截面积之比 堰长与塔径之比

LW?0.7 DAfAT?9.40%

降液管的体积与液相流量之比?，即液体在降液管中停留时间一般应大于5s 液体在精馏段降液管内的停留时间 ??Af?HTLST?0.1446?0.35?44.55s?5s 符合要求

4.09/3600液体在提馏段降液管内的停留时间 ??

Af?HTLST?0.1446?0.35?6.44S?5S 符合要求

28.3/36005.2弓形降液管

采用平直堰，堰高hw?h1?how

hL--板上液层深度，一般不宜超过60--70mm

how--堰上液流高度

堰上的液流高度可根据Francis公式计算

Lh2how=0.00284E()3

LwE--液体的收缩系数

Lh--液相的体积流量 lw--堰长

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精馏段

4.092 how=0.00284E()3?0.0074E

0.98由

LLW4.09?4.3 ?0.70 h2.5?2.5(lw)0.98D查手册知 E=1 则

how=0.0074×1=0.0074m

hw=0.06-0.0074=0.0526m

降液管底部离塔板距离h0,考虑液封，取h0比hw小10mm 即h0=0.0526-0.010=0.0426m 同理，对提馏段

28.32)3?0.0267E how=0.00284E(0.98由

LW?0.7 D查手册得 E=1.

how=0.0267×1=0.0267 m hw=0.06-0.0267=0.0333m h0=0.0398-0.006=0.0273m

5.3开孔区面积计算

已知Wd=0.21m

进取无效边缘区宽度 Wc=0.040m 破沫区宽度 Ws=0.07m 阀孔总面积可由下式计算

?2x??Aa?2?xr2?x2?rarcsin()? 0180r??x=

D-(Ws?Wd)?0.7?(0.21?0.07)?0.42m 2 - 19 -

提留段：x=0.42m

R=0.66m

Aa=1.0283 m

2

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r=

D?Wc?0.7?0.04?0.66m 2?0.42??2所以 Aa?2??0.42?0.662?0.422??0.66?arcsin()??1.0283m2 01800.66??5.4筛板的筛孔和开孔率

因丙酮-水组分无腐蚀性，可选用??3mm碳钢板，取筛空直径d0=5mm 筛空按正三角排列，孔中心距t=3d0=3?5=15mm 筛孔数目 n?开孔率 ??1.155Aa1.155?()?1.0283?5278个 22t0.015提留段;

N=5278个

0.9070.907?2?10.07% （在5--15%范围内） 2(t/d)3Vs ?Aa??10.07%

气体通过筛孔的气速为 u0?则 精馏段 u0?Vs1.35?=13.04m/s ?Aa0.1007?1.0283Vs1.32?=12.75m/s ?Aa0.1007?1.0283 提馏段 uoT?

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六、筛板的流体力学验算

1塔板压降

⑴干板阻力hc计算

提馏段：

5dhc=0.0229m液柱 由所选用筛板0??1.67，查得C0?0.773 ?3

2 hc?0.05113.040.773?2.08805.10?0.0375m液柱 ⑵气体通过液层的阻力h1的计算

Ua=0.947m/s 气体通过液层的阻力h1??hL

Fo=1.16 Vs1.35Ua???0.968m/s AT?Af1.5386?0.1446 112F0?Ua?V?0.968?2.08?1.40kg/s?m2

?u0? 干板阻力hc?0.015??c???0?2??V?????? ?L??????? 查图得：??0.60

?h1??hL??hw?how??0.6?0.06?0.036m ⑶液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力

4?L4?39.6305?10?3??0.00401m液柱 h???Lgd0805.1?9.81?0.005h1=0.0378m

h??0.0052m液柱 ?气体通过每层塔板的高度hp可计算：

hp?hc?h1?h??0.07751m?Pp?hp?Lg?612.2Pa?700Pa

hp=0.0659m

?P?587.2pa<70

0pa(700pa=设计允许值)

（700Pa=设计允许值）

2液面落差

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对于筛板塔，液面落差很小，由于塔径和液流量均不大，所以可忽略液面落差的影响。 液沫夹带

液沫夹带量，采用公式e?6V?5.7?10?L??3.2?Ua?HT?hf???

由hf?2.5hL?2.5?0.06?0.15m 所以

eV?5.7?10?639.6305?10?3???0.968?0.35-0.15??3.2?=0.022?0.1

故设计中液沫夹带量eV允许范围内 漏液

对于筛板塔，漏液点气速： U0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L?V ?4.4?0.773??0.0056?0.13?0.06?0.00401??805.1/2.08 =6.49m/s

实际空速：U0?13.04ms 稳定系数：K?U0U?2?1.5 0,min 故在本实验中无明显漏液。 液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液高度Hd应服从式子 Hd???HT?hw?

取??0.5,??HT?hw??0.5??0.35?0.0526??0.2013m 而Hd?hp?hL?hd，板上不设进口堰，则有

h'd?0.153?U?2?0.153??0.08?20?0.001m液柱 Hd?hp?hL?hd?0.07751?0.06?0.001?0.1385m???HT?hw? 可知，本设计不会发生液泛

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提留段：

hf =0.15m

eV =0.014<0.1

Uo,min=7.58m/s

Uo=12.75m/s

K=1.68>1.5

?(Ht?hw)?0.5?(0.35?0.0333)?0.1917m

Hd=0.0659+0.06+0.001=0.1269m<0.1917m

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七、塔板负荷性能图

1.精馏段塔板负荷性能图

1.1漏液线 查C0~ds图知

U0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L?V 2 U0,min?Vs,minA02.84?Lh?3 ，hL=hw?how，how?E??

1000?lw????L?V ?? Vs,min2??Lh?32.84?4.4C0A0?0.0056?0.13[hw+E??]?h??1000?lw??可知Vs,min=0.3523.2622?34.023Ls3?2?12

在操作范围内，任取几个Ls值，已上式计算Vs

Ls m3/s Vs m3/s 0.001 0.6681 0.004 0.7144 0.008 0.7569 0.01 0.7745 1.2液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

ev?ua?5.7?10?6?L?ua???H?hf?T???? 3.2VSVS??0.717VS AT?Af1.5386?0.14462?3?3600L2.84?s?hf?2.5hL?2.5?0.0526??1????

1000?0.98?????

?0.1315?1.69Ls32

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HT?hf?0.2185?1.69Ls32

5.7?10?6ev?49.6305?10?3解得

??0.717Vs??^3.2?0.123??0.2185?1.69Ls?? 2Vs?2.356?18.22Ls3

0.004 1.8969 0.008 1.6272 0.01 1.5103 Ls m3/s Vs m3/s 0.001 2.1738 可作出液沫夹带线2

1.3液相负荷下限线

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，取堰上液层高度how=0.007m作为最小液相负荷标准。

2.843600Ls2how=E()3?0.007m

1000LwE=1,则 Ls,min0.007?100030.98?()2??0.00105m3/s

2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限3.

1.4液相负荷上限线

以??5s 作为液体在降液管中停留时间的下限

??AfHTLS?5,LS,max?AfHT5?0.35?0.1446?0.0101m3/s 5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。

1.5液泛线

为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板降液管内，须维持的液层高度Hd 令Hd??(HT?hw)???0.35?0.0526? ，Hd?hp?hL?hdh1???hL，hL?hw?how，

hp?hc?h1?h?

联立得

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?HT??????1?hw?(??1)how?hc?hd?h? 整理得：

,2/3a,VS2?b,?c,L2s?dLS

a,?0.051?v0.0512.08()?()?0.020622(A0c0)?L(0.1035?0.773)805.1 b,??HT?(????1)hw?0.5?0.35?(0.5?0.6?1)?0.0526?0.11714c,?0.1530.153??87.785(lwh0)2(0.98?0.0426)2 d,?2.84?10?3E(1?0.6)(36002/3)?1.0820.98 20.0206Vs2=0.11714-87.785L2s-1.082Ls3 列表计算如下

Ls m3/s Vs m3/s 0.001 2.271 0.004 2.072 0.008 1.820 0.01 1.680

由此表数据即可做出液泛线5。

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：

精馏A）

在负荷性能图A上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液沫夹带线控制，下线为液相负荷下限线控制。由图查得 Vs，max= 2.08m/s Vs，min= 1.04m/s 故操弹性为Vs，max/Vs，min=2

3

3

2.提馏段塔板负荷性能图

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2.1漏液线

查C0~ds图知查C0~ds图知

U0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L?V 2 U0,min?Vs,minA02.84?Lh?3 ，hL=hw?how，how?E??

1000?lw????L?V ?? Vs,min2??Lh?32.84?4.4C0A0?0.0056?0.13[hw+E??]?h??1000?lw??可知Vs,min=0.3522.8617?53.191Ls3 在操作范围内，任取几个

LsVsLs?2?12

Vs值，已上式计算

m3/s m3/s 0.001 0.6484 0.004 0.7216 0.008 0.7863 0.01 0.8127 2.2液沫夹带线

以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：

5.7?10?6?uaev????H?h?Lf?Tua????? 3.2VSVS??0.717Vs AT?Af1.5386?0.14462?2.84?3600Ls?3? hf?2.5hL?2.5?0.0333??1????

10000.98??????

?0.08325?1.69Ls322

HT?hf?0.2667?1.69Ls3

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?0.717Vs5.7?10?6???^3.2?0.1ev?2?358.145?10?0.2667?1.69L3?s?? 解得

Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 0.001 3.0356 0.004 2.7235 0.008 2.4195 0.01 2.2877 Vs?3.241?20.538Ls32

可作出液沫夹带线2

2.3液相负荷下限线

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，取堰上液层高度how=0.03m作为最小液相负荷标准。

3600Ls2how=0.00284E()3?0.03m

LwE=1

Ls,min30.0070.98?()2?0.00105m3/s 0.00284?13600据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下线3。

2.4液相负荷上限线

以??5s 作为液体在降液管中停留时间的下限

??AfHTLS?5,LS,max?AfHT5?0.1446?0.35?0.0101m3/s 5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上线4。

2.5液泛线

a,?0.051?v0.0511.501()?()?0.0132(A0c0)2?L(0.1035?0.773)2908.3b,??HT?(????1)hw?0.5?0.35?(0.5?0.63?1)?0.0333?0.1374

c,?0.1530.153??213.75(lwh0)2(0.98?0.0273)2

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36002/336002?3d?2.84?10E(1??)()?2.84?10?1?(1?0.63)?()3?1.102lw0.98 ,?30.0132V=0.1374-213.75L-1.102Ls3 列表计算如下 Ls/(m3/s) Vs/(m3/s) 0.001 3.092 0.004 2.0837 0.008 2.456 0.01 2.217 2s2s2由此表数据即可做出液泛线5。

根据以上各线方程，可做出筛板塔的负荷性能图如下：

B:在负荷性能图B上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。由图可以看出，该筛板的操作上线为液相负荷上限线，下线为漏液线。由图查得 Vs，max= 1.7m3/s Vs，min= 0.72m3/s 故操作弹性为Vs，max/Vs，min= 2.36

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八、精馏塔的主要附属设备

1. 塔顶冷凝器设计计算

因为本设计冷热流体温度差不大，所以选择管壳式冷凝器，被冷凝气体走壳程，以便及时排出冷凝液。

沈阳夏季平均温度为25O C，所以选用25O C的冷却水，升温10O C. t 25O C—?35 O C T 57 O C ?―57.1 O C

取冷凝器传热系数：K=2302KJ/(m2?h?oC) A=

Q

K??tm ?tm=

?T2?t2???T1?t1???57.1?35???57?25??26.75OC?T2?t2?ln???T1?t1??57.1?35?ln???57?25?

因为QC=6.76?106KJ/h

A?109.78m2

公称直径/mm 管程数 管数 管长/mm 换热面积公称压力/m2 /MPa 16 600 1 137 3000 55/58.0

2.再沸器

选用U型管加热器，蒸汽选择3.69atm，140℃的水蒸气，传热系数K=600kcal/(m2·h·℃)=2302kJ/(m2·h·℃)，?=513kcal/kg

2.1间接加热蒸汽量

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8.73?106 GB???4064.27kg/h

?513?4.1868QS'2.2再沸器加热面积

tw1?95.0℃为再沸器液体入口温度；

tw2?95.0℃为回流汽化为上升蒸汽时的温度； t1?140℃为加热蒸汽温度；

t2?140℃为加热蒸汽冷凝为液体的温度；

用潜热加热可节省蒸汽量从而减少热量损失

?t1?t1?tw1?140?95?45℃ ?t2?t2?tw2?140?95?45℃ ?tm?45℃

QS'8.73?106A???77m2

k?tm2520?453.接管的计算

3.1进料管

管路的流量：F=613.91Kmol/h=15277.76kg/h 取管流速WF=2m/s

DF?4?F?3600???WF??F4?15277.76?0.056m

3600?3.14?2?862.1

圆整后，外径df?76.1mm, ??4mm

3.2、塔顶蒸汽管

蒸汽用量：Vs=1.35m3/s 取气速Wv=20m/s，

DD?44?1.35Vs??0.30m ?Wv3.14?20圆整后，外径D=325mm δ=8mm

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3.3料液排出管

釜液流量 W=505.14kmol/h=9229.92kg/h 取Ww=0.6 m/s

液相密度?w?953.85Kg/m3

Dw?44?9229.92?W??0.076m

3600???Ww??w3600?3.14?0.6?953.85圆整后，外径dw?88.9mm，??4mm

3.4回流管管径

回流管的摩尔流量为： L=RD=0.753*108.77=81.9kmol/h Lh =LMLm/?Lm=取流速WL?0.4m/s

D?44?4.09Lh??0.061m

3600???WL3600?3.14?0.481.9?40.247=4.09m3/h

805.1圆整后，外径D=76.1mm

?=4mm

4.除沫器

除沫器用于分离塔顶出口气体中所夹带的液滴，以降低有价值的产品的损失，并改善塔后动力设备的操作。近年来，在国内石油化工设备中，广泛应用丝网除沫器。除沫器的直径取决于气体量及选定的气体速度。影响气体速度的因素很多，如雾沫夹带量，气、液体的密度，液体的表面张力和粘度以及丝网的比表面积等。其中，气体和液体的密度对气体速度的影响最大。 气速计算

WK?K?L1??V1 ?V1式中 K－－常数，取0.107；

?L1、?V1－－塔顶气体和液体密度（kg/m3）

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化工原理课程设计

WK?0.107?除沫器直径计算：D?805.1?2.08?2.102m/s

2.084V4?1.35??0.91m ?WK3.14?2.102式中，V为气体体积处理量，m3/s

5.裙座

塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径大于800mm,顾裙座壁厚取16mm,

基础环内径：D?(1400?2?16)?(0.2 ~0.4)?103?1132mm 基础环外径：D?(1400?2?16)?(0.2 ~0.4)?103?1732mm

取整后 内径1200mm 外径1800mm

取裙座的高度H2为3m，以便放再沸器等器件，

6.人孔

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，本塔共二十七，设有三个人孔，两个人孔放置在进料口上方，第三个人孔放置于裙座上，人孔直径600mm,在设置人孔处，板间距为600mm，人孔伸入塔内部与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。

7塔高的计算

塔的顶部空间高度

塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头切线的直线距离。取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm 塔的底部空间高度

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化工原理课程设计

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔地下封头切线的直线距离。釜液停留时间去5min。

HB?(tL’s?60?Rv)/AT?0.6?(5?0.00786?60?0.142)/1.5386?0.6?2.04m

塔的高度可以由下式计算：

H?npHP?(n?nF?np?1)HT?nFHF?HD?HB?H1?H2

HP--人空处的板间距 m

n--实际塔板数

nF--进料板数 np--人孔数

H--塔高 m

HF--进料板处板间距 m HB--塔底空间高度 m HD--塔顶空间高度 m

H1--封头高度 m H2--裙座高度 m

已知实际塔板数为n=27块，板间距HT=0.35由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，np=2, HP=0.6m; 取进料板处板间距HF?0.8m，则塔顶空间HD=1.2m，塔底空间HB=2.04m，H1?0.5m, H2?3.0m那么，全塔高度：

H?16.79m

九、设计结果一览表

项目 符号 单位 计算数据 精馏段 提留段

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各段平均温度 平均流量 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流形式 溢流管型式 溢 流 装 置 堰长 堰高 溢流堰宽度 降液管底隙高度 板上清液层高度 孔径 孔中心距 开孔率 ％ 孔数 开孔区面积 筛孔气速 稳定系数 塔板压降 气相 液相 tm ℃ m3/s m3/s 块 m m m m/s m m m m m mm mm 孔 m2 m/s kPa s m kg液/kg气 60.35 1.35 0.00114 20 0.35 6.65 1.4 0.8794 单流型 弓形 0.98 0.0526 0.21 0.0426 0.06 5.0 15.0 10.07 5278 1.0283 13.04 2.0 0.61218 44.55 0.1385 0.022 79.35 1.32 0.00786 6 0.35 1.75 1.4 0.8592 单流型 弓形 0.98 0.0333 0.21 0.0273 0.06 5.0 15.0 10.07 5278 1.0283 12.75 1.68 0.587.2 6.44 0.1269 0.014 VS LS N HT Z D u lw hw Wd ho hL do t n Aa uo k hP 液体在降液管中停留时间 τ 降液管内清液层高度 雾沫夹带 负荷上限 Hd eV 液沫夹带控液相负荷上制 限线控制

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负荷下限 液相最大负荷 液相最小负荷 操作弹性 LS·max LS·min 公称直径 m3/s m3/s mm mm m m2 mm mm mm mm mm mm mm mm m 2液相负荷下限线控制 0.01012 0.00105 2.0 漏液线 0.01012 0.00105 2.36 600 3000 109.78 77 76.1 4 325 8 88.9 4 76.1 4 0.91 16.79 塔顶冷凝器 管长 换热面积 再沸器 进料管 传热面积 外径 壁厚 外径 壁厚 蒸汽管 排液管 外径 壁厚 回流管 除沫器 塔高

外径 壁厚 直径 m 十、符号说明

英文字母 Aα－开孔区面积m2 Af －降液管面积 m2 AT －塔截面积 m2 b －操作线截距 c －负荷因子（无因次） c0 －流量系数（无因次）

D －塔顶流出液量 kmol/h D －塔径 m d0 －筛孔直径 m ET －全塔效率（无因次） E －液体收缩系数（无因次）

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