苯与氯苯精馏塔设计

化工原理工程设计

处理量为3000吨/年苯和氯苯体系精馏分离板式塔设计

学 院：

专 业： 班 级： 姓 名： 学 号： 指导教师：

板式精馏塔设计任务书

一、 设计题目：

苯-氯苯体系精馏分离板式塔设计 二、设计任务及操作条件 1、 设计任务：

生产能力（进料量）30000吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同）

塔顶产品组成氯苯含量为98%;塔底产品组成含氯苯不得高于1.7%. 2、 操作条件

操作压力4000Pa（表压） 进料热状态 q=0.7 单板压降： <或=0.7kPa

3、 设备型式 筛板或浮阀塔板（F1型） 4、 厂 址 新 乡 地 区 三、设计内容：

1、设计方案的选择及流程说明 2、工艺计算

3、主要设备工艺尺寸设计

（1）塔径及蒸馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 4、辅助设备选型与计算 5、设计结果汇总

6、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 7、设计评述

目录

1.精馏塔的概述 ................................................................................................................ 4

2．设计内容 ...................................................................................... 错误！未定义书签。

2.1.精馏塔的物料衡算 ................................................................. 错误！未定义书签。

2.2.塔板数的确定 ...................................................................................................... 9

2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 .......................................................... 12

2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 ............................................................................ 16

2.5.塔板主要工艺尺寸的计算 ................................................................................... 18

2.6.筛板的流体力学验算 .......................................................................................... 21

2.7.塔板负荷性能图 ................................................................................................. 23

设计小结........................................................................................................................ 29

参考资料........................................................................................................................ 30

设计说明书

1.1塔设备的类型

设备塔是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的汽液传质设备。根据塔内汽液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。 板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行汽液与传热。正常操作下，气相为分散相。液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（有时也采用并流向下）流动，汽液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。

1.2塔设备的性能指标

为获得最大的传质速率，塔设备应该满足两条基本原则：

①使气、液两相充分接触，适当湍动，以提供尽可能大的传质面积和传质系数，接触后两相又能及时完善分离；

②在塔内使气、液两相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的传质推动力。 从工程目的出发，塔设备性能的评价指标如下：

①通量——单位塔截面的生产能力，表征塔设备的处理能力和允许空塔气速；

②分离效率——单位压降塔的分离效果，对板式塔以效率表示，对填料塔以等板高度表示；

③适应能力——操作弹性，表现为对物料的适应性及对负荷波动的适应性。 塔设备在兼顾通量大、效率高、适应性强的前提下，还应满足流动阻力低、结构简单、金属消耗量少、造价低、易于操作控制等要求。

1.3 板式塔与填料塔的比较

工业上，评价塔设备的性能指标主要有以下几个方面：①生产能力；②分离效率；③塔压降；④操作弹性；⑤结构、制造及造价。

①生产能力 填料塔内件的开孔率通常在50%以上，而填料层的孔隙率则超过90%，一般液泛碘较高，故单位塔截面上，填料塔的生产能力一般均高于板式塔。

②分离效率 一般情况下，填料塔具有较高的分离效率。在减压、常压和低压（压力小于0.3MP）操作下，填料塔的分离效率明显优于板式塔，在高压操作下，板式塔的分离效率略优于填料塔。

③塔压降 填料塔由于空隙率高，故其压降远远小于板式塔。

④操作弹性 一般来说，填料本身对气液变化的适用很大，故填料塔的操作弹性一般较大，而板式塔的操作弹性较小。

⑤结构、制造及造价 填料塔的结构较板式塔简单，故制造、维修也较为方便，但填料塔的造价通常高于板式塔。

1.4精馏原理

塔分离均相液态混合物的原理：蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏

塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸

器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

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。

苯—氯苯混合液原料经预热器加热到露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。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一起通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。

流程图如上图

2.精馏塔的物料衡算

生产能力（进料量）30000吨／年 操作周期 7200 小时／年 进料成分：含氯苯35%（质量分率，下同）

塔顶产品组成氯苯含量不得高于1.7%;塔底产品组成含氯苯为98%. 2、 操作条件

操作压力4000Pa（表压） 进料热状态 q=0.7 单板压降： <或=0.7kPa 3、 设备型式 筛板或浮阀塔板（F1型）

苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压 温度℃ Pio?0.133?1kPa 苯 80 90 760 1025 100 1350 293 110 120 130 131.8 2900 760 1760 2250 2840 400 543 719 氯苯 148 205 不大于0.7kPa。由《化学化工物性数据手册》P174可知： 表5-1 苯和氯苯的物理性质

项目 苯A 氯苯B 分子式 分子量M 78.11 112.6 沸点（K） 353.3 404.9 临界温度t（℃） 临界压强PC（atm） C562.1 632.4 48.3 44.6 C6H6C6H5cl 由《石油化工基础数据手册》P457及内插计算可知：

表5-2 液体的表面张力

温度 苯，mN/m 氯苯，mN/m 60 23.74 25.96 80 21.27 23.75 100 18.85 21.57 120 16.49 19.42 140 14.17 17.32 由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：

表5-3 苯与氯苯的液相密度

温度(℃) 苯,kg/m3 氯苯,kg/m3 60 836.6 1064.0 80 815.0 1042.0 100 792.5 1019.0 120 768.9 996.4 140 744.1 972.9 由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：

表5-4 液体粘度μL

温度(℃) 苯（mPa.s） 氯苯（mPa.s）

60 0.381 0.515 80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.274 2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量 MB=112.561kg/kmol

0.6578.11xf??0.727 0.650.35?78.11112.560.98378.11xD??0.988 0.9830.017?78.11112.560.0278.11xw??0.031 0.020.98?78.11112.56

2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.727?78.11?(1?0.727)?112.56?87.51KgKmol

MW?0.988?78.11?(1?0.988)?112.56?78.52KgKmol

MD?0.031?78.11?(1?0.031)?112.56?111.57KgKmol2.1.3物料衡算

30000000F?300?24?47.61Kmolh

87.51原料处理量F

总物料衡算 F?D?W

1D?W 代入 47.6?苯物料衡算 47.6?10.?727D0?.988W0

得 D=34.636Kmol/h

W=12.974Kmol/h

2.2.塔板数的确定

2.2.1理论板层数NT的求解

苯—氯苯为理想物系,可采用图解法求理论板层数。

①由任务书给定的苯、氯苯组分的饱和蒸气压数据（表1-1），可得苯—氯苯物系的气液平衡数据，如下表所示：

表1-2苯-氯苯气液平衡数据

t/℃ x y

80 1.003 1.001

90 0.679 0.914

100 0.444 0.786

120 0.128 0.379

130 0.020 0.075

131.8 0.001 0.003

根据气液平衡数据，可绘出x—y图，如下图（1—1）

10.90.80.70.6y0.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.91x图1—1苯—氯苯的平衡曲线

根据平衡曲线图，可求出理论板数：

图1—2 图解法求理论板数

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在图1-1中对角线上，自点e(0.727,0.727)作垂线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：

yq?0.92 1 xq?0.72 7故最小回流比为

Rmin?取操作回流比为

xD?yqyq?xq?0.988?0.921?0.345

0.921?0.727R?2Rmin?0.690 ③求精馏塔的气、液负荷

L?RD?0.690?34.63?23.89Kmol/h

V?(R?1)D?(0.690?1)?34.636?58.53Kmol/h L'?L?F?23.89?47.61?71.5Kmol/h Kmol /h V'?V?58.53④求操作线方程

精馏段操作线方程为

LD23.9834.63y?x?xD?x??0.988?0.409x?0.584 VV58.5358.53提馏段操作线方程为

L''W71.512.974y?'x?'xW?x??0.031?1.221x'?0.047

VV58.538.53'⑤图解法求理论板层数

采用图解法求理论板层数，如图1—2所示。求解结果为 总理论板层数NT=10(包括再沸器) 进料板位置NF?4

2.2.2实际板层数的求取

精馏段实际板层数 N精?4/0.7?5.7?6

提馏段实际板层数 N提?7/0.52?13.46?14

2.3.精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算 2.3.1 精馏段操作压力计算

塔顶操作压力 PD?101.33?4?105.33 KPa 每层塔板压降 △P=0.7 KPa

进料板压力 PF?105.?303.7?6?109. 5KPa 3精馏段平均压力 Pm?105.3?3109.93?107.63 KPa

22.3.2提馏段操作压力的计算

塔底操作压力 PW?105.33?0.7?15?115. 8KPa 3'?提馏段平均压力 Pm115.8?3109.53?112.68 KPa

22.3.3操作温度计算

根据苯—氯苯在不同温度下的饱和蒸汽压数据，可知在不同温度下的气液平衡数据，可绘得苯—氯苯的t—x—y图，见下图

图1—3苯-氯苯的气液平衡相图

由图可知：

塔顶温度： t=80.4℃

进料板温度： t=89.1.℃

89.1?80.4?84.75℃ 精馏段平均温度: t?2塔底温度： t=130℃ 提馏段平均温度：t?89.1?130?109.55℃ 22.3.4平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD?y1?0.988，查得平衡曲线（见图1—2），得

5 x1?0.95 MVDm?0.988?78.11?(1?0.988)?112.6?78.52Kg/Kmol

MLDm?0.955?78.1?(1?0.955)?112.6?79.65Kg/Kmol

进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板（见图1—2），得 xF?0.67 8 查平衡曲线（见图1—2）得

yF?0.912

MVFm?0.912?78.1??1?0.912??112.6?81.14Kg/Kmol MLFm?0.678?78.1??1?0.678??112.6?89.21Kg/Kmol 精馏段平均摩尔质量

? MVm（精）78.5?281.14?79.8kg3kmol/

279.65?89.21MLm(精）??84.43kg/kmol

22.3.5平均密度的计算

①气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算

? ?Vm（精）PMMVm（精）RT?107.0?579.83?2.87Kg1m3/

8.31?4?752?84.?73.15 ②液相平均密度的计算

液相平均密度依下式计算

1?Lm??ai?i

塔顶液相平均密度的计算

?A?786.97Kg/m3，?B?1104.28Kg/m3

?LDm?1?790.14Kg/m3

(0.986/786.97?0.014/1104.28)由tF89.1?C查手册得 进料板液相平均密度的计算

?A?803.0Kg/m3 ?B?103.50Kg/m3 进料板液相质量分率

aA?0.6?578.1?0.92 50.6?578?.1?(1?0.65)112.61?882.06kg/m3

0.594?803?0.406?1030.5?LFm?

精馏段液相平均密度为 ?Lm?（精）790.1?42882.06?836.1Kg/m3

2.3.6液体平均表面张力计算

液体平均表面张力依下式计算 ?Lm?∑xi?i

塔顶液相平均表面张力的计算

由tD?80.4?C查手册得

?A?21.27mN/m ?B?23.75mN/m?LDm?0.988?21.27?0.012?23.75?21.29mN/m进料板液相平均表面张力的计算 由

tF?89.1?C

查手册得

?A?20.06mN/m ?B?22.66mN/m?LDm?0.678?20.06?(1?0.678)?22.66?21.30mN/m则精馏段平均表面张力：?Lm?

21.29?20.90?21.10mN/m

2

2.3.7液体平均黏度的计算

液体平均黏度依下式计算

lg?lm??xilg?i

i?1n塔顶液相平均粘度的计算：

tD80.4?C 查手册得

?A?0.308mPa?s,?B?0.428mPa?s

lg?LDm?0.986lg0.308?0.014lg0.428解出

?LDm?0.309mPa?s进料板液相平均粘度的计算 由tF?89.1?C 查手册得

?A?0.282?B?0.396‘

lg?LFm?0.678lg0.282?0.323lg0.396解出?LFm?0.315mPa?s

2.4.精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 2.4.1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为 Vs?VMVm58.5?379.833??0.45m2s /360?0Vm36?002.871LMLm23.8?984.43??0.000m637s /360?0Lm36?00836.1 Ls? 由?max?C??L??V ?V0.2??? 式中C由C?C20??L??20?计算，其中的C20由附图1师史密斯关联图查

取。图的横坐标为

L??? h?L?Vh??V?0.50.00067?3600?836.1????0.452?3600?2.871?0.5?0.0253

板间距与塔径关系表5-5

塔径DT，m 板间距HT，mm

根据上表，取板间距HT=0.4m,板上液层高度hL?0.06m,则

0.3～0.5 200～300 0.5～0.8 250～350 0.8～1.6 300～450 1.6～2.4 350～600 2.4～4.0 400～600 HT?hL?0.4?0.06?0.34m

查附图1—1得 C20?0.073

??? C?C20??L??20?0.2?21.10??0.072???20??0.2?0.073

3 umax?0.07?836.?12.871?1.m243s

2.871/取安全系数为0.7，则空塔气速为

u71.2?43 u?0.7max?0.? D?0.m87 s70/4Vs4?0.452??0.65m6 ?u3.1?40.877m?70m0m按标准塔径园整后为 D?0.7

塔截面积为实际空塔气速为 ?3.1422?0.7?0.3m84 AT?D2?

442.4.2精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为

Z精?（N精?1）HT??6?1??0.4?5?0.4?2m 提馏段有效高度为

Z提??14?1??0.4?13?0.4?5.2m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 故精馏塔的有效高度为

Z=Z?Z精?Z提?0.8?2?5.6?0.8?8m

2.5.塔板主要工艺尺寸的计算 2.5.1溢流装置计算

因塔径D=0.7m,可选用单溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盘，各项计算如下：

1.堰长lw

取堰长为 lw?0.66D?0.66?0.70?0.462m

2.溢流堰的高度hW 由 hW?hL?hOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，由下式计算 hOW2.84?Lh?E?1000??lW?3?? ?2近似取E=1，则 hOW2.84?Lh??E??1000?lW?23?2.84??1??1000?0.0?006?7336008 5 ??0.00m0.46?22取上层清液层高度hL?30mm

hw?0.06?0.0085?0.0515m

3.弓形降液管宽度Wd和截面积Af 由

lW0.462??0.6 6D0.7查附图2弓形降液管参数，得

AfAT ?0.072 2Wd?0.124 D故

Af?0.072AT2?Wd?0.12D4?3600AfHTLh3600AfHTLh0.0?722?0.384m20.0277

0.?124?0.7m0.0868依???3～5验算液体在降液管中停留时间，即 3600?0.0277?0.7?28.94s?5s

0.00067?3600 ???故降液管设计合理。 4.降液管底隙高度ho ho?Lh '360lw0?o'取 u0?0.08m/s

则 ho?Lh?'360l0?wo0.000?673600 ?0.01m8136?000.?4620.083 hW?h0?0.053?0.01?810.m0?352m 0.006故降液管底隙高度设计合理

'选用凹形受液盘，深度hW?36mm

2.5.2塔板布置

1.塔板的分块

因D=700mm，故塔板采用整块式。 2.边缘区宽度确定开孔区面积计算

取Ws?Ws'?0.065m， Wd?0.035m 1)塔板的分块

因D?800mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块

??R2?1x?222)由式：Aa?2?xR?x?sin?计算开空区面积，其中：

?180R?R?D2?W0.7C?2?0.035?0.365mx?D2??W0.7d?Ws??2??0.15?0.065??0.206m； 所以 A?2???0.2110.3652?0.2112??180?0.3652sin?10.206?a0.565???0.565m2 4.筛孔计算及其排列

本例所处理的物系无腐蚀性，可选用??3mm碳钢板，d0?5mm。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t?3d0?15mm

筛孔数目为n

n?1.1551.155?0.565t2?Aa?0.0152?2900 开孔率为 ??0.907(d0t)2?0.907?(0.0050.015)2?10.1% 气体通过阀孔的气速为 uVs0.4520?A?0.10?10.5?7.659 20，

取筛孔直径

2.6.筛板的流体力学验算

2.6.1塔板压降

①干板阻力hc计算 干板阻力hc由下式计算

?uo???V?hc?0.051??c????0???L 由

??? ?d0??5?1.67，查附图3干筛孔的流量系数图，得，c0?0.772 30m.0 1276.5922.871?1()(?) 故 hc?0.050.772836.1 ②气体通过液层的阻力h1的计算

气体通过液层的阻力h1由式h1??hL计算， h1??hL ua?Vs0.452??1.2m9s/

AT?Af0.38?40.036 F0?0.835?2.873?1.415kg0.5/s?m0.5 查附图4充气系数关联图，得

????0.67

30.006)7?0.040m2液柱 故 h1??hL??(hw?how)?0.67?(0.053?

气体通过每层塔板的压降为

0.0402?836.?19.?81P3a2?9.7k ?PP?hP?Lg? P

故，设计允许

2.6.2液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不发，故可忽略液面落差的影响。

2.6.3液沫夹带

液沫夹带由下式计算

5.7?10??ua eV??H?h?Lf?T?6?? ??3.2 hf?2.5hL?2.5?0.5?1.25m 故

5.7?10??aeV???H?h?f?T?6????3.25.7?10?6?1.2????21.10?10?3?0.4?0.15?3.2?0.0097kg液/kg气?0.1kg液/kg气

故在本设计中液沫夹带eV在允许范围内。

2.6.4液漏

对筛板塔，漏液点气速u0,min，可由下式计算 u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L?V

u0,min?4.4?0.772?0.0056?0.13?0.05?0.002??849.782.873?5.86 实际孔速 u0?9.21m/s?u0,mi n稳定系数为 K?u0u0,min?9.21?1.57?1.5 5.86故在本设计中无明显漏夜。

2.6.5.液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从下式的关系 Hd???HT?hW?

苯—氯苯物系属一般物系，取??0.5，则 ??HT?hW??0.5??0.4?0.053?3?0.226m6 而 Hd?hp?hL?hd

板上不设进口堰，hd可由下式计算，即

' hd?0.15u??30?20.1??5307?0.?2 0.001m液柱 Hd?hp?hL?hd?0.0402?0.05?0.001?0.0912m所以 Hd???HT?hW? 故在本设计中不会发生液泛现象

2.7.塔板负荷性能图 2.7.1漏液线

由u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L?V

Vs,min u0,min?

A0 hL?hW?hOW hOW2.84?Lh?E?1000??lW?3?? ?????232 得

Vs,min??2.84?Lh??4.4C0AO?0.0056?0.13?hW?E?1000???lW???????h????L?V? ???Vs,min2???2.84??836.1 ?3600Ls?3??4.4?0.772?0.101?0.09804?0.0056?0.13?0.046??1?????0.0020??10002.871?0.462?????????

?10.13L6s整理得 Vs,mi3n.4580.00982/3

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示 LS,m3/s VS,m3/s

0.0002 0.0597

0.0004 0.0607

0.0006 0.0616

0.0008 0.0623

由上表数据即可作出漏液线1

2.7.2液沫夹带线

以eV?0.1液kg/kg气为限，求VS—LS关系如下：

5.7?10??uaeV??H?h?Lf?T?6?? ??3.2ua?VsVs??2.14Vs

AT?Af0.503?0.036hf?2.5hL?2.5?(hW?hOW)

hW?0.0533

how2.84?3600Ls???1???1000?0.53?2/3?1.05Ls2/32/32/3

故

hf?0.128?2.6LsHT?hf?0.272?2.6Ls3.2

2/3??整理得：VS?0.807?7.7093LS2.141VS5.7?10?6??0.1??2/3?21.10?10?3??0.272?2.6LS?

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

LS(m3/s) VS(m3/s) 0.0006 0.735 0.0015 0.708 0.0030 0.650 0.0045 0.601 由上表数据即可作出液沫夹带线2

2.7.3液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW?0.006m作为最小液体负荷标准。由下式计算

hOW2.84?Lh??E??1000?lW?23?0.007m

取E=1，则

LS,min?0.007?1000?20.462???0.000394m/s ??2.843600??3据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3

2.7.4液相负荷上限线

以??4s作为液体在降液管中停留时间的下线，由下式计算

??AfHTLsAfHTLS?4

0.036?0.4?0.0036m3/s 4故 LS,max??据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。

2.7.5液泛线

令Hd???HT?hW?

由Hd?hp?hL?hd;hp?hc?h1?h?;h1??hL;hL?hW?hOW 连立得

?HT??????1?hW????1?hOW?hc?hd?h?

忽略h?，将hOW与LS,hd与L，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

'a'Vs2?b'?c'L2?dLs3 s2式中 a'?0.051??V?2??A0c0???L??? ? b'??HT??????1?hW c'?0.153 2(lWh0)?3?36 d?2.84?10?E??1??????l?W'0?03?? ?2带入有关数据得

a'?0.051??V?0.051?2.871?????0.083??(A0c0)2??L??0.101?0.772?0.586?2?836.1?22b'?HT?(????1)hw?0.5?0.4??0.5?0.65?1??0.051?0.141c0.153/?lwh0??0.153/?0.53?0.011??4510.47'2/32/3

?1.687?3600?d'?2.84?10?3E?1??????lw??3600??2.84?10?3?1??1?0.65????0.462?S2/3 故 VS2?1.699?54343.01l2?20.349Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表所示

LSm3/s VSm3/s

??0.0006 1.668 0.0015 1.286 0.0030 0.798 0.0045 0.054 ??依表中数据作出液泛线5，

在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即可作出操作线。由图课看出，改筛板的操作上限为液泛控制，下限为液漏控制。由图5-20得，

VS,man?1.075m3/sVs,min?0.317m/s3

故操作弹性为

Vs,manVs,min?1.075?3.391 0.317

图5-20精馏段筛板负荷性能图

所设计筛板的主要结构如下表

筛板塔设计计算结果

序号

1 2 3 4 5 6 7 8 9

项目

平均温度tm, ℃ 气相压力Pm，KPa 气相流量Vs，（m3/s） 液相流量Ls, (m3/s ) 实际塔板数 有效段高度Z，m 塔径，m 板间距，m 溢流形式

数值 87.25 107.05 0.452 0.00067 15 8 0.7 0.4 单溢流

10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32

降液管形式 堰长，m 堰高,m

板上液层高度,m 堰上液层高度,m 降液管底隙高度,m 安定区宽度,m 边缘区宽度,m 开孔区面积,m2 筛孔直径,m 筛孔数目 孔中心距,m 开孔率,% 空塔气速,m3/s 筛孔气速, m3/s 稳定系数 每层塔板压降,Pa 负荷上限 负荷下限

弓形 0.462 0.0407 0.05 0.0085 0.00181 0.065 0.035 0.09804 0.005 2900 0.015 10.1 0.432 7.92 1.56 508.7 液泛控制 漏液控制

液沫夹带eV,(kg液/kg气) 0.0076 气相负荷上限，m3/s 气相负荷下限，m3/s 操作弹性

0.0036 0.000452 3.15

二、设计小结

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,它可以使气(或汽)或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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方面都有重大影响。 塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿和减湿等。 最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

本设计是板式精馏塔，通过这次设计，我知道了板式塔的设计步骤大致一下：根据设计任务和工艺要求，确定设计方案和选择塔板类型；确定板式塔主要尺寸的设计计算，包括塔高、塔径的设计计算，板上液流形式的选择、溢流装置的设计，塔板布置、气体通道的设计及排列等工艺计算；进行流体力学验算；绘制塔板的负荷性能图；根据负荷性能图，对设计进行分析，若设计不够理性，可对某些参数进行调整，重复上述步骤直道满意为止。

所设计的板式塔应为气液接触提供尽可能大的接触面积，应尽可能地减小雾沫夹带和气泡夹带，有较高的塔板效率和较大的操作弹性。但是由于塔中两相流动情况和传质过程的复杂性，许多参数和塔板尺寸需根据经验来选取，而参数与尺寸之间又彼此互相影响和制约，因此设计过程中不可避免要进行试差，计算结果也需要工程标准化。基于以上原因，在设计过程中需要不断地调整、修正、和核算，直到设计出较为满意的板式塔。

重要经验关联式

1.全塔效率： ET?0.17?0.616lg?m

5.7?10???a 2.Hunt的经验式： ev??H?h??f?T?6?? ??3.2 3.漏液点气速： ?ow?4.43C00.0056?0.13(hL?h?)?L/?v

三、参考资料

1. 石油化学工业规划设计院. 塔的工艺计算. 北京：石油化学工业出版社，1997

2. 化工设备技术全书编辑委员会. 化工设备全书—塔设备设计. 上海：上海科学技术出版社，1988

3. 时钧，汪家鼎等. 化学工程手册，. 北京：化学工业出版社，1986

4. 上海医药设计院. 化工工艺设计手册(上、下). 北京：化学工业出版社，1986 5. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000 6. 大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连：大连理工大学出版社，1994 7. 柴诚敬，刘国维，李阿娜. 化工原理课程设计. 天津：天津科学技术出版社，1995

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