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最新分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔化工原理课程设计

来源：二三娱乐

分离苯甲苯混合液的筛板精馏塔化工原理

课程设计

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设计题目：分离苯-甲苯混合液的筛板精馏塔

学院：化学化工学院专业班级：工艺104

设计者：冀东瑛（1004500446）指导老师：葛元元

设计时间：2013年7月12日-16日

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前言

不知不觉大三最后一个学期即将结束。经过三年的学习，我们已经系统掌握了关于化工专业各方面的基础知识及专业知识；其中包括有机、无机、分析、物理化学四大化学、CAD机械工程绘图、化工仪表、化工设备基础、化工热力学、化工原理等课程。可以说知识越学越系统，越来越接近实际工程应用。

如今，在老师的指导下，我们进行了关于化工原理的课程设计。本次设计的目的是为了把我们大学里所学过的理论知识连串起来，并将它们运用到实际应用中，加深对知识的理解及应用能力。

本次设计的任务是设计用于分离苯-甲苯混合液的筛板式精馏塔。设计过程中，我们认真分析研究，考虑到实际生产中的经济效益问题及绿色环保问题，经过大量的工艺计算及理论确定，最终选用了筛板式精馏塔，并于常压下用直接蒸汽加热法进行分离操作；设计出了一套比较接近实际的精馏塔装置。

在设计过程中，由于我们所掌握的知识比较有限，且时间比较紧迫，所以设计方案及方法难免有些缺陷，在此我们恳请老师给予理解及指导，以使我们更早更快掌握解决实际工程问题的捷径！

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第一章设计任务 ............................................................................................................................................... 4

1.1.2 设计条件 .................................................................................................................................. 4 1.1.3 设计任务 .................................................................................................................................. 5 1.2 设计方案的确定 .................................................................................................................................. 6

1.2.1 选择塔型 .................................................................................................................................. 6 1.2.2 精馏方式 .................................................................................................................................. 6 1.2.3 操作压力 .................................................................................................................................. 6 1.2.4 加热方式 .................................................................................................................................. 6 1.2.5 工艺流程 .................................................................................................................................. 7

第二章筛板式精馏塔的工艺设计 .................................................................................................................... 8

2.1 精馏塔的工艺计算 .............................................................................................................................. 8

2.1.1 苯和甲苯的汽液平衡组成 ...................................................................................................... 8 2.1.2.精馏塔的物料衡算 .................................................................................................................. 9 2.2回流比及理论塔板的确定 .................................................................................................................. 9 2.3板效率及实际塔板数的确定 ........................................................................................................... 12 2.4操作方程的确定 ............................................................................................................................... 12 2.5 精馏段物性数据计算 ...................................................................................................................... 13

2.5.1.定性组成 ............................................................................................................................. 15 2.5.2.平均分子量 ......................................................................................................................... 16 2.5.3.平均密度 ............................................................................................................................. 16 2.5.4. 精馏段液体表面张力 ....................................................................................................... 17 2.5.5. 液体平均粘度 ................................................................................................................... 17 2.5.6. 气液体积流率的计算 ....................................................................................................... 18 2.6 提留段物性数据计算 ...................................................................................................................... 18

2.6.1.定性组成 ............................................................................................................................. 18 2.6.2.平均分子量 ......................................................................................................................... 18 2.6.3.平均密度 ............................................................................................................................. 19 2.6.4.提馏段液体表面张力 ......................................................................................................... 20 2.6.5.液体平均粘度 ..................................................................................................................... 20 2.6.6. 气液体积流率的计算 ....................................................................................................... 21

第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算 ........................................................................................................... 21

3.1 塔板横截面的布置计算 .................................................................................................................... 21

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3.1.1精馏段 .................................................................................................................................. 21 3.2 塔板负荷性能图 ................................................................................................................................ 26

3.2.1 过量液沫夹带线 .................................................................................................................... 26 3.2.2溢流液泛线 .......................................................................................................................... 27 3.2.3液相下限线 .......................................................................................................................... 28 3.2.4漏液线（气相负荷下限线） .............................................................................................. 28 3.2.5液相下限线 .......................................................................................................................... 29 3.2.6操作线 .................................................................................................................................. 29 3.3提馏段 ............................................................................................................................................... 30

3.2.1过量液沫夹带线 .................................................................................................................... 35 3.2.2溢流液泛线 .......................................................................................................................... 36 3.2.3液相上限线 .......................................................................................................................... 37 3.2.4漏液线（气相负荷下限线） .............................................................................................. 37 3.2.5液相下限线 .......................................................................................................................... 38 3.2.6操作线 .................................................................................................................................. 38

第四章精馏塔的附属设备及选型 ............................................................................................................... 39

4.1．辅助设备 ...................................................................................................................................... 39 4.2．辅助设备的选型 .......................................................................................................................... 39

4.2.1塔顶冷凝器的选型 ................................................................................................................ 39 4.2.2塔底冷却器的选择 ................................................................................................................ 41 4.2.3再沸器的选型 ........................................................................................................................ 42 4.3管路计算 ............................................................................................................................................ 43

4.3.1塔顶蒸气管路 ...................................................................................................................... 43 4.3.2塔顶冷凝水管路 .................................................................................................................. 43 4.3.3塔顶液相回流管路 .............................................................................................................. 44 4.3.4加料管路 .............................................................................................................................. 44 4.3.5塔釜残液流出管 .................................................................................................................. 45 4.3.6塔顶馏出液管路 .................................................................................................................. 46 4.4输送泵的选取 ................................................................................................................................... 46

4.4.1泵的分类 .............................................................................................................................. 46 4.4.2选泵原则 .............................................................................................................................. 46

第五章塔高的设计计算 ................................................................................................................................. 47

5.1塔高的确定 ....................................................................................................................................... 47 5.2塔顶空间的确定 ............................................................................................................................... 47 5.3塔底空间的确定 ............................................................................................................................... 47 5.4有效塔高的确定 ............................................................................................................................... 48 5.5塔顶封头的确定 ............................................................................................................................... 48 5.6裙座高度的确定 ............................................................................................................................... 48 5.7人孔 ................................................................................................................................................... 48 第六章筛板塔的主要设计参数工艺参数汇总 ............................................................................................. 48

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6.1全塔工艺设计结果总汇 ................................................................................................................... 48 参考文献 ........................................................................................................................................................... 53

第一章设计任务

1.1任务

苯-甲苯精馏塔设计

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1.1.2 设计条件

处理量 4000kg/h 原料中苯的质量分率 0.41 塔顶产品中苯的质量分率 0.96 塔釜产品中苯的质量分率 0.01 单板压降小于等于0.7kpa 进料状态泡点进料回流比 R=1.7Rmin 塔型筛板塔塔操作压力 4 kPa 年生产天数 300 天

年产量 2800 吨/年全塔效率 Et=62%

加热类型间接蒸汽加热精馏类型连续型

1.1.3 设计任务

单元设备设计的内容和过程

• 过程方案设计 • 工艺流程设计

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• 单元过程模拟计算 • 单元设备的工艺设计 • 工艺设计的技术文件 • 详细设计

课程设计的基本要求

• 设计方案简介

• 主要设备的工艺设计计算 • 主要设备的结构设计和机械设计 • 典型辅助设备的选型 • 工艺流程图

• 主要设备的工艺条件图 • 主要设备的总装配图 • 编写设计说明书

1.2 设计方案的确定

1.2.1 选择塔型

精馏塔属气—液传质设备。气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较[1]知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定,且持液量较大，液气比适应范围大，因此本次精馏塔设备选择板式塔。筛板塔是降液管塔板中结构最简单的，它与泡罩塔相比较具有下列优点：生产能力大10-15%，板效率提高15%左右，而压降可降低30%左右，另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右，安装容易，也便于清洗检修[2]。因此，本设计采用筛板塔比较合适。

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1.2.2 精馏方式

根据实际生产情况，本精馏塔采用连续精馏方式。

1.2.3 操作压力

常压操作可减少因加压或减压操作所增加的增、减压设备费用和操作费用，提高经济效益, 在条件允许下常采用常压操作，因此本精馏设计选择在常压下操作。

1.2.4 加热方式

在本物系中，水不是难挥发液体，选用间接蒸汽加热。

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1.2.5 工艺流程

原料经预热器预热达到泡点温度，经管道直接送入下游精馏塔，即我们所设计的塔。精馏塔塔顶蒸汽经全凝器全部冷凝，然后经过分配器（属于冷凝器的部分），一部分馏出液在泡点状态下作为回流液回到精馏塔，一部分作为产品流出。由于塔顶产品仍比较热，所以经过冷却器冷却。在塔釜，釜液经再沸器间接蒸汽加热，为精馏段提供物料。塔釜出来的产品经水泵全部送出。

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第二章筛板式精馏塔的工艺设计

2.1 精馏塔的工艺计算

2.1.1 苯和甲苯的汽液平衡组成

表 2-1 苯和甲苯的汽液平衡组成

温度t ℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01 液相中苯的摩尔分率 x 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 气相中苯的摩尔分率 y 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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2.1.2.精馏塔的物料衡算

（1）、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率

设苯以A表示，甲苯以B表示苯的摩尔质量： MA78.11Kg/Kmol 甲苯的摩尔质量： MB92.14Kg/Kmol

由F0.41 D0.96 w0.01以1Kg为基准，则：

xFnA0.41/78.110.4505

nAnB0.41/78.11(10.41)/92.14xD0.96/78.110.9659

0.96/78.11(10.96)/92.140.01/78.110.0118

0.01/78.11(10.01)/92.14xw（2）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MFxFMA(1xF)MB0.450578.11（10.4505）92.1485.82Kg/Kmol MDxDMA(1xD)MB0.965978.11（10.9659）92.1478.59Kg/Kmol MwxwMA(1xw)MB0.011878.11(10.0118)92.1491.97Kg/Kmol

（3）、物料衡算

由题意可知 F400046.61Kmol/h 85.82总物料守恒 FDW ①

苯物料守恒 0.4505F0.9659D0.0118W ②

由 ①、② 得： D21.43Kmol/h W25.18Kmol/h

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2.2回流比及理论塔板的确定

相平衡方程为：

ynxn2.6439xn2.6439xn

1(1)xn1(2.64391)xn11.6439xn求q线方程冷夜进料，取q=1.2

yqxq1.20.4505xqFxq6xq2.2525 q1q11.211.21则：q线方程为

由相平衡方程和q线方程交点（xe,ye）求最小回流比

xe0.4956,ye0.7211

回流比的确定

RminxDye0.96590.72111.0856

yexe0.72110.4956取R=1.7*Rmin=1.7*1.0856=1.8455

最小理论板数的确定

1-xWx1-0.0118lg[(D（))]lg[(0.9659（))]1xDxW10.96590.01187.9933 lglg2.6439Nmin理论板数的捷算法

RRmin1.84551.08560.2670

R11.84551由吉利兰关联图读出:

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NNminN1= 0.4407 又 Nmin=7.9933代入上试得N=15.0796

所以理论塔板数NT=16块

精馏段理论板数的确定

lg[(NRminxD1-xF1-0.4505（))]lg[(0.9659（))]1xDxF10.96590.45053.6435

lglg2.6439由吉利兰关联图读出由吉利兰关联图读出（块）

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NR-NRmin0.4407又NRmin3.6435代入上试得NR=7.0006=8

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所以精馏段理论塔板数NR=8（块）

提馏段理论板数的确定

1-xWx1-0.0118lg[(F（))]lg[(0.4505（))]1xFxW10.45050.01184.3469 lglg2.6439NSmin由吉利兰关联图读出

NS-NSmin0.4407又 NSmin4.3469代入上试得NS=8.2188=9块

NS1所以提馏段理论塔板数NS=9（块）

最终以精馏段与提馏段理论板数的总和为全塔总理论板数，即为17块。

2.3板效率及实际塔板数的确定

求实际板数

N由

NT1ET 得

7.3023 -110.1651 11（块）

0.628.5600-1 12.1935 13（块）

0.62精馏段实际板数： N精 =

提馏段实际板数： N提 =

即全塔实际板数为24块 2.4

操作方程的确定

精馏段： LRD1.302721.4327.917kmol/hL V=(R+1)D=2.3027×21.43=49.3473 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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提馏段：LLqF27.917355.9283.8373kmol/h

VV(1q)F49.347(11.2)46.658.667kmol/h

精馏段操作线方程： yn1提镏段操作线方程： yn1LWxnxW1.429xn0..00506 VVLDxnxD0.5657xn0.4195 VV2.5 精馏段物性数据计算

10.80.6y0.40.2000.20.4x0.60.81

图2-1 苯-甲苯系的气液相平衡图

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x=0.4505F由 x=0.9659 查表2-1 苯—甲苯的气液相平衡得：

Dx=0.0118Wy=0.6740FyD=0.9860 y=0.0340W计算塔顶、塔底、进料处相对挥发度：

y/1y0.6740/10.6740FF a2.520 Fx/1x0.4505/10.4505FFy/1yD0.986/10.9862.486 aDDx/1x0.9659/10.9659DDy/1y0.034/10.034WWa2.95 Wx/1x0.0118/10.0118WWa3aaaFDW32.52*2.486*2.952.6439

塔内平均相对挥发度为：

由苯—甲苯在不同温度下的汽液平衡数据作出组成温度图

由图2-2读出塔顶、塔底、进料温度： tD=81.820C

tF=93.400C tw=110.000C

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120110100温度t9080706000.10.20.30.40.50.60.70.80.91组成x（y）

图2-2 苯和甲苯的组成温度图

操作压强：P=105.325 kpa

平均温度： tm：tD=81.820C tF=93.40C tw=1100C tm=（tD+ tF）/2=(81.82+93.4)/2=87.61℃

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2.5.1.定性组成

(1)塔顶 y1= XD= 0.9659查平衡曲线得到 x1=0.9221 (2)进料 yf=0.682 xf=0.4505

2.5.2.平均分子量

查附表8]知: (1)塔顶：MMVDm

[

=0.965978.11+(1-0.9659)92.14=78.59（g/mol） =0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（g/mol）

LFm

LDm

(2)进料: MVFm=0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（g/mol）M=0.450578.11+(1-

0.4505)92.14=85.82（g/mol）

平均分子量 MVm=

MVDmMVFm78.5982.57=80.58（g/mol）

22MLDMMLFM79.2085.82=82.51(g/mol)

22MLm=

2.5.3.平均密度

[6]由书和书[7]：1/LM=aA/LA+aB/LB ，A为苯 B为甲苯

塔顶：在81.82℃下：LA=811(kg/m3) LB=806(kg/m3)

aA=(0.9221*78.11)/[0.9221*78.11+(1-0.9221)*92.13]=0.9094

1LMD=0.9094/811+（1-0.9094）/806

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则LMD=810.77 (kg/m3)

进料:在进料温度93.40c下：LA=802kg/m3，LB=798kg/m3

aA=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13]=0.4101

1LMF=

0.4101(10.4101) 则LMF=798.72kg/m3 802798即精馏段的平均液相密度：LM=(810.77+798.72)/2=804.745 (kg/m3) 平均气相密度：VM=

PMVM=(105.325*80.58)/[8.314*(87.61+273)]=2.831 (kg/m3) RT2.5.4. 精馏段液体表面张力

[6](1)塔顶: 查书和书[7]求得在81.82℃下：

A= 20.8mN/m B=21.5mN/m

MD=0.9659×20.8+（1-0.9659）×21.5=20.824(mN/m) (2)进料: 在110℃下：

A=17.5(mN/m) B =18.4(mN/m)

MF=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531(mN/m) 则 m=(MD+MF)/2=(20.824+17.531)/2=19.178(mN/m) 2.5.5. 液体平均粘度

液相平均粘度依下式计算：lglmxilgi

(1)塔顶:在81.82℃下：A是苯，B是甲苯 XD=0.9659

DA=0.305mpas; DB=0.308mpas;

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(2)lgLD=0.9659  lg0.305 + 0.0341 lg0.308 则LD=0.597169(mpas)

(3)进料: 在 93.4℃下 XF =0.4505 FA=0.270mpas; FB=0.278mpas lg则lF=0.4505  lg0.270 + 0.5495 lg0.278 =0.5702557(mpas)

LDlFlm=（+lF）/2=0.583713(mpas)

2.5.6. 气液体积流率的计算

由已知条件V=70.29kmol/h L=48.86kmol/h 得

VS=

VMvm=(70.29*80.58)/(3600*2.831)=0.5557（m3/s）

3600VMLMLM48.8682.51==0.00139(m3/s)

3600LM3600804.745 LS=

2.6 提留段物性数据计算

操作压强 P = 105.325

温度 tm tD=81.820C tF=93.40C tw=1100C tm=（tF+ tw）/2=(93.4+110)/2=101.70C

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2.6.1.定性组成

(1)塔釜 xW=0.0118查相平衡图得到：yW=0.028 (2)进料 yF0.682 xF0.4505

2.6.2.平均分子量

查附表[8]知: (1)塔斧：M M (2)进料: MVFmLWmVWm=0.02878.11+(1-0.028)92.14=91.75（g/mol）

=0.011878.11+(1-0.0118)92.14=91.97（g/mol）

=0.68278.11+(1-0.682)92.14=82.57（g/mol） MLFm

=0.450578.11+(1-

0.4505)92.14=85.82（g/mol）平均分子量MVm=

MVWmMVFm91.7582.5787.16（g/mol）

22MLWMMLFM91.9785.8288.90(g/mol) MLm==

2.6.3.平均密度

[6]由式[3]：1/LM=aA/LA+aB/LB 查书和书[7]

塔釜：在110℃下：A-苯 B-甲苯

LA=778(kg/m3) LB=780(kg/m3)

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aA =

0.011878.110.01002

0.011878.11(10.0118)92.13

1LMW=0.01002/778+(1-0.01002)/780

则LMW=779.98(kg/m3)

进料:在进料温度93.40c下：LA=802kg/m3，LB=798kg/m3

aA=（0.4505*78.11）/[0.4505*78.11+(1-0.4505)*92.13]=0.4101

1LMF=

0.4101(10.4101) 则LMF=798.72kg/m3 802798即提馏段的平均液相密度LM=(779.98+798.72)/2=789.35(kg/m3) 平均气相密度VM=

PMVM105.325*87.16==2.9456(kg/m3) RT8.314*（101.7273.15） 2.6.4.提馏段液体表面张力

[6](1)塔釜: 查书和书[7]求得在110℃下：

A= 17.5mN/m B=18.4mN/m

Mw=0.9659×17.5+（1-0.9659）×18.4=17.531 (mN/m)

(2)进料: 在93.4℃下：

A=19.6(mN/m) B =20.2(mN/m)

MF=0.9659×19.6+（1-0.9659）×20.2=19.62(mN/m) 则 m=(Mw+MF)/2=(17.531+19.62)/2=18.575(mN/m)

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2.6.5.液体平均粘度

A是苯，B是甲苯

(1)

塔釜:在110℃下：XW=0.0118

WA=0.233mpas; WB=0.254mpas;

(2)

lgLW=0.0118lg(0.233)+0.9882lg(0.254)

则LW= 0.551227(mpas) (3)进料:在 93.4℃下

FA=0.270mpas; FB=0.278mpas lg则lF=0.4505  lg0.270 + 0.5495 lg0.278 =0.5702557(mpas)

lF 则LM= (LW+LF)/2 =0.560741(mpas)

2.6.6. 气液体积流率的计算

由已知条件V=79.6kmol/h L=95.47kmol/h 得 Vs=

VMvm79.6*87.16=0.654(m3/s)

3600VM3600*2.9456=

LMLM95.47*88.900.00299(m3/s) =

3600LM3600*789.35 Ls

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第三章塔和塔板主要工艺尺寸计算

3.1 塔板横截面的布置计算 3.1.1精馏段

塔径D的计算

参考化工原理下表10-1，取板间距HT=0.45m hL0.06m

HT-hL=0.45-0.06=0.39m 两相流动参数计算如下： FLV=

LsVsLm ` Vm804.745=0.0422 2.831 FLV=

0.001390.5557 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：

Cf20=0.082

19.1780.0813 Cf=Cf20=0.08220200.20.2LVufCf2020V0.2804.745-2.8310.5=0.0813（）1.368(m/s) 2.8310.5本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速

u'n=0.81.368=1.095m/s)

4Vs40.55570.804m u3.141.095仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54 D'精品好文档，推荐学习交流

根据塔设备系列化规格，将D圆整到D=1m 作为初选塔径，因此，重新校核流速u：un实际泛点百分率为：

4Vs40.55570.708（m2） 23.141Dun0.7080.512 uf1.368ATD240.78510.785m2

塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。

因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。[4] (1)溢流装置

取堰长lw=0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高hw hLhOW,已取hL=0.06

h0W=2.84×103E(由LhLh2/3) lw2.5

(lw)=12.206 2.5=5.004/0.7

查化工原理下图10-48得：E=1.032 h0W=2.84×103×1.032(5.004/0.7)

2/3

=0.01087m

hw hLhOW=0.06-0.01087=0.04913m 取hw0.05是符合的。

hL=hW+hOW=0.05+0.01087=0.06087m

修正后hL对un影响不大,故塔径计算不用修正.

(2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af

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由lw/D=0.7查化工原理(下)图10-40得:

AfWd0.149 0.088 DATWd=0.149×1=0.149m

Af0.0884120.0691m2

(3) 降液管底隙高度hO

因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度

=0.07m/s. uo)=0.00139/(0.7*0.07)=0.0284m 过小，取ho=0.04m h0=Ls/(lw*uo（4）塔板布置

取安定区宽度WS=0.08m ，取边缘区宽度WC=0.04m

DWdWS0.50.1490.080.271m 2D rWC0.50.040.46m

2 x21rsin Aa2xr2x2180x r  . 271  1 0 2 2 2 sin 2  2    0 . 271 0 . 46 0 . 271 . 46 . 468 ( m )  0   0 180 0 . 46  

(4)筛孔数n与开孔率 初取do5mm，

t3.0 呈正三角形排列 d0 t3.0d03.0515mm 依下式计算塔板上的开孔率

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A00.9070.90710.08% 22Aa(t/d0)（3.0）则每层塔板上的开孔面积Ao为 AoAa0.4680.10080.0472m2

A00.04724=2405孔 d023.140.00524板压降的校核

(1)干板压降相当的液柱高度取板厚3mm， Co=0.72 u0VS0.555711.77m/s A00.0472do3.00.6,查化工原理下图10-45得: 5.01uohd=×2gCo2vmLmuo=0.051Co2vmLm 11.7722.831 =0.051()()0.048m液柱

0.72804.745(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl uaVS0.55570.7762(m/s)

ATAf0.7850.0691 相应的气体动能因子 Faua0.50.77622.8310.51.306

查化工原理下图10-46得：β=0.7

hl(hwhow)hL0.70.060.042m液柱 (3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ

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4419.17810-3h0.00194

9.81Ld09.81804.745510-3∴ 板压降 hfhdhlh0.0480.0420.001940.092m液柱 0.092m水柱= 0.0068m汞柱=6.8mmHg<10mmHg 符合要求液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

液沫夹带量的校核

hf2.5hL0.062.50.15m uaVS0.55570.7762(m/s)

ATAf0.7850.06913.25.710uaevHhfT63.25.71060.776219.1781030.450.150.0062234Kg液/Kg汽

0.0062234Kg液/Kg气<0.1Kg液/Kg气，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核

LS溢流管中的当量清液高度可由式hf0.153lh 计算液体沿筛板流动时,阻

wo力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 0。已知: hL0.06m 0

LSh0.153flhwo22 0.001390.0004m 0.1530.70.04故降液管内的当量清液高度：

2 HdhLhfhf0.0600.00020.0920.1522m 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,则降液管内泡沫层高度：

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HfdHd0.15220.190m0.5m 0.8不会产生溢流液泛。

液体在降液管内停留时间的校核 Hd=0.1522m 降液管内的停留时间 τ=

AfHdLs0.06910.15227.556ss〉5s

0.00139不会产生严重的气泡夹带。

漏液点的校核漏液点的孔速为：

uow4.4Co(0.00560.13hLh)L/v

=4.40.72(0.00560.130.060.00194)804.745/2.831 =5.718(m/s) 筛孔气速uo=

VS0.135025.18(m/s) A00.00139uo25.184.401.52.0 uow5.178塔板稳定系数 k表明具有足够的操作弹性。

根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。

3.2 塔板负荷性能图

注:以下计算常用how2.84103E(Lh2/3L)得how(~Ls),E ~~2h.5经验计算, lwlw仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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取E=1.0 则howL3600Ls2.84101.0(h)2/3=2.841030.70.732/30.8462Ls

2/33.2.1 过量液沫夹带线

5.7106un依下式计算: ev=HhfT3.2

(2-1) VS1.397Vs 式中： un =

0.7850.06912/32/3hf=2.5(hw+how)=2.5（0.04180.8462Ls）0.10452.1155Ls

令ev=0.1kg液/kg气，由=19.178103N/m, HT=0.45m

1.397Vs5.710-63.2（）代入式(2-1)得： 0.1= 2/3-319.178100.45-0.1045-2.1155Ls整理得： Vs1.523-9.328Ls

在操作范围中，任取几个Ls值，根据上式算出Vs值列于表2-3中：表2－3

Ls,m3s Vs,m3s 2/30.002 1.375 0.004 1.288 0.006 1.215 0.008 1.150

3.2.2溢流液泛线

由式[2]HdhwHT 和 Hdhwhowhfhf 联立求解。

(1)hphchLh

hc=0.051（

uo）2（v） coL仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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=0.051（

Vs）2v CoAoL =0.051（

Vs2.83）2（）

0.72*0.0472804.7452 =0.1553Vs

hl=（hw+how）=0.7(0.049130.846Ls3)0.034390.5922Ls3 故 hp=0.1553Vs20.034390.5922Ls30.00194 =0.1553Vs+0.5922Ls(2)hd=0.153（

22/3222+ 0.03633

LsLs2）2=0.153（）2=195.153Ls 则： lwh00.70.0422/30.8(0.450.04913)0.1553Vs+0.5922Ls+0.03633+0.04913+0.846Ls2/3+195.153Ls

22/3整理得：Vs2=2.02-9.259L2s-1255.62Ls （2-18）

取若干Ls值依(2-18)式计算Vs值，见表2-4，作出液泛线 (参见2-1图)

表2-4

Ls103,m3s 0．002 0．004 1.330 0．006 1.293 0．008 1.253 Vs,m3s

1.367 3.2.3液相下限线

取液体在降液管中停留时间为4秒。

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则 LSman =

HTAf=

0.450.0691=0.00777（m3/s）

在LS man=0.00777m3/s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上它为与气体流量 V无关的垂直线。(参见图2-2)

3.2.4漏液线（气相负荷下限线）

由hL=hw+how=0.04913+0.846Ls2/3

，uow=

Vs.min代入下式[2]求漏液点气速式： Ao

uow=4.4Co[0.00560.13hLh]L/v

 804.745. 2 3  0  0 4 . 4  0 . 77  0 . 0056  0 . 13 0 . 04913 . 8462 LS . 00194  （） 2.831  Vsmin =

Ao将Ao=0.0472代入上式并整理得 Vs0.14952.88831.27LS3 min=

2据上式，取若干个Ls值计算相应Vs值，见表2-5，作漏液线 (参见图2-1) 表2－5

Ls103,m3s 2 4 1.35 6 1.54 8 1.69 Vs,m3s

1.08 3.2.5液相下限线

取平顶堰堰上液层高度how=6mm，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板

Lh）2/3 lw上液流分布均匀，则how=2.84103E（

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0.006=2.84101.02（

33600LS0.98）2/3

整理得： Ls,min0.0005796m3/s

3.2.6操作线

P点为操作点，其坐标为：

Vs0.5557m3/s ，LS0.00139m3/s

OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为Vs,max,与漏夜线的交点对应气相负荷为Vs,min.可知：精馏段的操作弹性=

Vs4.51.41 Vs3.2

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3.3提馏段

塔径D的计算

参考化工原理下表10-1，取板间距HT=0.45m hL0.06m

HT-hL=0.45-0.06=0.39m

两相流动参数计算如下 FLV=

LSVSL0.00299789.350.0748 v0.6542.9456 参考化工原理下图10-42筛板的泛点关联得：Cf20=0.08

18.5750.2（）0.0788 Cf=Cf20=0.082020LVufCf2020V0.20.2789.35-2.94560.5=0.0788（）1.288(m/s) 2.94560.5 本物系不易起泡,取泛点百分率为80%，可求出设计气速

u'n=0.81.288=1.03(m/s)

D'4Vs40.6540.899m u3.141.03_由精馏段知，将D取到D=1m 作为初选塔径，因此，重新校核流速u

un41.8162.313（m/s）

3.141 实际泛点百分率为

un1.9121.484 uf1.288ATD240.78510.785m2

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塔板详细设计选用单溢流，弓形降液管，不设进口堰。

因为弓形降液管具有较大容积，又能充分利用塔面积，且单溢流液体流径长，塔板效率高，结构简单，广泛用于直径小于2.2米的塔中。[4] (1)溢流装置

取堰长lw=0.7D=0.7×1=0.7m, 选择平流溢流堰出口堰高hw hLhOW,已取hL=0.06 h0W=2.84×103E(由 LhLh2/3) lw(lw)2.5=10.764/0.0.72.5=26.256

查化工原理下图10-48得：E=1.035

h0W=2.84×103×1.035(10.764/0.7)2/3=0.01818m hw hLhOW=0.06-0.01818=0.04182m 取hw0.05是符合的。

hL=hW+hOW=0.05+0.01818=0.06818m

修正后hL对un影响不大,顾塔径计算不用修正. (2) 降液管宽度Wd与降液管面积Af 由lw/D=0.7查化工原理(下)图10-40得:

AfWd0.149 0.088 DAT Wd=0.149×1=0.149m

Af0.0884120.0691m2

（3）降液管底隙高度hO

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因物系较清洁,不会有脏物堵塞降液管底隙,取液体通过降液管底隙速度

=0.07m/s. uo)=0.00299/(0.7*0.07)=0.0610m 太大，取ho=0.04m h0=Ls/(lw*uo（4）塔板布置

取安定区宽度WS=0.08m ，取边缘区宽度WC=0.04m

DWdWS0.50.1490.080.271m 2D rWC0.50.040.46m

2 x21rsin Aa2xr2x2180x r  . 271  1 0 2  0 2  2 sin 2  2  0 . 271 0 . 46 . 271 . 46 . 468 ( m )  0   0 180 0 . 46  

(5)筛板数n与开孔率 初取do5mm，

t3.0 呈正三角形排列 do t=53.015mm 依下式计算塔板上的开孔率



0.9070.9070.1008则每层塔板上的开孔面积Ao为 22（t/d0）（3.0）则每层塔板上的开孔面积Ao为 AoAa0.4680.10080.0472m2

n =

A00.047242405孔 =223.140.005d04

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板压降的校核

（1）干板压降相当的液柱高度取板厚3mm， Co=0.72 u0do3.00.6,查化工原理下图10-45得: 5.0VS0.65413.86m/s A00.047221uohd=×2gCovmLmuo=0.051Co2vmLm 13.8622.9456 =0.051()()0.071m液柱

0.72789.35

(2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl uaVs0.6540.9135(m/s)

ATAf0.7850.0691 相应的气体动能因子

Faua0.50.91352.94560.51.5678 查化工原理下图10-46得：β=0.6

hl(hwhow)hL0.60.060.036m液柱 (3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ

4418.57510-3h0.00192

9.81Ld09.81789.35510-3∴ 板压降 hfhdhlh0.0710.0360.001920.1089m液柱 0.1089m水柱= 0.0080m汞柱=8mmHg< 10mmHg 符合要求取安定区宽度WS=0.08m ，取边缘区宽度WC=0.04m

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DWdWS0.50.1490.080.271m 2D rWC0.50.040.46m

2 x21rsin Aa2xr2x2180x r  . 271  1 0 2  0 2  2 sin 2  2  0 . 271 0 . 46 . 271 . 46 . 468 ( m )  0   0 180 0 . 46  

液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

液沫夹带量的校核

5.710uaevHhfT63.25.71060.913518.5751030.450.153.20.01082Kg液/Kg汽

因为0.01082kg液/Kg<0.1Kg液/Kg气，故在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。溢流液泛条件的校核

LS溢流管中的当量清液高度可由式hf0.153lhwo 计算液体沿筛板流动时,阻 2力损失很小,其液面落差可忽略不计,即 0。已知: hL0.06m, 0，hf2.50.060.15m

LSh0.153flhwo20.002990.1530.001745m 0.70.042 故降液管内的当量清液高度：

HdhLhfhf0.060.0017450.150.2117m 苯和甲苯混合液不易起泡,取=0.8,则降液管内泡沫层高度：

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Hfd

Hd0.21170.265m0.5m 不会产生溢流液泛。 0.8液体在降液管内停留时间的校核

Hd=0.2117m

降液管内的停留时间 τ=

AfHdLs0.06910.21174.9ss〉3s

0.00299不会产生严重的气泡夹带。

漏液点的校核漏液点的孔速为：

uow4.4Co(0.00560.13hLh)L/v

=4.40.72(0.00560.130.060.00192)789.35/02.94565.557 筛孔气速uo=

VS0.65413.856(m/s) A00.0472uo13.8562.491.52.0 uow5.557塔板稳定系数 k表明具有足够的操作弹性。

根据以上各项流体力学验算，可认为设计的塔径及各工艺尺寸合适。

3.2.1过量液沫夹带线

注:以下计算常用how2.84103E(Lh2/3L)得how(~Ls),E ~~2h.5经验计算, lwlw仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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取E=1.0 则 how3600LSL2.841031.0(h)2/3=2.841030.70.72/30.8462LS2/3 5.7106ua 依下式计算: ev=

HhfT3.2

 (2-1) _VSVS式中：ua ==1.397Vs

ATAf0.7850.0691 hf=2.5(hw+how)=2.5(0.04180.8462LS2/3)=0.10452.1155LS2/3

令ev=0.1kg液/kg气，由= 18.575103N/m, HT=0.45m

1.397VS5.710-63.2 代入式(2-1)得：0.1=() -32/318.575100.450.10452.1155LS整理得： Vs1.5099.237Ls

在操作范围中，任取几个LS值，根据上式算出VS值列于表2-6中：表2－6

2/3LS,m3s VS,m3s 0.002 1.362 0.004 1.276 0.006 1.204 0.008 1.140 依表中数据在作出过量液沫夹带线（1）(参见图2-2) 3.2.2溢流液泛线

由式[2]HdhwHT 和 Hdhwhowhfhf 联立求解。

(1)hphchLh

hc=0.051（

Vuo）2（v）=0.051（S）2v

CoAocoLLVS）20.720.0472仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

=0.051（

2.94562=0.1648VS 789.35精品好文档，推荐学习交流

hl=（hw+how）=0.6(0.041820.846LS 故hp=0.1648Vs+0.02510.5076LS =0.1648Vs+0.02510.5076LS(2)hd=0.153（

222/3)0.02510.5076LS2/3

2/3+0.00192

2/3+ 0.02702

2LSLS）2=0.153（）2=195.153LS 则： lwh00.70.040.8(0.450.04182)0.1648Vs2+0.5076LS2/3+ 0.02702+0.04182+0.846LS2/3+195.153LS

2整理得：VS2=1.97-8.2136LS2/3-1184.181L2s

任取几个LS值(2-18)式计算VS值，见表2-7，作出液泛线（3） (参见2-2图)

表2-7

LS103,m3s 0.002 VS,m3s 1.355 0.004 1.321 0.006 1.287 0.008 1.362 3.2.3液相上限线

取液体在降液管中停留时间为4秒。则 LS在LSman =

HTAf=

0.450.0691=0.00777（m3/s）

man=0.00777m3/s处作出垂线得液相负荷上限线，可知在图上

它为与气体流量 V无关的垂直线。

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3.2.4漏液线（气相负荷下限线）

由 hL=hw+how=0.04182+0.846LS uow=

2/3

VS.min代入下式[2]求漏液点气速式： Ao uow=4.4Co[0.00560.13hLh]L/v

2VSmin789.35=4.40.720.00560.13(0.041820.846Ls3)0.00192

2.9456Ao2将Ao=0.0472代入上式并整理得：VS0.14952.44429.472Ls3 min=

据上式，取若干个LS值计算相应VS值,见表2-8，作漏液线 (参见图2-2)

0.004 LS103,m3s 0.002 0.006 1.49 0.008 1.64 VS,m3s 1.05 1.31 3.2.5液相下限线

取平顶堰堰上液层高度how=6mm，作为液相负荷下限条件，低于此下限,则不能保证板

Lh）2/3 lw3上液流分布均匀，则how=2.84103E（

0.006=2.84101.01（

整理得： Ls,min0.00777m3/s

3600LS0.98）2/3

在图上Ls,min0.00777m3/s处作垂线即为液相下限线

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3.2.6操作线

P点为操作点，其坐标为：

VS0.654m3/s，LS0.00299m3/s

OP为操作线，OP与液泛线的交点对应气相负荷为VSmax,与漏夜线的交点对应气相负荷为

VSmin可知：提馏段的操作弹性=

Vs,maxVs,min5.21.53 3.4

第四章精馏塔的附属设备及选型

4.1．辅助设备

蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也采用直接蒸汽，可以节省

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操作费用，并省掉间接加热设备。但是由于直接蒸汽的加入对釜液有一定的稀释作用，导致釜液浓度降低，所以在此设计中采用间接蒸气加热方式。其附属设备主要有蒸汽冷凝器、产品冷凝器、连接管、泵、再沸器等（由于原料由上游而来，且进料时温度为93.4℃,故不需预热。）列管换热器具有结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适应面广等优点，被广泛应用与化工生产中，特别是列管式换热器在现阶段的化工生产中应用最为广泛，而且设计数据和资料较为完善，技术上比较成熟。因此,以下的冷凝器采用列管换热器。

4.2．辅助设备的选型 4.2.1塔顶冷凝器的选型

4.2.1.1确定流体通入的空间

利用水作为冷源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，选择物料走管程，水走壳程，这是因为苯是有毒物质，且温度较高。 4.2.1.2确定流体的定性温度及平均温度差

设水进口的温度为t1=25℃，出口温度为t2=35℃。塔顶近似为纯苯，tD=81.820C

t'3525230C

t''tD81.82C

因此，ttt81.823051.32C50C

''' 因此，t181.822556.82C,t281.823546.82C，则

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平均温度差为

ttt56.8246.821251.66Ct56.82ln1ln46.82t2m

4.2.1.3热负荷及冷却剂用量

塔顶近似为纯苯，因此，t=tD=81.82℃根据附录基础数据可以利用插值法求得，

苯=392.66KJ/Kg。[化学化工物性数据手册（有机卷）P327苯的汽化热数值如下]。因此根据相关公式可以求得换热时的热负荷，即

Vm(R1)(4000WMLWM)(R1)(400025.18*91.97)=5132.55 kg/h Q顶Vm苯=559.8188 kJ/s

因此，冷却剂水的流量为 (冷却水在常温与正常沸点之间比热均取4.174kJ/(kg. ℃)

qmQ=13.4120 kg/s

CP(t2t1)4.2.1.4换热器的面积及设备选型

根据化工原理上表6-8可知，K=(340~ 910)W / (m 2·℃)，在这里，选择K=560W / (m2·℃)。所以

A估Q=19.3511 m2 Ktm选择浮头式FA换热器，其规格如下：

表10 塔顶冷凝器规格

公称直径（mm） 400 公称面积（m2） 25 管长（m） 3.0 管程数 2 管数 138 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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4.2.2塔底冷却器的选择

4.2.2.1确定流体通入的空间

利用水作为冷源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，选择水走壳程,甲苯走管程。

4.2.2.2确定流体的定性温度及平均温度差

设水的进口温度为t1=25℃，出口温度为t2=40℃。塔底近似为纯甲苯，入口温度为tw=110.0℃，出口温度选择为t3=45℃。因此，

t1110.04070C,t2452520C

因此

t1t27020t39.9Ct170m逆lnln20t2

RP因此，取=0.75。

tWt3t2t1t2t1tWt14511040254.33

4025110250.176

tmtm逆0.7539.929.93C4.2.2.3热负荷及冷却剂用量热负荷为

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QWMc(tt3)m甲苯p1w冷却水的用量

25.1891.971.923600(11045)80.28kJ/s

qmQCP(t2t1)4.2.2.4换热器的面积及设备选型

80.284.174(4025)

1.28kg/s 根据化工原理上表6-8可知，K=(340~ 910)W / (m 2·℃)，在这里，选择K=560W / (m2·℃)。所以

A估QKtm80.28110356029.934.79m2

选择固定管换热器，其规格如下：

表12 塔顶冷凝器规格

公称直径（mm） 273 公称面积（m2） 8 管长（m） 3.0 管程数 2 管数 32 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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4.2.3再沸器的选型

4.2.3.1确定流体通入的空间

利用水蒸汽作为热源，根据换热器流体流经管程或壳程的选择原则，水蒸汽走壳程，便于排出，甲苯走管程。 3.2.3.2流体基本物性数据

甲苯的温度为tW=110.0℃,甲苯357.64kJ/kg.水蒸气的绝压为p=202.6kpa,温度为t=120.56℃，水2204kJ/kg。平均温度差为

tm120.6110.010.6C

4.2.3.3热负荷及加热剂用量

2.89kg/m3v由tw=110℃查甲苯密度又气体流量Vs=0.654m3/s 加热剂用量qmVs*1.89kg/s 热负荷为

Qqm甲苯675.94kJ/s

4.2.3.4换热器的面积及设备选型

根据化工原理上表6-8可知，K=(340~ 910)W / (m 2·℃)，在这里，选择K=560W / (m2·℃)。所以

A估Q=113.87m2 Ktm选择固定管换热器，其规格如下：

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表13 塔顶冷凝器规格

公称直径（mm） 600 公称面积（m2） 125 管长（m） 6.0 管程数 1 管数 269 4.3管路计算 4.3.1塔顶蒸气管路

近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率VS, 则塔顶蒸汽直径d=

4Vs40.5557=0.217（m）217(mm)

3.14*u3.1415选管: 选取 219*6 di207mm u实=

Vs0.785*di20.555716.5207m/s 20.7850.2074.3.2塔顶冷凝水管路

设冷凝水进口温度为25℃ ,出口温度为35℃。则在平均温度30℃下： cp24.17418.01575.195 KJ/Kmol·K-1

WQ559.8188*36002680..18kmol/h

CP2*（t2t1)75.195*(3525)Lw =

WM2680.18*18.0150.01347m3/s 3600ρ3600*995.74Lwu40.013470.1310(m)131.0(mm)

3.141冷凝水管直径di选管: 选取 133*4mm di125mm

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u实=

Lw0.785di20.013471.0982(m/s)

0.785*0.12524.3.3塔顶液相回流管路

已知回流液体流率为LS0.00139m3/s, 则回流管直径di4LSu40.001390.0421(m)42.1(mm)

3.141选管: 选取 50*2.5mm di45mm u实=

LS42di0.001390.874(m/s)

0.7850.04524.3.4加料管路

[6]F=46.61kmol/h , 查书和书[7]得在93.4℃下：

A802Kg/m3 B798Kg/m3

1aAaB0.41010.5899 得：m799.64Kg/m3 802798mABMm=0.4101×78.11+0.5899×92.14=86.386 Kg/Kmol

VFFMm46.6186.3860.00140m3/s

3600m3600799.64di4VFu40.001400.0422(m)42.2(mm)

3.141选管: 选取 576 di45mm

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u实=

VF42di0.001400.881(m/s) 20.7850.0454.3.5塔釜残液流出管

已知釜液体积流率L95.47kmol/h

[6]查书和书[7]在110℃下：A-苯 B-甲苯

LA=778(kg/m3) LB=780(kg/m3) aA =

0.011878.110.01002

0.011878.11(10.0118)92.13aB1aA10.010020.98998

由式：1/LM=aA/LA+aB/LB 得

1/LMaA/LAaB/LB0.01002/7780.98998/7800.00128

得: LM=779.98(kg/m3)

MLDm

=0.922178.11+(1-0.9221)92.14=79.20（g/mol）

LS=

LMLM48.8682.51==0.00139(m3/s)

3600LM3600804.7454LSu40.001390.04207(m)42.07(mm)

3.141釜液出口管直径di选管：选取 576 di45mm u实=

LSdi20.001390.8744(m/s) 20.7850.0454仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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4.3.6塔顶馏出液管路

LDSLS0.00139=0.00068 R2.0475di4LDS0.02941

选管: 选取 u实=

382.5 di33mm

LDS4di2=

0.000680.7941(m/s) 20.785*0.029414.4输送泵的选取 4.4.1泵的分类

泵按作用与液体的原理一般分为叶片式和容积式, 本设计使用的离心泵在化工厂是很常见的，其性能普遍适用于一般的液体输送。因此本设计选用离心泵输送各液体。

4.4.2选泵原则

根据介质物性,已经确定的流量,扬程,再从化工原理下册附表中选择泵的具体型号，察看性能参数（包括流量、扬程或压差、效率、允许吸上高度或允许其容度）。 (1)釜液泵的选型釜液流量:

LwWMLWm/LMW25.1891.97/779.982.9691m3/h0.8247L/s

从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m.

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查表选取冷却泵 ,如下表所示：

型号转速 n (r/min) 流量 m3/h 3.75 L/s IS50-32-160 1450 1.04 效率功率/kW 扬程  轴电机 (%) 功率功率 8.5 35% 0.25 0.55 (2) 馏出液冷却水泵的选型

馏出液冷却水流量为： W=1.89kg/s=1.89L/s

从流程图看不出所需扬程，设输送对扬程的要求不高<8.5m. 查表选取冷却泵 ,如下表所示：

型号转速 n (r/min) 流量 m3/h 7.5 L/s IS50-32-160 1450

2.08 效率功率/kW 扬程  轴电机 (%) 功率功率 7.5 49% 0.31 0.55 第五章塔高的设计计算

5.1塔高的确定

塔高H主要由下列部分组成:

塔顶空间Ha，塔底空间Hb,有效塔高Hp,加料板空间高度HF及群座高度HS 即: H=Ha+Hb+Hp+HF+HS

5.2塔顶空间的确定

塔顶空间是指塔内最上层塔板与塔顶的距离。其距离取远高于板间距的值，本设计计算

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中板间距为0.45m，根据经验取塔顶空间Ha=1.2m，（塔顶封头1米）。

5.3塔底空间的确定

塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由塔底贮液取停留时间 和塔底液面到最下层塔板间距（一般要有1-2m）决定。本塔设计取10min 则 Hb=

.LSA10600.002992.28(m)

0.78545.4有效塔高的确定

Hp=（N-1）*HT=24*0.45=10.35m 其中：N为实际塔板数；HT为板间距。

5.5塔顶封头的确定

HF =(1/4)D=0.25m

5.6裙座高度的确定

为了制作方便,裙座为圆形,HS/D=3m,所以HS=3×1.0=3.00m

5.7人孔

本精馏塔中设计了4个人孔，孔径均为400mm.

最后算得：H=Ha+Hb+Hp+HF+HS=1.2+2.28+10.35+0.25+3.00=17.08m 全塔图见附图4

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第六章筛板塔的主要设计参数工艺参数汇总

6.1全塔工艺设计结果总汇

设计内容及符号理论塔板数NT 实际塔板数N 理论板效率ET 实际取塔板效率ET 液体流量Ls 气体流量Vs 定性温度tm 定性压力P 板间距HT 塔径D '空塔气速un 单位块块 % % 精馏段 8 11 62 62 0.00139 0.1350 87.61 105.325 0.45 1.0 1.095 - - 0.7 m3s m3s 0C KPa m m m/s 单溢流弓型塔板溢流形式溢流管形式堰长Lw m 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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堰高hw 降液管宽度Wd 降液管面积Af m 0.05 0.149 0.0691 0.04 0.08 0.468 2405 5.0 15 10.08 0.0472 11.77 0.06 0.04 0.01087 7.556 0.1522 0.190 0.048 m m2 边缘区宽度Wc 安定区宽度Ws 鼓泡区面积Aa 筛孔数n 孔径d0 孔间距t 塔板开孔率 总开孔面积A0 塞孔气速uo 板压降降液管低隙高度h0 堰上液层高度how 降液管停留时间 降液管内清液层高度Hd 降液管内泡沫层高度Hfd 板上充气液层阻力hc m m m2 个 mm mm % m2 m/s m液柱 m m s m m m 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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雾沫夹带ev 负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷稳定系数k 操作弹性设计内容及符号理论塔板数NT 实际塔板数N 液体流量L 气体流量V 理论板效率ET 实际取塔板效率ET 液体流量LS 气体流量VS 定性温度tm 定性压力P 板间距HT Kg液/Kg气 - - m3s m3s - - 单位块块 kmol/h kmol/h 0.0062234 雾沫夹带控制漏液控制 4.5 3.2 4.40 1.41 提馏段 9 13 95.47 79.6 62 62 0.00299 0.654 101.7 105.325 0.45 % % m3s m3s 0C KPa m 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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塔径D '空塔气速un m m/s 1.0 2.313 - - 0.7 0.04182 0.149 0.0691 0.04 0.08 0.468 2405 5.0 15 10.08 0.0472 13.86 0.06 0.04 塔板溢流形式溢流管形式堰长Lw 堰高hw 降液管宽度Wd 降液管面积Af 单溢流弓型 m m m m2 边缘区宽度Wc 安定区宽度Ws 鼓泡区面积Aa 筛孔数n 孔径d0 孔间距t 塔板开孔率 总开孔面积A0 塞孔气速uo 板压降降液管低隙高度h0 m m m2 个 mm mm % m2 m/s m液柱 m 仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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堰上液层高度how 降液管停留时间 降液管内清液层高度Hd 降液管内泡沫层高度Hfd 板上充气液层阻力hc 雾沫夹带ev 负荷上限负荷下限气相最大负荷气相最小负荷稳定系数k 操作弹性 m 0.01818 4.9 0.2117 0.265 0.071 0.01082 雾沫夹带控制漏液控制 5.2 3.4 2.49 1.53 s m m m Kg液/Kg气 - - m3s m3s - - 参考文献

[1]《化工设计》，第1版，娄爱娟吴志泉吴叙美，华东理工大学出版社，上海，2002。

[2]《化学工程手册第十三篇气液传质设备》，第1版，《化学工程手册》编辑委员会，化学工业出版社，北京，1981.

[3]《化工原理课程设计》，柴诚敬李阿娜等编, 天津大学化工原理教研室，天津科学技术出版社，天津,1994。

[4]《化工工艺设计手册下册》，第1版，国家医药管理局上海医药设计院编，化仅供学习与交流，如有侵权请联系网站删除谢谢54

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学工业出版社，北京，1986。

[5]《化工工艺设计手册上册》，第1版，国家医药管理局上海医药设计院编，化学工业出版社，北京，1986。

[7]《化学工程手册第一篇化工基础数据》，第1版，《化学工程手册》编辑委员会，化学工业出版社，北京，1981

[8]《化学化工物性数据手册》（有机卷），青岛化工学院、全国图算学培训中心组织编写刘光启马连湘刘杰主编青岛，1986。

[6]《化工原理上册》，大连理工大学编，高等教育出版社，2002； [9]《化工设备机械基础》，第二版，赵军段有成等编，化学工业出版社； [10]《化工原理》，第三版，陈敏恒方图南等编，化学工业出版社； [11]《化工热力学》，第二版，陈钟秀，顾飞燕等编，化学工业出版社。

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