化工原理优秀课程设计乙醇水筛板塔.docx

化工原理课程设计

设计题目
乙醇-水筛板精馏塔设计
学生姓名

学号

班级

指导老师

设计时间
5月1日~6月22日
完成时间
6月23日于徐州

目录
一、总论 4
1.1概述 4
1.2文献综述 4
1.2.1板式塔类型 4
1.2.2筛板塔 4
1.3设计任务书 5
1.3.1设计题目 5
1.3.2设计条件 5
1.3.3设计任务 5
二、设计思路 5
三、工艺计算 6
3.1 平均相对挥发度的计算 6
3.2绘制t-x-y图及x-y图 7
3.3 全塔物料衡算 8
3.3.1进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 8
3.3.2 平均摩尔质量 9
3.3.3全塔物料衡算： 9
进料量： 9
3.4最小回流比的计算和适宜回流比的确定 9
3.4.1最小回流比 9
3.4.2 确定最适操作回流比R 10
3.5 图解法求理论板数及加料板位置 11
3.5.1精馏段和提馏段操作线方程的确定 11
3.5.2 理论板数及加料板位置 12
3.6 实际板数及加料板位置确定 13
四、塔板结构设计 13
4.1气液体积流量 13
4.1.1 精馏段的气液体积流量 13
4.1.2 提馏段的气液体积流量 15
4.2 塔径计算 16
4.2.1 塔径初步估算 16
4.2.2校核HT与D的范围 18
4.3 塔高的计算 18
4.4 塔板结构设计 19
4.4.1塔板结构尺寸的确定 19
4.4.2 弓形降液管 20
4.4.3 塔盘布置 21
4.4.4开孔面积计算 21
4.4.5筛板的筛孔和开孔率 22
4.5塔板流体力学校核 22
4.5.1 塔板阻力 22
4.5.2液面落差 24
4.5.3 液沫夹带量校核 25
4.5.4严重漏液校核 25
4.5.6降液管溢流液泛校核 25
4.6 塔板性能负荷图 26
4.6.1漏液线 27
4.6.2 液沫夹带线 27
4.6.3液相负荷下限线 27
4.6..4液相负荷上限线 28
4.6.5液泛线 28
五、换热器 29
5.1 换热器的初步选型 29
5.1.1塔顶冷凝器 29
5.1.2塔底再沸器 29
5.2 塔顶冷凝器的设计 29
六、精馏塔工艺条件 31
6.1塔体总高 31
6.2 精馏塔配管尺寸的计算 32
6.2.1塔顶汽相管径dp 32
6.2.2回流液管径dR 32
6.2.3 加料管径dF 33
6.2.4釜液排出管径dw 33
6.2.5再沸器返塔蒸汽管径dv’ 33
6.3精馏塔工艺尺寸 34
七、塔板结构设计结果 35
八、符号说明 35
九、结束语 36

一、总论
1.1概述
化工生产中所处理原料中间产品几乎全部是由若干组分组成混合物。其中大部分是均相混合物。生产中为满足要求需将混合物分离成较纯物质。精馏是分离液体混合物（含可液化气体混合物）最常见一个单元操作。在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂）。使气、液两相数次直接接触和分离。利用液相混合物中各组分挥发度不一样。使易挥发组分由液相向气相转移。难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合液中各组分分离。该过程是同时进行传质、传热过程。
在本设计中我们使用筛板塔。筛板塔突出优点是结构简单造价低。合理设计和合适操作筛板塔能满足要求操作弹性。而且效率高采取筛板可处理堵塞问题合适控制漏液。
筛板塔是最早应用于工业生产设备之一。五十年代以后经过大量工业实践逐步改善了设计方法和结构。多年来和浮阀塔一起成为化工生中关键传质设备。为降低对传质不利影响。可将塔板液体进入区制成突起斜台状这么能够降低进口处速度使塔板上气流分布均匀。筛板塔多用不锈钢板或合金制成。使用碳钢比率较少。
它关键优点是：结构简单。易于加工。造价为泡罩塔60左右。为浮阀塔80%左右；在相同条件下。生产能力比泡罩塔大20%～40%；塔板效率较高。比泡罩塔高15%左右。但稍低于浮阀塔；气体压力降较小。每板降比泡罩塔约低30%左右。缺点是：小孔筛板易堵塞。不宜处理脏、粘性大和带固体粒子料液；操作弹性较小（约2～3）。
蒸馏是分离均相混合物单元操作。精馏是最常见蒸馏方法。是组成化工生产过程关键单元操作。精馏是经典化工操作设备之一。进行此次课程设计目标是为了培养综合利用所学知识,来处理实际化工问题能力,做到能独立进行化工设计初步训练。为以后从事设计工作打下坚实基础。
1.2文件综述
1.2.1板式塔类型
气－液传质设备关键分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采取板式塔，也可采取填料塔，填料塔设计将在其它分册中作具体介绍，故本书将只介绍板式塔。
板式塔为逐层接触型气－液传质设备，其种类繁多，依据塔板上气－液接触元件不一样，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多个。
板式塔在工业上最早使用是泡罩塔(18)、筛板塔(1832年)，其后，尤其是在本世纪五十年代以后，伴随石油、化学工业生产快速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。现在从中国外实际使用情况看，关键塔板类型为浮阀塔、筛板塔及泡罩塔，而前二者使用尤为广泛，先以筛板精馏塔为主体进行设计。
1.2.2筛板塔
筛板塔也是传质过程常见塔设备，它关键优点有：（1）、结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔60％，为浮阀塔80％左右。（2）、处理能力大，比同塔径泡罩塔可增加10～15％。（3）、塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。（4）、压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。
筛板塔缺点是：（1）、塔板安装水平度要求较高，不然气液接触不匀。（2）、操作弹性较小(约2～3)。（3）、小孔筛板轻易堵塞
1.3设计任务书
1.3.1设计题目
乙醇-水筛板精馏塔设计
1.3.2设计条件
①常压p=1atm（绝压）。
②原料来自粗馏塔，露点进料，进料组成23%乙醇（质量分数）
③塔顶浓度为含乙醇92.41%（质量分数）乙醇，产量为30吨/天；
④塔釜采取饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来残液中乙醇浓度要求小于0.3%（质量分数）；
⑤塔顶采取全凝器，泡点回流，回流比R=1.1~2.0Rmin；
⑥公用工程：循环冷却水：进口温度32℃，出口温度38℃；导热油：进口温度260℃，出口温度250℃
⑦厂址：徐州地域
1.3.3设计任务
1、完成该精馏塔工艺设计，包含辅助设备及进出口管路计算和选型；
2、画出带控制点工艺步骤图、x~y相平衡图、塔板负荷性能图、塔板部署图、精馏塔工艺条件图；
3、写出该精馏塔设计说明书，包含设计结果汇总和设计评价。

二、设计思绪
首先，乙醇和水原料混合物进入原料罐，在里面停留一定时间以后，经过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中现有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定时间然后进入乙醇储罐，而其中气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里混合物不停反复前面所说过程，而进料口不停有新鲜原料加入。最终，完成乙醇和水分离。
乙醇—水混合液经原料预热器加热，进料情况为汽液混合物q=1 送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采取全凝器冷凝，一部分入塔回流，其它经塔顶产品冷却器冷却后，送至储罐,塔釜采取直接蒸汽加热,塔底产品冷却后,送入贮罐(附步骤图)。

图1 步骤示意图

三、工艺计算
3.1 平均相对挥发度计算
由相平衡方程 （1-1）
得： （1-2）
查阅相关资料，常压下乙醇和水气液平衡数据以下表

表1 常温常压下乙醇-水平衡数据
x
0.180
0.200
0.250
0.300
0.350
0.400
y
0.510
0.525
0.551
0.575
0.595
0.610
x
0.450
0.500
0.550
0.600
0.650
0.700
y
0.635
0.657
0.678
0.690
0.725
0.755

由道尔顿分压定律 （1-3）
得 （1-4）
将上表数据代入得：
序号
1
2
3
4
5
α
3.6815
3.1569
2.7254
2.3501
2.1263
序号
6
7
8
9
10
α
1.9155
1.7228
1.5408
1.4196
1.3207

则

3.2绘制t-x-y图及x-y图
表2乙醇—水系统t—x—y数据
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
沸点t/℃
乙醇摩尔数/%
气相
液相
气相
液相
99.9
0.004
0.053
82
27.3
56.44
99.8
0.04
0.51
81.3
33.24
58.78
99.7
0.05
0.77
80.6
42.09
62.22
99.5
0.12
1.57
80.1
48.92
64.70
99.2
0.23
2.90
79.85
52.68
66.28
99.0
0.31
3.725
79.5
61.02
70.29
98.75
0.39
4.51
79.2
65.64
72.71
97.65
0.79
8.76
78.95
68.92
74.69
95.8
1.61
16.34
78.75
72.36
76.93
91.3
4.16
29.92
78.6
75.99
79.26
87.9
7.41
39.16
78.4
79.82
81.83
85.2
12.64
47.49
78.27
83.87
84.91
83.75
17.41
51.67
78.2
85.97
86.40
82.3
25.75
55.74
78.15
89.41
89.41

依据上面表中数据绘制乙醇-水t-x-y相图，以下：

图2 乙醇-水相图

3.3 全塔物料衡算
查阅相关文件，整理相关物性参数
表3 乙醇-水物性参数
项目
数值
年处理原料能力
F=3000t/a
质量分数
ωF=0.23
ωD=0.9241
ωW=0.003
分子量
M乙醇=46.07kg/kmol
M水=18.01kg/kmol
3.3.1进料液及塔顶、塔底产品摩尔分数
F：进料量（kmol/h） ：原料组成（摩尔分数。下同）
D：塔顶产品流量（kmol/h） ：塔顶组成
W：塔底残液流量（kmol/h） ：塔底组成
依据公式 ： （1-5）
原料液乙醇摩尔组成 =
塔顶产品乙醇摩尔组成 =
塔底残夜乙醇摩尔组成 =
3.3.2 平均摩尔质量
依据公式可得： （1-6）
原料液平均摩尔质量：

馏出液平均摩尔质量：

塔釜残液平均摩尔量：

3.3.3全塔物料衡算：
进料量：
F=30吨/天=
全塔物料衡算式：F=D+W
F×xF= D×xD+W×xW
解之得：D=6.404 kmol/h ，W=44.692 kmol/h
表3物料衡算表
项 目
数 值
进料流量F，kmol/h
51.096
塔顶产品流量D，kmol/h
6.404
塔釜残液流量W，kmol/h
44.692
进料组成，xF(摩尔分数）
0.1046
塔顶产品组成，xD(摩尔分数）
0.8264
塔釜残液组成，xW(摩尔分数）
0.001175

3.4最小回流比计算和适宜回流比确实定
3.4.1最小回流比
平衡线方程

因为 所以
相平衡方程：
泡点进料 ：
最小回流比 ：
3.4.2 确定最适操作回流比R
由Fenske方程计算最小理论板数Nmin

图3 吉利兰关联图
为了避免吉利兰图反复转载和查图误差，可由下面公式计算N值
X=R-RminR+1
(1-7)
Y=N-NminN+1
(1-8)
Y=1-exp⁡[(1+54.4X)(X-1)(11+117.2X)X]
(1-9)

Y=0.75-0.75X0.5668
(1-10)表4 R~NT关系计算结果
R
X
Y
NT
3.627
0.000
0.750
28.880
4.352
0.136
0.508
14.195
5.078
0.239
0.417
11.813
5.803
0.320
0.357
10.616
6.529
0.385
0.313
9.875
7.254
0.439
0.279
9.366

图4 NT-R关系图

由图可知最适回流比R=5.078
3.5 图解法求理论板数及加料板位置

3.5.1精馏段和提馏段操作线方程确实定
精馏段：

精馏段操作线方程： (1-11)
提馏段：

提馏段操作线方程： (1-12)
3.5.2 理论板数及加料板位置
精馏段：
由平衡线方程：和联立
已知y1=xD=0.8264
x1=
y2=
依次类推，可得：
x1
=0.6103
y1
=0.8264
x2
=0.3726
y2
=0.6436
x3
=0.2088
y3
=0.4452
x4
=0.1279
y4
=0.3084
x5
=0.0945
y5
=0.2408
x6
=0.0817
y6
=0.2129
X5=0.0945 <xq=0.1046
提馏段
由平衡线方程：和联立
=0.

依次类推：
x6
=0.0767
y6
=0.
x7
=0.0604
y7
=0.1634
x8
=0.0462
y8
=0.1283
x9
=0.0344
y9
=0.0978
x10
=0.0251
y10
=0.0726
x11
=0.0179
y11
=0.0526
x12
=0.0125
y12
=0.0372
x13
=0.0086
y13
=0.0256
x14
=0.0057
y14
=0.0170
x15
=0.0036
y15
=0.0108
x16
=0.0021
y16
=0.0064
x17
=0.0010
y17
=0.0032
x17=0.0010<xw=0.001175
总而言之，理论板总数NT =17，进料板位置NF =5

3.6 实际板数及加料板位置确定
全塔效率由O’connell关联式计算
20℃时，水粘度为1.0050cp，乙醇粘度为1.18cp
塔进料液体平均摩尔粘度μL=1.0050×1-0.1046+1.18×0.1046=1.023cp
=0.17-0.616lg=0.484
依据公式： （1-13）
得：
精馏段塔板数:
取整10块，考虑安全系数加一块为11块
提馏段塔板数：
取21块，考虑安全系数加一块为22块。
故进料板为11块，实际塔板数33块。

表5 塔板计算结果
项目
值
回流比
5.078
理论板数
17
板效率
48.60%
实际板数
33
理论加料位置
5
实际加料位置
11

四、塔板结构设计
4.1气液体积流量
4.1.1 精馏段气液体积流量
由图2乙醇-水相图可知，td=83.2℃(塔顶第一块板) tf=90.4℃(加料版) tw=103.2℃ (塔底) xF=0.1046, xD=0.8264由相图查得yF=0.4221， yD=0.8301,由公式（1-6）可得
MVF= 29.854kg/mol，MVF=41.303kg/mol
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
表6 精馏段溶液参数
项目
参数
位置
进料板
塔顶第一块板
摩尔分数
xF=0.1046
xD=0.8264

yF=0.4221
yD=0.8301
摩尔质量kg/mol
MF=20.945
MD=41.199

MVF=29.854
MVD=41.303
温度/℃
90.4
83.2
液相平均摩尔质量：

液相平均温度：
表7乙醇和水密度
温度（℃）
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
乙醇密度（kg/m3)
795
785
777
765
755
746
735
730
716
703
水密度（kg/m3)
998.2
995.7
992.2
998.1
983.2
977.8
971.8
965.3
958.4
951
在平均温度为时
用内插法求得：

液相平均密度为精馏段液相负荷

由
所以： （1-14）
其中，平均质量分数
则：
所以
精馏段塔顶压强
若取单板压降为， 则：
进料板压强：
气相平均压强：
气相平均摩尔质量：
气相平均密度：
气相负荷：

表8精馏段负荷
名称
气相
液相
平均摩尔质量kg/kmol
35.578
31.072
平均密度kg/m3
1.366
800
体积流量m3/h
1013.79
1.263

4.1.2 提馏段气液体积流量
由图2乙醇-水相图可知，td=83.2℃(塔顶第一块板) tf=90.4℃(加料版) tw=103.2℃ (塔底) xF=0.1046, xW=0.00175由相图查得yF=0.4221， yW=0.0124,由公式（1-6）可得MVF= 29.854kg/mol，MVF=18.385kg/mol
表9 提馏段溶液参数
位置
进料板
塔釜
摩尔分数
xF=0.1046
xW=0.001175

yF=0.4221
yW=0.0124
摩尔质量kg/mol
MF=20.945
MW=18.059

MVF=29.854
MVW=18.385
温度/℃
99.3
83.6
采取和精馏段相同计算方法能够得到提馏段气液相负荷

表10精馏段负荷
名称
气相
液相
平均摩尔质量kg/kmol
21.076
28.196
平均密度kg/m3
4.43
924.5
体积流量m3/h
1353.83
1.951

4.2 塔径计算
4.2.1 塔径初步估算
表11 塔板间距和塔径经验关系
塔径D/m
0.3-0.5
0.5-0.8
0.8-1.6
1.6-2.0
2.0-2.4
>2.4
塔板间距HT/m
0.2-0.3
0.3-0.35
0.35-0.45
0.45-0.6
0.5-0.8
≥0.6
说明：工业塔中，板间距范围200~900 mm
因为精馏段和提馏段上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段塔径相等。由以上计算结果能够得到
塔平均蒸汽流量：

塔平均液相流量：

塔液相平均密度:

塔气相平均密度:

由塔径公式 （1-15）
可知：因为示意空塔气速，所以，需先计算出最大许可气速。
即 （1-16）
取塔板间距，板上液高度
那么分离空间高度：
气液动能参数：

图5 史密斯关联图
表面张力：,因为,需先求平均表面张力
表12 水和乙醇表面张力
温度℃
20
30
40
50
60
70
80
90
100
110
水表面张力mN
72.7
71
69.3
67.7
66
64.3
62.7
60
58.4
56.8
乙醇表面张力
22.3
21.2
20.4
19.8
18.8
18
17.1
16.2
15.2
14.4
依据上图使用内插法得：
塔顶：
塔顶平均表面张力：
进料板
进料板平均表面张力：

塔底
塔底平均表面张力：

精馏段液体平均表面张力：
提馏段液体平均表面张力：
全塔液相平均表面张力：

取空塔速率为最大许可速率0.7倍，则空塔速率为：

则塔径为：
依据标准塔径圆整为：
此时，精馏塔上升蒸汽速度为：
提馏段上升蒸汽速度为：
安全系数：
和均在0.6-0.8之间，符合要求。
4.2.2校核HT和D范围
由此重新计算：
A T =0.785D2 =0.785 m2
A f = 0.088AT =0.0691 m2
A n= AT - Af =0.7159 m2
u = VS /An =1.584 m/s
实际泛点百分率： u /u f =0.716
4.3 塔高计算
塔高度能够由下式计算:
一直实际塔板数N=32块，板间距，因为料液较轻话，无需常常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔数目S为：
取人孔两板之间间距，则塔顶空间，塔底空间，进料板空间高度： ，
那么全塔高度：
4.4 塔板结构设计
4.4.1塔板结构尺寸确实定
因为塔径大于800mm，所以采取单溢流型分。

图6 溢流装置图（10x20cm）
取无效边缘区宽度,泡沫区宽度
查得堰长：
弓形溢流管宽度:
弓形降液管面积:
降液管面积和塔截面积之比：
堰长和塔径之比
降液管体积和液相流量之比，即液体在降液管中停留时间通常应大于5S,液体在精馏段降液管内停留时间：
符合要求
液体在提馏段降液管内停留时间：
符合要求
4.4.2 弓形降液管
采取平直堰，堰高
—板上液层深度通常不宜超出60—70
—堰上液流高度
堰上液流高度可依据以下公式计算：

E—液体收缩系数 —液相体积流量 —堰长
精馏段：
由
查手册知 则

降液管底部离塔板距离,考虑液封取比小
即
同理，提馏段:
由
查手册 E=1.038

4.4.3 塔盘部署
1. 受液区和降液区通常两区面积相等。
2. 入口安定区和出口安定区。
通常取安定区宽度WS =（50-100）mm，通常取边缘区宽度WC =（30-50）mm
WC
WD
WS
lW
r
x
图7 塔盘部署图
4.4.4开孔面积计算
已知，近取无效边缘区宽度，泡沫区宽度
阀孔总面积可由下式得：
（1-17）

所以
4.4.5筛板筛孔和开孔率
因乙醇-水组分无腐蚀性，可选择碳钢板，取筛孔直径
筛孔按正三角排列：
d0
t

图8筛孔排列方法
孔中心距
筛孔数目：个
开孔率： (在5-15%范围内)
气体经过筛孔气速为： （1-18）
则精馏段：
提馏段：
4.5塔板流体力学校核
4.5.1 塔板阻力
塔板阻力hf包含 以下几部分:
（a）干板阻力 hd —气体经过板上孔阻力（无液体时）；
（b）液层阻力 hl —气体经过液层阻力；
（c）克服液体表面张力阻力 hσ—孔口处表面张力
气体经过塔板压力降（单板压降） （1-19）
--气体经过每层塔板压降相当液柱高度
--气体经过筛板干板压降
--气体经过板上液层阻力
--克服液体表面张力阻力
4.5.1.1干板阻力
干板压降，由此公式计算： （1-20）
依据 查干筛孔流量系数图

C0

图9 塔板孔流系数图
得
精馏段：液柱
提馏段：液柱
4.5.1.2板上充气液层阻力
板上液层阻力用此公式计算： （1-21）
--板上清液层高度
--反应板上液层充气程度因数（充气因数）
降液管横截面积，塔横截面积
精馏段：
动能因子：
查充气系数和关联图可得
则
提馏段：
动能因子：
查充气系数和关联图
可得
则
4.5.1.3由表面张力引发阻力
液体表面张力阻力计算公式 ： （1-22）
精馏段：
提馏段：
综上，故精馏段 液柱
压降
提馏段 液柱
压降
说明：（1）若塔板阻力过大，可增加开孔率或 降低堰高。
（2）对于常压和加压塔，塔板阻力通常没有什么尤其要求。
（3）对于减压塔，塔板阻力有一定要求。
4.5.2液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计塔径和流量均不大，故可忽略液面落差影响。
4.5.3 液沫夹带量校核
板上液体被上升气体带入上一层塔板现象，叫做液沫夹带。为确保板式塔能维持正常操作效果，通常塔板上液沫夹带量，可按下式计算：
（1-23）
精馏段：
提馏段：
故在本设计中液沫夹带量在许可范围内，不会发生过量液沫夹带。
4.5.4严重漏液校核
漏液验算，依据公式：
（1-24）
稳定系数：
--筛孔气速
--漏液点气速
精馏段：
实际孔速：
稳定系数为
提馏段：
实际孔速：
稳定系数：
故在本设计中无显著漏液。
4.5.6降液管溢流液泛校核
为阻止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从关系：
（乙醇-水不易分离体系）
精馏段：
又因为
板上不设进口堰：

提馏段：

故在本设计中不会发生液泛现象。
4.6 塔板性能负荷图
在确定了塔板工艺尺寸，又按前述各款进行了流体力学验算以后，便可确定所设计塔板能在任务要求气液负荷下正常操作。此时，有必需深入揭示该塔板操作性能，即求出维持该塔板正常操作所许可气、液负荷波动范围。这个范围通常以塔板负荷性能图形式表示。

图10 塔板负荷性能图

4.6.1漏液线

据此能够做出和流体流量无关
4.6.2 液沫夹带线
以

则

解得
计算所得：
Ls(m3/s)
0.002
0.004
0.006
0.008
Vs(m3/s)
0.0094
0.0088
0.0083
0.0078
据此可作出液沫夹带线2
4.6.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上清液层高度作最小液体负荷标准，由 得
则：
据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷下限3
4.6..4液相负荷上限线
以 作为液体在降液管管中停留时间下限

据此可作出和气体流量无关垂直液相负荷上线4
4.6.5液泛线
令

联立：
（1-25）
整理得：

(1-26)
列表计算以下
Ls(m3/s)
0.004
0.006
0.008
0.010
Vs(m3/s)
1.06
1.01
0.945
0.88
由此表数据即可做出液泛线5
依据以上各线方程，可做出筛板塔负荷性能曲线

图11 精馏段筛板塔负荷性能曲线

五、换热器
5.1 换热器初步选型
5.1.1塔顶冷凝器
热负荷QC = (R+1)D(IVD - ILD)= (R+1)DMDrD = 4.63×105 kcal/h。
取冷却水进口温度为32℃，出口温度为38℃，则换热平均温
差Dtm =87.3℃，取换热系数K = 350 w/m2℃，则所需换热面积：
S = 4.63×105×103×4.18 / (3600×350×87.3) = 17.7 m2
选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程）
5.1.2塔底再沸器
热负荷QB = (R+1)DMBrB = 2.08×106 kJ/h。
取导热油进口温度为260℃，出口温度为250℃，
则换热平均温差Dtm =57.5℃，取换热系数K = 500 w /m2℃；
则所需换热面积：S = 2.08×106×103 /(3600×500×57.5) = 20.0 m2
选择型号：标准系列JB1145-73 Fg20（单程）
5.2 塔顶冷凝器设计
公用工程：循环冷却水：进口温度32℃，出口温度38℃；导热油：进口温度260℃，出口温度250℃
表13不一样流体K值推荐
高温流体
低温流体
K值推荐/kcal/m2·h· ℃
有机蒸汽
水
350-650
高沸点碳氢化合物蒸汽
水
450-850
有机蒸汽和水蒸汽混合物
水
400-750
油汽蒸汽
水
350-450
水蒸气
水
1500-2500
甲醇蒸汽
水
450-550
选择水蒸气-水循环系统，选择换热器，具体参数见下表
表14 换热器参数
外壳直径D/mm
500
公称压力P/Mpa
1.6
公称面积A/m2
57
管程数Np
2
管子排列方法
正方形
管子尺寸/mm
Φ25╳2.5
管长l/m
3
管数NT/根
248
管心距t/mm
32

图12 换热器工艺尺寸图
表15 塔顶冷凝器设计计算结果汇总表
项目
数值
备注
换热器类型
—
固定管板式
换热器面积
57m2
—
管程流体
—
冷却水
壳程流体
—
塔顶汽相
管程流速
2.5m/s
—
壳程流速
12.5m/s
—
外壳直径
500mm
—
管程数
—
双程
管子长度
3.0m

管子尺寸
Φ25╳2.5
正方形排列
折流板型式
—
弓形折流板
折流板间距
200mm
—
壳程压降
3.7kpa
—
管程压降
5.3kpa
—
六、精馏塔工艺条件
6.1塔体总高
塔顶空间HD
塔顶空间HD作用是供安装塔板和开人孔需要，也使气体中液滴自由沉降，通常取1～1.5m
塔底空间HB
塔底空间HB含有中间贮槽作用，塔釜料液最好能在塔底有10～15分钟储量，以确保塔釜料液不致快速排完，通常取2.0～2.5m
人孔
通常每隔6～8层塔板设一人孔（供安装、检修用），人孔处板间距≥650mm，人孔直径通常为450～550mm，其伸出塔体筒体长为200～250mm，人孔中心距操作平台约800～1200mm
塔高
H=(n-np-2)HT+HF+nPHp+HD+HB
n——实际塔板数
HF——进料板处板间距，m
nP——人孔数
Hp——人孔处板间距，取0.8m
HD——塔顶空间，m（不包含头盖部分）
HB——塔底空间，m（不包含底盖部分）
HT——板间距，m
进料板处间距HF取1000mm
塔底空间高度HB取2500mm
塔顶空间高度HD取1000mm

图13 塔高示意图

6.2 精馏塔配管尺寸计算
6.2.1塔顶汽相管径dp
塔顶汽相出口流速uv和塔操作压力相关，常压可取12~20m/s，减压可取20~30m/s。选择常压20m/s
dp=4VSπuv=4×1183.813600×3.14×20=0.1447m=144.7mm
依据国家标准管径规格向上圆整，塔