制药工程原理课程设计任务书----苯-甲苯混合液筛板(浮阀)精馏塔设计.docx

制药工程原理课 程 设 计 任 务 书

苯-甲苯混合液筛板（浮阀）精馏塔设计

一、 目的任务
（1） 设计任务
完成精馏塔的工艺方案设计，并完成工艺设计计算，绘制塔板负荷性能图和主体设备工艺条件图，编制工艺设计说明书，
（2） 设计参数
1. 年处理量：30000t
2. 料液初温：25℃
3. 料液浓度：50%（苯的质量分率）
4. 塔顶产品浓度：98%
5. 塔底釜液含甲苯量不低于98%（以质量计）
6. 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
7. 精馏塔塔顶压强：4KPa（表压）
8. 冷却水温度：25℃
9. 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2（表压）(1kgf/cm2=98.066KPa)
10. 设备形式：筛板（浮阀）塔
11. 进料热状况 自选
12. 回流比 自选
13. 单板压降 ≦0.7kPa
14. 厂址：贵州地区

二、设计内容

1. 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。
2. 设计计算过程：
① 工艺计算及主体设备的设计计算。包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算、塔板流体力学验算等。
② 辅助设备的选型计算。通过计算选定典型辅助设备的规格型号（选做）。
3. 图纸：
① 工艺流程图草图。
② 主体设备工艺条件图。
4. 设计结果汇总。
5. 设计结果评述。
6. 参考文献。
三、 时间安排
1. 查阅文献，拟定设计路线。 半天
2. 作主体设备工艺计算，包括物料、热量恒算，确定主要尺寸 1天
3. 作主体设备结构设计 1天
4. 作辅助设备选型 半天
5. 编写说明书，并装订成册 2天
6.绘制主体设备工艺条件图(2号) 2天
四、 设计工作要求
1、正确的设计思想和认真负责的设计态度。
设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。
设计应对生产负责。设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。
2、独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力。
设计由学生独立完成，教师只起指导作用，学生在设计中碰到的问题和教师进行讨论。教师只做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师原则上不负责检查计算结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性。
学生在设计中可以相互讨论，但不能照抄。
3、掌握装置设计的一般办法和步骤。
4、正确运用各种参考资料，合理选用各种经验公式和数据。
由于所用资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。设计者应尽可能了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确地运用。
设计前，学生应该详细阅读设计指导书、任务书，明确设计目的、任务及内容。设计中安排好自己的工作，提高工作效率。
五、 成绩评定
按照课程设计指导书成绩考核办法，进行考核并上报成绩。
六、 参考文献
查阅相关文献资料，并按要求规范书写。
目 录
设计方案简介 9
1.已知条件 15
2.物料恒算 16
3.1作图法求Rmin 16
3.2操作线方程 17
3.2.1 精馏段操作线方程 17
3.2.2 提馏段操作线方程 17
3.3理论塔板数求取 17
3.4实际塔板数求取 17
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 18
4.1操作压力计算 18
4.2操作温度计算 18
4.2.1塔顶温度tD 18
4.2.2进料温度tF 19
4.2.3釜底温度tw 19
4.3平均摩尔质量计算 19
4.3.1 塔顶平均摩尔质量计算 19
4.3.2 进料液平均摩尔质量计算 20
4.3.3 塔釜平均摩尔质量计算 20
4.4平均密度计算 20
4.4.1气相密度计算 20
4.4.2液相密度计算 20
4.4.3液体平均表面张力的计算 21
4.4.4液体平均粘度的计算 21
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 22
5.1塔径计算 22
5.1.1精馏段塔径的计算 22
5.1.2提馏段塔径的计算 23
5.2有效高度的计算 24
6塔板主要工艺尺寸的计算(精馏段) 25
6.1 溢流装置计算 25
6.1.1 堰长lw 25
6.1.2 溢流堰高度hw 25
6.1.3 弓形降液管宽度wd和截面积Af 25
6.1.4 降液管底隙高度hv 25
6.2塔板的布置 25
6.2.1塔板的分块 25
6.2.2边缘区宽度确定 26
6.3.3 开孔区面积计算 26
7 塔板主要工艺尺寸的计算(提馏段) 26
7.1 溢流装置计算 27
27
27
27
7.2 塔板布置 28
7.2.1 塔板的分块 28
7.2.2 边缘区宽度的确定 28
7.2.3 开孔区面积 28
7.2.4 筛孔计算及其排列 28
8筛板的流体力学验算(精馏段) 29
8.1 塔板压降 29
8.2 液面落差 29
8.3 液沫夹带 29
8.4 漏液 30
8.5 液泛 30
9 筛板的流体力学验算(提馏段) 31
9.1 塔板压降 31
9.1.1 干板阻h'v计算 31
9.1.2 气体通过液层的阻力h´1计算 31
9.2 液面落差 32
9.3 液沫夹带 32
9.4 漏液 32
9.5 液泛 32
10 塔板负荷性能图(精馏段) 33
10.1 漏液线 33
10.2 液沫夹带线 34
10.3 液相负荷下限线 34
10.4 液相负荷上限线 35
10.5 液泛线 35
11 塔板负荷性能图(提馏段) 36
11.1 漏液线 36
11.2 液沫夹带线 37
11.3 液相负荷下限线 38
11.4 液相负荷上限线 38
11.5 液泛线 38
12 塔板附件设计 39
12.1 精馏塔的辅助设备 39
12.1.1 塔顶冷凝器 39
12.1.2 再沸器 40
12.1.3 接管 41
12.1.4 进料管 41
12.1.5 回流管 41
12.1.6 塔釜出料管 41
12.1.7 塔顶蒸汽出料管 42
12.1.8 塔釜蒸汽进口管 42
12.1.9 法兰 42
12.2 筒体与封头 42
12.2.1 筒体壁厚 42
12.2.2 封头(椭圆形封头) 43
12.3 除沫器 44
12.4 裙 座 44
12.5 人孔 44
12.6 塔总体高度的设计 44
13.7筛板塔工艺设计计算结果一览表 45
13 小 结 45
14谢辞 45
参考文献 45

1. 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。
2. 设计计算过程：
① 工艺计算及主体设备的设计计算。包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算、塔板流体力学验算等。
② 辅助设备的选型计算。通过计算选定典型辅助设备的规格型号（选做）。
3. 图纸：
① 工艺流程图草图。
② 主体设备工艺条件图。
4. 设计结果汇总。
5. 设计结果评述。
6. 参考文献。
六、 时间安排
1. 查阅文献，拟定设计路线。 半天
2. 作主体设备工艺计算，包括物料、热量恒算，确定主要尺寸 1天
3. 作主体设备结构设计 1天
4. 作辅助设备选型 半天
5. 编写说明书，并装订成册 2天
6.绘制主体设备工艺条件图(2号) 2天
七、 设计工作要求
1、正确的设计思想和认真负责的设计态度。
设计应结合实际进行，力求经济、实用、可靠和先进。
设计应对生产负责。设计中的每一数据，每一笔一划都要准确可靠，负责到底。
2、独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力。
设计由学生独立完成，教师只起指导作用，学生在设计中碰到的问题和教师进行讨论。教师只做提示和启发，由学生自己去解决问题，指导教师原则上不负责检查计算结果的准确性，学生应自己负责计算结果的准确性，可靠性。
学生在设计中可以相互讨论，但不能照抄。
3、掌握装置设计的一般办法和步骤。
4、正确运用各种参考资料，合理选用各种经验公式和数据。
由于所用资料不同，各种经验公式和数据可能会有一些差别。设计者应尽可能了解这些公式、数据的来历、实用范围，并能正确地运用。
设计前，学生应该详细阅读设计指导书、任务书，明确设计目的、任务及内容。设计中安排好自己的工作，提高工作效率。
八、 成绩评定
按照课程设计指导书成绩考核办法，进行考核并上报成绩。
七、 参考文献
查阅相关文献资料，并按要求规范书写。

目 录
设计方案简介 9
1.已知条件 15
2.物料恒算 16
3.1作图法求Rmin 16
3.2操作线方程 17
3.2.1 精馏段操作线方程 17
3.2.2 提馏段操作线方程 17
3.3理论塔板数求取 17
3.4实际塔板数求取 17
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 18
4.1操作压力计算 18
4.2操作温度计算 18
4.2.1塔顶温度tD 18
4.2.2进料温度tF 19
4.2.3釜底温度tw 19
4.3平均摩尔质量计算 19
4.3.1 塔顶平均摩尔质量计算 19
4.3.2 进料液平均摩尔质量计算 20
4.3.3 塔釜平均摩尔质量计算 20
4.4平均密度计算 20
4.4.1气相密度计算 20
4.4.2液相密度计算 20
4.4.3液体平均表面张力的计算 21
4.4.4液体平均粘度的计算 21
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算 22
5.1塔径计算 22
5.1.1精馏段塔径的计算 22
5.1.2提馏段塔径的计算 23
5.2有效高度的计算 24
6塔板主要工艺尺寸的计算(精馏段) 25
6.1 溢流装置计算 25
6.1.1 堰长lw 25
6.1.2 溢流堰高度hw 25
6.1.3 弓形降液管宽度wd和截面积Af 25
6.1.4 降液管底隙高度hv 25
6.2塔板的布置 25
6.2.1塔板的分块 25
6.2.2边缘区宽度确定 26
6.3.3 开孔区面积计算 26
7 塔板主要工艺尺寸的计算(提馏段) 26
7.1 溢流装置计算 27
27
27
27
7.2 塔板布置 28
7.2.1 塔板的分块 28
7.2.2 边缘区宽度的确定 28
7.2.3 开孔区面积 28
7.2.4 筛孔计算及其排列 28
8筛板的流体力学验算(精馏段) 29
8.1 塔板压降 29
8.2 液面落差 29
8.3 液沫夹带 29
8.4 漏液 30
8.5 液泛 30
9 筛板的流体力学验算(提馏段) 31
9.1 塔板压降 31
9.1.1 干板阻h'v计算 31
9.1.2 气体通过液层的阻力h´1计算 31
9.2 液面落差 32
9.3 液沫夹带 32
9.4 漏液 32
9.5 液泛 32
10 塔板负荷性能图(精馏段) 33
10.1 漏液线 33
10.2 液沫夹带线 34
10.3 液相负荷下限线 34
10.4 液相负荷上限线 35
10.5 液泛线 35
11 塔板负荷性能图(提馏段) 36
11.1 漏液线 36
11.2 液沫夹带线 37
11.3 液相负荷下限线 38
11.4 液相负荷上限线 38
11.5 液泛线 38
12 塔板附件设计 39
12.1 精馏塔的辅助设备 39
12.1.1 塔顶冷凝器 39
12.1.2 再沸器 40
12.1.3 接管 41
12.1.4 进料管 41
12.1.5 回流管 41
12.1.6 塔釜出料管 41
12.1.7 塔顶蒸汽出料管 42
12.1.8 塔釜蒸汽进口管 42
12.1.9 法兰 42
12.2 筒体与封头 42
12.2.1 筒体壁厚 42
12.2.2 封头(椭圆形封头) 43
12.3 除沫器 44
12.4 裙 座 44
12.5 人孔 44
12.6 塔总体高度的设计 44
13.7筛板塔工艺设计计算结果一览表 45
13 小 结 45
14谢辞 45
参考文献 45

前 言
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间紧密接粗，达到传至与传热的目的，常见的可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解析、和萃取等等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传至和传热的增减湿等。在化工厂或炼油厂中，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保护等各方面都有重大影响。
板式塔内沿塔高度装有若干层塔板(或称塔盘)，液体靠重力作用有顶部逐板流向塔底，并在各块板面上形成流动的液层，气(汽)体则靠压强差推动，由塔底向上依次穿过各塔板上的液层而流向塔顶，气(汽)液两相在塔内运行逐级接触，两相的组成沿塔高呈阶梯式变化。
精馏操作是重要的化工单元操作，此操作过程主要是在塔设备内进行通过多层塔板，使液-液化合物系经过多次部分汽化和多次部分冷凝，以达到混合物系分离成较高纯度组分的目的，如乙醇-水的提取、苯-甲苯的分离等。
评价塔设备的基本性能指标主要包括以下几项：
⑴ 生产能力：即单位塔截面上单位时间的物料处理；
⑵ 分离效率：每层塔板所达到的分离程度；
⑶ 适应能力及操作弹性：对各种物料性质的适应性以及在负荷波动时，维持操作稳定而保持较高组分分离效率的能力；
⑷ 流体阻力：汽相通过每层塔板的压降要减小；
⑸ 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修；
⑹ 塔内滞留量小；
此外，塔的造价高低、安装和维修的难易和长期运转的可靠性等都是必须考虑的元素。
精馏装置比较定型，一般包括：精馏塔、塔顶蒸汽冷凝塔、塔底再沸器(蒸馏釜)、原料加热器以及输送设备等。
精馏过程是一个传热传质过程，塔内温度由下向上递减，塔底再沸器需要供给热使液体沸腾，而塔顶冷凝器又需要移除能量使蒸汽冷凝，因此，在精馏装置中，可以利用的热能是塔顶产品和塔釜产品的带出热。在设计过程中，如何利用这些废热来预热原料液，以减少加热蒸汽和冷凝水的用量，这是一个很值得重视的问题。因为热能利用的程度，直接影响精馏操作的费用。

在考虑合理利用热能的同时，还应考虑塔内操作的稳定性和操作方便，影响塔内操作稳定的重要因素有：塔釜加热蒸汽动力。塔顶回流量、温度、进料热状态及浓度等，而操作稳定性的好坏有直接影响产品质量。
从精馏原理可知：要使分离过程顺利进行的两个必要条件是：①汽液两相密切接触；②汽液两相接触面积较大；所以选择塔设备一般根据以下原则：能提供良好的汽液接触条件和足够大的接触面积；生产能力大；操作弹性大；汽相通过通过塔板的压力降较小，塔板效率高，结构简单，造价低廉等。
根据塔板的结构不同，将塔设备分为许多种，常见的塔板有：
⑴ 泡罩塔板：是最早在工业上大规模使用的塔板形式，操作弹性范围内气(汽)液接触充分；但泡罩加工复杂，钢材耗量大，并且塔板压降大，今年来已逐渐少用或不用；
⑵ 筛孔塔板：结构简单，造价低廉，效率高，处理能力大，压强较大。设计合理时，可具有一定的操作弹性，但气(汽)速下限受漏液点限制，而且小孔筛板容易堵塞；
⑶ 浮阀塔板：是目前最乐于采用的一种塔板型，其处理能力较大，效率高，压强小，液面梯度小，使用周期长，结构简单，造价比筛板略高。

1.已知条件
⑴ 原料液处理量：3000kg/h；
⑵ 原料液组成：0. 50苯质量分数)；
⑶ 塔板形式：筛孔塔板；
⑷ 操作压力：4kPa(塔顶产品出料管表压)；4kPa（塔底再沸器釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压）
⑸ 进料热状况：泡点进料，q=1；
⑹ 单板压降：≦0.7kPa：
⑺ 建厂地址：沿海地区，如天津，大气压P=101.325 kPa；
⑻ 加热方式：间接蒸汽加热，加热蒸汽的绝对压力P=264.6 kPa；
⑼ 回流状态：泡点回流，即y1=xD；
⑽ 塔顶馏出液组成(质量分数)：0.98；
⑾ 塔底釜液组成(质量分数)：≦0.02；
⑿ 苯的相对分子量：MA=78.11kg/kmol，甲苯的相对分子量：MB=92.13kg/kmol；
精馏流程：苯-甲苯混合料液经原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余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。

2.物料恒算
已知 xF(m) =0.38，xD(m)=0.98，xw(m)≦0.02,Fm=3500kg/h

原料中
塔顶产品
塔釜产品
∴
∴
∴D=24.03 kmol/h，w=20.53 kmol/h
3.塔板数计算
3.1作图法求Rmin
q线方程为：q=1即x=xF
作图得出p点坐标为xP=0.541，yP=0.75

∴
由于苯-甲苯物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
∴操作回流比R=2Rmin=2×1.11=2.22
苯-甲苯溶液的y-x图

3.2操作线方程
3.2.1 精馏段操作线方程

即
∴
3.2.2 提馏段操作线方程

其中，
即
∴
∴
在苯-甲苯溶液的y-x图上作出操作线。
3.3理论塔板数求取
从D点开始在平衡曲线与精馏短操作线之间绘直角梯级，第七个梯级的水平线跨过f点，此后，在提馏段操作线与平衡曲线之间作梯级，直到第十四级水平线与平衡曲线交点的x值小于xw为止，共有14个梯级，即总理论塔板数为14，精馏段理论数为6，第七块理论板为进料板，从进料板开始为提馏段，其理论塔板数为8(包括再沸器)。
3.4实际塔板数求取
xF=0.54，查苯-甲苯气液平衡组成与温度关系图⑤
得tF=92.5℃
由tF=92.5℃,查液体粘度共线图⑥
得μA=0.255mPa.S, μB=0.264mPa.S
∴进料液体平均粘度为μL=0.255×0.54+0.264×(1﹣0.54)
=0.258 mPa.S
由μL =0.258 mPa.S，查精馏塔全塔效率关联图⑦
得ET=52%
已知ET=NT/N实⑧
∴精馏短实际板层数 N精=7/52%=11.5≈14
提馏段实际板层数N提=7/52%=15.38≈14
总实际板层数N精+N提=28
4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
4.1操作压力计算
塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3kPa
取单板压降 △P=0.7 kPa
∴进料板压力PF=105.3+0.7×14=115.1 kPa
可得精馏段平均压力Pm=( PD+ PF)/2=( 105.3+ 115.1)/2=110.2 kPa
塔釜压力Pw=115.1+0.7×14=126.3kPa
可得提馏段平均压力P′m=( Pw+ PF)/2=( 126.3+ 115.1)/2=120.7kPa
4.2操作温度计算
4.2.1塔顶温度tD
已知xD=0.983，查表得tD=81℃
4.2.2进料温度tF
已知xF=0.54，查表得TF=90℃
4.2.3釜底温度tw
已知xw=0.0235，查表得Tw=109.2℃
4.3平均摩尔质量计算
4.3.1 塔顶平均摩尔质量计算
∵塔顶产品为泡点回流
∴y1=xD=0.983，查平衡曲线，得x1=0.95
∴MVDR=0.983×78.11+(1－0.984) ×92.13=78.33kg/kmol
MLDR=0.953×78.11+(1－0.953) ×92.13=78.77kg/kmol
4.3.2 进料液平均摩尔质量计算
由图解理论板，得yF=0.682，xF=0.468
∴MVFm=0.682×78.11+(1－0.682) ×92.13=82.57kg/kmol
MLFm=0.468×78.11+(1－0.468) ×92.13=85.57kg/kmol
故精馏段平均摩尔质量为
MVm=(78.33+82.57)/2=80.45 kg/kmol
MLm=(78.77+85.57)/2=82.17 kg/kmol
4.3.3 塔釜平均摩尔质量计算
由图解理论板，得yw=0.05，xF=0.020
∴MVwm=0.05×78.11+(1－0.05) ×92.13=91.41kg/kmol
MLwm=0.020×78.11+(1－0.020) ×92.13=91.85kg/kmol
故提馏段平均摩尔质量为
M′Vm=(91.4+82.57)/2=86.99 kg/kmol
M′Lm=(91.85+85.57)/2=88.71kg/kmol
4.4平均密度计算
4.4.1气相密度计算
由理想气体状态方程计算ρ=PM/RT
⑴ 精馏段气相密度：
ρVm=Pm·MVm/RTm= 110.2·80.45/8.314×(85.5+273.15)=2.973kg/m3
⑵ 提馏段气相密度：
Ρ′Vm=P′m·M′Vm/RTm
= 120.7·86.99/8.314×(99.6+273.15)=3.388kg/m3
4.4.2液相密度计算
液相平均密度计算为
⑴塔顶液相平均密度计算
由tD=81℃，查有机液体的相对密度⑩
得ρA=813.89 kg/m3，ρB=800.02 kg/m3
∴ρLDm=813.607 kg/m3
⑵ 料板液相平均密度计算
由tF=90℃，查表
得ρA=803.9 kg/m3，ρB=800.2 kg/m3
∴ρLFm=803.827 kg/m3
∴精馏段液相平均密度为
ρLm=(813.607+803.827)/2=808.717kg/m3
⑶ 底液相平均密度计算
由tw=109.2℃，查表
得ρA=781.271kg/m3，ρB=781.1kg/m3
∴ρLFm=781.27kg/m3
∴提馏段液相平均密度为
ρ′Lm=(781.27+803.827)/2=792.549kg/m3
4.4.3液体平均表面张力的计算
液相平均表面张力依下式计算，即σLm=∑xiσi
⑴塔顶液相平均表面张力的计算
由tD=81℃，查液体表面张力共线图[11]
得σA=21.149mN.m-1，σB=21.58mN.m-1
∴σLDm=0.983×21.149+0.016×21.58=21.15 mN.m-1
⑵进料管液相平均表面张力的计算
由tF=90℃，查图
得σA=20.06mN.m-1，σB=20.59mN.m-1
∴σLFm=0.54×20.06+0.46×20.59=20.30 mN.m-1
∴精馏段液面平均表面张力
σLm=（21.15+20.30）/2=20.72 mN.m-1
⑷ 馏段液相平均表面张力的计算
由tw=109.2℃，查图
得σA=17.75mN.m-1，σB=18.53mN.m-1
∴σLwm=0.0235×17.75+(1-0.0235)×18.53=18.5 mN.m-1
∴提馏段液面平均表面张力
σ′Lm=（20.30+18.50）/2=19.4 mN.m-1
4.4.6液体平均粘度的计算
液相平均粘度依下式计算，即
⑴塔顶液相平均粘度计算
由tD=81℃，查液体表面张力共线图得
μA=0.305mPa.S, μB=0.308mPa.S,
∴
∴
⑵进料管液相平均粘度计算
由tF=90℃，查图得
μA=0.279mPa.S, μB=0.286mPa.S,
∴
∴
∴精馏段液相平均粘度
μLm=(0.30+0.26)/2=0.28mPa.S
⑶塔釜液相平均粘度计算
由tw=109.2℃，查图得
μA=0.234mPa.S, μB=0.254mPa.S,
∴
∴
∴提馏段液相平均粘度
μ′Lm=(0.22+0.26)/2=0.24mPa.S
5.精馏塔的塔体工艺尺寸计算
5.1塔径计算
5.1.1精馏段塔径的计算
精馏段的气相体积：V=(R+1)D=(2.22+1)×24.03=77.38Kmol/h
提馏段的气相体积：L=RD=2.22×24.03=53.347Kmol/h
精馏段的气相、液相体积流率为：

其中C20由史密斯关联图查取，其中图的横坐标为：

取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m，则
HT－hT=0.40－0.06=0.34m
查史密斯关联图[13]，得C20=0.0708
∴
∴
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 umax=0.7×1.294=0.906m/s

经圆整，取D=1.0m
塔截面积为AT=πD2/4=π﹒1.02/4=0.785m2
实际空塔气速为：u=VS/ AT= 0.582/ 0.785=0.741m/s
5.1.2提馏段塔径的计算
提馏段的气相体积：V′=V=77.38Kmol/h
提馏段的气相体积：L′=L+F=53.347+44.56=97.907Kmol/h
精馏段的气相、液相体积流率为：

史密斯关联图的横坐标为：

取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m[14]，则
HT－hT=0.40－0.06=0.34m
查史密斯关联图[13]，得C′20=0.0690
∴
∴
取安全系数为0.7，则空塔气速为u′=0.7 u′max=0.7×1.050=0.735m/s

按标准塔径圆整后，取D′=1.0m
塔截面积为A′T=πD′2/4=π﹒1.02/4=0.785m2
∴实际空塔气速为：u′=V′S/ A′T= 0.5519/ 0.785=0.703m/s
5.2有效高度的计算
精馏段有效高度为：
Z精=(N精-1) HT=(14-1)×0.4=5.2m
提馏段有效高度为：
Z提=(N提-1) HT=(14-1)×0.4=5.2m
故精馏的有效高度为：
Z= Z精+ Z提+0.8=5.2+5.2+0.8=11.2m
6 塔板主要工艺尺寸的计算(精馏段)
6.1 溢流装置计算
因塔径D=1.0m，可选用单溢流方形液管，采用凹形复液盘。各项计算如下：
6.1.1 堰长lw
取lw=0.66D=0.66×1.0=0.66m
6.1.2 溢流堰高度hw
由hw=hL- how
选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即

取板上滴液层高度hL=60mm
hw=0.06- 0.011=0.048m
6.1.3 弓形降液管宽度wd和截面积Af
由lw/D=0.66
查图5-7得
Af/AT=0.0722，wd/D=0.124
故Af=0.0722×AT=0.0722×0.785=0.0567m2
Wd=0.124D=0.124×1=0.124m
依下式验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理。
6.1.4 降液管底隙高度hv

故降液管底隙高度设计合理。

6.2塔板的布置
6.2.1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
6.2.2边缘区宽度确定

6.2.3 开孔区面积计算

6.2.4 筛孔计算及其排列

7 塔板主要工艺尺寸的计算(提馏段)
7.1 溢流装置计算
因塔径D=1.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用弓形受液盘，各项计算如下：

查图得

依下式验算液体在降液管中停留时间，即

故提馏段降液管设计合理。

故降液管底隙高度设计合理。

7.2 塔板布置
7.2.1 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
7.2.2 边缘区宽度的确定

7.2.3 开孔区面积

7.2.4 筛孔计算及其排列
本例所处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按照正三角形排列，取孔中心距t为
t=3 d0=3×5=15mm
筛孔数目为：

开孔率为：

气孔通过阀孔的气速：

8 筛板的流体力学验算(精馏段)
8.1 塔板压降
8.1.1 干板阻力hv计算
干板阻力hv由下式计算，即

8.1.2 气体通过液层的阻力h1计算

查图11-12
清液柱
气体通过每层塔板的压降
清液柱=0.60kPa<0.7kPa
所以0.7kPa为设计允许值。
8.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
8.3 液沫夹带
液沫夹带量按下式计算，即

故
液/Kg气<气

8.4 漏液
液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即
清液柱

故得筛孔处操作气速与漏液点气速之比为

故本设计中无明显漏液。
8.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即

故在本设计中不发生液泛现象。
9 筛板的流体力学验算(提馏段)
9.1 塔板压降
9.1.1 干板阻力hc计算

，

9.1.2 气体通过液层的阻力h´1计算

查图11-12
清液柱
气体通过每层塔板的压降
清液柱=0.583kPa<0.7kPa
所以0.7kPa为设计允许值。
9.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
9.3 液沫夹带
液沫夹带量按下式计算，即

故
液/Kg气<气

9.4 漏液
液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即
清液柱

故得筛孔处操作气速与漏液点气速之比为

故本设计中无明显漏液。
9.5 液泛
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即

故在本设计中不发生液泛现象。
10 塔板负荷性能图(精馏段)
10.1 漏液线

，

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算结果列于下表
Ls/( m3/s)
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs/( m3/s)
0.309
0.319
0.331
0.341
由表数据可作出漏液线1。
10.2 液沫夹带线

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：
Ls/( m3/s)
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs/( m3/s)
1.188
1.128
1.050
0.985
由上表计算数据，即可作出液沫夹带线2。
10.3 液相负荷下限线

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
10.4 液相负荷上限线

据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线4。
10.5 液泛线

其中，

代入，得到：

整理：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：
Ls/( m3/s)
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
Vs/( m3/s)
1.247
1.160
1.031
0.899

由上表数据可作出液泛线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图。如下图1：
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图可查得：
，
故操作弹性为：

图1 精馏段操作负荷性能图
11 塔板负荷性能图(提馏段)
11.1 漏液线

在操作范围内，任取几个L’s值，依上式计算V’s值，计算值列于下表：
L’s/( m3/s)
0.0006
0.0015
0.0030
0.0045
V’s/( m3/s)
0277
0287
0.298
0.308
由上表数据即可作出漏液线1。
11.2 液沫夹带线

在操作范围内，任取几个L’s值，依上式计算V’s值，计算值列于下表：
L’s/( m3/s)
0.00066566
0.0015
0.0030
0.0045
V’s/( m3/s)
1.260
1.200
1.12444
1.060
由上表数据即可作出液沫夹带线2。
11.3 液相负荷下限线

据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。
11.4 液相负荷上限线

据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。
11.5 液泛线

其中，

代入，得到：

整理：

在操作范围内，任取几个L’s值，依上式计算V’s值，计算值列于下表：
L’s/( m3/s)
0.006
0.0015
0.0030
0.0045
V’s/( m3/s)
1.056
1.018
0.955
0.883
由上表数据即可作出漏液线5。
根据以上各线方程，可作出筛板塔负荷性能图如下图2。
在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即做