精馏塔课程设计.doc

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精馏塔设计书
第一章 概述
高径比很大的设备称为塔器。用于蒸馏(精馏)和吸收的塔器分别称为蒸馏塔和吸收塔。塔设备是化工、石油化工、生物、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
蒸馏和吸收作为分离过程,虽基于不同的物理化学原理,但均属于气液两相间的传质过程,有着共同特点,可在同样的设备中进行操作。
一、塔设备的基本功能和性能评价指标
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)在塔内使气液两相有最大限度的接近逆流, 以提供最大的传质推动力。
板式塔的各种结构设计、新型高效填料的开发,均是以这两条原则的体现和展示。
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,对板式塔以板效率表示,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的适应性。
塔设备在兼顾通量大、效率高、适应行强的前提下,还应该满足流动阻力低、结构简单、金属耗量少、造价低、易于操作控制等要求。
一般来说，通量、效率和压强是互相影响甚至是互相矛盾的。对于工业大规模生产来说，应该在保持高通量前提下，争取效率不过与降低；对于精密分离来说，应优先考虑高效率，而通量和压强则放在第二位。
二、塔设备的类型
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。按塔内气液接触方式，有逐级接触式和微分（连续）接触式之分。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡状、蜂窝状、泡沫状或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，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。
工业生产中，一般当理物料量较大时多采用板式塔，当要求塔径在0.8m以下时多采用填料塔。现在这种局面已有所改变，直径在30m以上的填料塔已在工业生产中运行。
按照塔内气液流动的方式，可将塔板分为错流塔与逆流塔板两类。
筛板塔为错流塔板类型之一。塔内气液两相成错流流动，即液体横向流过塔板，而气体垂直穿过液层，但对整体塔来说，两相基本上成逆流流动。错流塔板降液管的设置方式及堰高可以控制板上液体流径与液层厚度，以期获得较高的效率。
在几种主要类型错流塔中，应用最早的是泡罩塔板，目前使用最广泛的是筛板塔和浮阀塔板。
（一）泡罩塔板
泡罩塔是应用最早的气液传质设备之一，长期以来，人们对泡罩塔的性能作了较充分的研究，在工业生产实践中积累了丰富的经验。
泡罩塔板结构如图一所示。每层塔板上开有若干个孔，孔上焊有短管作为上升气体的通道，称为升气管。升气管上覆以泡罩，泡罩下部周边开有许多齿缝。齿缝一般有矩形、三角形及梯形三种，常用的是矩形。泡罩在塔板上作等边三角形排列。化工厂中广泛使用的圆形泡罩的主要结构参数已系列化。
泡罩塔的优点是：因升气管高出液面，不易发生漏夜现象，有较好的操作弹性，即当气液流量有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适于处理各种物料。缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；塔板压降大，兼因物沫夹带现象严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低。目前仍有采用的。

图一：泡罩塔
（二）筛板
筛板结构如图二所示。塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3~8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列.塔板上设置溢流堰,使板上能维持一定厚度的液层。操作时，上升气流通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出，气夜间密切接触而进行传质。在正常的气速操作下，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔向下泄漏。

图二：筛板塔板
筛板塔的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均较泡罩塔高。主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞。近年来采用大孔径（直径10~25mm）筛板可避免堵塞，而且由于气速的提高，生产能力增大。过去由于对筛板的性能研究不充分，认为操作不易稳定而未普遍应用，直到20世纪50年代初对筛板塔的结构、性能作了较充分的研究，认识到只要设计合理、操作正确，同样可获得较满意的塔板效率和一定的操作弹性，故近年来筛板塔的应用日趋广泛。
（三）浮阀塔板
浮阀塔于20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩塔和筛板塔的优点，已成为国内最广泛的塔型，特别是在石油、化学工业中使用最普遍，对其性能研究也较充分。
浮阀塔板的结构特点是在塔板上开有若干大孔（标准孔径为39mm），每个孔上装有一个可以上下浮动的阀门。浮阀的形式很多，目前国内采用的浮阀有五种，但最常用的浮阀形式为F1型和V-4型。

F-1型 V-4型 A型

十字架型 方形浮阀
图三：浮阀塔板
F1型浮阀（国外称为V-1型）如图所示。阀片本身有四条“腿”，插入阀孔后将各腿底脚扳转90度角，用以限制操作时阀片在板上升起的最大高度（8.5mm）；阀片周边有冲出三块略向下弯的定距片。当气速很低时，靠这三个定距片使阀片与塔板呈点接触而坐落在阀孔上，阀片与塔板间始终保持2.5mm的开度供气体均匀的流过，避免了阀片启闭不匀的脉动现象。阀片与塔板的接触也可防止停工后阀片与板面黏结。
操作时，由阀孔上升的气流，经过阀片与塔板间的间隙而与板上横流的液体接触。浮阀开度随气体负荷而变。当气量很小时，气体仍能通过静止开度的缝隙而鼓泡。
F1型浮阀的结构简单、制造方便、节省材料、性能良好，广泛用于化工及炼油生产中，现已列入部颁标准（JB1118-68）内。F1浮阀又分轻阀与重阀两种：重阀采用2mm的薄板冲制，每阀质量约为33g；轻阀采用厚度为1.5mm的薄板冲制，每阀质量约为25g。一般情况下都采用重阀，在处理量大并且要求压强很低的系统（如减压塔）中，才用轻阀。
V-4行浮阀如图所示，其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里形，以减小气体通过塔板时的压强降。阀片除腿部相应加强外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异。V-4型浮阀适用于减压系统。
T型浮阀如图所示，拱形阀片的活动范围由固定于塔板上的支架来限制。T型浮阀的性能与F1型浮阀相近，但结构较复杂，适于处理含颗粒或易聚合的物料。
为避免阀片生锈，浮阀多采用不锈钢制造。浮阀塔具有下列优点：
（1）生产能力大。由于浮阀塔板具有较大的开孔率，故其生产能力比泡罩塔的大20﹪～40﹪，而与筛板塔相近。
（2）操作弹性大。由于伐片可以自由升降以适应气量的变化，故维持正常操作所容许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。
（3）塔板效率高。因上升气体以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长而物沫夹带量较小，板效率较高。
（4）气体压强降及液面落差较小。因为气液流过浮阀塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压强降及板上的液面落差都比泡罩塔的小。
（5）塔的造价低。因构造简单，易于制造，浮阀塔的造价一般为泡罩塔的60﹪～80﹪，为筛板塔的120﹪～130﹪。
浮阀塔不宜处理易结焦或黏度大的系统，但对于黏度稍大及有一般聚合现象的系统，浮阀塔也能正常操作。
（四）喷射型塔板
上述塔板不同程度的存在物沫夹带现象。为了克服这一不利因素的影响，设计了斜向喷射的舌形塔板、斜孔板、垂直筛板、浮舌塔板、浮动喷射塔板等不同的结构形式，有些塔板结构还能减少因水力梯度造成的气体不均匀分布现象。高效、大通量、低压降的新型垂直筛板塔近几年得到快速的推广应用。
层出不穷的新型塔板结构各具特点，应根据不同的工艺及生产需要来选择塔型。一般来说，对难分离物质的高度分离，希望得到高的塔板效率；对处理量大又易分离的物质，往往追求高的生产能力；而对真空精馏，则要求有低的塔板压强降。
第二章 设计方案的确定及流程说明
一、 装置流程的确定
精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、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。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。
塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。
苯—甲苯混合液原料经预热器加热到指定温度后送入精馏塔德进料板，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，最后流入塔底在肺气肿。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，一次通过各层塔板。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。
流程图如图

二、操作压力的选择
精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计中已制定为塔顶表压为4kPa。
三、 进料热状态的选择
进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计任务书中已设定q=1。
四、加热方式
蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。本设计采用间接蒸汽加热。
五、回流比的选择
影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。
适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。
先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.1～2倍，即R＝（1.1～2）Rmin；
第三章 塔的工艺计算
一、全塔物料衡算及塔板数的确定
（一）物料衡算
已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F＝5200kg/h；回流比R（自选）；进料热状况：饱和液体进料；塔顶压强，；单板压降不大于。由《化学化工物性数据手册》可知：
表1 苯和氯苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（K）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（atm）
苯A
氯苯B

78.11
112.56
353.3
404.9
562.1
632.4
48.3
44.6
由《石油化工基础数据手册》P457及内插计算可知：
表2 苯和氯苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
,mmHg
757.62
889.26
1020.9
1185.65
1350.4
1831.7
，mmHg

147.44
179.395
211.35
253.755
296.16
351.355

1
0.818
0.678
0.543
0.440
0.276
y
1
0.957
0.911
0.847
0.782
0.665
温度
110
115
120
125
130
131.75
,mmHg
2313
2638.5
2964
3355
3746
4210
，mmHg
406.55
477.125
547.7
636.505
725.31
760

0.185
0.131
0.0879
0.0454
0.0115
0
y
0.563
0.456
0.343
0.201
0.0566
0
由《化学化工物性数据手册》P305可知：
表3 液体的表面张力
温度
80
100
120
140
苯，mN/m
21.27
18.85
16.49
14.17
氯苯，mN/m
23.75
21.57
19.42
17.32
由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：
表4 苯与氯苯的液相密度
温度(℃)
80
100
120
140
苯,kg/
815.0
792.5
768.9
744.1
氯苯,kg/
1042.0
1019.0
996.4
972.9
由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：
表5 液体粘度µ
温度(℃)
80
100
120
140
苯（mP.s）
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯（mP.s）
0.428
0.363
0.313
0.274

表6 苯和氯苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（k）
临界温度tC（k）
临界压强PC（atm）
苯A
氯苯B
C6H6
C6H5cl
78.114
112.559
353.3
404.9
562.1
632.4
48.3
44.6

平均分子量：计算平均分子量得：

原料液流量：

全塔物料衡算：D+W=F=4292.93 (1)
0.98D+0.02W=0.65×4292.93 (2)
有（1）和（2）解得
D'=2817.24 W=1475.69

（二）理论塔板数的计算
欲计算完成规定分离要求的所需的理论板数，须知原料液组成，选择进料热状况和操作回流比等精馏操作条件，利用气液平衡关系和操方程求算
t-x-y和x-y 气液平衡图的做取：
所查苯和甲苯的数据如下表所示：
常温下苯—氯苯气液平衡数据
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔分率
汽相中苯的摩尔分率
1.000
1.000
0.780
0.900
0.581
0.777
0.412
0.630
0.258
0.456
0.130
0.262
0
0
所做的t-x-y和x-y 气液平衡图如坐标纸所示。
以塔内衡摩尔流简化假定为前提，利用直角梯级图解法（M-T法）求取理论塔板数。
1、精馏段操作线做取
因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定塔内为恒摩尔流动。由图1可知xq=0.4504;yq=0.673。
则
取R=2Rmin=1.2×1.431=1.717
精馏段操作线方程为:

式中 y、x──分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩尔分数；
xD──塔顶易挥发组分的摩尔分数；
R──回流比，R＝L/D；
所做操作线如坐标纸所示。
② q线方程（在本设计中给定为q=1）
精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。
由于q=1，该直线是平行于Y轴的直线，如坐标图所示：

③ 提馏段操作线
在精馏段操作线和提馏段操作线的交点d(xd，yd)，即进料点与提馏段内的任一截面间进行质量和热量衡算，连接cd（c点坐标为xW,xW）可作出提馏段操作线方程。
由以上所做精馏段和提馏段操作线，在x-y图上在其与平衡线之间做梯级，从图可读出共需理论板数13块，其中精馏段需要6块，提馏段7块，加料板位于第7块（从上往下数,不包括再沸器）。
④ 塔板效率和实际塔板数
塔板效率
在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。
从t-x-y图读出：塔顶液相组成=0.9915，
塔底液相组成，，所以，。
查得在平均温度下苯和甲苯的黏度为：=0.266，
故
则
实际板数：
精馏段：
提馏段：
故实际塔板数
二、精馏段塔的工艺条件及物性数据计算
（1）平均操作压强
本设计是针对青海地区的，青海的大气压强为580mmHg,转换为Pa为：
P =580mmHg=0.580×13600×9.81=77.3kPa
塔顶压强，取每层板的压降为0.7kPa，故进料板的压强为：，故精馏段平均操作压强为：

（2）平均温度
根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到塔顶，进料板温度，则精馏段的平均温度：
，
（3）平均分子量
塔顶： =0.9915，=0.9815

进料板：，

则精馏段平均分子量：

（4）平均密度所查苯和甲苯的不同温度下的密度如下表：
苯和氯苯不同温度下的液相密度：
温度(℃)
60
80
100
120
140
苯,kg/
甲苯,kg/
836.6
1064.0
815.0
1042.0
792.5
1019.0
768.9
996.4
744.1
972.9
① 相密度
根据数据表再利用由内插法得到在塔顶温度80.7℃下苯和甲苯的密度如下：
，
由任务书所给塔顶各组分的质量百分数：，
由公式：
带入数据得：
，故
同理，根据数据表再利用由内插法得到在进料温度下苯和氯苯的密度如下所示：
，
由任务书所给进料各组分的质量百分数：，由，带入数据得：

故
故精馏段平均液相密度：

② 气相密度：精馏段的平均气相密度为：

液体表面张力：纯组分的表面张力
温度℃
60
80
100
120
140
苯，mN/m
氯苯，Mn/m
23.74
25.96
21.27
23.75
18.85
21.57
16.49
18.4
14.17
17.32
由《化学化工物性数据手册》P305可知
（5）表面张力
查得塔顶温度80.7℃下的苯和氯苯的表面张力为,， 则塔顶的平均表面张力为：
同理可查得进料温度93.8℃下本和甲苯表面张力为：,。
则平均表面张力为：
则精馏段平均表面张力：
（6）液体粘度
查得塔顶温度下的苯和甲苯的黏度为：,， 则塔顶混合液的黏度为：
同理可查得进料温度下本和甲苯的黏度为：,
则则进料混合液的黏度为：

故精馏段平均液相粘度：
7）物性数据一览表
压
强

81.3
表面
张力

20.07

86.40

21.011

83.85

20.541
温
度

80.7
黏
度

0.306

93.8

0．3310

87.25

0.3180
平
均
分
子
量

78.407
密
度

818.40

78.751

89.429

919.29

97.045

2.348

83.918

868.84

87.898
（8）气液负荷计算

三、精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算
（一）塔径
塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
板间距与塔径关系
塔径D，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
初选板间距，取板上液层高度，故：；

查史密斯关联图得C20=0.0845；依式
校正物系表面张力为时：

可取安全系数为0.6，则（安全系数0.6—0.8）：

故：
按工业标准,塔径圆整为1.2m,则塔的截面积为：
则实际空塔气速。
塔的有效高度：
精馏段：Z=(13-1)×0.45=5.41m
提馏段：Z=（15-1）×0.45=6.29m
（二）溢流装置
本设计采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流去lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.66D=0.66×1.2=0.792m
b)出口堰高：
由

查列线图，近似取E=1.0,依式
可查得：
故：
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查泛点负荷图得，
故 ，

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积即：
符合要求。
d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速

（三）塔板布置
取阀动能因子则孔速
每层塔板上的浮阀数：
a)取边缘区宽度Wc=0.06m,安定区宽度，（当D〈1.5m时，Ws=60～75mm〉
b)鼓泡区面积为：

c)浮阀排列采用等腰三角形排列，取孔中心距。
取。以等腰三角形叉排后作图得。
按重新核算孔速：
阀动能因子 塔板开孔率阀动能因子：

（四塔板流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。
1、气体通过筛板压强相当的液柱高度
a)干板压降相当的液柱高度：依
，则干板阻力为：
b)板上充气液层阻力：
由与关联图查得板上液层充气系数=0.5
则： 液柱
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：液体表面张力所造成的阻力很小，忽略。
故
则单板压强：
2、淹塔的验算：
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜的高度：

① 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度
② 液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，则
③ 板上液层高度，由以前设
则 取，，
则 则有：，符合防止淹塔的要求。
3、雾沫夹带验算
泛点率
以及泛点率
板上液体流径长度：
板上液流面积：
苯和甲苯是正常系统，无泡沫，查得物性系数K=1.0；由泛点负荷图泛点负荷系数，将以上各值代入：
泛点率

泛点率

泛点率都在80%以下，可知雾沫夹带量能够满足〈的要求。
（五）塔板负荷性能图
1、雾沫夹带线：按泛点率80%计算：
泛点率

整理得：
在操作范围内任取2个值，依上式算出相应的值列于附表中：

0.001
0.002

1.8032
1.3327
依表中数据在VS—LS图中做出雾沫夹带线，如所附坐标纸图中（1）所示。
2、液泛线：由式，
联立以上三式，忽略得：

将以下各式代入上式：

泛点率
整理结果：
因物系一定，塔板结构及尺寸一定，则 、、、、、以及都为定值，而与的关系为：，与也是定值。
根据以上可整理得下式：
在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：

1.8358
1.761
1.6908
1.61
依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如所附坐标纸图中（2）所示。
3、液相负荷上限线：液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3到5秒，，由下式为上限，则有：

液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如所附坐标纸图中（3）所示。
4、漏液线（气相负荷下限线）
计算，则又知
以作为规定气体的最小负荷值，则有：
代入上式并整理：
5、液相负荷下限线
取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，，则；即
整理上式得
在VS—LS图4中作线，即为液相负荷下限线，如所附坐标纸所示。
将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。
精馏段的操作弹性

四、提馏段塔的工艺条件及物性数据计算
（1）操作压强
进料板的压强
塔底压强
则提馏段平均操作压强为：
（2）温度
根据操作压强，由下式计算操作温度，经试差得到进料板温度，，则提馏段的平均温度。
（3）平均分子量
由精馏段计算知进料板的分子量为：
，
塔底： 查x-y图得：

由精馏段计算：

提精馏段平均分子量：

（4） 平均密度：由精馏段计算中所述数据计算平均密度。
①、液相密度
根据数据表再利用由内插法得到在塔顶温度下苯和甲苯的密度如下所示：
，

由任务书所给塔顶各组分的质量百分数：，
由，带入数据得：
，故
由精馏段的计算：

故精馏段平均液相密度：

② 气相密度：

（5）液体表面张力
根据不同温度下的密度由内插法求得：,

由精馏段计算：
则提馏段平均表面张力：
（6）液体粘度
查得在塔底温度下苯和甲苯的黏度为：：,

由精馏段的计算：
故提馏段平均液相粘度
（7）提馏段物性数据一览表
压
强

100.9
表面
张力

13.9354

90.4

21.011

95.65

17.4732
温
度

109.4
黏
度

0.33613

93.8

0.3310

101.6

0.3335
平
均
分
子
量

112.271
密
度

984.948

111.3465

97.044

919.29

89.429

952.119

100.85

3.0956

104.1952
（8） 气液负荷计算

五、提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算
（一）塔径
由精馏段计算所述，仍然选板间距，取板上液层高度，
则；
查史密斯关联图得C20=0.0820；依式
校正物系表面张力为时：

可取安全系数为0.6，则（安全系数0.6—0.8）：

故：
按标准,塔径圆整为1.0m,则塔的截面积为：
则实际空塔气速。
（二）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流去，取堰长：

b)出口堰高：
由
查列线图近似取E=1.0,依式
可得：
故：
c)降液管的宽度与降液管的面积：
由查泛点负荷图得，
故

计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积即：
s（大于5s，符合要求）

d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速
依：
（三）塔板布置
取阀动能因子则孔速
每层塔板上的浮阀数：个
a)取边缘区宽度Wc=0.06m,安定区宽度，
塔板上的鼓泡区面积为：

计算开空区面积

c)浮阀排列采用等腰三角形排列，取孔中心距

取。以等腰三角形叉排后作图得。
按重新核算孔速：
阀动能因子 塔板开孔率阀动能因子：
、

（四）流体力学验算
1、气体通过筛板压强相当的液柱高度

a)干板压降相当的液柱高度：依
，则干板阻力为：液柱。
b)板上充气液层阻力：
由与关联图查得板上液层充气系数=0.5依式：
液柱
c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：液体表面张力所造成的阻力很小，忽略。
故
则单板压强：
（2）淹塔的验算：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清夜的高度：

① 与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度液柱。
② 液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，则
液柱。
③ 板上液层高度，由以前设
则
取，，
则
则有：，符合防止淹塔的要求。
（3）雾沫夹带验算
泛点率
以及泛点率
板上液体流径长度：
板上液流面积：
苯和甲苯是正常系统，无泡沫，按表3-5取物性系数K=1.0；由图3-13查得泛点负荷系数，将以上各值代入：
泛点率

泛点率
泛点率都在80%以下，可知雾沫夹带量能够满足〈的要求。
（4）塔板负荷性能图
① 雾沫夹带线：按泛点率80%计算：
泛点率

整理得：
在操作范围内任取2个值，依上式算出相应的值列于附表中：

0.001
0.002

1.68443
1.66186
依表中数据在VS—LS图中做出雾沫夹带线，如所附坐标纸图中（1）所示。
② 液泛线：由式，
联立以上三式，忽略得：
将以下各式代入上式：

泛点率
整理结果：

因物系一定，塔板结构及尺寸一定，则 、、、、、以及都为定值，而与的关系为：，与也是定值。
根据以上可整理得下式：
在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：

1.754
1.708
1.665
1.625
依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如所附坐标纸图中（2）所示。
③ 液相负荷上限线：液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3到5秒，，由下式：
为上限，则有：
液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如所附坐标纸图中（3）所示。
④ 漏液线（气相负荷下限线）
对型重阀按：计算，则又知
以作为规定气体的最小负荷值，则有：
代入上式并整
在VS—LS图上做出与液体流量无关的水平漏夜线，如所附坐标纸图中（4）所示。
⑤ 液相负荷下限线：
取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，
则；即
整理上式得
在VS—LS图中作液相负荷下限线，如坐标图中所示。
将以上5条线即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。
精馏段的操作弹性

第四章 设计结果一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提留段
各段平均压强

kPa
83.85
95.65
各段平均温度

℃
87.25
101.6
平均流量
气相

m3/s
0.966
0.881
液相
LS
m3/s
0.001730
0.00361
实际塔板数
N
块
13
15
板间距
HT
m
0.45
0.45
塔的有效高度
Z
m
5.41
6.29
塔径
D
m
1.2
1.2
空塔气速
u
m/s
1.02
0.776
塔板液流形式

单流型
单流型

溢流管型式

弓形
弓形
堰长
lw
m
0.792
0.792

堰高
hw
m
0.0577
0.05
溢流堰宽度
Wd
m
0.148
0.148
管底与受液盘距离
ho
m
0.02
0.04
板上清液层高度
hL
m
0.071
0.071
孔径
do
mm
39
39
孔间距
t
mm
76
76
孔数
n
个
125
130
开孔面积

m2
0.0486
0.3273
孔气速
uo
m/s
6.5261
5.7169
塔板压降
hP
kPa
0.549
0.537097
液体在降液管中停留时间
τ
s
14.4887
7.411
降液管内清液层高度
Hd
m
0.14206
0.143
雾沫夹带
eV
kg液/kg气
<1.0
<1.0
负荷上限

雾沫夹带控制
雾沫夹带控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
VS·max
m3/s
1.055
0.92
气相最小负荷
VS·min
m3/s
0.976
0.439
操作弹性

2.593
2.514
第五章 设计总结及有关问题的分析讨论
眼看就大四了，再过一年就要走上自己的工作岗位。对以后从事化工生产，象这样的精馏塔的设计是在工作过程中是必然的，在大学期间就要锻炼自己对不同化工生产设备的设计能力，分析不同的化工生产工艺，根据工厂所在地区的实际条件，设计能适应生产的化工设备。
本次精馏塔的设计难度大，主要是计算复杂，计算量大考虑的细节较多，对同一个设备分成两部分进行考虑，既相互独立又须彼此照应，始终要考虑计算是为一个设备进行。通过这次设计，使我认识到作为化工专业的学生，不仅要学好《化工原理》《化工计算》等专业课，还要对设备等相关内容都要学好用好，只有这样才能为以后的工作打下坚实的基础。在整个设计中要考虑很多问题，尤其是一些不容易引起重视细节问题，否则“小毛病出大问题”，这就要我考虑问题要全面详细。学以致用，要多学各方面的知识并充分利用，用融合的，相互联系的知识能更好地解