课程设计

10
800 8.37 0.1287 0.1007 1.54 0.1736 0.111 0.983
开孔面积A0 (m2)
边缘区宽度Wc(m) 安定区宽度Ws(m) 塔板厚δ (mm) 泛点气速uF(m/s) 漏点气速u0´(m/s) 操作弹性
0.0992
0.07 0.1 4 0.14 5.80 3.508
精馏塔精馏段设计结果汇总（续表）
单板压降△P(Pa) 液体在降液管停留时间θ (s) 降液管内清液层高度Hd(m) 开孔率ψ 塔截面积AT(m2) 降液管宽度Wd(m) 降液管面积Af (m2) 有效传质面积Aa (m2) 800 11.77 0.1209 0.1070 1.54 0.1736 0.1110 0.983
（四）、再沸器相关数据：
壳程
温度（℃） 压力（MPa绝压） 61.194 0.1013
管程
20-30 未知
（五）、由以上计算及有关数据我们选用立式热虹吸式再沸器
再沸器设计结果汇总
设备名称 壳程 物料名称 进口 出口 质量流量 进口 出口 操作温度 进口 出口 四氯化碳摩尔分数 热流量 操作压力 定性温度 液体 物性 参数 定压比热容 热导率 密度 黏度 表面张力 气化相变热 1147.76kw 0.1013 MPa 25℃ 4.174KJ/(kg∙K) 0.624W/(m·K) 998.3kg/m3 0.742mPa·s 水 水 49396.8kg/h 49396.8kg/h 100℃ 80℃ 立式热虹吸再沸器 管程 釜液 釜液蒸汽 3609.34kg/h 38983.1kg/h 76.576℃ 76.576℃ 0.987 1147.76kw 2.623MPa 76.576℃ 1333424.33KJ/(kg∙K) 0.09623w/(m·K) 1483.7kg/m3 0.48mPa·s 20.05mN/m 196.1285KJ/kg
二、精馏塔的设计
工艺条件： 冷液进料，进料氯仿含量xf＝30％（摩尔分数），塔顶氯 仿含量xD＝99％，釜液氯仿含量xw≤1％， 操作条件： 1. 塔顶操作压力：P=101.3KPa 2. 进料热状况：30°C 3.加热蒸汽：饱和水蒸汽 3. 冷却剂：循环水（20°C—30°C） 处理量：F=39.25kmol/h 安装地点：烟台 塔板设计位置：塔顶
Z j Zt 0.8 311 0.35 0.8 0.35 2 24 1 0.4 0.8 0.4 21.8m
裙座取3m, 此外再考虑塔的顶层空间的高度取0.3m塔顶端分 离空间高度取0.9m及釜液上方的气液分离空间高度取1m, 则总塔高：h=21.8+0.3+0.9+1+3=27m （5）、溢流装置的设计 精馏段 Ⅰ、溢流形式的选择 查表，应选择单流型弓形降液管塔板 Ⅱ、溢流堰 本设计精馏段采用弓形降液管,凹形受液盘，选用平直堰， 堰长取lw=0.924m.则堰上方液头高度：hw=0.044m Ⅲ、弓形降液管宽度Wd和截面积Af 查《化工原理》（下册）中有关于弓形降液管的面积与 lw/D 的关系图中得： Wd/D=0.124,Af/AT=0.0722,所以Wd=0.1736m,Af=0.1099m2 液体在降液管中的停留时间：θ =11.77s>5s
（8）、精馏段负荷性能图
液沫夹带线 漏液线 液泛线 液相负荷下限线 液相负荷上限线 操作线
2.0
1.5
Vs(m /s)
1.0
3
0.5
0.0
0.000
0.002
Leabharlann Baidu
0.004
0.006
3
0.008
0.010
Ls(m /s)
操作弹性：Vmax/Vmin=1.688/0.717=2.35>2
精馏塔精馏段设计结果汇总
y m 1
L qF W xm xW L qF W L qF W
直至xm< xW 计算结果：进料板Nf=17, 理论塔板数Nt＝31（含塔釜） 实际板数Np==55 实际进料板位置32
（3）、塔径初估 假设精馏段板间距HT=0.35m，并取清液层高度hL=0.05m， 在本精馏塔设计中，取泛点率0.7，计算空塔气速：u = 泛点率×umax=0.71m/s， 又气体体积流量：V=1.013m3/s 4 AT D 1.35m 所以塔径为： 圆整1.4m
降液管底隙高度h0(m)
筛孔个数n 筛孔气速u0(m/s)
0.028
1258 9.8
精馏塔提馏段设计结果汇总（续表）
孔心距t(mm) 30
筛孔直径d0(mm)
单板压降△P(Pa) 液体在降液管停留时间θ (s) 降液管内清液层高度Hd(m) 开孔率ψ 塔截面积AT(m2) 降液管宽度Wd(m) 降液管面积Af (m2) 有效传质面积Aa (m2)
Ⅲ、降液管液泛校核
Hd=hl+hd+hp=0.06+0.002+0.0588m液柱=0.121m液柱， Φ （hW+HT)=0.158m 因为0.121m<0.2585m， 所以不会发生液泛。 Ⅳ、液体在降液管中的停留时间

Af H T Lsj 11.77s 3 — 5s
满足要求, 则所夹带气体可以释出，可避免严重的气泡夹带。 Ⅴ、严重漏液校核 u0min=4.4C0√[0.0056+0.13hL-hσ )pL/pV]=7.32m/s K=u0/uomin=10.2/7.32=1.63>1.5 u0‘=h0/k=0.024/1.63=0.0147m/s 故以上各项校核均满足要求，即所设计之筛板可用，但未 必适宜。
（一）、精馏段计算
（1）、相对挥发度的求算 因为已知塔顶操作压力为101.3Kpa，查四氯化碳的饱和蒸 汽温度，可得塔顶温度为61.194°C；根据安托因方程 B 0 lgp A A t C ； 故塔顶相对挥发度 α=1.519；所以依照 塔顶的相对挥发度列出相平衡方程;y=1.519x/ （1+0.519x）, x=y/(1.519-0.519y)，所以q=1.48, xq=0.41； yq=0.51； Rmin=(xD-yq)/(yq-xq)=4.82；R=2Rmin=9.64 则可得塔各段操作线方程如下： 精馏段：y=0.906x+0.0932 提馏段：y=1.15x-0.002
提馏段 Ⅰ、溢流形式的选择 查表，应选择单流型弓形降液管塔板 Ⅱ、溢流堰 本设计精馏段采用弓形降液管,凹形受液盘，选用平直堰， 堰长取lw=0.924m.则堰上方液头高度：hw=0.039m Ⅲ、弓形降液管宽度Wd和截面积Af 查《化工原理》（下册）中有关于弓形降液管的面积与 lw/D 的关系图中得： Wd/D=0.124,Af/AT=0.0722,所以Wd=0.1736m,Af=0.1099m2 液体在降液管中的停留时间：θ =8.37s>5s
（6）、塔板布置和其余结构尺寸的选取
Ⅰ、受液区和降液区 ： 一般情况下该两区面积相等，均可按降液管截面积Af算； Ⅱ、入口安定区和出口安定区 取安定区宽度 Ws=Ws’=0.10m Ⅲ、边缘区：供固定塔板之用 取边缘区宽度Wc=0.07m Ⅳ、有效传质区：余下塔板上开孔的区域 Ⅴ、筛孔的尺寸和排列 筛孔在有效传质区内，常 按正三角形排列。

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化工原理课程设计
——筛板精馏塔的设计
学 院: 化学化工学院 专 业: 应用化学 姓 名: 曹杰 贾传明 胡秀萍 指导教师: 佟永纯
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设计任务书 精馏塔设计 再沸器的设计
管路设计和泵的选择 辅助设备的计算
一、任务书
氯仿—四氯化碳精馏装置设计 一、设计条件 工艺条件：饱和液体进料，进料乙烯氯仿含量xf=0.356(摩尔百分数) 塔顶氯仿含量xD=0.992，釜液氯仿含量xw≤0.013。 操作条件：建议塔顶操作压力为常压，进料热状况为30°C 安装地点：山东烟台 二、工艺设计要求 1 完成精馏塔的工艺设计计算； 2 完成塔底再沸器的设计计算； 3 管路尺寸的确定、管路阻力计算及泵的选择； 4 其余辅助设备的计算及选型； 5 控制仪表的选择参数； . 6 用3#图纸绘制带控制点的工艺流程图及主要设备(精馏塔或再沸器) 的工艺条件图各一张； 7 编写设计说明书。
提馏段负荷性能图
3.0 2.8 2.6 2.4 2.2 2.0 1.8 1.6 1.4 1.2 1.0 0.8 0.6 0.4 0.2 0.0 -0.2 0.000 0.002 0.004 0.006 0.008 0.010 0.012
漏液线 液沫夹带线 液泛线 液相负荷下限线 液相负荷上限线 操作线
开孔面积A0 (m2)
边缘区宽度Wc(m) 安定区宽度Ws(m) 塔板厚δ (mm) 泛点气速uF(m/s) 漏点气速u0´(m/s) 操作弹性
0.0992
0.07 0.1 4 未知 7.32 2.35
（二）、提馏段的计算
精馏塔提馏段设计结果汇总
项目 塔径D(m) 板间距HT(m) 塔板形式 空塔气速u(m/s) 堰长lw(m) 堰高hw(m) 堰上清液层高度how（m） 板上液层高度hL(m) 数值及结果 1.4 0.4 单溢流弓形降液管 0.680 0.924 0.039 0.006 0.06
所以塔截面积：
ATj
uj

4
D 2 1.54 m 2
故空塔气速为： 假设提馏段板间距HT=0.4m，并取清液层高度hL=0.05m，在本 精馏塔设计中，取泛点率0.7，计算空塔气速：u = 泛点 率×umax=0.680m/s， 又气体体积流量：V=0.970m3/s 所以塔径为： D 4 AT 1.35m 圆整1.4m
V
L
H 2.5h L T
得：ev=0.0021kg液体/kg气体，小于0.1kg液体/kg气体, 满足液沫夹带要求
Ⅱ、塔板压降△Pf的计算和核对 由：hf= hc+hl+h。 （1）干板阻力 查得：C0=0.886 计算得hc=0.024m液柱 （2）塔板清液层阻力 根据查图可得：β =0.57 计算得 hl=0.034m液柱 （3）克服表面张力阻力 hσ =6.1×10-4m液柱
VVs 0.658m / s AT
所以塔截面积： ATt D 2 1 . 54 m 2 4 V 故空塔气速为： ut Vs 0.630m / s AT （4）、塔高的估算 实际塔板数为Np=55块，理论板数为NT=31 （包括再沸器），其中精馏段31块，提馏 段24块。精馏段塔板间距HT =0.35 m,精馏 段塔板间距HT =0.4 m，在精馏塔进料板位 置开1个人孔，精馏段位置开两人孔和提馏 段位置开一人孔，其高度为0.8m所以塔的 有效高度为
Vs(m /s)
3
Ls(m /s
3
操作弹性：Vmax/Vmin=3.508
三、再沸器的设计
（一）、 传热温差Δ t：
tm t s热 - t s冷 100- 76.576 23.424C
（二）、假设传热系数取K=700W/( m2 K) （三）、估算传热面积Ap:
Q 1877 .4 103 A 100 m2 Kt m 800 23.424
项目 塔径D(m) 板间距HT(m) 塔板形式 空塔气速u(m/s) 堰长lw(m) 堰高hw(m) 堰上清液层高度how（m） 板上液层高度hL(m) 降液管底隙高度h0(m) 筛孔个数n 筛孔气速u0(m/s) 孔心距t(mm) 筛孔直径d0(mm) 数值及说明 1.4 0.35 单溢流弓形降液管 0.658 0.924 0.044 0.033 0.06 0.024 1258 10.2 30 10
（2）、理论板数的计算 结合相平衡方程和操作线方程，采用逐板计算法计算理论 塔板数,冷液进料：q=1.48 y1=xD=0.992
xn yn ( 1) yn
y n 1
R R 1
xn
xD R 1
直至xi< xf 然后进入提馏段：
xn yn ( 1) yn
n 1.155 Aa 1.155 0.983 1258 (取整 ) 2 2 t 0.03
（7）、塔板流体力学性能校核 Ⅰ、液沫夹带量校核 精馏段 3.2 3 u 5 . 7 10 a 由 eV
L
H 2.5h L T
得：ev=0.0015kg液体/kg气体，小于0.1kg液体/kg气体,满 足液沫夹带要求。 提馏段 3.2 3 ua 5.7 10 由 e