精馏塔设计说明书（最全）(3)

化工课程设计说明书 表1-4 实际回流比-费用数据

R/Rmin 1.1 R N 1.2 1.3 1．4 1.5 1.6 1．7 1.8 1.9 11

2.0 1.80 1.96 2.12 2．29 2.45 2.61 2.78 2.94 3.10 3.27 18.51 15.78 46.71 43.74 14 12．28 11.56 40．39 39.89 10.70 38.67 10.31 38.94 38.48 9.76 10.31 42.31 39.55 9.27 N(R+1) 51.79 6055费用504540351.11.21.31.41.51.61.71.81.92回流比系数图1-3 回流比系数-费用曲线图 由图1-3可知，当R/Rmin=1.8时，设备费用和操作费用的和最小，故本课程设计中取R/Rmin=1.8。

R?1.8Rmin?1.8?1.634?2.94 7. 气液相体积流量 （1）精馏段

液相流量L：L?RD?2.94?26.78?78.73kmol/h

气相流量V：V?(R?1)D?(2.94?1)?26.78?105.51koml/h 液相体积流量L1：L1?ML1L?83.2?78.73?8.146m3/h

804.180.7?105.51?3153.58m3/h

2.7?L1MV1V气相体积流量V1：V1??V1?化工课程设计说明书 （2）提馏段

由前言中所述，本系统为泡点进料，则： 液相流量L'：L'=L?qF?147.95kmol/h 气相流量V'：V'?V?105.51kmol/h 液相体积流量L2：L2?12

ML2L'?L2MV2V'?89.4?147.95?16.78m3/h

788.387.0?105.51?3278.35m3/h

2.8气相体积流量V2：V2?

?V2?表1-5 精馏段提馏段数据总汇

平均温度t/℃

平均液相摩尔质量ML/kg?kmol-1 平均气相摩尔质量MV/kg?kmol-1 平均液相密度ρL/kg?m-3 平均气相密度ρV/kg?m-3 粘度μ/mPa?s 表面张力σ/dyn?cm-1 平均气相组成y 平均液相组成x

液相摩尔流量L/kmol?h-1 液相体积流量L'/m3?h-1 气相摩尔流量V/kmol?h 气相体积流量V'/m3?h-1 相对挥发度

第三节 理论塔板的计算

1. 理论塔板数[5]

-1

精馏段

88.3 83.2 80.7 804.1 2.7 0.288 20.284 0.816 0.638 78．73 8．146 105．51 3153．58

2.516

提馏段 102.3 89.4 87 788.3 2.8 0.258 19.142 0.366 0.197 147．95 16．78 105．51 3278.35 2.353

化工课程设计说明书 13

理论板：指离开这种板的气、液两相互成平衡，而且塔板上的液相组成也可视为均匀的。本系统平衡线已经画出，故采用图解法求理论塔板数如图1-4所示

精馏段操作线方程：

yn?1?xR2.940.9573xn?D?xn??0.7462xn?0.243 R?1R?12.94+12.94?1提馏段操作线方程：

L'W147.9542.44ym?1?'xm?'xw?xm??0.0294?1.4022xm?0.01183

L?WL?W147.95-42.44147.95-42.44

图1-4 理论塔板数

分别在图中做出两条操作线，在平衡线与操作线之间画阶梯，从图中可看出，共得到理论板数NT=11(包括再沸器)，加料板在第6块板。

即NT精=5块,NT提=6块（包括再沸器）

2． 实际塔板数【5】

已知O’connell公式——塔板效率ET=0.49??L?0.245 （1.4）

化工课程设计说明书 其中?为平均相对挥发度，?L为平均粘度 （1）精馏段

14

ET?0.49?(2.516?0.288)?0.245?0.530 NP精?NT精ET?5?9.43?10块 0.530（2）提馏段

ET?0.49?(2.353?0.258)?0.245?0.554 NP提?NT提5??9.025?10块 ET0.554则实际塔板数NT=10+10=20块，加料板在第11块板。

第四节 塔径的初步设计[8]

塔径计算可依据流量公式： D?4?Vs （1.5） ??u

式中 D——塔径，m

Vs——气体体积流量，m3/s u——空塔气速，m/s。

表观空塔气相速度u（按全塔截面计）按下式进行计算：

u=(安全系数)?umax （1.6） 安全系数＝（0.6～0.8）。安全系数的选取与分离物系的发泡程度密切相关。对于不发泡的物系，可取较高的安全系数，对于直径较小及减压操作的以及严重起泡的物系，应取较低的安全系数。本设计中取0.7。

其中，umax?c?L??V （1.7） ?V其中（?L为液相密度，?V为气相密度，kg/m3 C为负荷因子，umax为极限

L空塔气速，m/s）。C值可由Smith关联图查得：在关联图中，横坐标为hVh??L???；??V?12化工课程设计说明书 15

参数HT?hL反映了液滴沉降空间高度对负荷因子的影响（HT为板间距，hL为板上液层高度）

设计中，板上液层高度hL由设计者选定，对常压塔一般取为0.05～0.08m，对减压塔一般取为0.025～0.03m。本设计取0.07m。

本设计塔板数较多，而且生产负荷波动不大，故板间距取较小值即可，根据标准，HT取0.45m。

表1-6 板间距的确定

塔径 D，m 板间距

[8]

0.3～0.5 0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0 2.0～2.4 〉2.4

HT，mm

200～300 300～350 350～450 450～600 500～800 ?800

（1）精馏段

LhVh??L?8.146?804.1?=?????0.0446 HT?hL=0.45-0.07=0.38m 3153.582.7????V?1212查图得：C20=0.0750

???对C作修正：C?C20?m1??20?则umax?0.07520.2?20.284??0.075???20?0.2?0.0752

804.1?2.7?1.296m/s u1?0.7umax?0.9072m/s

2.7D1?4V14?3153.58/3600??1.11m ?u13.14?0.9072经过圆整，D1=1200mm 空塔气速u1=0.9072m/s

由表1-6可知，当塔径为1.2m时板间距可取0.45m,符合假设。 塔截面积 AT??4D2??4?1.22?1.131m2

实际的空塔气速 u1'?Vs3153.58/3600??0.775m/s AT1.131

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