苯-甲苯精馏分离板式塔设计.doc

河 西 学 院
Hexi University

化工原理课程设计

题 目: 苯-甲苯精馏分离板式塔设计
学 院: 化学化工学院
专 业: 化学工程与工艺
学 号: 2014210020
姓 名: 屈渊
指导教师: 王海平

2016年11月20日

化工原理课程设计任务书
一、设计题目
苯-甲苯精馏分离板式塔设计
二、设计任务及操作条件
1.设计任务
生产能力（进料量） 85000 吨/年
操作周期 7920 小时/年
进料组成 46% （苯） （质量分率，下同）
塔顶产品组成 ≥98% （苯）
塔底产品组成 ≤1.0% （苯）
回流比， 自选
单板压降 ≤700Pa
2.操作条件
操作压力 塔顶为常压
进料热状态 进料温度20℃
加热蒸汽 0.25Mpa(表压)
3.设备型式 筛板塔
4.厂址 河北省
三、设计内容
1.设计方案的选择及流程说明
2.塔的工艺计算
3.主要设备工艺尺寸设计
（1）塔径、塔高及塔板结构尺寸的确定
（2）塔板的流体力学校核
（3）塔板的负荷性能图
（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定
4.辅助设备选型与计算
5.设计结果汇总
6.工艺流程图及精馏工艺条件图
7.设计评述

目录
1.设计方案的确定 1
2. 精馏塔工艺的设计 3
2.1产品浓度的计算 3
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 3
2.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 3
2.2物料衡算 3
2.3 最小回流比的确定 4
2.4精馏段和提馏段操作线方程 5
2.4.1求精馏塔的气液相负荷 5
2.4.2求操作线方程 5
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置 5
2.6实际板数的计算 5
3. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算 7
3.1物性数据计算 7
3.1.1操作压力计算 7
3.1.2操作温度 7
3.1.3平均摩尔质量计算 7
3.1.4平均密度计算 8
3.1.5液体平均表面张力计算 9
3.1.6液体平均黏度计算 10
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算 11
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算 11
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算 13
3.3筛板流体力学验算 15
3.3.1塔板压降 15
3.3.2 液面落差 16
3.3.3液沫夹带 16
3.3.4漏液 17
3.3.5液泛验算 17
3.4塔板负荷性能图 18
3.4.1漏液线 18
3.4.2液沫夹带线 18
3.4.3液相负荷下限线 19
3.4.4液相负荷上限线 20
3.4.5液泛线 20
4.接管尺寸的确定 22
5.板式塔的结构与附属设备 23
筛板塔设计一览表 25
参考文献 26
主要符号说明 27
致谢 28

摘要：本设计采用筛板塔分离苯和甲苯，通过图解理论板法计算得出理论板数为21块，回流比为1.5，算出塔板效率0.54，实际板数为39块，进料位置为第18块，在筛板塔主要工艺尺寸的设计计算中得出塔径为1.4米，全塔高19.975米，每层筛孔数目为5739。通过筛板塔的流体力学验算，证明各指标数据均符合标准。同时还对精馏塔的辅助设备进行了选型计算。
关键词：笨 甲苯 精馏 筛板塔

1.设计方案的确定
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单，造价低。合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高。采用筛板可解决堵塞问题，适当控制漏液。
筛板与泡罩板的差别在于取消了泡罩与升气管，而直接在板上开很多小直径的孔——筛孔。操作时气体以高速通过小孔上升，液体则通过降液管流到下一层板。分散成泡的气体使板上液层成为强烈湍动的泡沫层。
相同条件下，筛板塔生产能力比泡罩塔高10%—15%，板效率亦约高10%—15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。流程参见附图：

2

2. 精馏塔工艺的设计
2.1产品浓度的计算
2.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 =78.11kg/mol 甲苯的摩尔质量=92.13kg/mol
F=
原料组成：
塔顶组成：
塔底组成：
2.1. 2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
Mf=0.501×78.11+1-0.501×92.13=80.50kg/kmol
Mw=0.012×78.11+1-0.012×92.13=91.96kg/kmol
MD=0.983×78.11+1-0.983×92.13=78.40kg/kmol

2.2物料衡算
F=133.32kmol/h
总物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D
苯物料衡算 133.32koml/h × 0.501=D ×0.983+W×0.012
联立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h
q线方程
根据公式：q=Cpmts-tF+rmrm
进料状况下的平均温度：ts=（91.79+20）/2=55.89℃
进料板的温度：
rM=0.46×389×78+0.54×360×92=31842kJ/kmol
Cp=1.84×78×0.46+1.84×92×0.54=157kJ/(kmol·℃)

q=157×(91.79-20)[phone]=1.353
qq-1=3.83
q线方程：y=3.83x-1.41788754
2.3 最小回流比的确定

图1 苯甲苯气液平衡X-Y图
2.求最小回流比及操作回流比。
采用作图法求最小回流比。在图上对角线上，自点d（0.501，0.501）作斜率为3.8的直线为进料线q线，该线与平衡线的交点坐标为
xq=0.581 yq=0.782
最小回流比 Rmin=xd-yqyq-xq=0.983-0.7820.782-0.581=1.00
取操作回流比R=1.5Rmin=1.50
2.4精馏段和提馏段操作线方程
2.4.1求精馏塔的气液相负荷
L=RD=100.71Kmol/h
V=(R+1)D=167.85Kmol/h
L`=L+qF=281.09Kmol/h
V、=V =167.85Kmol/h
2.4.2求操作线方程
精馏段: y = RR+1x+xDR+1=0.600x+0.393
提馏段: y,=L+qFL+qF-Wx,- WxwL+qF-W=1.308x,-0.004
2.5精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由苯——甲苯气液平衡线x-y图，进料板NF=10，精馏段9块，提馏段11块。
2.6实际板数的计算
（1）全塔效率
查表2数据利用拉乌尔定律计算
αj=116.946.0=2.541
αt=172.974.3=2.327
α=αjαt=2.43
查表6得μA=0.272mpas μB=0.279 mpas
平均粘度由公式，得: μL=0.501×0.272+0.499×0.279=0.275mPa.s
全塔效率ET =0.49×(2.43×0.275)-0.245=54%
（2）实际板数的求取
精馏段实际板数:NT=9/0.54=16.6≈17
提馏段实际板数:NT=11/0.54=20.3 ≈21（包括再沸器）
表1 苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
分子量M
沸点（℃）
临界温度tC（℃）
临界压强PC（kPa）
苯A
甲苯B
C6H6
C6H5—CH3
78.11
92.13
80.1
110.6
288.5
318.57
6833.4
4107.7

表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
, kPa
，kPa
101.33
40.0
116.9
46.0
135.5
54.0
155.7
63.3
179.2
74.3
204.2
86.0
240.0

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔率
汽相中苯的摩尔率
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

表4 纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3

表5 组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
甲苯,kg/
814
809
805
801
791
791
778
780
763
768

表6 液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
甲苯（mP.s）
0.308
0.311
0.279
0.286
0.255
0.264
0.233
0.254
0.215
0.228

3. 精馏塔主要工艺尺寸的设计计算
3.1物性数据计算
3.1.1操作压力计算
（1）塔顶操作压力 Po=101.3Kpa
（2）每层塔板压降 ∆P=0.7Kpa
（3）进料板压力 PF=PD+∆P×N=113.2Kpa
（4）精馏段平均压力 P,=(PD+PF)/2=107.25Kpa
（5）塔底操作压力 Pw=PD+∆P×N=127.9Kpa
（6）提馏段平均压力 P,=(PF+PW)/2=120.55Kpa
3.1.2操作温度
利用表3中的数据可求
tF ： 92.1-89.448.9-59.2=tF-92.150.1-48.9 tF=91.79℃
tD： 81.2-80.295.0-100=tD-81.298.3-95.0 tD = 80.54℃
tW: 110.6-106.10-8.8=tW-110.61.2-0 tW=109.99℃
精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3.1.3平均摩尔质量计算
（1）塔顶平均摩尔质量计算
==0.983，=0.930
=0.983×78.11+（1-0.983）×92.13=78.35 kg/Kmol
=0.930×78.11+（1-0.930）×92.13=79.09kg/Kmol
（2）进料板平均摩尔质量计算
yF=0.721 xF=0.530
=0.721×78.11+（1-0.721）×92.13=82.02kg/Kmol
=0.530×78.11+（1-0.530）×92.13=87.19kg/Kmol
（3）精馏段平均摩尔质量计算
=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol
=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol
（4）塔底平均摩尔质量计算
y21=0.024，x21 =0.004
=0.024×78.11+（1-0.024）×92.13=91.80kg/Kmol
=0.004×78.11+（1-0.004）×92.13=92.08kg/Kmol
（5）提馏段平均摩尔质量计算
=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol
=（+）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol
3.1.4平均密度计算
（1）气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算
==2.88
==3.37
（2）液相平均密度计算
塔顶液相平均密度计算
由=80.54℃查表5得
=812.4，=807.6
==812.32
进料板液相平均密度计算
由=91.79℃查表5得
=796.5，=794.9
进料板质量分率=0.530×78.110.530×78.11+(1-0.530)×92.13 =0.477
=795.66
精馏段液相平均密度计算
=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99
塔底液相平均密度计算
由=106.42℃查表5得
=782.654，=783.938
塔底质量分率αA=x21MAx21MA+(1-x21)MB =0.0204

提馏段液相平均密度计算
ρLt=(ρLw+ρLF)/2=789.15kg/m3
3.1.5液体平均表面张力计算
依式σ=Xiσi 计算
塔顶液相平均表面张力计算
由=80.54℃查表4得
=20.984mN/m，=21.502mN/m
=+（1-）=21.020mN/m
进料板液相平均表面张力计算
由=91.79℃查表4得
=19.628mN/m，=19.929 mN/m
=x10+（1-x10）=19.769mN/m
精馏段液相平均表面张力计算
=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m
塔底液相平均表面张力计算
由=109.99℃查表4得
=17.9654mN/m，=18.7938 mN/m
=x21+（1-x21）=0.004×17.9654+（1-0.004）×18.7938=18.790mN/m
提馏段液相平均表面张力计算
=（+）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m
3.1.6液体平均黏度计算
依式㏒μ=Xiμi计算
塔顶液相平均黏度计算
由=80.54℃查表4得
=0.303mPa s，=0.307mPa s
㏒=㏒+（1-）㏒=0.930㏒（0.303）+（1-0.930）㏒（0.307）
得=0.302mPa s
进料板液相平均黏度计算
由=91.79℃查表6得
=0.264mPa s，=0.273mPa s
㏒=x10㏒+（1-x10）㏒=0.530㏒（0.264）+（1-0.530）㏒（0.273）
得=0.269mPa s
精馏段液相平均黏度计算
=（+）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s
塔底液相平均黏度计算
由=100.99℃查表6得
=0.250mPa s，=0.263mPa s
㏒=x21㏒+（1-x21）=0.004㏒（0.250）+（1-0.004）㏒（0.263）
=0.263mPa s
提馏段液相平均黏度计算
=（+）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s
3.2精馏塔主要工艺尺寸的计算
3.2.1精馏塔的塔体工艺尺寸计算
（1）塔径的计算
精馏段塔径的计算
气、液相体积流率
==1.298
==0.00289
由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为

取板间距=0.4m，板上液层高度=0.06m，则-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得
=0.078，则C==0.078×(20.39520)0.2=0.0783
=0.0783×812.32-2.882.88 =1.313m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.7×1.313=0.9191 m/s
D=4vsπu=4×1.298π×0.919=1.34m

按表准塔径圆整后为D= 1.4m
塔截面积AT=π4D2=1.539m2
实际空塔气速为0.843m/s
提馏段塔径的计算
==167.85×86.913600×3.37 =1.202
==281.09×89.6353600×789.15 =0.00869
由，式中C=，由史密斯关联图查取，图的横坐标为
0.112
-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯关联图查得=0.069
C==0.069×=0.0677
=1.034m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7=0.7×1.034=0.724m/s
D=4Vsπu =1.45m
为和精馏段塔径保持一致，圆整后取为1.4m。
塔截面积AT=1.539
实际空塔气速为0.781 m/s
（2）精馏塔有效高度的计算
精馏段有效高度=（-1）=（17-1）×0.4=6.4m
提馏段有效高度=（-1）=（21-1）×0.4=8 m
在进料板上方开1个人孔，高度为0.8m，塔顶处开一人孔，
精馏塔的效高度为Z=++0.8=15.2m
3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算
（1）溢流装置计算
塔径D=1.4 m，选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘
堰长
取=0.66D=0.66×1.4=0.924m
堰高
选用平直堰，堰上液层高度计算如下
2.841000ELhlw23，取，
=2.841000（0.00289×36000.924）23 =0.0143
精馏段：
=-=0.06-0.0143=0.0457 m
提馏段：
=2.841000（0.00869×36000.924）23 =0.0297m
=-=0.06-0.0297=0.0303m
弓形降液管宽度和截面积
精馏段：
由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124
则=0.0722×=0.111，=0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间
==17.284s﹥3～5s
故降液管设计合理
提馏段：
由=0.66，查弓形降液管参数图得=0.0722，=0.124
则=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m
验算液体在降液管中停留时间==5.748s﹥3～5s
故降液管设计合理
降液管底隙高度
=，取=0.15m/s
精馏段=3600×0.002893600×0.924×0.15 =0.0208m
-=0.0249m﹥0.006m
提馏段=3600×0.008693600×0.924×0.4 =0.0235m
-=0.0068m﹥0.006m
故选用凹形受液盘 =50mm
（2）塔板布置
塔板的分块
塔径D>1.4m，故塔板采用分块式，查表得塔板分为4 块
边缘区宽度WC=0.035 m，安定区宽度WS=0.065 m
孔区面积计算
Aa=2×XR2-X2+π180R2×sin-1XR
其中：x=D/2–（Wd+WS）=1.4/2-（0.174 +0.065）=0.461m
R=D/2–WC=1.4/2-0.035=0.665m
Aa=1.118m2
孔设计及其排列
本设计处理的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径do=5mm。
筛孔按正三角形排列，孔中心距t为：t=3do=3×5=15mm
筛孔数目n为：
n=1.155t2×1.118= 5739
塔板开孔区的开孔率∅为∅=A0Aa=10.07%
开孔率在5～15%范围内，符合要求。
气体通过筛孔的气速为
精馏段：u0=VsjA0=11.52m/s
提馏段：u0=VstA0=10.68m/s
3.3筛板流体力学验算
3.3.1塔板压降
（1）干板阻力hc
由do/δ=5/3=1.67 查图干筛孔的流量系数图 得 C0=0.772
由得
精馏段：hcj=0.051(11.520.772)22.88803.99=0.040m液柱
提馏段：hct=0.05110.680.77223.37789.15=0.041m液柱
（2）气流通过液层的阻力计算
由uaj=VsjAT-Af=0.908m/s
且uat=VstAT-Af=0.842m/s

气相动能因数 Fo
F0=0.908×2.88=1.541kg12/sm1/2查充气系数关联图得=0.58
F0=0.842×3.37=1.546kg12/sm1/2 查充气系数关联图得=0.57
精馏段：=hL=0.0348m液柱
提馏段：=hL=0.0342 m液柱
（3）液体表面张力的阻力的计算
精馏段：hσj=4σLjρLj×g×d0=0.00207m液柱
提馏段：hσt=0.00199m液柱
气体通过每层塔板的液柱
精馏段：0.0775 m液柱
提馏段： 0.0772 m液柱
气体通过每层塔板的压降
精馏段：∆ppj=0.0775×803.99×9.81=611.25pa<700pa
提馏段：∆ppt=0.0772×789.15×9.81=597.65pa<700pa
符合设计要求。
3.3.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。
3.3.3液沫夹带
液沫夹带量
根据设计经验，一般取=2.5×0.06=0.15m
精馏段：evj=5.7×10-6σLjUajHt-hf3.2=0.017kg液kg气<0.1kg液kg气

提馏段：evt=5.7×10-6σLtUatHT-hf3.2=0.014 kg液kg气<0.1kg液kg气

故本设计中液沫夹带量ev在允许的范围内
3.3.4漏液
对筛板塔，漏液点气速
精馏段：
u0.min=4.4×0.772×(0.0056+0.13×0.06-0.00207)×803.99/2.88=6.04m/s
实际孔速=11.52m/s﹥，稳定系数K=U0U0.min=1.91﹥1.5
提馏段：
u0.min=4.4×0.772×(0.0056+0.13×0.06-0.00199)×789.15/3.37=5.55m/s
实际孔速=10.68m/s﹥，稳定系数K=U0U0.min=1.92﹥1.5
故本设计中无明显的漏夜。
3.3.5液泛验算
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应满足
苯—甲苯物系属一般物系，取=0.5，板上不设进口堰，
hd=0.153Lslwh0=0.153u0,2=0.153×0.082=0.009792 m液柱

精馏段：=0.5×（0.4+0.0457）=0.22285 m
0.0775+0.06+0.009792=0.147 m液柱﹤
提馏段：=0.5×（0.4+0.0303）=0.21515m
0.0772+0.06+0.009792=0.146m﹤
故在本设计中不会发生液泛现象
3.4塔板负荷性能图
3.4.1漏液线
由
得
，代入数据整理后
精馏段：
Vsj.min=6.3830.0095+0.09Ls2/3，在操作范围内取几个值，计算结果如下
表7精馏段漏液线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
0.643
0.667
0.687
0.703
据此做精馏段塔板负荷性能图漏液线。
提馏段：
Vst.min=5.8450.0075+0.09Ls2/3，在操作范围内取几个值，计算结果如下

表8提馏段漏液线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
0.527
0.552
0.572
0.588
据此做提馏段塔板负荷性能图漏液线。
3.4.2液沫夹带线
取液沫夹带极限值eV=0.1 kg液/kg气
由
式中Ua=VsAT-Af=0.700Vs

LW=0.924m，HT=0.4m，近似取E=1
精馏段：
整理得 Vs=2.56-15.6Ls2/3
在操作范围内取几个LSj，计算相应VSj列于下表
表9 精馏段液沫夹带线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
2.449
2.312
2.200
2.104
据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线‚。
提馏段：整理得 Vs=2.854-15.38Ls2/3
在操作范围内取几个LSt值，计算相应VSt值列于下表，据此做提馏段液沫夹带线。

表10提馏段液沫夹带线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
2.745
2.609
2.499
2.404

据此做精馏段塔板负荷性能图液沫夹带线‚
3.4.3液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为液相负荷下限线的条件。取E=1.0

精馏段：how=0.703Ls2/3; Lsj.min=0.00079m3/s
据此做精馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的液相负荷下限线ƒ。
同理
提馏段：Lst.min=0.00079m3/s
据此可做提馏段塔板负荷性能图中与气体流量无关的垂直液相负荷下限线ƒ。
3.4.4液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间θ=4s为限
精馏段：Ls.jmin=HT.Afθ=0.0111m3/s
提馏段：Ls.tmin=HT.Afθ=0.0111m3/s
据此可分别作出精馏段和提馏段中与气体流量无关的垂直液相负荷上限线并都记为„。
3.4.5液泛线
令
忽略，将how与Ls；与Ls；hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：
a,Vs2=b,-c,Ls2-d,Ls2/3
a,=0.051A0C02ρvρL
b,=φHT+φ-β-1hw
c,=0.153lwh02
d,=2.84×10-3E1+β3600lw2/3

精馏段：Vsj2=6.292-17258.3Ls2-54.17Ls2/3
在操作范围内取几个LSj，依上式计算相应VSj列于下表，据此做精馏段塔板负荷性能图中液泛线…。
表11 精馏段液泛线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
2.429
2.316
2.195
2.068
提馏段：Vst2=5.793-11186.2Ls2-38.06Ls2/3
在操作范围内取几个LSt依上式计算相应VSt于下表，据此做提馏段塔板负荷性能图中液泛线…。
表12 提馏段液泛线数据
LS（m3/s）
0.0006
0.0020
0.0035
0.0050
VS（m3/s）
2.348
2.268
2.186
2.098
综上所得，分别画出精馏段塔板负荷性能图和提馏段塔板负荷性能图。
由精馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得

图2 精馏段性能负荷图
Vs，min=0.62/s Vs，max=2.09/s
精馏段操作弹性为：2.090.62=3.37
由提馏段负荷性能图知，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。并查得

图3 提馏段负荷性能图
Vs，min =0.510/s Vs，max =1.610/s
提馏段操作弹性为：Vs.maxVsmin=1.6100.510=3.156
4.接管尺寸的确定
1.塔顶蒸汽出料管dD
塔顶到冷凝器的蒸气导管，必须具有合适的尺寸，以免压力降过大，管径可按下式计算。取u=1.0m/s,则

式中蒸气速度uv在常压操作时取12~20m/s,绝对压为6000pa~1400pa时取30~50m/s,绝对压小于6000pa时取50~70m/s。
2.回流管
回流量 L=RD=100.7Kmol/h
通常，重力回流管内流速uR取0.2~0.5m/s,强制回流uR取1.5~2.5m/s。回流管直径dR为

3.进料管df和塔釜出料管dw
料液由高位槽流入塔内时，进料管内流速uf可取0.4~0.8m/s；或由泵输送，uf可取1.5~2.5m/s，塔釜流出液体流速uw一般取0.5~1.5m/s，计算公式与前面所述回流管径的计算式相同。

所有计算所得尺寸均应圆整到相应规格的直径。
5.板式塔的结构与附属设备
1）. 塔体结构
板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属设备。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。
1．塔顶空间
指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于塔板间距（甚至高出一倍以上），或根据除沫器要求高度决定。
2.塔底空间
指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下二因素决定，即：塔底贮液空间依贮存液量停留3~5 min或更长时间而定；塔底液面至最下层塔板之间要有1~2m的间距，大塔可大于此值。
3、进料位置
通过工艺计算可以确定最适宜的进料位置，但在结构设计时应考虑具体情况进一步安排不同的进料位置。一般离最适宜进料位置的上下约1~3块塔板处再设置两个进料口。相邻两个进料位置的距离应由设计者综合多种因素确定。
2）. 精馏塔的附属设备
1、 冷凝器
常用的冷凝器大多为列管式，并使蒸汽在壳程冷凝，冷却水或其它冷却剂在管程流动以提高传热系数和便于排出凝液。在求得所需的传热面积后，应考虑有一定裕度供调节之用，并根据冷凝器的规格来具体选取，特殊情况下亦可另外进行设计。
多数情况下，冷凝器水平的安装于塔顶，利用重力使部分凝液自动流入塔内作为回流，称为自流式。冷凝器距塔顶回流液入口所需的高度可根据回流量和管路阻力计算，并应有一定裕度。当冷凝器很大时，为便于安装检修和调节，常将冷凝器装于地面附近，回流液用泵输送，称为强制回流式，这时，在冷凝器和泵之间宜加设冷凝储罐来作为缓冲；另外，由于管路散热的影响，返至塔顶的温度相对较低，属于冷回流的情况。
对于直径较小的塔，冷凝器宜较小，可考虑将它直接安装于塔顶和塔连成一体。这种整体结构的优点是占地面积小，不需要冷凝器的支座，缺点是塔顶结构复杂，安装检修不便。
2、再沸器
常用的再沸器有立式和卧式两种。在立式再沸器中，由于管内物料被加热而使密度减小，与塔底物料形成的自然循环效果好，有利于提高传热系数，还具有占地面积小，物料在管内流动便于清洗的优点。但它要求有较高的塔的支座，以保证物料循环所需的压头。当再沸器的传热面积较大时，为避免支座过高和管数过多引起的物料循环不均匀，可采用卧式再沸器。但卧式再沸器也有一定缺点，入物料在壳程通过难以清洗，常不得不采用较复杂的浮头或U型管结构，且自然循环的传热效果较差和占地面积较大。
综上所述，本设计采用的是列管式塔顶及塔底产品冷凝器和立式再沸器。

筛板塔设计一览表
项目
符号
单位
计算数据
精馏段
提馏段
各段平均压强
P
kpa
107.25
120.55
各段平均温度
t
0C
86.165
100.890
平均流量
气相
Vs
m3/s
1.298
1.202
液相
LS
m3/s
0.00289
0.00869
实际塔板数
N
块
17
21
板间距
HT
m
0.4
0.4
塔的有效高度
Z
m
6.4
8
塔径
D
m
1.4
1.4
空塔气速
u
m/s
0.843
0.781
塔板液流型式

单流型
单流型

溢
流
装
置
溢流管型式

弓形
弓形
堰长
LW
m
0.924
0.924
堰高
hw
m
0.0457
0.0303
溢流堰宽度
Wd
m
0.147
0.147
板上清液层高度
hL
m
0.06
0.06
孔径
d0
mm
5
5
孔间距
t
mm

15
15
孔数
n

5739
开孔面积
Aa
m2
1.118
塔板压降
Δp0
KPa
0.7
0.7
液体在降液管停留时间

s
17.284
5.748
降液管内层清液高度
Hd
m
0.147
00.146
液沫夹带
ev
kg/kg
0.017
0.014
负荷上限

液泛控制
液泛控制
负荷下限

漏液控制
漏液控制
气相最大负荷
Vmax
m3/s
2.09
1.61
气相最小负荷
Vmin
m3/s
0.62
0.51
操作弹性

3.37
3.16

25

参考文献
（1）贾绍义.柴诚敬 .《化工原理课程设计指导书》，天津大学出版社；
（2）化工原理教研室.《化工原理课程设计指导书》，吉林化工学院编；
（3）杨祖荣. 《化工原理》，化学工业出版社；
（4）匡国柱.史启才.《化工单元过程及设备课程设计》；
（5）陈敏恒等编《化工原理》下册，化学工业出版社出版；
（6）“化工原理设计手册”及其他参考书籍。
主要符号说明
符号
意义
单位
Ａ
组分Ａ的量
Kmol
Ｂ
组分Ｂ的量
Kmol
Ｄ
塔顶产品流率
Kmol/s

总板效率
%
X
液相组分中摩尔分率
%
y
气相组分中摩尔分率
%
α
相对挥发度
%
μ
粘度
Pas
F
原料进量或流率
Kmol/s
K
相平衡常数

L
下降液体流率
Kmol/s
N
理论塔板数

P
系统的总压
Pa
q
进料中液相所占分率

r
汽化潜热
KJ/Kmol
t
温度
K
V
上升蒸气流率
Kmol/s
W
蒸馏釜的液体量
Kmol
hc
与干板压强降相当的液柱高度
m
hd
液体流出降液管的压头损失
m
hL
板上液层高度
m
Wc
边缘区高度
m
Wd
弓形降压管宽度
m
Ws
泡沫区宽度
m
Z
塔的有效段高度
m
ε0
板上液层无孔系数

θ
液体在降液管内停留时间
s
ρL
液体密度
Kg/m3
ρV
气体密度
Kg/m3
AT
基截面积
m2
C
气相负荷参数

C20
液体表面张力为２０dny.cm-1 时的气相负荷参数

Cf
泛点负荷系数

d0
筛板直径
m
σ
液体表面张力
dyn/cm
Wd`
降液管宽度
m
ρ
密度
Kg/m3
A