常压精馏塔的设计常压精馏塔分离CS2-CCl4混合物。
处理量为5000kg/h，组成为0.3（摩尔分数，下同），塔顶流出液组成0.95，塔底釜液组成0.025。
设计条件如下：操作压力4kpa（塔顶表压）；进料热状况自选；回流比自选；单板压降≤0.7kpa；全塔效率E t=52%；建厂地址陕西宝鸡。
试根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。
【设计计算】（一）设计方案的确定本设计任务为分离CS2-CCl4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。
塔顶上升汽采用全凝器冷凝，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到储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.4倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率M CS2=76 kg/kmol M CCl4=154 kg/kmolM F=0.3*M CS2+0.7*M CCl4=0.3*76+0.7*154=130.6kg/kmolF=kmol/h=38.28 kmol/hX F=0.3 X D=0.95 X W=0.025总物料衡算F=D+WCS2的物料衡算F*X F=D*X D+W*X W即38.28=D+W38.28*0.3=0.95D+0.025W联立解得D=11.26kmol/hW=27.02kmol/h（三）塔板数的确定1．理论塔板层数N T的求取CS2-CCl4属理想物系，可采用图解法求理论版层数。
①由手册查得CS2-CCl4的气液平衡数据，绘出x---y图，见图如下：②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
在下图中对角线上，自点e（0.3、0.3）做垂线ef即为进料线（q线,q=1），该线与平衡线的交点坐标为Yq= 0.55 xq=0.3 xd=0.3故最小回流比Rmin===2.67取操作回流比为R=1.4Rmin=1.4*2.09=3.74③求精馏塔的气液相负荷L=RD=3.74*11.26=42.11kmol/hV=(R+1)D=53.37kmol/hL`=L+q*F=42.11+38.28*1=80.39kmol/h V`=V+(q-1)*F=53.37kmol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为y=X + X D = X+X D=0.789X+0.20 提留段的操作线方程为y`=X -X W=1.51X-0.013⑤图解法求理论版层数总理论版层数N T=10.5(包括再沸釜) 进料板位置N F=62.实际板层数的求取精馏段的实际层数N精=5/N T=5/0.5=10提留段的实际层数N提=5.5/N T=5.5/0.5=11 总实际层数N T=21（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算计算精馏段1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3+4=105.3KPa每层塔板压降ΔP=0.7KPa进料板压力P F=P D+ΔP*N精=105.3+0.7*10=112.3KPa精馏段的平均压力P m==108.8KPa2.操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点的温度，其中CS2,CCl4的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算过程如下：塔顶温度t d=46.5℃进料板温度t f=58℃精馏段平均温度t m===52.25℃3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由X D=Y1=0.95，查平衡曲线得X1=0.9M VDm=0.95*76+(1-0.95)*154=79.9kmol/hM LDm=0.90*76+(1-0.90)*154=83.8kmol/h进料板的平均摩尔质量计算由图解理论板得yf=0.405 xf=0.225M VFm=0.405*76+（1-0.405）*154=122.41kmol/hM LFd = 0.225*76+ (1-0.225)*154=136.45kmol/h 精馏段的平均摩尔质量M Vm==101.15kmol/hM Lm==110.125kmol/h4.平均密度的计算①气相平均密度计算由理想状态方程计算，即ρVm===4.07kg/m3②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即=塔顶液相平均密度的计算由td= 46.5℃，查手册得kg/m3=1295 kg/m3===1063.8 kg/m3进料板的液相平均密度计算由t f=58℃，查手册得kg/m3=1595 kg/m3进料板的液相质量分率a a===0.125ρlfm===1540.8 kg/m3精馏段液相平均密度为ρlm=（）/2=1302.3 kg/m35.液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即σlm=塔顶液相平均表面张力的计算由td=46.5℃，查手册得σA= 28.5m N/m σB=23.6 m N/m σl dm=X D*σA+X W*σB=0.95*28.5+0.025*23.6=27.665 m N/m进料板液相平均表面张力的计算由tf=58℃,查手册得σA=26.8 m N/m σB=22.2 m N/m σlfm= X F*σA+(1-X F)*σB=0.225*26.8+0.775*22.2=23.235 m N/m精馏段的平均表面张力为σLm=(σl dm+σlfm)/2=25.45 m N/m6.液体平均粘度的计算，液相平均粘度的计算，即LgμLm=塔顶液相平均粘度的计算由td=46.5℃,查手册得μA=0.33m Pas μB=0.71 m Pas LgμlDm=Xd*lgμA+Xw*lgμ B=0.95*lg0.33+0.025*lg0.71解出μlDm=0.346进料板液相平均粘度的计算，即由tf=58℃,查手册得μA=0.28 m Pas μB=0.64 m PasLgμlfm= Xf*lgμA+(1-Xf)*lgμ B=0.25*lg0.28+0.75lg0.64解出μlfm=0.521精馏段液相平均表面张力μLm=(μlDm+μlfm)/2=0.434(五)精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流量为V S===0.638m3/sL S==0.001m3/s由Umax=CC=C20()0.2其中C20由下图查取图的横坐标（）0.5=()0.5=0.048C20与（）0.5的图（斯密斯关联图）如下取板间距H T=0.40m，板上液层高度H L=0.06m则H T-H L=0.40-0.06=0.34m查上图得C20=0.073C=C20()0.2=0.073* ()0.2=1.05*0.073=0.0767 Umax= C=0.0767*=1.370m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为U=0.7 Umax=0.7*1.370=0.959m/sD===0.921m按标准塔径圆整后为D=1m塔截面积为A T=D2=*1=0.785实际空塔骑速为U==0.813m/s2.精馏塔的有效高度计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）*H T=(10-1)*0.40=3.6m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）*H T =（11-1）*0.40=4.0m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m故精馏段的有效高度为Z=Z精+Z提+H人孔=3.6+4.0+0.8=8.4m(六)塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1m ,可选用单溢流弓形浆液管，采用凹形受液盘。
各项计算如下：①堰长L W取L W=0.66D=0.66m②溢流堰高度H W由H W=H L-H OW选用平直堰，堰上液层高度H OW由下式计算，即H OW=E2/3近似取E=1，则H OW=E2/3=*2/3=0.009m所以：H W=H L-H OW=0.06-0.009=0.051m③弓形降液管宽度W d与降液管面积A f由=0.66，查下图得=0.0732=0.124Af= 0.0732At=0.0732*0.785=0.0575m2Wd= 0.124D=0.124m由式θ=≥3~5验算液体在降液管中停留时间，即θ=== 3.2s≥3s故降液管设计合理。
④降液管底隙高度H OH0=取U0`=0.08m/s则H0== =0.0189mH W-H O=0.036-0.0189=0.0171m＞0.006m故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度hw`=50mm=0.05m2.塔板布置①塔板的分块因为D=1m＞800mm，故塔板采用分块式。
查下表可知，塔板分为3块。
②边缘区宽度确定取Ws=Ws`=0.065m, Wc=0.035m③开孔区面积计算开孔区面积Aa=2（+）其中x=-（Wd+Ws）=0.5-（0.124+0.065）=0.311mr=-Wc=0.5-0.035=0.465m故Aa=2（+）=2（+）=0.532m2④筛孔计算及其排列本设计中的物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t=3d0=3*5=15mm 筛孔数目n为n==（1.155*0.532）/0.0152=2731个开孔率φ=0.907()2=0.907()2=10.1%气体通过阀孔的气速为U0====11.87m/s(七)筛板的流体力学验算1.塔板压降①干板阻力h c的计算hc=0.051（）2（）由d0/δ=5/3=1.67.查干筛孔流量系数得c0=0.773hc=0.051（）2（）=0.051（）2（）=0.038m液柱②气体通过液层的阻力hl计算hl=βhLua===0.877 m/sF0= ua= 0.877kg 0.5/(s*m 0.5)=1.769查图充气系数关联图得β=0.52故hl=βhL=0.52*0.06=0.0312m液柱③液体表面张力阻力hσ的计算hσ===0.00152m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hphp=hc+hl+hσ=0.048+0.0312+0.00152=0.0807 m液柱气体通过每层塔板的压降ΔPpΔPp=hp**g=0.0807*1302.3*9.81=1031.24pa<1.2kpa故设计合理。
2.液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和流量均不大，故可以忽略液面落差的影响。
3.液沫夹带液沫夹带evev=()3.2hf=2.5hL=2.6*0.06=0.15故ev=()3.2=()3.2ev=0.182＜0.19kg液/kg气故本设计中液沫夹带ev在允许范围内。
4.漏液对筛板塔，漏液点气速u0，min可以由式5-25计算，即u0，min=4.4C0=4.4*0.772=5.102m/s实际孔速u0=11.87m/s稳定系数为K== 2.327>1.5故在本设计中无明显的漏液5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内层高H d应服从5—32关系，即H d（H T+h w）CS 2-CCl4物系属一般物系，取则（HT+h w）=（H T+h w）而Hd=hp+h L+hd板上不设进口堰，hd可由下式计算，即hd=0.153（u`0）2=0.153*0.082=0.001 m液柱Hd=hp+h L+hd=0.0807+0.06+0.001=0.814m液柱H d（H T+h w）,故本例中不会发生液泛现象。