分离苯-甲苯筛板式精馏塔的设计

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: 2014210008 姓 名: 焦旭东 指导教师: 邱 东

2016年12月3日

化工原理课程设计任务书

一、设计题目

苯-甲苯板式精馏塔设计 二、设计任务及操作条件

1.设计任务

生产能力（进料量） 80000 吨/年

操作周期 7200 小时/年（按300天每年计算） 进料组成 42% （苯质量分率，下同） 塔顶产品组成 ≥98% 塔底产品组成 ≤2% 2.操作条件

操作压力 4kpa 进料热状态 35℃ 加热蒸汽 低压蒸汽 3.设备型式 筛板塔 4.厂址 天津

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

设计任务书

1 序 言 ................................................................ 1 2 设计计算 ............................................................. 1

2.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 ................................. 1 2.2 精馏塔的物料衡算 ............................................... 5 2.3理论塔板数确定 .................................................. 5 2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 ........................... 10 2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 ....................................... 15 2.6塔板主要工艺尺寸的计算 ......................................... 18 2.7筛板的流体力学验算 ............................................. 22 2.8塔板负荷性能图 ................................................. 26 3 板式塔的结构与附属设备 ............................................. 34

3.1接管 ........................................................... 34 3.2冷凝器 ......................................................... 36 3.3 再沸器 ........................................................ 37 4 对本设计的评述 ...................................................... 37 5 参考文献 ............................................................ 38 6 设计结果一览表 ...................................................... 39 7 主要符号说明 ........................................................ 40 8 附图（带控制点的工艺流程简图、主体设备设计条件图）[见附页] .......... 41

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1 概述

化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程（《物理化学》，《化工制图》等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。 2 设计计算

2.1 设计方案的选定及基础数据的搜集

本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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人精馏塔内。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。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1.8倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。

塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔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。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：

1

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(１) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60％，为浮阀塔的80％左右。

(２) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。 (３) 塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。 (４) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30％左右。 筛板塔的缺点是：

(１) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 (２) 操作弹性较小(约2～3)。 (３) 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图：

图1 板式精馏塔

相关参考数据：

表1 苯和甲苯的物理性质

项目 苯A 甲苯B

分子式 C6H6 C6H5—CH3

分子量M 78.11 92.13

沸点（℃） 80.1 110.6

临界温度tC

（℃） 288.5 318.57

临界压强PC（kPa） 6833.4 4107.7

2

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表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压

温度0C

0

80.1 85 116.9 46.0

90 135.5 54.0

95 155.7 63.3

100 179.2 74.3

105 204.2 86.0

110.6 240.0 240.0

PA,kPa 101.33 PB，kPa

0

40.0

表3 常温下苯—甲苯气液平衡数据

温度0C 液相中苯的摩尔

分率 汽相中苯的摩尔

分率

80.1 85 90 95 0.412

100 0.258

105 0.130

1.000 0.780 0.581

1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262

表4 纯组分的表面张力 温度 苯，mN/m 甲苯，mN/m

80 21.2 21.7

90 20 20.6

100 19.8 19.5

110 17.5 18.4

120 16.2 17.3

表5 组分的液相密度 温度(℃) 苯,kg/m3

甲

80 814 809

90 805 801

100 791 791

110 778 780

120 763 768

苯,kg/m

3表6 液体粘度μL

温度(℃) 苯（mPa.s） 甲（mPa.s）

80 0.308 0.311

90 0.279 0.286

100 0.255 0.264

110 0.233 0.254

120 0.215 0.228

3

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表7 常压下苯——甲苯的气液平衡数据

温度t/℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 80.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

液相中苯的摩尔分率 x

0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0

气相中苯的摩尔分率 y

0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

4

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2.2 精馏塔的物料衡算

(1)原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分数

苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol

0.42/78.11?0.46

0.42/78.11?0.58/92.130.98/78.11xD??0.98

0.98/78.11?0.02/92.130.02/78.11xW??0.02

0.02/78.11?0.98/92.13xF?(2)原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量

MF?0.46?78.11?(1?0.46)?92.13?85.68kmolh MD?0.98?78.11??1?0.98??92.13?78.39kmolh

MW?0.02?78.11?(1?0.02)?92.13?91.58kmolh (3)物料衡算

qm8?107原料处理量 F???129.68kmol/h

mF85.68?300?24总物料衡算 F?D?W 129.68=D+W

苯物料衡算 FxF?DxD?WxW 0.46×129.68=0.78D+0.02W 联立解得 D=59.44kmol/h W=70.24kmol/h 式中 —— F------原料液流量

D------塔顶产品量 W------塔底产品量

2.3理论塔板数确定 (1)理论版层数NT的求取

苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 ①求q值及q线方程 a.原料液的汽化

5

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rm?0.42?78.11?389?0.58?92.13?360?31998.36KJ/mol

b.苯和甲苯的比热容的求取

图2 苯-甲苯x-y-t图

由苯-甲苯x-y-t图查出，进料组成平均温度Δt?93?35?64℃， 2xf=0.46时，溶液的泡点为93℃，

查得在64℃下苯-甲苯的比热容为1.854KJ和1.835KJ/(kg·℃ ） 故原料液的平均比热容为:

cp?1.854?78.11?0.42?1.835?93.12?0.58?159.93KJ/(kg·℃ ）

c.故q为：

q?cpΔt?rmrm?159.93?(93?35)?31998.36?1.3

31998.36d.q线方程为：

xfqx??y?4.3x?1.53 y?q?1q?1②相对挥发度α值求取及相平衡关系式

苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.6℃，

6

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当温度为80.1℃时，

1206.35?2.00680.1?220.24 1343.94olgpB?6.078??1.59380.1?219.85olgpA?6.023?解得：

opA?101.39kpaopB?39.17kpa

当温度为110.6℃时，

1206.35lgp?6.023??2.337110.6?220.24 1343.94olgpB?6.078??2.008110.6?219.85oA解得： 则，

opA?238.23kpap?101.86kpaoB

?1?101.3939.17?2.6?2?238.23101.86?2.339???1??2?2.6?2.339?2.47相平衡关系式: y?

?x2.47x?

1?(??1)x1?1.47x③求最小回流比及操作回流比 a.由相平衡方程及q线方程得：

{

b.由精馏段操作线斜率得：

y?4.3x?1.532.47x y?1?1.47x解得：xq?0.526 yq?0.732

xD?yqRmin??Rmin?1.2

Rmin?1xD?xq

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R?2Rmin?2.4

④求操作线方程 精馏段操作线方程为

yn?i?Rxxn?D?0.71xn?0.29 R?1R?1提馏段操作线方程

L?RD?142.656?Kmolh?

ym?1?L?qFWxm?xw?1.29xm?0.0058

L?qF?WL?qF?W(2)逐板法计算理论板数

精馏段理论板数

y1?xD?0.957 x1?y1?0.952

2.47?1.47y1y2?0.71x1?0.29?0.966 x2?y2?0.920

2.47?1.47y2y3?0.71x2?0.29?0.943 x3?y3?0.870

2.47?1.47y3y4?0.800

2.47?1.47y4y5?0.710

2.47?1.47y5y6?0.610

2.47?1.47y6y4?0.71x3?0.29?0.908 x4?y5?0.71x4?0.29?0.858 x5?y6?0.71x5?0.29?0.794 x6?y7?0.71x6?0.29?0.723 x7?y7?0.514

2.47?1.47y7y8?0.435

2.47?1.47y8y8?0.71x7?0.29?0.655 x8?因为，x8?0.435?xF?0.46,

8

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所以，精馏段理论板数n=7 提馏段理论板数

y9?1.29x8?0.0058?0.555 x9?y9?0.335

2.47?1.47y9y10?1.29x9?0.0058?0.426 x10?y10?0.231

2.47?1.47y10y11?0.143

2.47?1.47y11y11?1.29x10?0.0058?0.292 x11?y12?1.29x11?0.0058?0.179 x12?y12?0.081

2.47?1.47y12y13?0.043

2.47?1.47y13y13?1.29x12?0.0058?0.099 x13?y14?1.29x13?0.0058?0.050 x14?y14?0.021

2.47?1.47y14y15?0.008

2.47?1.47y15y15?1.29x14?0.0058?0.021 x15?因为，,x15?0.008?xw?0.02

所以，提馏段理论板数n=6 （不包括塔釜） (3)全塔效率的计算

80.01?80.21tD?80.01? tD?80.41℃

1?0.990.98?1109.91?108.79tW?109.91?②TW? tW?109.35℃

0.01?0.030.02?0.0392.69?91.40tF?92.69?③TF? tF?92.43℃

0.45?0.50.46?0.45t?t④精馏段的平均温度：t1?DF?86.42℃

2t?t⑤提馏段的平均温度：t2?WF?100.98℃

2t?t⑥全塔平均温度：tm?DW?94.88℃

2①TD?

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分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度

?A?90?10094.88?90 ?A?0.267?mpa?s? ?0.279?0.255?A?0.28690?10094.88?90 ?B?0.275?mpa?s? ?0.286?0.264?B?0.286?B??mpa?s? ?m?0.46?0.267?0.54?0.275?0.271全塔效率ET

由奥康奈尔方法得：ET=0.49（??m）-0.245=0.541 求实际板层数

N精?7N提?60.541?12.9?13?块?

0.541?11.1?12?块?，进料板在14块

N?12?13?25?块?

2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (1)操作压力计算

.3?4?105.3kPa 塔顶操作压力 PD?101塔底操作压力 P.3?0.7?25?122.8kpa W?105每层塔板压降 ?p?0.7kPa

进料板压力 PF?105.3?0.7?13?114.4kPa 精馏段平均压力Pm?(105.3?114.4)/2?109.85kPa 提馏段平均压力Pm?（114.4?122.8）2?118.6kPa (2)平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由 xD?y1?0.957 x1?y1?0.952

2.47-1.47y1

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MVDm?0.98?78.11?(1?0.98)?92.13?78.39kg/kmol MLDm?0.952?78.11?(1?0.952)?92.13?79.78kg/kmolkg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由 yF?0.655 xF?0.435

MVFm?0.655?78.11?(1?0.655)?92.13?82.95kg/kmol MLFm?0.435?78.11?(1?0.435)?92.13?86.03kg/kmol

塔底平均摩尔质量计算

由 xw?0.008 yw?0.021

MVwm?0.021?78.11?(1?0.021)?92.13?91.84kg/kmol MLwm?0.008?78.11?(1?0.008)?92.13?92.02kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm?(78.39?82.95)/2?80.67/kmol MLm?(78.78?86.03)/2?82.41kg/kmol

提馏段平均摩尔质量

MVm?(82.95?91.84)/2?87.40kg/kmol MLm?(86.03?92.02)/2?89.03kg/kmol

(3)平均密度计算

①气相平均密度计算

由理想气体状态方程式计算，精馏段的平均气相密度

?Vm?PmMVm109.85?80.67??2.96(kgm3) RTm8.314?(86.42?273.15)精馏段的平均气相密度

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?Vm?PmMVm118.6?87.67??3.33(kgm3) RTm8.314?(100.98?273.15)②液相平均密度计算液 由tD?80.410C，得

80-9080.41-80 ?A?813.63kgm3 ?814-805?A?814??809?801?B?809? ?B?808.67kgm3

80?9080.41?80??a.塔顶液相的质量分率

?a?1?0.952?78.11?0.944

0.952?78.11?0.048?92.13?LDm0.9440.056 ?LDm=813.53kg/m3 ?813.63808.67b.进料板液相平均密度的计算： 由tF?93.9 ,得

805?791?A?805? ?A?801.60kgm3

90?10092.43?90801-791?B?801? ?B?798.57kgm3

90-10092.43-90?????a?10.435?78.11?0.395

0.435?78.11?0.565?92.13?LFm?0.3950.605 ?LFm?799.76kgm3 ?801.6798.57??c.塔底液相平均密度的计算 由tW?109.35℃，得

778-791?A?791? ?A?778.845kgm3

110-100109.35-100778-791?B?791? ?B?780.715kgm3

110-100709.35-1000.008?78.11????0.007

0.008?78.11?0.992?92.13????

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1ρ?Lwm0.007 0.993? ??780.702?kgm3?

Lwm778.845780.715精馏段液相平均密度为

?Lm?(813.35?799.76)/2?806.555?kgm3?

提馏段液相平均密度为

?2?70.231?kgm3? ?Lm??799.76?780.702(4)液体平均表面张力计算

液相平均表面张力依?Lm??xi?i计算 塔顶液相平均表面张力的计算 根据手册数据得出函数 由tD?80.410C，得

21.2-20?A?21.2? ?A?21.151mN/m

80-9080.41-8080?90??21.7?B ?B?21.655mN/m

21.7-20.680.41-80?LDm?0.98*21.151?0.02*21.655?21.161mN/m

b.进料板液相平均表面张力 由tF?92.43℃，得

20-18.8??20?A ?A?19.708mN/m

90-10092.43-9020.6-19.5?B?20.6? ?B?21.151mN/m

90-10092.43-90?LFm?0.46?19.708?0.54?20.333?21.161mN/m

c.塔底液相平均表面张力 由tW?92.43℃，得

18.8-17.5?A?18.8? ?A?17.586mN/m

100-110109.35-10019.5-18.4?B?19.5? ?B?18.472mN/m

100-110109.5-100

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?LWm?0.02?17.586?0.98?18.472?18.4541mN/m

d.精馏段液相平均表面张力

?Lm?(26.161?20.046)/2?23.104mN/m

e.提馏段液相平均表面张力

?Lm?(18.454?20.046)/2?19.25mN/m

(5)液相平均年黏度的计算

a.塔顶液相平均粘度的计算 由tD?81.5℃，得

0.308-0.279?A?0.308? ?A?0.303mPa?s

80-9080.41-800.311-0.286?B?0.311? ?B?0.310mPa?s

80-9080.41-80?LDm?0.98?0.307?0.02?0.310?0.307mPa?s

b.进料板液相平均粘度 由tF?92.43℃,得

0.297-0.255?A?0.297? ?A?0.274mPa?s

90-10092.43-900.286-0.264?B?0.286? ?B?0.281mPa?s

90-10092.43-90?LFm?0.46?0.274?0.54?0.281?0.278mPa?s

c.塔底液相平均粘度 由tW?109.35℃，得

0.255-0.233??0.255?A ?A?0.234mPa?s

100-110109.35-1000.264-0.254??0.264?B ?B?0.255mPa?s

100-110109.35-100?LWm?0.02?0.234?0.98?0.255?0.256mPa?s

d.精馏段液相平均表面粘度为

?Lm?(0.307?0.278)/2?0.293mPa?s

14

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ｅ.提馏段液相平均表面粘度为

?Lm?(0.256?0.278)/2?0.267mPa?s

(6)气液负荷计算

a.精馏段

V?(R+1)D?(3.20+1)×32.12?134.90kmolh

L?RD?2.4?59.44?142.656kmolh

VS?V?MVm202.096?80.67??1.530m3s

3600?Vm3600?2.96??LS?b.提馏段

V?MLm202.096?82.41??0.0057m3s

3600?Lm3600?806.555??V?(R+1)D??q-1?F?(2.4+1)×59.44??1.3?1??129.68?241kmolhL?RD?qF?2.4?59.4?1.3?129.68?311.24kmolh

VS?V?MVm241?87.40??1.757m3s

3600?Vm3600?3.33??LS?V?MLm?790.231?0.0075m3s

3600?Lm??2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1)塔径的计算

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。

表7 板间距与塔径关系

塔径DT，m 板间距HT，

0.3～0.5 200～300

0.5～0.8 250～350

0.8～1.6 300～450

1.6～2.4 350～600

2.4～4.0 400～600

mm 对精馏段：

15

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初选板间距HT?0.45m，取板上液层高度hL?0.06m， 故HT?hL?0.45?0.06?0.39m；

?LS???L??V????S??V??0.5806.555?0.00571.532.96????0.5?0.0615

查史密斯关联图,得

图3 史密斯关联图

???C20?0.070；依式C?C20??

?20?0.2校正物系表面张力??23.104mNm时

???C?C20???20?umax?C0.2?23.104??0.086???20??0.2?0.885

?L??V806.555?2.96?0.0885??1.458?ms? ?V2.96可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），则空塔气速为

u?0.7umax?0.7?1.458?1.021ms D?4Vs4?1.53??1.381m ?u??1.021按标准塔径圆整后为D?1.4m，则空塔气速1.021m/s。 对提馏段：

16

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初选板间距HT?0.45m，取板上液层高度hL?0.06m， 故HT?hL?0.45?0.06?0.39m；

?LS???L??V????S??V??0.5?0.0075?790.2311.75732.330.2????0.5?0.0658

???查史密斯关联图,得:C20=0.085；依式C?C20??=0.0844

?20?校正物系表面张力??19.52mNm时

umax?C?L??V790.231?3.33?0.0844??1.297?ms? ?V3.33u?0.7umax?0.7?1.297?0.908?m/s? D?4Vs4?1.757??1.570m ?u??0.908按标准,塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.908m/s。

将精馏段和提馏段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.6m。 (2)精馏塔有效高度的计算

精馏塔有效高度为

Z精?（N精?1）HT?(13?1)?0.45?5.4m

提馏段有效高度为

Z提?（N提?1）HT?(12?1)?0.45?4.95m

人孔：本塔中共25块板，共需3个人孔。每个孔直径为600。在设置人孔处板间距为800mm。

故精馏塔的有效高度为

Z?Z精?Z提?3?0.8?12.75m

(3)塔的顶部空间高度

17

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塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，塔顶部空间高度为1.3m。

(4)塔的底部空间高度

塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取1.5m。 （5）封头高度：H=0.4m （6）裙座高度：H=3m (5)塔立体高度

H?12.75?1.3?1.5?0.4?3?18.95m

圆整后塔的立体高度为：19米 2.6塔板主要工艺尺寸的计算 (1)溢流装置计算

因塔径D?0.8m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 精馏段 a.堰长 lW

单溢流lW??0.6-0.7?D,取lW?0.7D?0.7?1.6?1.12m b.出口堰高度 hW 取hW?hl?hOW

lw0.0057?3600L?0.7，h2.5??15.5m 2.5LD1.12w2.84?Lh??选用平直堰，堰上液层高度how=E??1000?lw??查手册,近似取E=1

hOW?2.840.0057?36002/3?()?0.0197m 10001.122/3

塔板上清液层高度 hL?60mm 故 hW?0.06?0.0197?0.0403m c.弓形降液管宽度

Wd和截面积

Af

18

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AflwW，d?0.15 由图4，?0.7，查表，?0.09DATD

图4 弓形降液管的参数

故

4Wd?0.15D?0.15?1.6?0.24mAf?0.09AT?0.09??D2?0.0181m2

依式验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

??3600AfHTLh3600?0.181?0.45??14.29s?5s

0.0057?3600故降液管设计合理。 d.降液管底隙高度

h0

则 h0?hw?0.006?0.0403?0.006?0.0343m 故降液管底隙高度设计合理。

'e.选用凹形受液盘，不设进口堰，深度 hW?50mm

提馏段 a.堰长

lW

单溢流lW??0.6-0.7?D,取lW?0.7D?0.7?1.6?1.12m

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b.出口堰高度

hW

取hW?hl?hOW

lw?0.7LD，h.5L2w?0.0075?3600?20.34m

1.122.52/32.84?Lh?选用平直堰，堰上液层高度how=E???1000??lw?查手册,近似取E=1

hOW?

2.840.0075?36002/3?()?0.024 10001.12塔板上清液层高度 hL?60mm 故hW?0.06?0.024?0.036m c.弓形降液管宽度

Wd和截面积

Af

AflwWd?0.7，查表，?0.09，?0.15 由图4，DATD?2D?0.0181m2故 4Wd?0.15D?0.15?1.6?0.24mAf?0.09AT?0.09?依式验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即

??3600AfHTLhh0?3600?0.181?0.45?10.86?5s

0.0075?3600d.降液管底隙高度

h0?Lh' 取u?0.08m/s 0'3600lwu0故h0?hw?0.006?0.036?0.006?0.03m 故降液管底隙高度设计合理。 (2)塔板布置

20

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①.塔板的分块

因D?1200mm，故塔板采用分块式，查表得，塔板分为4块。 a.边缘区宽度确定

Ws?Ws'?0.1mWc?0.04m

??R2?1x?22Aa?2??xR?x?180sinR??

??D1.6?Wc??0.04?0.76m 22D R???Ws?Wd??0.8??0.24?0.1??0.46m

2其中:R?解得：Aa?1.3m2

c.筛孔数n及其排列开孔率?计算

本题所处理的物系无腐蚀性，取筛空的孔径d0为5mm，正三角形排列，一般碳

.0， 的板厚为3mm,取t/d0?33.5

?5?15.0故孔中心距t?3.05×5=17.5mm

筛孔数目n为

n?开孔率为

1.158A01.158?1.3??4916个 22?3t17.5?10????Aa?t???d???0?2?1.33.52?10.6%

气体通过阀孔的气速为 精馏段u0?Vs1.53??11.09m/s A00.138?V?1.757提馏段u0?s??12.73m/s

A00.138

21

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图5 塔板结构参数图

2.7筛板的流体力学验算

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。 精馏段

(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算

a.干板压降相当的液柱高度hc:依d0/??5/3?1.67，查《干筛孔的流量系数》图得，C0?0.84

图6 干筛孔的流量系数

?u0??由式hc?0.051?c???0?2??V????L??11.09???0.051????0.84???2?2.96????0.0326m液柱 806.555??b.气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl：

22

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气体通过液层的阻力h1由式 hl??hL计算，

ua?Vs1.53??0.841m/s

AT?Af2?0.181F0??a?v?0.841?2.96?1.45kg12s?m12

查图7，

图7 充气系数关联图

得 ??0.58

h1??hL??(hW?hOW)?0.583??0.0403?0.0197??0.0348m 液柱 c.克服液体表面张力压降相当的液柱高度h? 液体表面张力所产生的阻力h?

4?L4?23.104?10?3h????0.0023m 液柱

?Lgd0806.555?9.81?0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp

hp?hc?h1?h??0.0326?0.0348?0.0023?0.0697m液柱 气体通过每层塔板的压降为

?Pp?hp?Lg?0.0697?806.555?9.81?551.49< 700Pa(设计允许)

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

23

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(3)液沫夹带

?ua5.7?10?6???eV????L?HT?2.5hL?3.25.7?10?6?0.841????23.104?10?3?0.45?2.5?0.06?3.2?0.0067<0.1

故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。 (4)漏液

对筛塔板，漏液点气速u0,min

u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L/?V

=4.4?0.84?0.0056?0.13?0.06?0.0023?806.555/2.96?6.428m/s 实际孔速u0?11.09?6.428m/s 稳定系数为 K?u0u0,min?11.09?1.7?1.5 6.428故在本设计中无明显漏液。 (5)液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd??（HT+hW） 苯—甲苯物系属一般物系，取?=0.5，则

??0.245m ??HT?hW??0.5??0.45?0.0403而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，

hd=0.153(u'0)2=0.153?0.08??0.001m液柱

2Hd?0.0697?0.06?0.001?0.13m液柱 Hd???HT?hW? 即0.13<0.245

故在本设计中不会发生液泛现象 提馏段：

a.干板压降相当的液柱高度hc:依d0/??5/3?1.67，查图得，C0=0.84

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?u0??hc?0.051?c???0?2??V????L??12.73??3.33???0.051??????0.0494 ?0.84790.231?????2b.气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl： 气体通过液层的阻力h1由式 hl??hL计算，

ua?Vs1.757??0.966m/s

AT?Af2?0.181F0??a?v?0.966?3.33?3.22kg1/2/(s?m1/2)

查充气系数关联图得??0.58，

h1??hL??(hW?hOW)?0.583??0.036?0.024??0.0348

c.克服液体表面张力压降相当的液柱高度h? 液体表面张力所产生的阻力h?

4?L4?19.25?10?3h????0.002m

?Lgd0790.231?9.81?0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp

hp?hc?h1?h??0.0494?0.0348?0.002?0.0862m

气体通过每层塔板的压降为

?Pp?hp?Lg?0.0862?790.231?9.81?668<700Pa(设计允许)

(2)液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3)液沫夹带

?ua5.7?10?6??eV??H?2.5h???LL??T3.25.7?10?6?0.966????19.25?10?3?0.45?2.5?0.06?3.2?0.0125(kg液/kg

气)<0.1(kg液/kg气)

25

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故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内。 (4)漏液

对筛塔板，漏液点气速u0,min

u0,min?4.4C0?0.0056?0.13hL?h???L/?V

?4.4?0.84?0.0056?0.1?0.06?0.002?790.231/3.33?5.579m/s

实际孔速u0=12.73>5.579 稳定系数K=

u0u0.min?12.73?2.3?1.5 5.579故在本设计中无明显漏液。 (5)液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd??（HT+hW） 苯—甲苯物系属一般物系，取?=0.5，则

??HT?hW??0.5??0.45?0.036??0.243

而Hd=hP+hL+hd,板上不设进口堰，

hd=0.153(u'0)2=0.153?0.08??0.001m

2Hd?0.0862?0.06?0.001?0.15m Hd???HT?hW? 即0.15<0.243

故在本设计中不会发生液泛现象 2.8塔板负荷性能图 精馏段 (1)漏液线

u0,min=4.4C0u0,min=

Vs,min A026

?0.0056?0.13?hL?h????L/?V

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hL=hW?hOW

hOW2.84?Lh??=E??1000?lW??2/3

2/32.84?Lh??得 Vs,min=4.4C0A0{0.0056?0.13?[hW?E??1000?lW??=4.4?0.84?0.106?1.3]?h?}?L/?V

2/3???2.84???3600Ls????0.0056?0.13?0.0403??1?????0.0023?806.555/2.96

1000?1.12?????????整理得：Vs,min?8.40.0085?0.0806LS23

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果列如表

Lsm3s Vsm3s

0.0005 0.797

0.0015 0.821

0.0030 0.847

0.0045 0.869

0.006 0.887

0.0075 0.904

0.009 0.916

0.0105 0.932

0.018 0.991

0.021 1.016

由上表数据即可作出漏液线1。 (2)雾沫夹带线

以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

5.7?10??ua由 eV=

?L??HT?hf?6?? ??3.2ua=

VsVs?0.55Vs =

AT?Af2?0.181hOW2.84?3600Ls???E???1000?1.12?2/3?0.62Ls2/3

hf=2.5hL=2.5

Ls2/3（hw+how)=2.5(0.0403+0.62

HT-hf=0.35-1.55Ls2/3

)=0.1+1.55

Ls2/3

27

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eV?5.7?1023.104?10?323?6??0.55Vs?2/3?0.35?1.555Ls??3.2?0.1

整理得：Vs?4.1?18.2Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果如表

Ls,m3s Vs,m3s

0.0005 3.985

0.0015 3.861

0.0030 3.721

0.0045 3.603

0.006 3.499

0.0075 3.403

0.009 3.313

0.0105 3.227

0.018 2.850

0.021 2.715

由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，由公式得

hOW2.84?3600Ls??E?=?1000?l?W?2/3?0.006

取E=1，则Ls,min?0.001m3/s

据此可作出与液体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4)液相负荷上限线

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，

??AfHT?4s Ls故 Ls,min=

AfHT4=

0.181?0.45?0.02m2/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (4)液泛线

令 Hd=?（HT+hW） 由 Hd=hP+hL+hd； hP=hc+hl+h?； hl=?hL；

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hL=hw+hOW

联立得 ?HT+（?-?-1）hW=（?+1)hOW+hc+hd+h? 忽略h?，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式， 整理得 a'Vs=b'?c'Ls?d'Ls其中， a'=

222/3

0.051??s??? 2??(A0c0)??L?b'=?HT?(????1)hW

c'=0.153/(lWhO)2

将有关的数据代入， 得 a'?0.051?2.96????0.014

(0.106?1.3?0.84)2?806.555? b'?0.5?0.45?(0.5?0.58?1)?0.0403?0.181 c'?0.153?109.2 2?1.12?0.0343?23?3600? d'?2.84?10?3??1?0.58????1.12?故 Vs?12.93?7800Ls?7.14Ls2223?0.1

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出VS值计算结果如表

Ls,m3s Vs,m3s

0.0005 13

0.0015 12.85

0.0030 12.76

0.0045 12.5

0.006 12.413

0.0075 12.218

0.009 11.989

0.0105 11.728

0.018 9.912

0.021 8.947

上表数据即可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，见图8

29

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图8 精馏段筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP，即可作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

由图8查得

m3/s Vs,max=3.01m3/s Vs,mi=0.91n故操作弹性为 提馏段 (1)漏液线

Vs,max3.01?3.3 =

Vs,min0.91由 u0,min=4.4C0?0.0056?0.13?hL?h????L/?V

u0,min=

Vs,min A0hL=hW?hOW

hOW2.84?Lh?=E???1000??lW?2/3

2/32.84?Lh?得 Vs,min?4.4C0A0{0.0056?0.13?[hW?E???1000??lW?

30

]?h?}?L/?V

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2/3???2.84???3600Ls???4.4?0.84?0.106?1.3??0.0056?0.13?0.036??1?????0.002?790.231/3.331000?1.12?????????LS 整理得：Vs,min?7.80.0083?0.080623

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果列如表

Lsm3s Vsm3s

0.0005 0.732

0.0015 0.754

0.0030 0.780

0.0045 0.8

0.006 0.817

0.0075 0.832

0.009 0.847

0.0105 0.867

0.018 0.917

0.021 0.937

由上表数据即可作出漏液线2。 (2)雾沫夹带线

以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs—Ls关系如下：

5.7?10??ua由 eV=

?L??HT?hf?6?? ??3.2ua=

VsVs?0.55Vs =

2?0.181AT?AfhOW2.84?3600Ls???E???1000?1.12?2/3?0.62Ls2/3

hf=2.5hL=2.5

Ls2/3（hw+how)=2.5(0.036+0.62

HT-hf=0.35-1.55Ls2/3

)=0.1+1.55

Ls2/3

eV?5.7?1019.25?10?323?6??0.55Vs?2/3?0.36?1.555Ls??3.2?0.1

整理得：Vs?4.04?17.4Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出Vs值，计算结果如表

Lsm3s Vsm3s

0.0005 3.985

0.0015 3.861

0.0030 3.721

0.0045 3.603

0.006 3.465 31

0.0075 3.369

0.009 3.287

0.0105 3.206

0.018 2.845

0.021 2.716

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由上表数据即可作出液沫夹带线2。 (3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度hOW=0.006m作为最小液体负荷标准，由公式得

hOW2.84?3600Ls??E?=?1000?lW??2/3?0.006

m3/s 取E=1，则 Ls,min=0.001据此可作出与液体流量无关的垂直液相负荷下限线3。 (4)液相负荷上限线

以?=4s作为液体在降液管中停留时间的下限，

?=

故 Ls,min=

AfHTLs=4

AfHT4=

0.181?0.45?0.02m2/s 4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (5)液泛线

令 Hd=?（HT+hW） 由 Hd=hP+hL+hd； hP=hc+hl+h?； hl=?hL； hL=hw+hOW

联立得 ?HT+（?-?-1）hW=（?+1)hOW+hc+hd+h? 忽略h?，将hOW与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式， 整理得 a'Vs=b'?c'Ls?d'Ls222/3

a'=

0.051??s??? 2??(A0c0)??L?32

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b'=?HT?(????1)hW c'=0.153/(lWhO)2

?3600?d'=2.84?10?3E(1??)??l???W?2/3

将有关的数据代入， 得 a'?0.051?3.33????0.016

(0.106?1.3?0.84)2?790.231?b'?0.5?0.45?(0.5?0.58?1)?0.036?0.186

c'?0.153?135.5 2?1.12?0.033?23?3?3600?d'?2.84?10??1?0.58????1.12?23解得：VS2?11.625?8496L2?4.125LSS

?0.1

在操作范围内，任取几个Ls值，计算出VS值计算结果如表

Lsm3s Vsm3s

0.0005 11.6

0.0015 11.56

0.0030 11.46

0.0045 11.3

0.006 11.184

0.0075 10.991

0.009 10.761

0.0105 10.496

0.018 8.598

0.021 7.576

上表数据即可作出液泛线5

根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，见图8

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图9 提馏段筛板塔的负荷性能图

在负荷性能图上，作出操作点P,连接OP，即可作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。

由图9查得

Vs,max=3.6m3/s Vs,min=0.92 m3/s

Vs,max3.6?3.91 故操作弹性为 =

Vs,min0.923 板式塔的结构与附属设备 3.1接管

(1)进料管

本设计采用直管进料管。

F=129.68kg/h , ?F=799.76Kg/m3 则体积流量

FM进129.68?86.03 V???0.0039ms

e进799.76?3600管内流速u?0.6m/s

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则管径d?4V4?0.0039??0.091m?91mm ??3.14?0.6取进料管规格Φ95×2.5 则管内径d=90mm 进料管实际流速u?(2)回流管

采用直管回流管，回流管的回流量L=142.656(kmol/h)

塔顶液相平均摩尔质量MLDm?78.78?kmolh?,平均密度?LDm?813.35kgm3 则液体流量VL?LM142.656?78.78??0.004(kmol/h) e799.76?36004V4?0.0039??0.61ms ?d23.14?0.092??取管内流速u=1.5m/s 则回流管直径d?4V4?0.004??0.058m?58mm ??3.14?1.5可取回流管规格Φ65×2.5,则管内直径d=60mm 回流管内实际流速

u?4V4?0.004??1.42ms ?d23.14?0.062(3)塔顶蒸汽接管 则整齐体积流量

取管内蒸汽流速u?15m/s 则d?4V4?1.53??0.36m?360mm ??3.14?15可取回流管规格Φ430×12 则实际管径d=416mm 塔顶蒸汽接管实际流速daixu (4)釜液排出管

塔底w=70.24 kmol/h 平均密度??780.702kgm3 平均摩尔质量M=92.02kg/kmol 体积流量：V?WM70.24?92.02?kmolh? ??0.0023?780.702?360035

??

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取管内流速u?0.5m/s 则d?4V4?0.0023??0.077m?77mm ??3.14?0.5可取回流管规格Φ89×4 则实际管径d=81mm 塔顶蒸汽接管实际流速u?(5)塔顶产品出口管径

D=59.44koml/h 相平均摩尔质量M=78.39(kg/kmol) 溜出产品密度??813.35kgm3 则塔顶液体体积流量：V?取管内蒸汽流速u则d?DM59.44?78.39??0.0016m3/s ?813.35?36004V4?0.0023??0.0045ms 22?d3.14?0.81???1.5m/s

4V4?0.0016??0.037m?37mm ??3.14?1.5可取回流管规格Φ38×3,则实际管径d=32mm 塔顶蒸汽接管实际流速u?3.2冷凝器

塔顶温度tD=80.41℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃ 则?t1?tD?t1?80.41?20?60.41℃

4V4?0.0016??2ms ?d23.14?0.0322?t2?tD?t2?80.41?30?50.41℃

?tm??t1??t210??55.23℃

60.41?t1??lnln??50.41??t2???由tD=80.41℃ 查液体比汽化热共线图得?苯又气体流量Vh=1.53m3s

塔顶被冷凝量 q?VS??1.53?2.96?4.53kg/s

?392.5KJ/kg

冷凝的热量Q?q?苯?4.53?392.5?1777.55KJ/s

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取传热系数K=600W/m2·℃，

Q1777.55?103则传热面积A???53.64m2

K?tm600?55.23Q1777.55?103冷凝水流量W???42.5kg/s

cp?t1?t2?4183?103.3 再沸器

塔底温度tw=109.35℃ 用t0=139.35℃的蒸汽，釜液出口温度t1=119.35℃ 则?t1?t1?tW?139.35?109.35?30℃

?t2?t2?tw?119.35?109.35?10℃

?tm??t1??t220??18.20℃

30?t?ln??1?t?ln102????由tw=109.35℃,查液体比汽化热共线图得?苯又气体流量VS=1.757m3/s

?392KJ/kg

塔顶被冷凝量 q?VS??1.757?3.33?5.85kg/s 冷凝的热量Q?q?苯?5.85?362?2118KJ/s 取传热系数K=600W/m2·℃

Q2118?103则传热面积A???193.96m2

K?tm600?18.2Q2118?103冷凝水流量W???50.25kg/s

cp?t1?t2?2177?204 对本设计的评述

化工原理课程设计历时三周，是我学习化工原理以来第一次独立的工业设计。化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形，要求我们完全依靠自己的能力去学习和设计。因此，课程设计给我们提供了更大

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