精馏塔设计说明书1

苯～甲苯溶液常压浮阀式精馏塔

设计说明书

专学

姓

教

业：化学工程系

号：0901100113

名：王芳芳

师： 黄秋颖

目 录

目录--------------------------------------------------------------------------------------------------------------2 一．前言---------------------------------------------------------------------------------------------------------3 1．1概述----------------------------------------------------------------------------------------------------4 1．2设计任务及要求---------------------------------------------------------------------------------- 4 二．塔的工艺计算------------------------------------------------------------------------------------------4 1．物料衡算----------------------------------------------------------------------------------------------------5 1．1物料衡算-------------------------------------------------------------------------------------------5 1．2物料衡算结果------------------------------------------------------------------------------------5

1．3各部分参数计算-------------------------------------------------------------------------------------6 1．4平均相对挥发度------------------------------------------------------------------------------------6 1．5回流比的确定--------------------------------------------------------------------------------------6 2．理论板数确定-----------------------------------------------------------------------------------------7 2.1精馏段操作线方程------------------------------------------------------------------------------7 2．2提馏段操作线方程-----------------------------------------------------------------------------7 2．3用图解法计算理论塔板数------------------------------------------------------------------------8 3．实际板数确定---------------------------------------------------------------------------------------------9 4．塔径设计计算--------------------------------------------------------------------------------------------9 4．1精馏塔设计的主要依据和条件------------------------------------------------------------9 4．1．1塔顶条件下的流量及物性参数-----------------------------------------------------9

4．1．2塔釜条件下的流量及物性参数-----------------------------------------------------10 4．1．3进料条件下的流量及物性参数-----------------------------------------------------10 4．1．4精馏段的流量及物性参数-----------------------------------------------------------11 4．1．5提馏段的流量及物性参数-----------------------------------------------------------12

4．2塔径的计算---------------------------------------------------------------------------------------12 4．3塔高的计算---------------------------------------------------------------------------------------13 5．塔板结构尺寸的确定------------------------------------------------------------------------------13 5．1塔板尺寸------------------------------------------------------------------------------------------14 5．2弓形降液管---------------------------------------------------------------------------------------14 5．2．1堰高------------------------------------------------------------------------------------------14 5．2．2降液管底隙高度--------------------------------------------------------------------------14 5．2．3进口堰高和受液盘---------------------------------------------------------------------14 5．3浮阀数目及排列--------------------------------------------------------------------------------14 6．流体力学验算----------------------------------------------------------------------------------------15 6．1干板阻力------------------------------------------------------------------------------------------15 6．2漏液验算------------------------------------------------------------------------------------------15 6．3液泛验算------------------------------------------------------------------------------------------16 6．4雾沫夹带验算------------------------------------------------------------------------------------16 7．操作性能负荷图-------------------------------------------------------------------------------------16 7．1雾沫夹带上限线--------------------------------------------------------------------------------16 7．2液泛线----------------------------------------------------------------------------------------------16 7．3液体负荷上限线--------------------------------------------------------------------------------16 7．4漏液线----------------------------------------------------------------------------------------------17

7．5液相负荷下限线--------------------------------------------------------------------------------17 8．热量衡算---------------------------------------------------------------------------------------------------17 8．1加热介质的选择--------------------------------------------------------------------------------17 8．2冷却剂的选择------------------------------------------------------------------------------------18 8．3热量衡算------------------------------------------------------------------------------------------18 9．各接管尺寸的确定-------------------------------------------------------------------------------------19 9．1进料管------------------------------------------------------------------------------------------------19 9．2釜残液出料管-------------------------------------------------------------------------------------20 9．3回流液管--------------------------------------------------------------------------------------------20 9．4塔顶上升蒸汽管----------------------------------------------------------------------------------20 9.5甲苯蒸汽进口管-------------------------------------------------------------------------------------20

三．设计结果一览表（附表格）---------------------------------------------------------------------20 四．流程示意简图------------------------------------------------------------------------------------------21 五．个人总结------------------------------------------------------------------------------------------------21 六．参考文献------------------------------------------------------------------------------------------------22

七．附图---------------------------------------------------------------------------------------------------------23

一．前言

化工原理课程设计是化工原理课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。

1.1概述

苯~甲苯是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、具毒性、污染性和腐蚀性的液体混合物。因其良好的理化性能，而被广泛地应用于化工、日化等行业。

长期以来，苯多以蒸馏法生产，但是由于苯~甲苯体系有共沸现象，普通的精馏对于得到高纯度的苯来说产量不好。但是由于常用的多为其甲苯溶液，因此，研究和改进苯~甲苯体系的精馏设备是非常重要的。

塔设备是最常采用的精馏装置，无论是填料塔还是板式塔都在化工生产过程中得到了广泛的应用，在此我们作板式塔的设计以熟悉单元操作设备的设计流程和应注意的事项是非常必要的。 1.2 设计任务及要求

设计题目：苯～甲苯溶液分离设计 原料：苯～甲苯溶液 处理能力：6000kg/h

苯含量：0.38(摩尔分数)，甲苯0.98

设计要求：馏出液甲苯含量不小于0.98(摩尔分数) 釜液苯含量不大于0.38(摩尔分数) 操作压力：自选 进料温度：泡点 进料状况：泡点 二．塔的工艺计算

操作压力

精馏操作按操作压力可分为常压、加压和减压操作。精馏操作中压力影响非常大。当

压力增大时，混合液的相对挥发度将减小，对分离不利；当压力减小时，相对挥发度将增大，对分离有利。但当压力太低时，对设备要求较高，设备费用增加。因此在设计时一般采用常压精馏。苯—甲苯系统在常压下挥发度相差较大，较易分离，故本设计采用常压精馏。

气液平衡时，x、y、t数据

气液平衡时，x、y、t数据如表1所示

1．1物料衡算

已知：F=6000 kg/h

摩尔分数：xF=38%, xD =98%,xW =2.35%

M苯 =78.11 kg/kmol ，M甲苯=92.14 kg/kmol

所以进料液、馏出液、釜残液的摩尔分数分别为x´F、x´D、x´W x´F = 38 × 78.11/(34 / 78.11 + 66 / 92.14）=0.38 x´D = 98× 78.11/(98 / 78.11 + 2 / 92.14）=0.98 x´W =

2 × 78.11/（32× 78.11 + 98× 92.14）=0.024

进料平均相对分子质量M平均= 0.38 × 78.11 +（1 - 0.38）×92.14

= 86.80 kg/kmol 原料液： F=6000/86.80=69.12kmol/h 总物料： F=D+W

易挥发组分：F xF =D xD +W xW

代入数据解得：D=25.53kmol/h W =43.57 kmol/h

塔顶产品的平均相对分子质量：

MD平均= 78.11 × 0.96 + 92.14 ×（1 - 0.96）=78.67 kg/kmol 塔顶产品质量流量：

D´= MD平均D= 78.67 × 14.45=1136.78 kg/h

塔釜产品的平均相对分子质量：

Mw平均= 78.11 × 0.03 + 92.14×（1 - 0.03）=91.72 kg/kmol

塔釜产品质量流量：

W´= Mw平均W = 91.72 × 20.22=1854.58 kg/h 1.2

1.3塔顶气相、液相、进料和塔底的温度分别为：TVD、TLD、TF、TW 查表1，用内差法算得：

塔顶： （96-81.6）/(100-81.6)=（TLD-84）/(80.1-84） TLD =80.95 ℃

（100-96）/（100-91.9）=（80.1-TVD）/（80.1-84） TVD = 82.03 ℃

塔釜： （0-3）/（0-5.7）=（110.6-TW）/（110.6-108） TW = 109.23 ℃

进料： (37.3-50.4）/（40-50.4）=（96-92）/（TF-92）

TF = 95.18 ℃

精馏段平均温度：T1平均=（TD+TF）/ 2=（80.95 + 95.18）/ 2=88.07 ℃ 提馏段平均温度：T2平均=（TF+TW）/ 2=（109.23 + 95.18）/ 2=102.205 ℃

1.4平均相对挥发度α

取x-y曲线上两端点温度下α的平均值。 查表1可得： T = 108 ℃ 时，

α1 = yAxB / yBxA = y（1 - x）/ [（1 - y）× x ]

= 12.5×（100 - 5.7）/ [（100 – 12.5）× 5.7] = 2.36

T = 84 ℃ 时，

α2 = y（1 - x）/ [（1 - y）× x ]

= 91.9 ×（100—81.6）/ [（100—91.9）× 81.6 ] =2.56 所以α =（α1×α2）=（2.36 × 2.56）= 2.46 1.5回流比的确定

解析法：

（Rmin）q=1=1/(α-1) ×[xD/ xF-α(1-xD)/(1- xF)]

解得：Rmin=1.53

又回流比R可取： R=（1.1～2）Rmin 取：2.06 所以R = 2.06 × 2= 4.12

2.理论塔板数的计算 2.1精馏段操作线方程

yn+1 = R / ( R+1 ) × xn + xD / ( R+1 ) =0.80 xn + 0.19

1/2

1/2

2.2提馏段操作线方程

L = RD = 4.12× 25.53 = 33.24 kmol / h

V=（R + 1）D = (4.12+1) × 21.43 = 109.8 kmol / h 故提馏段的液、气流量为：

L´ = L + qF = 33.24 +34.67 = 67.91 kmol / h V´= V – (1 - q)F = 47.69 kmol / h

代入提馏段操作线方程得：

ym+1 = L´/ V´ × xm + WxW / V´

= 67.91 / 47.69 xm – 20.22 × 0.03 / 47.69 = 1.42xm – 0.013

2.3用图解法计算理论塔板数 q线方程： x=

0.4

利用图解法可以得出：NT = 15块(含塔釜)

其中，精馏段7块，提馏段8块，第7块为加料板。

3.实际塔板数NP

95.1℃时，μ苯=0.647 mPa·s μ甲苯=0.623 mPa·s

进料液黏度：μc=0.6μ甲苯+0.4μ苯=0.6×0.623+0.4×0.647=0.633 mPa·s 所以，参数α（平均）μL=2.46×0.633=1.56

-0.245-0.245

全塔效率ET=0.49(α（平均）μL)=0.49×1.56≈52% 故实际塔板数 ：NP = NT / ET = 15/0.4394 = 35 块 其中，精馏段的塔板数为：7 / 0.4394 = 16块

4.塔径设计计算

4.1

4.1.1 塔顶条件下的流量及物性参数

XD = 0.96 ，XD´ = 0.953 ，D = 14.45 kmol/h (1)气相平均相对分子质量：

MVD（平均）= M苯XD + M甲苯（1 - XD）

= 78.11 × 0.96 + 92.14×（1 - 0.96） = 78.67 kg/kmol

（2）液相平均相对分子质量

MLD（平均）=MVD（平均）= 78.67 Kg/kmol

（3）气相密度：

ρVD = MVD（平均）/22.4×T0/T×P/P0

= 78.67 / 22.4 × 273.15 /（273.15 + 82.03） = 2.7 kg/m3 （4）液相密度

TLD = 80.95 ℃ ，查表5，由内差法算得：

ρ甲苯=808.93Kg/ m3, ρ苯=815.05 kg/ m3

1/ρLD= X´D/ρ苯+（1 - X´D）/ρ甲苯=0.953 / 815.05 + 0.047 / 808.93

ρLD = 814.76 kg/ m3

（5）塔顶出料的质量流量

D´=D × MLD（平均）= 14.45×78.67 = 1136.78 kg/h

4.1.2 塔釜条件下的流量及物性参数

XW=0.03，XW´=0.026, W=20.22 kmol/h

（1）液相平均相对分子质量：

由于苯浓度很小，所以液相可视为纯甲苯。

MLW（平均）= MVW（平均）= M甲苯 = 92.14 kg/kmol

（2）气相密度： TW =109.23 ℃

ρVW = MVW（平均）/22.4×T0/T×P/P0

= 78.11 / 22.4 × 273.15 /（273.15 + 109.23） = 2.49 kg/m3 （4）液相密度

TW = 109.23 ℃ ，查表5，用内差法算得：ρLW =ρ甲苯= 775.95kg/ m3 （5）塔釜出料的质量流量

W´=W × MLW（平均）= 20.22×

92.14 = 1863.07 kg/h

4.1.3 进料条件下的流量及物性参数

F = 34.67 kmol / h ，xF = 0.4 ，x´F =0.361 查表1得：xF 37.3 40 50.4 yF 59.4 yF 71.7

由内差法可得：

（50.4 – 37.3）/（71.7 – 59.4）=（50.4 - 40）/（71.7 - yF） 解得：yF = 61.93% = 0.6193

（1）气相平均相对分子质量

MVF（平均）= yF M苯 +（1 - yF）M甲苯

= 0.6193 × 78.11 + 0.3807 × 92.14 = 83.45 kg/kmol

（2）液相平均相对分子质量

MLF（平均）= xF M苯 +（1 - xF）M甲苯

= 0.4 × 78.11 + 0.6 × 92.14 = 86.53 kg/kmol

（3）气相密度

ρVF = MVF（平均）/22.4×T0/T×P/P0

= 83.45 / 22.4 × 273.15 /（273.15 + 95.18） = 2.76 kg/m3 （4）液相密度

TF = 95.18 ℃ ，查表5，用内差法算得：

ρ苯 =800.95 Kg/ m3, ρ甲苯 = 794.8 kg/ m3

1/ρLF= X´F/ρ苯+（1 - X´F）/ρ甲苯 = 0.361 / 800.95 + 0.639 / 794.8 ρLF = 797.0 kg/ m3

（1）气相平均相对分子质量

MV精（平均）=（MVD（平均）+ MVF（平均））/ 2

=（78.67 + 83.45）/ 2

= 81.06 kg/kmol

（2）液相平均相对分子质量

ML精（平均）=（MLD（平均）+ MLF（平均））/ 2

=（78.67 + 86.53）/ 2 = 82.6 kg/kmol （3）气相密度

ρρ

V精

=（ρVD + ρVF）/ 2 =（2.7 + 2.76）/2= 2.73kg/m3 =（ρLD + ρLF）/ 2 =（814.76 + 797.0）/2= 805.88 kg/m3

（4）液相密度

L精

（5）气相流量

摩尔流量：V精 =（R + 1）D =（2.3 + 1）× 14.45 = 47.69 kmol/h

质量流量：V精´= V精× MV精（平均）= 47.69 × 81.06 =3.87×10 kg/h 体积流量：VSJ = V´精 / ρ（5）液相流量

V精

3

= 3.87×103 / 2.73 / 3600 = 0.394 m3/s

摩尔流量：L精 = RD =2.3 × 14.45 = 33.24kmol/h

质量流量：L´精= L精× ML精（平均）=33.24 × 82.6 = 2.75×10 kg/h

3 3

体积流量：LSJ = L´精 / ρL精 = 2.75×10/ 805.88/ 3600 = 0.95 ×10-m3/s

3

4.1.5 提馏段的流量及物性参数 （1）气相平均相对分子质量

MV提（平均）=（MVW（平均）+ MVF（平均））/ 2

=（92.14 + 83.45）/2

= 87.8 kg/kmol

（2）液相平均相对分子质量

ML提（平均）=（MLW（平均）+ MLF（平均））/ 2

=（92.14 + 86.53）/2 = 89.34 kg/kmol （3）气相密度

ρρ

V提

=（ρVW + ρVF）/ 2 =（2.49 + 2.76）/2= 2.63kg/m3 =（ρLW + ρLF）/ 2 =（960.2 +797）/2= 851.6 kg/m3

（4）液相密度

L提

（5）气相流量

摩尔流量：V提 = V精 +（q - 1）F= V精 = 47.69 kmol/h

质量流量：V´提 = V提× MV提（平均）= 47.69 × 87.8 = 4187.18kmol/h 体积流量：VST = V´提 / ρ

V提

= 4187.18 / 2.63 / 3600 =0.44 m3/s

（6）液相流量

摩尔流量：L提 = L精 + qF = L精 + F = 33.24+ 34.67= 67.91 kmol/h 质量流量：L´提= L提× ML提（平均）= 67.91 × 89.34 =6.07×103 kmol/h 体积流量：LST = L´提 / ρ

L提

= 6.07×103 / 851.6 / 3600 = 1.98×10-3 m3/s

4.2 塔径的计算

由于精馏段和提馏段的上升蒸汽量相差不大，为便于制造，我们取两段的塔径相等。由以上的计算结果可知：

汽塔的平均蒸汽流量：

VS =（VSJ + VST）/2=（0.394+ 0.44）/ 2 = 0.417m3/s 液塔的平均蒸汽流量：

LS =（LSJ + LST）/2=（0.95×10-3 + 1.98×10-3）/ 2 = 1.47×10-3 m3/s

汽塔的汽相平均密度：

ρV =（ρVJ+ ρVT）/2=（2.73 + 2.63）/ 2 =2.68 kg/m3

汽塔的液相平均密度：

ρL=（ρLJ+ ρLT）/2=（805.88 + 851.6）/ 2 = 828.74 kg/m3

塔径可以由下面的公式给出：

D=(4Vs/πμ)1/2

由于适宜的空塔气速U = (0.6～0.8) U 因此，需先计算出最大允许气速U max，max。

Umax=C[(ρL -ρV)/ ρV]1/2

取塔板间距HT=0.4m，板上液层高度h1=60mm=0.06m，那么分离空间： HT-h1=0.4-0.06=0.34m

功能参数:(Ls/Vs) ×(ρL/ρV)

1/2

=(0.00147/0.417) (828.74/2.68) 1/2

=0.062

从史密斯关联图查得： C20=0.068，由于C=C20(σ/20)0.2，苯～甲苯溶液的表面张力σ1=19.26dyn/m2。 C=0.068 ×（19.26 / 20)

0.2

= 0.0675

umax=C[(ρL-ρV)/ρV]1/2

= 0.0675×[(828.74–2.68)/2.68]1/2= 1.185 m/s u= 0.6 × 1.185 = 0.71 m/s D= (4×0.417/π/0.71)= 0.86 m 根据塔径系列尺寸圆整为D = 1000mm 此时，精馏段的上升蒸汽速度为：

1/2

uJ=4VSJ/πD2 =4×0.394/(3.14×12)= 0.50m/s

提馏段的上升蒸汽速度为：

uT=4VST/πD2 =4×0.44/(3.14×12)= 0.56m/s

4．3塔高的计算

塔的高度可以由下式计算： Z=HD+(N-2-S)HT+SHT+HF+HW

已知实际塔板数为N=35块，板间距HT=0.4m由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目S为： S = 35/8–1=4个

取人孔两板之间的间距HT=0.4m，则塔顶空间HD=1.5m，塔底空间HW=2.8m，进料板空间高度HF=0.8m，那么，全塔高度：

Z=1.5+(35-2-4)×0.4+4×0.4+0.8+2.8=17.9m

5. 塔板结构尺寸的确定 5.1 塔板尺寸

由于塔径大于800mm，所以采用单溢流型分块式塔板。 取无效边缘区宽度Wc=40mm，破沫区宽度Ws=70mm， 设lw / D = 0.75，则

lw = 0.75D = 0.75 * 1 =0.75 m

弓形溢流管宽度：查表得Wd= 1.7D = 170 mm

弓形降液管面积：查表得Af = 0.11 AT =0.11 × 3.14 ×0.52 = 0.0864 m2 R =D/2 - Wc =0.5-0.04=0.46 m

X =D/2 - Wd - Ws =0.5-0.17-0.07=0.26 m 验算：

液体在精馏段降液管内的停留时间 τ

J

=Af HT /LSJ = 0.0864×0.4 / 0.00095 = 36.4s > 5 s

液体在精馏段降液管内的停留时间

τT =Af HT /LST = 0.0864×0.4/ 0.00198 = 17.5s > 5 s 故符合要求。

5.2 弓形降液管 5.2.1堰高

采用平直堰，堰高hw=h1-hσw

2/3

取h1=60mm ，hσw = 2.84×（3600×Lh / lw）/1000 = 10mm， 则hw=60-10=50mm 5.2.2 降液管底隙高度h0

若取精馏段取h0=20mm，提馏段取为20mm，那么液体通过降液管底隙时的流速为

精馏段：

u0´=LSJ/Lwh0=0.00095/0.75/0.020=0.063m/s

提馏段：

u0´=LST/Lwh0=0.00198/0.75/0.020=0.132m/s u0´的一般经验数值为0.07～0.25m/s

5.2.3 进口堰高和受液盘

本设计不设置进口堰高和受液盘

5.3 浮阀数目及排列

采用F1型重阀，重量为33g，孔径为39mm。 5.3.1 浮阀数目

浮阀数目N=4Vs/π0u0

1/2

气体通过阀孔时的速度U0=F/(ρv) 取动能因数F=8，那么

2

U0=8/(2.68)=4.89m/s

2

因此N=0.417×4/π/0.039/4.89≈71.4个 取72个

5.3.2 排列

由于采用分块式塔板，故WD/D=0.17,所以，WD=1×0.17=0.17 m 又 2X=D-2WD-WS-W'S，取WS=W'S=70mm,WC=40mm X=(1-2×0.17-0.07-0.07)/2=26mm

若同一横排的阀孔中心距t=75mm，那么相邻两排间的阀孔中心距t´计为： t´计 = Aa/Nt R=D/2-WC=0.5-0.04=0.46

1/2

Aa=2[x(R2-x2)1/2+π/180°R2sin-1x/R]

=2[0.26×(0.462-0.262)1/2+π/180°0.462sin-10.26/0.46]

2

=0.5228m

t´计=0.5228/(72×0.075)=96.8mm

取t´=80mm时画出的阀孔数目只有60个，不能满足要求，取t´=70mm画出阀孔的排布图见图纸所示，其中t=75mm,t´=70mm 图中，通道板上可排阀孔72个

5.3.3 校核

气体通过阀孔时的实际速度：u0=4Vs/πd0N =3.93m/s 实际动能因数：F0=3.93×ρ开孔率：

阀孔面积/塔截面积×100%=πd0N /4AT×100%

=π×0.0392×72 /(4×0.7854)×100% =10.95%

开孔率在10%～14%之间，满足要求。

6.流体力学验算

6.1气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降) hp 气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)hp=hc+h1+hσ 6.1.1 干板阻力hc

浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为Uoc：

Uoc=1.825(1.99×2/5.34)=3.265m/s<uo

2

所以, hc=5.34ρVu0/2ρLg

=5.34×2.68×3.932/2/828.74/9.87 =0.0135m

6.1.2 板上充气液层阻力h1

取板上液层充气程度因数 =0.5，那么：h1= hL=0.5×0.6=0.03m 6.1.3 由表面张力引起的阻力hp

1/2

2

1/2

2

V

=6.43

由表面张力导致的阻力一般来说都比较小，所以一般情况下可以忽略，所以：

hσ=0

hp=0.0135+0.03=0.0435m

P= hpρLg=0.0435*828.74*9.81=353.65Pa(在260～530为宜)

6.2 漏液验算

动能因数F0=5，相应的气相最小负荷Vsmin为：

Vsmin=π/4d02Nu0min

其中U0min=F/(ρV)=5/(2.68)=3.05m/s

Vsmin=π/4×0.0392×72×3.05=0.26m3/s<1.103m3/s 可见不会产生过量漏液。

6.3 液泛验算

溢流管内的清液层高度 Hd=hp+hd+hL+hσ 其中， hp=0.0435m,hL=0.06m

1/2

1/2

hd=0.153(LS/LW/L0)2=0.153(0.00147/0.75/0.02)2=0.0015m 所以Hd=0.0435+0.0015+0.06+0.02=0.125m

为防止液泛，通常Hd<=Ф(HT+hw)，取校正系数 0.5，则有： Ф(HT+hw)=0.5×(0.4+0.05)=0.225m 可见，Hd<Ф(HT+hw)，即不会产生液泛。

6.4 雾沫夹带验算

/(ρL-ρV)1/2+1.36LSZL]/KCFAb

查得物性系数K 1.0，泛点负荷系数CF=0.097 ZL=D-2Wd=1-2×0.17=0.66m

Ab=AT-2Af=0.7854-2×0.0864=0.6126m2

泛点率=[Vsρ

泛点率=[0.417×[2.68/(828.74-2.68)]1/2+1.36×0.00147×0.66]/(1×0.097×0.6126)

=36.1%<80%

可见，雾沫夹带在允许的范围之内 7. 操作性能负荷图 7.1 雾沫夹带上限线

取泛点率为80%代入泛点率计算式，有： [VsρV1/2/(ρL-ρV)1/2+1.36LSZL]/KCFAb

=[ VS×[2.68/(828.74-2.68)]1/2+1.36×LS×0.66]/(1×0.097×0.6126) =0.8

整理可得雾沫夹带上限方程为：

1/2V

VS=0.834-15.7LS

7.2 液泛线

液泛线方程为aVS=b-cLS-dLS

其中，a=1.91×105ρV/ρLN=1.91×10×2.68/828.74/72=0.119

2

5

2

2

2

2/3

b=ФHT+(Ф-1- 0)×0.05=0.5×0.4+(0.5-1-0.5)×0.05=0.164 c=0.153/lw2h02=0.153/0.752/0.022=347.4

d=(1+ 0)E(0.667)/lw2/3=(1+0.5)×1.02×0.0329/0.752=1.25

代入上式化简后可得：Vs²=1.378-2919.33LS2-10.5LS2/3

7.3 液体负荷上限线 取θ=5s，那么

Lsmax=AfHT/5

=0.0864×0.4/5 =0.00691 m/s

7.4 漏液线

取动能因数F0=5，以限定气体的最小负荷：

3

Vsmin=π/4d02N×5/ρ

2

1/2 V

1/2V

=3.14/4×0.039×72×5/(ρ=0.263m/s

7.5 液相负荷下限线

3

)

取how=0.01m代入how的计算式：2.84/1000×1×[3600LSmin/lw]==0.01 整理可得：LSmin=0.00138m3

/s

2/3

根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00147，2.68)在正常的操作范围内。连接OP作出操作线，由图可知，该塔的雾沫夹带及液相负荷下限，即由漏液所控制。

8.热量衡算

8.1加热介质的选择

常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气。饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂。由于饱和蒸气水冷凝时的传热系数很高，可以通过改变蒸气压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100～1000℃，适用于高温加热。烟道气的缺点是比热容及传热系数很低，加热温度控制困难。本设计选用300kPa(温度为13.3℃)的饱和水蒸气作加热介质。水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。

8.2冷却剂的选择

常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜地加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为10～25℃。如需冷却到较低温度，则需采用低温介质，如冷冻盐水、氟里昂等。

8.3热量衡算

⑴塔底热量衡算

塔底苯蒸汽的摩尔潜热 rv'苯(KJ/Kg)= 373， 塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv'甲苯(KJ/Kg)=361；

所 以 塔 底 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv'(KJ/Kg)= rv' 苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv'

甲 苯*yC7H8=361.1412849， 15

所以再沸器的热流量 Qr(KJ)=V'*rv'=1166.395822， 因为加热蒸汽的潜热 rR(KJ/Kg)= 2177.6(t=130℃)，

所以需要的加热蒸汽的质量流量 Gr(Kg/s)=Qr/rR=0.535633644。

⑵塔顶热量衡算

塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热 rv 苯(KJ/Kg)=379.3

塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热 rv 甲苯(KJ/Kg)=367.1

所 以 塔 顶 上 升 蒸 汽 的 摩 尔 潜 热 rv(KJ/Kg)= rv 苯 (KJ/Kg)*yC6H6+rv 甲 苯*yC7H8=378.88；

所以冷凝器的热流量 Qc(KJ/s)=V*rv= 1223.699463，

因为水的定压比热容 Cc(KJ/Kg/K)=4.174，冷却水的进口温度 t1=25℃，冷却水的出口温度 t2=70℃，

所以需要的冷却水的质量流量 Gc(Kg/s)=Qc/Cc/(t2-t1)=6.514930857。

9.各接管尺寸的确定 9.1进料管

进料体积流量Vsf=FMf/ρf=34.67×86.53/797.0=3.764m3/h=0.0010m3/s 取适宜的输送速度uf=1.0m/s，故

dif=(4Vsf/πuf)1/2=(4×0.001/1/π)1/2=0.036m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：Ф45×3mm 实际管内流速：uf=4×0.0010/π/0.039=0.84m/s 9.2 釜残液出料管

2

釜残液的体积流量：

VSW=WMW/ρw=20.22×91.72/775.95=2.39m3/h=0.00066m3/s 取适宜的输送速度uw=1.50m/s，则 d计=（4×0.00066/1.5/π）1/2=0.02m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：Ф32×3mm 实际管内流速：uw=4×0.00066/π/0.0262=1.24m/s

9.3 回流液管 回流液体积流量

VSL=RDML/ρL =2.3×14.45×78.67/828.74=3.15 m3/h=0.00088m3/s 利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s，那么

d计=(4×0.00088/0.5/π)1/2=0.047m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：规格：Ф89×4.0mm 实际管内流速：uw=4×0.00088/π/0.081=0.17m/s

9.4 塔顶上升蒸汽管

塔顶上升蒸汽的体积流量：

2

VSV=3.3×14.45×78.67/2.68=1340m3/h=0.39m3/s

取适宜速度uV=20m/s，那么 d计=(4×0.39/20/π)1/2=0.2m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：Ф168×4mm 实际管内流速：uSV=4×0.39/π/0.16=19.4m/s

9.5 甲苯蒸汽进口管

通入塔的甲苯蒸气体积流量：

VSO=33.24×92.18/2.49=1230.55m/h=0.34m/s 取适宜速度u0=25m/s，那么 d计=(4×0.34/25/π)1/2=0.132m

经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：Ф245×8mm 实际管内流速：u0=4×0.132/π/0.229=3.2m/s

23

3

2

浮阀塔工艺设计计算结果

四．流程示意简图 见附图

五．个人总结

本次课程设计难度大，计算复杂，计算量大考虑的细节较多。通过这次设计，使我认识到不仅要学好《化工原理》、《化工计算》等专业课程，还要对设备等相关内容的课程要掌握好，并且要联系实际把理论与实践很好的结合起来，只有这样才能学以致用。在整个设计过程中要考虑很多问题，尤其是工艺尺寸的计算及流体力学验算的有关内容，要考虑周到合理。这就要求我考虑问题要全面详细，要多学各方面的知识并能充分利用，用知识更好地去解决问题。由于本次设计是工程方面的，因此在准确度上就没有纯理论的高，存在误差是在所难免的。如计算过程中数字的四舍五入逐渐积累了较大的计算误差等，但是只要我们在计算中保持高的精确度，这种误差可以大大地减小；计算出的筛孔数与实际排列的筛孔数存在误差，这就要求我在下面的计算中应该用实际排出的孔数计算，以减小误差。在精馏段和提留段的计算上有一定的差别，这就要求我综合所学知识，将二者合二为一，使其统一。

总之，在本次设计中我学到了很多知识，同时使我认识到理论于实践的结合有多重要。 六．参考文献

[1]东理工大学化工原理教研室编. 化工过程设备及设计. 广州：华南理工大学出版社. 1996.02

[2]天津大学化工原理教研组，化工原理课程设计，天津科学技术出版社，1994 [3] 《化学工程手册》编辑委员会，化学工程手册（第13篇）汽液传质设备. 化学工业出版社，1987

[4] 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [5] 路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，2004

七．附图

本文来源：https://www.bwwdw.com/article/t1m4.html