苯-乙苯设计

学 号

2010252085

课程设计

题 目苯-乙苯分离过程筛板精馏塔设计 学 院 新

疆

工

程

学

院

专业班级 煤化10-4（3）班 姓 名 520

指导老师 吴进喜

2012年 6月

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目录

一、任务书………………………………………………………………3 二、综述…………………………………………………………………5 三、符号说明……………………………………………………………7 四、主要物性数据………………………………………………………8 五、工艺计算……………………………………………………………9

1、精馏塔全塔物料恒算…………………………………………9 2、塔板数的确定…………………………………………………10 3、实际塔板数的求取……………………………………………11 4、相关物性参数的计算…………………………………………13 5、塔和塔板的主要工艺尺寸计算………………………………18

6、筛板的流体力学计算…………………………………………24 7、塔板负荷性能图………………………………………………26 六、筛板塔工艺设计计算结果汇总…………………………………33 七、管路设计…………………………………………………………34 八、设计评述…………………………………………………………35 九、参考文献…………………………………………………………35

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化工原理课程设计任务书

学生姓名： 520 班级：煤化10-4（3）班

指导教师： 吴进喜 学校： 工程学院

（一）设计题目

苯-乙苯连续精馏塔的设计

（二）设计任务及操作条件

1) 进精馏塔的料液含乙苯42.085%（质量分数，下同），其余为苯； 2) 塔顶的乙苯含量不得高于2%； 3) 残液中乙苯含量不得低于98%；

4) 生产能力为年产 52085 吨98%的乙苯产品； 5) 操作条件

a) 塔顶压力 4kPa（表压） b) 进料热状态 泡点进料 c) 回流比 2倍最小回流比 d) 加热蒸气压力 0.5MPa（表压） e) 单板压降 ≤0.7kPa。

（三）塔板类型

筛板塔。

（四）工作日

每年工作日为300天，每天24小时连续运行。

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（五）厂址

厂址为武汉地区。

（六）设计内容

1、设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定；

3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 精馏塔接管尺寸计算；

9) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 2、设计图纸要求：

1) 绘制生产工艺流程图（A2号图纸）； 2) 绘制精馏塔装配图（A1号图纸）。

时间安排：2012年6月20日到2012年6月28日指导教室签名： 年 系主任（或责任教室签名）： 年 月 日月 4

日

工程学院

课 程 设 计成 绩 评 定

报 告

序号 1 评分指标 学习态度 调研论证 具 体 要 求 努力学习，遵守纪律，作风严谨务实，按期完成规定的任务。 能查阅文献资料及从事其它形式的调研，能较好地理解课题任务并提出实施方案，有分析整理各类信息并从中获取新知识的能力。 分数范围 0—10分 0—15分 0—25分 0—20分 0— 15分 0— 15分 合计 评语： 成 绩： 评阅人（签名）： 日 期： 0—100分 得 分 2 能力综合能论文能运用所学知识和技能，有一定见解和实用价与力 值。 质量 论文（设论证、分析逻辑清晰、正确合理， 计）质量 工作量 撰写质量 内容充实，工作饱满，符合规定字数要求。绘图(表)符合要求。 结构严谨，文字通顺，用语符合技术规范，图表清楚，字迹工整，书写格式规范， 3 4 5

课程设计答辩及综合成绩

答 辩 情 况 自 述 情 况 清 晰、完 整流 利 简 练 清 晰 完 整 完 整熟 悉内 容 基 本 完 整熟 悉内 容 不 熟悉 内容 提 出 问 题 有一般性错误 有原则性错误 回 答 问 题 正 确 基本 正确 没有 回答 答辩小组评语及建议成绩： 答辩委员会综合成绩： 答辩委员会主任签字： 年 月 日

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苯-乙苯精馏塔工艺设计

学号：2010252085 姓名：王立东 （工程学院，乌鲁木齐 830091）

摘要：精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，一般分为两大类：填料塔和板式塔。板式塔又有筛板塔，浮阀塔，泡罩塔等多种型式。塔设备是化工炼油生产中最重要的设备之一，它可使汽液或液液两相之间进行紧密接触，达达到相际传质及传热的目的。常见的可在塔设备中操作的有：精馏吸收解析和萃取等，此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥以及兼有汽液两相传质和传热的增湿减湿等。

在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个产业质量 生产能力和消耗定额及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。

关键词：回流比，塔顶，塔釜，进料板，泡点进料

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综述

塔设备的化工生产中的作用和地位

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。

设计方案

本设计任务为分离乙醇-水混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下： 工艺流程

如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。

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设计方案简介

设计中采用泡点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。具体如下：

塔型的选择

本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是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。 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15％。塔板效率高，比泡罩塔高15％左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。

加料方式和加料热状况的选择 加料方式采用直接流入塔内。

虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，饱和液体进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料

设计的依据与技术来源

本设计依据于精馏的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上， 对设计任务进行分析并做出理论计算。

目前，精馏塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。

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符号说明

英文字母 Ls——液体体积流量，m3/h Aa——塔板开孔区面积，m2 n——筛孔数目

Af——降液管截面积，m2 P——操作压力，kPa Ao——筛孔区面积，m2 P——气体通过每层筛板的压降，kPa AT——塔的截面积，m2 T——理论板层数

C——负荷因子，无因次 t——筛孔的中心距，m C20——表面张力为20mN/m的 u——空塔气速，m/s 负荷因子

do——筛孔直径，m D——塔径，m m/s

ev——液沫夹带量，kg液/kg气 R——回流比 Rmin——最小回流比 M——平均摩尔质量，kg/kmol Tm——平均温度，℃ g——重力加速度，m/s2 Fo——筛孔气相动触因子 hl——出口堰与沉降管距离，m hc——与平板压强相当的液柱高 度，m hd——与液体流过降液管压强降 相当的液柱高度，m hf——板上清液高度，m hl——板上清液层高度，m ho——降液管的底隙高度，m how——堰上液层高度，m Hw——出口堰高度，m Hw'——进口堰高度，m h——与克服表面张力压强降相 当的液柱高度，m H——板式塔高度，m Hd——降液管内清夜层高度，m HF——进料处塔板间距，m HP——人孔处塔板间距，m HT——塔板间距，m K——稳定系数 lw——堰长，m

Lh——液体体积流量，m3/h

uomin——漏液点气速，m/s

uo'——液体通过降液体系的速度，Vn——气体体积流量，m/s Vs——气体体积流量，m/s Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管高度，m Ws——破沫区宽度，m Z——板式塔有效高度，m 希腊字母

——筛板厚度，m

——液体在降液管内停留时间，s ——粘度，mPa·s ——密度，kg/m3 ——表面张力，mN/m ——开孔率，无因次 ——质量分率，无因次 下标

max——最大 min——最小 L——液相 V——气相 10

主要物性数据

1、苯、乙苯的物理性质

项目 苯A 乙苯B 分子式 C6H6 C8H10 分子量 78.11 106.16 沸点℃ 80.1 136.2 临界温度℃ 临界压强Pa 288.5 6833.4 348.57 4307.7 2、苯、乙苯在某些温度下的表面张力

t/℃ 20 28.8 29.3 40 26.25 27.14 60 23.74 25.01 80 21.27 22.92 100 18.85 20.85 120 16.49 18.81 140 14.17 16.82 苯(mN/m) 乙苯(mN/m) 3、苯、乙苯在某些温度下的粘度

t/℃ 苯(mPa·s）0 20 40 60 80 100 120 140 0.742 0.638 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 0.874 0.666 0.525 0.426 0.354 0.300 0.259 0.226 乙苯（mPas) 4、苯、乙苯的液相密度

t/℃ 20 877.4 867.7 40 857.3 849.8 60 836.6 931.8 80 815.0 913.6 100 792.5 795.2 120 768.9 776.2 140 744.1 756.7 苯(kg/m3) 乙苯(kg/m3) 5、不同塔径的板间距

塔径D/m 板间距HT/mm 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

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工艺计算

1、精馏塔的物料衡算

FDW FxFDxDWxW

苯的摩尔质量：MA78.11kg/kmol 乙苯的摩尔质量：MB106.16kg/kmol 原料液及塔顶，塔底产品的平均摩尔质量：

MF142.085%78.1142.085%106.16.92kg/kmolMD12%78.112%106.1678.67kg/kmol

MW198%78.1198%106.16105.6kg/kmol

0.579xF0.678.110.4210.65 78.11106.160.98xD0.9878.110.020.985 78.11106.160.02xW0.0278.110.980.027 78.11106.16xF、xD、xW分别为原料、塔顶、产品中的苯的摩尔分数

则可知产物的产量

W5.210730024105.668.39kmol/h

代入前式可得：F195.55kmol/h D127.16kmol/h

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2、塔板数的确定

查化工手册得苯和乙苯的t-x-y关系 T/℃ x y - 1 1 84 0.86 0.974 88 0.74 0.939 92 0.635 0.906 96 0.541 0.8 100 0.485 0.816 104 0.4 0.8 108 0.318 0.7 110.6 0.278 0.654 115 0.217 0.571 120 0.156 0.463 125 0.103 0.344 130 0.055 0.205 135 0.01 0.042 136.2 0 0

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由上图可得q线与平衡线的交点坐标（xq，yq）为（0.65，0.90） 则最小回流比为RminxDyqyqxq0.9850.900.34

0.900.65取回流比R2Rmin20.340.68 则精馏塔的气液负荷： 精馏段：

V(R1)D(0.681)127.16213.629kmol/h

LRD0.68127.1668.469kmol/h

提馏段：

V'V213.629kmol/h

L'LF68.469195.552.019kmol/h

求取操作线方程

精馏段操作线方程：

Rxyn1xnD0.405xn0.586

R1R1提馏段操作线方程：

L'Wym1xmxW1.24xm0.0086

V'V'

由x-y图，画梯级可得理论板数为8（不包含塔釜），进料板为第3块板。

3、实际塔板数的求取

塔板效率是气、液两相的传质速率、混合和流动状况，以及板间反混（液沫夹带、气泡夹带和漏液所致）的综合结果。板效率为设计的重要数据。

板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。

O'Connell对几十个工业塔及实验塔板效率进行综合归纳，认为蒸馏塔可用相对挥发度与液相黏度的乘积作为参数来关联全塔效率，其经验式为：

ET0.49L0.245

式中——相对挥发度；

L——液相黏度，mPa·s。

上式中、L的数据均取塔顶、塔底平均温度下的值。

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此经验式的图解见右图用于多元系统时，取关键组分间的相对挥发度；

L取液相的平均黏度。

可按下式计算

LxiLi

式中xi——进料中各组分的摩尔分数； Li——i组分的液态黏度，mPa·s。

由t-x-y曲线可知：

tD83℃、tW129.5℃、tF90.5℃

tDtWtF106.25℃ 3查手册得平均温度下的液相中各组分的黏度 组分 苯A 全塔平均温度t乙苯B 0.29 黏度（mPa·s） 0.23 则有LF0.650.23(10.65)0.290.251 同理LD0.23、LW0.288

0.2510.230.2880.256

3查手册得，在106.25℃下，相对挥发度5.06 则全塔效率

平均黏度LET0.49L0.460.2450.2450.495.060.256

计算实际塔板数 精馏段NP精NT37 ET0.46NT511 ET0.46提馏段NP提故全塔实际所需塔板数N18块 加料板位置在第7块

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4、相关物性参数的计算

操作压强

塔顶压强PD4101.3105.3kPa

进料板压强PFPDNP精0.7105.370.5108.8kPa 塔釜压强PWPFNP提0.7108.8110.5114.3kPa 精馏段平均操作压强

PPFPm精D107.05kPa

2提馏段平均操作压强

PPFPm提W111.55kPa

2全塔平均操作压强

PPPmDW109.8kPa

2平均温度

由前tD83℃、tW129.5℃、tF90.5℃

tDtF86.75℃ 2tt提馏段平均温度:t提WF110℃

2精馏段平均温度:t精全塔平均温度:t平均摩尔质量

tDtW106.25℃ 2由苯乙苯图解理论板及t-x-y图查知 x xD=0.985 xf=0.67 xw=0.027 进料板平均摩尔质量 气相MVmFyFMA(1yF)MB81.9kg/kmol 液相MLmFxF'MA(1xF')MB90.54kg/kmol 塔顶平均摩尔质量

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y(图解理论板) yD=0.985 yF=0.865 yW=0.027 x（平衡曲线） xD'=0.93 xf'=0.557 xw'=0.00539

气相MVmDyDMA(1yD)MB78.53kg/kmol 液相MLmDxD'MA(1xD')MB80.07kg/kmol 塔底平均摩尔质量

气相MVmWyWMA(1yW)MB105.4kg/kmol 液相MLmWxW'MA(1xW')MB106.01kg/kmol 则精馏段平均摩尔质量

81.978.53气相MVm(精)80.22kg/kmol

290.5480.07液相MLm(精)85.31kg/kmol

2提馏段平均摩尔质量

81.9105.4气相MVm(提)93.65kg/kmol

290.54106.01液相MLm(提)98.28kg/kmol

2全塔平均摩尔质量

80.2293.65气相MVm(全)86.94kg/kmol

285.3198.28液相MLm(全)91.8kg/kmol

2平均密度

PmMVm RT107.0580.22精馏段Vm(精)2.87kg/m3

8.314（27386.75）111.5593.65提馏段Lm(精)3.28kg/m3

8.314（273110）气相密度Vm全塔Vm(精)液相密度

1Vm(精)Vm(提)22.873.283.07kg/m3 2LAB AB式中为质量分率

查的在tD83℃、tW129.5℃、tF90.5℃下苯乙苯的密度为

温度（℃） 83

苯（kg/m3）809.79 乙苯（kg/m3）810.23 17

90.5 129.5 塔顶平均密度 1801.47 758.24 803.31 767.31 LmD10.980.02 LmD809.8kg/m3 809.79810.3进料板平均密度

LmF10.5790.421 LmF802.2kg/m3 801.47803.31塔釜平均密度

LmW0.020.98 LmW767.1kg/m3 758.24767.31精馏段平均密度

LmF809.8802.2Lm(精)LmD806kg/m3

22提馏段平均密度

LmW802.2767.1Lm(提)LmF784.7kg/m3

22全塔液相平均密度

Lm(平)Lm(精)Lm(提)2806784.7795.4kg/m3 2液体平均黏度

查的在tD83℃、tW129.5℃、tF90.5℃温度下各组成的黏度 黏度 温度 苯(mPas) 乙苯(mPas) 由公式mxii计算平均黏度

进料板m进0.650.2810.350.3270.297mPas 塔顶m顶0.9850.3010.0150.350.302mPas 塔釜m釜0.0270.2010.9730.2420.241mPas 精馏段平均黏度m(精)

83℃ 0.301 0.350 129.5℃ 0.281 0.327 90.5℃ 0.201 0.242 m进m顶20.2970.3020.299kg/m3

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提馏段平均黏度m(提)m进m底20.2970.2410.269kg/m3

2全塔平均黏度mm精m提20.2990.2690.284kg/m3

2液体平均表面张力 由公式mxii进行计算

i1n查资料得tD83℃、tW129.5℃、tF90.5℃温度下苯乙苯的表面张力 表面张力 温度 苯(mN/m) 乙苯(mN/m) 进料板表面张力m进0.6520.080.3521.20.71mN/m 塔顶表面张力m顶0.985210.01522.6721.03mN/m 塔底表面张力m底0.02715.330.97317.8517.76mN/m 精馏段液体平均表面张力m(精)83℃ 21 22.67 90.5℃ 20.08 21. 129.5℃ 15.33 17.83 m进m顶220.7121.0320.87mN/m

220.7117.7619.24mN/m

2提馏段液体平均表面张力m(提)全塔液体平均表面张力

m进m底2mm(精)（提）20.8719.24m2220.05mN/m

气液相负荷 精馏段

V(R1)D(0.681)127.16213.629kmol/h VsVMVm精213.62980.221.659m3/s

3600Vm精36002.87LRD0.68127.168.469kmol/h

19

LsLMLm精68.46985.310.002013m3/s

3600Lm精3600806Lh6.001m3/h

提馏段

V'V213.629kmol/h

Vs'V'MVm提213.62993.651.91m3/s

3600Vm提36003.37L'LF68.469195.552.019kmol/h

Ls'L'MLm提2.01998.280.00919m3/s

3600Lm提3600784.7Lh'33.084m3/h

塔的工艺条件及物性数据统计汇总如下

项目 精馏段 平均压强 提馏段 全塔 精馏段 平均温度 提馏段 全塔 精馏段 液相平均摩尔质量 提馏段 全塔 精馏段 气相平均摩尔质量 提馏段 全塔 精馏段 液相平均密度 提馏段 全塔

符号 单位 计算数据 107.05 Pm kPa 111.55 109.8 86.75 tm MLm ℃ 110 106.25 85.31 kg/kmol 98.28 91.8 80.22 kg/kmol 93.65 86.94 MVm 806 Kg/m3 784.7 795.4 20

Lm

精馏段 气相平均密度 提馏段 全塔 精馏段 液体平均黏度 提馏段 全塔 精馏段 液体平均表面张力 提馏段 全塔 精馏段 气相负荷 提馏段 精馏段 液相负荷 提馏段 2.87 Kg/m3 3.38 3.07 Vm 0.299 mPa·s 0.269 0.284 m 20.87 mN/m 19.24 20.05 m Vs 1.659 m3/s 1.91 6.0012 m/h 3Vs' Lh Lh' 33.084

5、塔和塔板的主要工艺尺寸计算

塔径

塔径的计算按照下式计算：

D4VS u式中 D —— 塔径m；

Vs —— 塔内气体流量m3/s； u —— 空塔气速m/s。

空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速umax，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即

u(0.6~0.8)umax

因此，需先计算出最大允许气速umax。

21

umaxCLV V式中 umax——允许空塔气速，m/s；

ρV，ρL——分别为气相和液相的密度，kg/m3 ； C——气体负荷系数，m/s，

对于气体负荷系数C可用下图确定；而下图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：

CC20(0.02)0.2

精馏段塔径的计算

由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为： Ls0.002013m3/s、Vs1.659m3/s 精馏段的汽，液相平均密度为：

L806kg/m3、V2.87kg/m3

板间距与塔径的关系

塔径D/mm

300~500

500~800

800~1600

1600~2400

板间距HT/mm 200~300 250~350 300~450 350~600

那么分离空间，初选板间距HT0.45m，取板上液层高度hL0.06m。

22

HThL0.40.060.39m LsLVsS0.50.0020138061.6592.870.50.0297

0.2查上图smith关联图，得C200.087，依式CC20校正到物系表面张力

20为20.87mN/m时的C

20.87CC2020umaxC0.20.088

LV8062.870.0881.472m/s V2.87取安全系数为0.7，则

u0.7umax0.71.4721.03m/s

D4Vs41.6591.47m u3.140.98调整塔径为1.5m; 提馏段塔径的计算

Ls'0.00919m3/s、Vs'1.9m3/s

提馏段的汽，液相平均密度为：

L784.7kg/m3、V3.28kg/m3

Ls'L'V''sS0.50.00919784.71.93.380.50.0861

0.2查上图smith关联图，得C20'0.080，依式CC20校正到物系表面张力

20为19.24mN/m时的C

19.24C'C20'20umax'C'

0.20.085

L'V'784.73.280.0851.312m/s V'3.2823

u'0.7umax'0.71.3120.92m/s

D'4Vs'41.91.49m u'3.140.81调整塔径为1.5m，综上，则取塔径为1.5m，空塔气速为0.75m/s 溢流装置

采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。 溢流堰长lw

取堰长为0.6D，则LW0.61.50.9m 出口堰高hw

由hwhlhow,选用平直堰,堰上液层高度how式中 how──堰上液流高度，m； ls──塔内平均液流量，m3/h； lw ──堰长，m；

E ──液流收缩系数。如右图一般情况下可取E=1，对计算结果影响不大。 近似取E=1,则 精馏段

2.846.001howE10000.90.52.84lsE 1000lw230.0076m

hw0.060.00760.0524m

提馏段

液流收缩系数E24

2.8433.084how'E10000.90.50.01782m

hw'0.060.026660.04218m

弓形降液管宽度Wd和截面Af

由

lw0.60 查右图得： D0.0555、

AfATWd0.131 D则有

Wd0.1311.50.1965m

3.141.520.098m2 4计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积 Af0.0555t精AfHTLs0.0980.4526.41s5s0.002013

t提AfHTLs'0.0980.456.57s5s

0.00919故符合要求。 降液管底隙高度

holslwu0'

'式中 u0──降液管底隙处液体流速，m/s；(根据u0'0.07~0.25m/s验一般)

取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则

h（精）oLs0.0020130.0280m

lw0.080.90.08Ls'0.009190.1276m

lw0.080.90.08经

h（提）o塔板布置 边缘区宽度确定

25

m5（无效区宽度） 取wsws'0.065m（安定区宽度） wc0.03开孔区（鼓泡区）面积计算

21x开孔区面积按Aa2xR2x2Rsin计算 180RxD1.51.5WdWS0.19650.0650.5114、R0.0350.715 2220.51142故Aa20.51140.71520.51142 0.7152sin11.939m1800.715筛孔计算及其排列

d5mm选用3mm碳钢板,取筛孔直径0,筛孔按正三角形排列,取孔中心距t3d03515mm

计算塔板上的筛孔数，即

1.1551.155n2Aa1.9399954

t0.015计算塔板上开孔区开孔率

Ad1o0.907o0.90710.08%

Aa3t22AoAa10.08%1.9390.1955m2

气体通过筛孔的气速

uo精Vs1.6598.49m/s Ao0.1955Vs'1.98.44m/s Ao0.1955uo提塔有效高度

精馏段Z1(71)0.452.7m 提馏段Z2110.454.95m 总的有效高度为ZZ1Z27.65m

6、筛板的流体力学计算

气体通过塔板的压力降直接影响到塔低的操作压力，故此压力降数据是决定

26

蒸馏塔塔底温度的主要依据。

气体通过每层塔板的压降为PphpLg 上式中液柱高度hp可按下式计算hphchLh 式中hc----塔板本身的干板阻力ΔPC hl----板上充气液层的静压力ΔPL h-----液体的表面张力ΔPδ 干板阻力hc计算

uhc0.0510c0 由

d02Vm提 Lm提51.67查干筛孔的流量系数图得 3塔板孔流系数2C0干板阻力由如下公式计算：

c00.772

d0/δuohc精0.051Couo'hc提0.051CoLVLV8.490.0510.77228060.022m 2.87784.70.026m 3.2828.440.0510.7722气体通过液层的阻力hl计算

VSua精AAfT1.6590.995m/s 1.7660.098121sm2 Fa精ua精V0.9952.871.686kg根据右图查的β为0.58

hL精hlhwhow0.0348m VS'ua提AAfT1.90.9m/s 1.7660.098121sm2查的β'为0.56 FauaV1/2mkg1/23smFa提ua提V'0.93.281.816kghL提'hl''hw'how'0.0341m

27

液体表面张力的阻力h计算

由公式

h4计算

Lgdoh4420.87103精8069.810.0050.00211m

Lgdo

提4'419.24103h0.001999mL'gdo784.79.810.005 hp精0.0220.03480.002110.05m

hp提0.0260.03410.0019990.06211m

气体通过每层塔板的压降用公式PphpLg计算

Pp精0.058069.81465.7Pa700Pa Pp提0.06211784.79.81478.2Pa700Pa

单板压强降符合设计要求。 液面落差

对于筛板塔液面落差很小,塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带

是指板上液体被上升气流带入上一层塔板的现象。 液沫夹带由下式计算,即

6e5.710u3.2avLHTh f式中hf2.5hL2.50.060.15m

5.7106e0.995V精20.871030.452.50.060.009kg液/kg气0.1kg液/kg气

e5.71060.9V提19.241030.452.50.060.009kg液/kg气0.1kg液/kg气 故在本设计中液沫夹带量ev在允许范围内，设计合理。 漏液

28

对于筛板塔，漏液点气速 uo,min可由式

uo,min4.4c0(0.00560.13hLh)L/v计算

uow精4.40.772(0.00560.130.340.00211)8062.875.06m/s

uow提4.40.772(0.00560.130.03410.001997)784.93.284.65m/s

筛板稳定系数Kuo uowKuo8.49u'8.441.68、K'o1.82 uow5.06uow'4.65故在本设计中无明显漏夜。 液泛

汽液量相中之一的流量增大到某一数值，上、下两层板间的压力降便会增大到使降液管内的液体不能畅顺地下流。当降液管内的液体满到上一层塔板溢流堰顶之后，便漫但上层塔板上去，这种现象，称为液泛（淹塔）

如气速过大，便有大量液滴从泡沫层中喷出，被气体带到上一层塔板，或有大量泡沫生成。如当液体流量过大时，降液管的截面便不足以使液体及时通过，于是管内液面即行升高。

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从式HdHThw 而HdhphLhd由于板上不设进口堰，

Ls hd可由式 hd0.153lhwo

22计算

0.0020130.00919hd精0.1530.0098m、h提0.1530.00098md0.90.02800.90.12762即

Hd精0.0590.03480.000980.095m(HThw)0.225m Hd提0.0620.03410.000980.097m(HThw')0.217m

因HdHThw

故在本设计中不发生液泛现象

7、塔板负荷性能图

塔板结构参数确定后，该塔板在不同的气液负荷内有一稳定的操作范围。越

出稳定区，塔的效率显著下降，甚至不能正常操作。将出现各种不正常的流体力学的界限用曲线表示出来，便为操作负荷性能图。它由气相负荷下限线（又称漏

29

液线）、过量雾沫夹带线、液相负荷下限线、液相负荷上限线和液泛线五条线组成。

精馏段

漏液线

漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。 由u0,min4.4c0 u0,min0.00560.13hLhL/v

vs,min A023 how2.84LhE 1000lw得Vsmin4.43CoAoh2.840.00560.13w100023LhLEhl wV23整理得Vsmin5.820.0096080.0959Ls

在操作范围内，任取几个Ls值，依上试计算出vs值，计算结果列于下表 Ls 0.0003 0.001 0.003 0.006 0.009 Vs 0.583 0.598 0.6269 0.6578 0.6826

雾沫夹带线

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV≤0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:

3.25.710uaevLHThf6 VSuaAAfT1.6590.995m/s 1.7660.098hf2.5hL2.5hwhow

hw0.060.00760.0524m

22.843600LshowE0.716Ls3

10000.923故hf0.1241.87Ls

30

23

HThf0.2761.87Ls3

0.7Vs5.7106 eV220.861030.2761.87L3s3.220.1

整理得Vs2.49416.9L

Ls Vs 液相负荷下限线

液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下 降。对于平直堰,取上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准 由下式得

2.843600LshowE0.017

1000Lw取E=1,则

23230.0003 2.4183 0.001 2.325 0.003 2.14246 0.006 1.93597 0.009 1.76278 0.90.0061000Lsmin0.000411 2.843600据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。 液相负荷上限线

该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在 降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。

以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,由式5-9得

tAfHTLs5s

23故LsminAfHT50.00888

据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。 液泛线

若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。

31

令HdHThwhphchlh

22.843600LshowE0.716Ls3

10000.9

223hhwhow0.620.04950.749Ls0.030690.438Ls3

l hphchlh 220.0295Vs0.030690.438Ls30.00211 220.03280.0295Vs0.438Ls32 LsLs2hd0.1530.153240.93Lslh0.90.0280 wo223

将HT0.45m、hw0.0495m、0.5代入(HThw)hphwhowhd得：VS4.8341.13Ls18655Ls Ls 0.0003 0.001 Vs 2.15499 2.0976

2232

0.003 1.9510 0.006 1.6734 0.009 1.2407

32

提馏段

漏液线 由u0,min4.4c00.00560.13hLhL/v23

vs,min2.84Lh u0,mi、hE ownA01000lw

得Vsmin4.43CoAoh2.840.00560.13w100023LhLEhl wV23整理得Vsmin5.330.0079320.0974Ls

Ls Vs 雾沫夹带线

当气相负荷超过此线时，雾沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV≤0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下:

3.20.0003 0.48759 0.001 0.5030 0.003 0.5318 0.006 0.5627 0.009 0.5874 5.710uaevLHThf6 VSuaAAfT1.90.9m/s 1.7660.098hf2.5hL2.5hwhow

hw0.060.02670.0333m

22.843600LshowE0.716Ls3

10000.923故hf0.083331.87Ls HThf0.31671.87Ls

0.7Vs5.7106 eV219.221030.31671.87L3s3.223230.1

33

2整理得Vs2.7916.5L3

Ls 0.0003 0.001 0.003 0.006 Vs 2.7160 2.625 2.4467 2.2452 液相负荷下限线

取上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准 由下式得

取E=1,则

2L0.006100030.9smin2.8436000.0004117 据此可作出与气体流量无关的垂直负荷下限线。 液相负荷上限线

以t=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,得

tAfHTL5s

s故LfHTsminA50.00888

据此可作出与气体流量无关的垂直负荷上限线。 液泛线

2h2.84E3600Ls2ow30.716Ls3 10000.9

2h0.051uoc

CoLV20.051Vs

0.7720.1023784.73.37 0.0351Vs2

hh.6220.03330.749L2lwhow0s30.020660.438Ls3 h

phchlh 0.022660.0351V222s0.438Ls32

hLsLsd0.153lh0.15311.61L2

wo0.90.1276s

0.009 2.0761 34

将HT0.4m、hw0.0333m、0.5代入(HThw)hphwhowhd得：VS4.5834.57Ls967.8Ls

Ls Vs

0.0003 2.1035 0.001 2.0575 0.003 1.9627 0.006 1.8449 2232 0.009 1.7337

35

筛板塔工艺设计计算结果汇总

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31

项目 平均温度 平均压力 气相流量 液相流量 实际塔板数 有效高度 塔径 板间距

溢流形式（降液管）

堰长 堰高 板上液层高度 堰上液层高度 底隙高度 安定区高度 边缘区高度 开孔区面积 筛孔直径 筛孔数目 孔中心距 开孔率 空塔气速 筛孔气速 稳定系数 每层降液高度 停留时间 负荷上限 负荷下限 液沫夹带 气相负荷上限 气相负荷下限

符号 tm Pm Vs Ls Nt Z D HT --- lw hw hl how ho Wd Wc Ao do N t Φ U Uo K Pm θ --- --- ev Vs(max) Vs(min)

单位 ℃ kPm m3 /s m3 /h --- m m m --- m m m m m m m m2 m --- m --- m3 /s m3 /s --- Pa S m3 /s m3 /s Kg液/kg气

m3 /s m3 /s

计算数据(精馏段/提馏段）

98.4 111.6 1.37 16.05 18 6.8 1.4 0.4 单溢流弓形

0.84 0.0495/0.0333 0.0372/0.0348 0.0105/0.0267 0.0198/0.0799

0.065 0.035 0.1022 0.005 5209 0.015 10.1 0.75 11.1/11.2 2.2/2.4 611.5/637.1 26.7/6.62 液泛夹带 漏液控制 0.006/0.006 1.95/1.93 0.62/0.5

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32 操作弹性 j ------ 3.15/3.86

精馏塔接管与计算

塔顶蒸汽出口管的直径D1

因为塔顶压力不大，蒸汽导管中常用流速为12~20m/s 而D4VS1u、Vs=1.659m3/s、取u=20m/s 代入得D1=0.268m

根据GB663-87选用325×7.5mm规格的管子。 回流管直径D2

D24LSu由于本设计为回流液靠重力流入塔内，故u可取0.5m/s 则D2=0.051m

根据国标GB163-87，选用83×3.5mm规格的管子 进料管直径D3

设计为泵输入，取u为1.6m/s 则D3计算得0.063m

根据GB163-87选用70×3mm规格的管子 塔底出料管直径D4

U一般取0.5-1.5m/s，此处取1.0m/s

则计算得D4=0.10m根据GB163-87，选用108×4mm规格的管子

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设计评述

因为苯—乙苯不能形成恒沸点的混合物，所以可直接采用传统的精馏法制备高纯度的乙苯溶液，本设计进行苯—乙苯的分离，采用直径为1.4米的精馏塔，选用效率较高、结构简单、加工方便的单溢流方式、并采用了弓形降液盘。

由于在设计过程中，对板式塔只有一个整体的直观认识以及简单的工作原理的了解，而对于设备中重要部件——塔板、管路等缺乏了解，查询了各种相关书籍，走了很多弯路，但终于通过自己努力解决了其中的难题。

在设计过程中，考虑到设计踏板所构成的板式塔，不但要具有应有的生产能力，满足工艺 要求，还要考虑到能耗，经济，污染等问题，为今后走向工作岗位很有价值。

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