苯—甲苯--精馏分离板式塔设计.doc

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）7000吨年操作周期300天年进料组成35%（质量分率，下同）塔顶产品组成99.8%塔底产品组成0.2%2、 操作条件操作压力 4 kPa （表压）进料热状态 泡点进料 单板压降 0.7 kPa 回流比： R=2Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、 设备型式 筛板精馏塔 4、 厂 址 荆 门 地 区 三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计 （1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算 （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、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。五、设计时间：四周注意事项：1、 写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、 每项设计结束后，列出计算结果明细表3、 图、表分别按顺序编号4、 按规定的时间进行设计，并按时完成任务四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书符号说明英文字母A阀孔的鼓泡面积m2Af 降液管面积 m2AT 塔截面积 m2b 操作线截距c 负荷系数（无因次）c0 流量系数（无因次）D 塔顶流出液量 kmol/hD 塔径 md0 阀孔直径 mET 全塔效率（无因次）E 液体收缩系数（无因次） 物沫夹带线 kg液/kg气F 进料流量 kmol/hF0 阀孔动能因子 m/sg 重力加速度 m/s2HT 板间距 mH 塔高 mHd 清液高度 mhc 与平板压强相当的液柱高度 mhd 与液体流径降液管的压降相当液柱高度 mhr 与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 mhf 板上鼓泡高度 mhL 板上液层高度 mh0 降液管底隙高度 mh02v堰上液层高度 mhp 与板上压强相当的液层高度 mh与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 mh2v溢液堰高度 mK 物性系数（无因次）Ls 塔内下降液体的流量 m3/sLw 溢流堰长度 mM 分子量 kg/kmolN 塔板数Np 实际塔板数NT 理论塔板数P 操作压强 PaP压强降 Paq 进料状态参数R 回流比Rmin最小回流比u 空塔气速 m/sw 釜残液流量 kmol/hwc 边缘区宽度 mwd 弓形降液管的宽度 mws 脱气区宽度 mx 液相中易挥发组分的摩尔分率y 气相中易挥发组分的摩尔分率z 塔高 m希腊字母相对挥发度粘度 Cp密度 kg/m3表面张力下标r 气相L 液相l 精馏段q q线与平衡线交点min最小max最大A 易挥发组分B 难挥发组分化工原理课程设计 -筛板塔的设计第一章 流程及生产条件的确定和说明第一节 概述流程示意图冷凝器塔顶产品冷却器苯的储罐苯 回流原料原料罐原料预热器精馏塔 回流 再沸器 塔底产品冷却器氯苯的储罐氯苯精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。塔设备按其结构形式基本可分为两类：板式塔和填料塔。其中，浮阀塔是内置一定数量的阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度，可以避免漏夜降低气速。浮阀塔保留了泡罩塔的操作弹性大的优点并且浮阀塔板的生产能力大于泡罩塔板。因此发展很快。所以做分离苯氯苯的课程选择了筛板塔。1.1设计方案简介 本设计任务为分离苯-甲苯混合物连续精馏。设计中采用泡点进料,将原料通过预热器加热至泡点送入精馏塔内.塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。12设计方案的确定和说明1.2.1装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔、原料预热器，精馏釜（再沸器）、冷凝器等设备。精馏过程按操作方式的不同，分为连续精馏和间接精馏两种流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续精馏为主。 精馏是通过物料在塔内的多次部分气化与多系部分冷凝实现分离的，热量自塔釜输入，由冷凝器将余热带走。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可采用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全凝器、分凝器全凝器两种不同的设置。工业上以采用全凝器为主，以便于准确地控制回流比。塔顶分凝器对上升蒸汽有一定的增浓作用，若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。总之，确定流程时要较全面、合理地兼顾设备、操作费用、操作控制及安全诸因素。1.2.2操作压力的选择精馏过程按操作压力不同，分为常压精馏、减压精馏和加压精馏。本实验采用的是常压精馏。1.2.3进料热状况的选择 精馏操作有五种进料热状况，进料热状况不同，影响塔内各层塔板的气、液相负荷。工业上多采用接近泡点液体进料和饱和液体（泡点）进料，通常用釜残液预热原料。若工艺要求减少釜塔的加热量，以避免釜温过高，料液产生聚合或结焦，则应采用气态进料。1.2.4加热方式的选择 精馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热，例如精馏釜残液中的主要组分是水，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接整齐加热，其优点是可以利用压力较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液浓度相应降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。1.2.5回流比的选择回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原因是使设备费和操作费用之和最低。设计时，应根据实际需要选定回流比，也可参考同类生产的经验值选定。必要时可选用若干个R值，利用吉利兰图（简捷法）求出对应理论板数N，作出NR曲线，从中找出适宜操作回流比R，也可作出R对精馏操作费用的关系线，从中确定适宜回流比R 第二章 塔内数据的计算表2.1 苯（A）甲苯（B）饱和蒸汽压（总压1.013*105Pa）温度/859095100105PA*/1051.1691.3351.5571.7922.042PB*/1050.4600.5400.6330.7430.860表2.2苯甲苯物系气液平衡数据x00.0580.1550.2560.3760.5080.6590.8301y00.1280.3040.4530.5960.7200.8300.9431表2.3苯甲苯部分温度下的密度温度/82.199.5A/m-3812.7793.1B/m-3807.9790.82.1.1 精馏塔的物料衡算(a)原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11/kmol甲苯的摩尔质量 MB=92.13/kmolxF=0.65/78.11/(0.65/78.11+0.35/92.13) = 0.686xD=0.998/78.11/(0.998/78.11+0.002/92.13) = 0.998xw=0.002/78.11/(0.002/78.11+0.998/92.13) = 0.002(b) 原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量MF= 0.686*78.11+(1- 0.686)*92.13=82.496/kmolMF= 0.998*78.11+(1- 0.998)*92.13=78.128/kmolMF= 0.002*78.11+(1- 0.002)*92.13=92.072/kmol（c）物料衡算原料处理量 F=7*106/（300*24*82.496）=11.785kmol/h总物料衡算11.785=D+W苯物料衡算11.785*0.686=D*0.998+W*0.002联立解得D= 3.692kmol/hW= 8.093kmol/h2.2 塔板数的确定2.2.1由苯甲苯物系气液平衡数据，绘出x-y图图1.1 图解法求理论板层数2.2.2）求最小回流比及操作回流比 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.686,0.686)作垂线ef极为进料线（q线），该线与平衡线交点坐标为：Ye=0.847 xe=0.683 故最小回流比为：Rmin=(xd-ye)/(ye-xe)=( 0.998-0.847)/( 0.849-0.683)= 0.914取操作回流比为：R=2Rmin=2*0.914=1.8282.2.3）求精馏塔气，液相负荷L=RD=1.828*3.692=6.745 kmol/hV=(R+1)D=(1.828+1)*3.692=10.441 kmol/hL=L+qF=6.745+11.785=18.53 kmol/hV=V=10.441 kmol/h2.2.4）求操作线方程2.2.4.1精馏段操作线方程为：yn+1=R xn /(R+1) +xD/(R+1) =0.646 xn+0.3532.2.4.2提留段操作线方程为：ym+1= L xm /( L- W) -WxW/( L- W) =1.767 xm -0.0022.2.5）图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如（图1.1）所示。求解结果为：总理论板层数NT=18(包括再沸器)进料板位置NF=7实际板层数求取精馏段实际板层数N精=6/0.6=10提留段实际板层数N提=11/0.6=18.33192.3精馏段的工艺条件及有关物性数据的计算2.3.1）操作压力计算塔顶操作压力 pD=101.3+4=105.3每层塔板压降 p=0.7 kPa进料板平均压降 pF=105.3+0.7*10=112.3 kPa精馏段平均压降 pm=(105.3+112.3)/2=108.8 kPa2.3.2）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温度, 其中苯，甲苯的饱和蒸汽压由安托万方程计算，塔顶温度tD=82.1进料板温度tF=99.5精馏段平均温度tm=(82.1+99.5)/2=90.82.3.3）平均摩尔质量的计算2.3.3.1塔顶平均摩尔质量的计算由xD=y1=0.998,查（图1.1）平衡曲线，得x1=0.992M VDm= 0.998*78.11+(1- 0.998)*92.13=78.128/kmolM LDm=0.992*78.11+(1- 0.992)*92.13 =78.2222 /kmol2.3.3.2进料板平均摩尔质量的计算由（图1.1）解理论板，得yF=0.812查（图1.1）平衡曲线，得xF=0.634M VFm=0.812*78.11+(1- 0.812)*92.13 =80.74576 /kmolM LFm=0.634*78.11+(1- 0.634)*92.13 =83.24132 /kmol2.3.3.3精馏段平均摩尔质量：M Vm=(78.128+80.74576)/2=79.43688/kmolM Lm=(78.2222+83.24132)/2=80.73176/kmol2.3.4)平均密度计算气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即： Vm=pm M Vm/RTm=108.8*79.43688/(8.314*(90.8+273.15)=2.8563 kg/m3液相平均密度的计算，即： 1/Lm=aA/A+aB/B塔顶液相平均密度计算。由tD=82.1，查手册得：A=812.7 kg/m3 B=807.9 kg/m31/LDm=0.998/812.7+0.02/807.9LDm=798.2369 kg/m32.3.4.4进料板液相品均密度的的计算由tF=99.5，查手册得：A=793.1 kg/m3 B=790.8 kg/m3进料板的液相质量分率aA=0.634*78.11/（0.634*78.11+(1- 0.634)*92.13）=0.5949LFm=792.1667 kg/m3精馏段平均液相密度为：Lm=（798.2369+792.1667）/2=795.2018 kg/m32.3.5液相平均表面张力计算液相平均表面张力计算，即：Lm = xii塔顶液相平均表面张力的计算：由tD=82.1，查手册得：A=21.24 mN/m B=21.42 mN/mLDm=0.998*21.24+(1-0.998)*21.42=21.24036 mN/m进料板液相平均表面张力的计算：由tF=99.5，查手册得：A=18.90 mN/m B=20.0 mN/mLFm=0.634*18.90+(1-0.634)* 20.0=19.3026 mN/m精馏段液相表面张力：Lm=(21.24036+19.3026)/2=20.27148 mN/m2.3.6液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lg Lm=xilg i塔顶平均粘度的计算由tD=82.1，查手册得：A=0.302 mPa*s B=0.306 mPa*slgLDm=0.998* lg (0.302)+(1-0.998)* lg (0.306)LDm=0.302 mPa*s进料板液相平均黏度的计算：由tF=99.5，查手册得：A=0.256 mPa*s B=0.265 mPa*slgLFm =0.634* lg (0.256)+(1-0.634)* lg (0.265)LFm =0.2593 mPa*s精馏段液相平均黏度：Lm =(0.302+0.2593)/2=0.281 mPa*s 精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.4塔径的计算2.4.1精馏段的气、液相体积流率为：VS=VMVm/3600Vm=10.441*79.43688/(3600*2.8563)= 0.08066LS=LMLm/3600Lm=6.745*80.73176/(3600*795.2018)= 0.00019由max= C*式中C由C= C20 ()0.2其中C20由图查取史密斯关联图图横坐标为： =（795.2018/2.8563）（1/2）*（0.00019/0.08066）=0.039304取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则：HT-hL=0.4-0.06=0.34m查图得C20=0.070 C=0.070*()0.2=0.070*=0.0701 max=C*=0.0701*=1.179203 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：=0.7*max=0.7*1.179203=0.825442D=0.352818按标准塔径圆整后为：D=0.4m塔截面积为：AT=0.785D2=0.785*0.42=0.1256 m2=0.08066/0.1256=0.6422 m/s2.4.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=（N精-1）HT=（10-1）*0.4=3.6 m提留段有效高度为：Z提=(N提-1)HT=（19-1）*0.4=7.2 m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8，故精馏塔的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=3.6+7.2+0.8=11.6 m3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算因塔径D=0.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形首页盘。各项计算如下：堰长lW=0.66D=0.66*0.4=0.264溢流堰高度hW：由hW=hL-hOW,选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即：近似值E=1，则=0.005357m取板上清夜层高度hL =60mm故hW=hL-hOW=0.06-0.005357=0.054643m弓形降液管宽度Wd和截面积Af:由=0.66,查图弓形降液管的参数得：=0.0722，=0.124，则=0.0722*0.1256=0.009068。=0.124*0.4=0.0496m依式验算液体在降液管中停留的时间，即：=19.07368s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0：取降液管底隙流速u0=0.08m/s,则：=0.008996m=0.054643-0.008996=0.0456470.006降液管底隙高度设计合理。塔板布置塔板的分块。因D400mm,故塔板采用整块式。边缘区宽度的确定：取=0.030m，=0.015m开孔区面积计算。开孔区面积计算，即：其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.2-(0.0496+0.030)= 0.1204mr= D/2-Wc=0.2-0.015=0.185m=0.053233m2筛孔计算及其排列。处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔正三角形排列，取中心距离t为：筛孔的正三角形排列T=3d0=3*5=15mm筛孔数目n为：n=273个开孔率为：=15.1%气体通过过筛孔的气速为：筛孔气速=0.08066/（0.101*0.053233）=15.0022 m/s筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力的计算。干板阻力由 计算， 由查图干筛孔的流量系数得故气体通过液层阻力的计算。气体通过液层阻力由查图充气系数关联图得=0.64故=0.64*（0.054643+0.005357）=0.0384m液体表面张力的阻力的计算。液体表面张力的所产生的阻力由式计算即：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即：气体通过每层塔板的压降为：液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式计算，即：故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内产生液泛，降液管内液层高苯-甲苯物系属一般物系，取，则：而板上不设进口堰，可由式计算，即：，故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图漏液线由得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表 漏液线计算结果由表 数据即可做出漏液线1。液沫夹带线以为限，求关系如下：由整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表 液沫夹带线计算结果由表 数据即可做出液沫夹带线 2。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：将有关数据代入整理，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表液泛线线计算结果由表 数据可作出液泛线5由图查得 故操作弹性为： 序号项目单位数值1平均温度90.82平均压力kPa108.83气相流量m3/s0.08064液相流量m3/s0.000195塔的有效高度m11.66实际塔板数297塔径m0.48板间距m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长m0.26412堰高m0.005413板上液层高度m0.0614堰上液层高度m0.005315降液管底隙高度m0.008916安定区宽度m0.03017边缘区宽度m0.01518开孔区面积m20.0532319筛孔直径m0.00520筛孔数目个27321孔中心距m0.01522开孔率%15.123空塔气速m/s0.8254424筛孔气速m/s15.002225稳定系数3.824226单板压降kPa0.44327负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带Kg液/kg气0.007330气相负荷上限m3/s0.0090731气相负荷下限m3/s0.00025532操作弹性4.7264第三章 提留段的工艺条件及有关物性数据的计算3.1.1进料板操作压力 pF=105.3+0.7*10=112.3 kPa每层塔板压降 p=0.7 kPa塔底平均压降 pw=105.3+0.7*19=118.6 kPa提留段平均压降 pm=(118.6+112.3)/2=115.45 kPa3.1.2）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温度, 其中苯，甲苯的饱和蒸汽压由安托万方程计算，塔底温度tW=126.0833进料板温度tF=99.5提留段平均温度tm=(126.0833+99.5)/2=112.79173.1.3）平均摩尔质量的计算塔底平均摩尔质量的计算由Xw=0.002,查（图11）平衡曲线，得M VWm= 0.002*78.11+(1- 0.002)*92.13=92.10196/kmolM LWm=0.0059*78.11+(1- 0.0059)*92.13 =92.04728 /kmol进料板平均摩尔质量的计算由（图11）解理论板，得yF=0.812查（图11）平衡曲线，得xF=0.634M VFm=0.812*78.11+(1- 0.812)*92.13 =80.74576 /kmolM LFm=0.634*78.11+(1- 0.634)*92.13 =83.24132 /kmol提留段平均摩尔质量：M Vm=(92.10196+80.74576)/2=86.42386/kmolM Lm=(92.04728 +83.24132)/2=87.6443/kmol3.1.4)平均密度计算3.1.4.1. 气相平均密度的计算由理想气体状态方程计算，即： Vm=pm M Vm/RTm=108.8*79.43688/(8.314*(90.8+273.15)=2.8563 kg/m33.1.4.2. 液相平均密度的计算，即： 1/Lm=aA/A+aB/B塔底液相平均密度计算。由tW=126.0833，查手册得：A=763.149 kg/m3 B=764.6444 kg/m31/LWm=0.002/763.149+0.998/764.6444LWm=764.6414 kg/m3进料板液相品均密度的的计算由tF=99.5，查手册得： A=793.1 kg/m3 B=790.8 kg/m3进料板的液相质量分率aA=0.634*78.11/（0.634*78.11+(1- 0.634)*92.13）=0.5949LFm=792.1667 kg/m3提留段平均液相密度为：Lm=（764.6414+792.1667）/2=778.4041 kg/m33.1.4.3液相平均表面张力计算液相平均表面张力计算，即：Lm = xii塔底液相平均表面张力的计算：由tW=126.0833，查手册得：A=15.32496 mN/m B=15.04982 mN/mLWm=0.002*15.32496+(1-0.002)* 15.04982=15.05037 mN/m进料板液相平均表面张力的计算：由tF=99.5，查手册得：A=18.90 mN/m B=20.0 mN/mLFm=0.634*21.24+(1-0.634)*21.42=21.3059 mN/m提留段液相表面张力：Lm=(15.05037+21.3059)/2=18.17814 mN/m3.1.4.4液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lg Lm=xilg i塔底平均粘度的计算由tW=126.0833，查手册得：A=0.186mPa*s B=0.180mPa*slgLWm=0.002* lg (0.186)+(1-0.002)* lg (0.180)LWm=0.180mPa*s进料板液相平均黏度的计算：由tF=99.5，查手册得：A=0.256 mPa*s B=0.265 mPa*slgLFm =0.634* lg (0.256)+(1-0.634)* lg (0.265)LFm =0.2593 mPa*s提留段液相平均黏度：Lm =(0.180+0.2593)/2=0.220mPa*s 3.2精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.2.1塔径的计算提留段的气、液相体积流率为：VS=VMVm/3600Vm=10.441*79.43688/(3600*2.8563)= 0.08066LS=LMLm/3600Lm=6.745*80.73176/(3600*792.1667)= 0.000191由max= C*式中C由C= C20 ()0.2其中C20由图查取史密斯关联图图横坐标为： =（795.2018/2.8563）（1/2）*（0.00019/0.08066）=0.039304取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则：HT-hL=0.4-0.06=0.34m查图得C20=0.070 C=0.070*()0.2=0.070*=0.0708max=C*=0.0708*=1.179203 m/s取安全系数为0.7，则空塔气速为：=0.7*max=0.7*1.179203=0.825442D=0.352818按标准塔径圆整后为：D=0.4m塔截面积为：=0.785*D2=0.785*0.42=0.1256u= 0.08066/0.1256=0.642197m/s3.2.2塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置的计算因塔径D=0.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形首页盘。各项计算如下：堰长lW=0.66D=0.66*0.4=0.264溢流堰高度hW：由hW=hL-hOW,选用平直堰，堰上液层高度hOW由式计算，即：近似值E=1，则=0.005357m取板上清夜层高度hL =60mm故hW=hL-hOW=0.06-0.005357=0.054643m弓形降液管宽度Wd和截面积Af:由=0.66,查图弓形降液管的参数得：=0.0722，=0.124，则=0.0722*0.1256=0.009068。=0.124*0.4=0.0496m依式验算液体在降液管中停留的时间，即：=19.07368s5s故降液管设计合理。降液管底隙高度h0：取降液管底隙流速u0=0.08m/s,则：=0.008996m=0.054643-0.008996=0.0456470.006降液管底隙高度设计合理。塔板布置塔板的分块。因D400mm,故塔板采用整块式。边缘区宽度的确定：取=0.030m，=0.015m开孔区面积计算。开孔区面积计算，即：其中x=D/2-(Wd+Ws)=0.2-(0.0496+0.030)= 0.1204mr= D/2-Wc=0.2-0.015=0.185m=0.053233m2筛孔计算及其排列。处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔正三角形排列，取中心距离t为：筛孔的正三角形排列T=3d0=3*5=15mm筛孔数目n为：n=273个开孔率为：=15.1%气体通过过筛孔的气速为：筛孔气速=0.08066/（0.101*0.053233）=15.0022 m/s筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力的计算。干板阻力由 计算， 由查图干筛孔的流量系数得故气体通过液层阻力的计算。气体通过液层阻力由查图充气系数关联图得=0.64故=0.64*（0.054643+0.005357）=0.0384m液体表面张力的阻力的计算。液体表面张力的所产生的阻力由式计算即：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即：气体通过每层塔板的压降为：液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量由式计算，即：故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内产生液泛，降液管内液层高苯-甲苯物系属一般物系，取，则：而板上不设进口堰，可由式计算，即：，故在本设计中不会发生液泛现象。塔板负荷性能图漏液线由得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表 漏液线计算结果由表 数据即可做出漏液线1。液沫夹带线以为限，求关系如下：由整理得 在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表表 液沫夹带线计算结果由表 数据即可做出液沫夹带线 2。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式得：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得：将有关数据代入整理，得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表液泛线线计算结果由表 数据可作出液泛线5由图查得 故操作弹性为： 序号项目单位数值1平均温度90.82平均压力kPa108.83气相流量m3/s0.08064液相流量m3/s0.000195塔的有效高度m11.66实际塔板数297塔径m0.48板间距m0.49溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长m0.26412堰高m0.005413板上液层高度m0.0614堰上液层高度m0.005315降液管底隙高度m0.008916安定区宽度m0.03017边缘区宽度m0.01518开孔区面积m20.0532319筛孔直径m0.00520筛孔数目个27321孔中心距m0.01522开孔率%15.123空塔气速m/s0.8254424筛孔气速m/s15.002225稳定系数3.824226单板压降kPa0.44327负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带Kg液/kg气0.007330气相负荷上限m3/s0.0090731气相负荷下限m3/s0.00025532操作弹性4.7264第四章 塔的附属设备接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。 =795Kg/ 则体积流量 管内流速则管径则管内径d=11mm进料管实际流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔顶液相平均摩尔质量,平均密度则液体流量取管内流速 则回流管直径 则管内直径d=5mm回流管内实际流速(3)塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则整齐体积流量：取管内蒸汽流速则 则实际管径d=356mm塔顶蒸汽接管实际流速(4)釜液排出管塔底w=8.093kmol/h 平均密度平均摩尔质量体积流量：取管内流速则则实际管径d=10mm塔顶蒸汽接管实际流速(5)塔釜进气管V=10.441 kmol/h 相平均摩尔质量塔釜蒸汽密度塔顶汽相平均摩尔质量则塔釜蒸汽体积流量：取管内蒸汽流速则则实际管径d=50mm塔顶蒸汽接管实际流速(6)法兰 由于常压操作，所有法兰