甲苯与乙苯的分离38页

1、化工原理课程设计 设计题目：甲苯乙苯分离过程精馏装置设计 姓 名： 许彦 学 号： 1010302132 班 级： B 应化102 指导老师： 吴俊&宋孝勇 设计时间： 2012.12.242013.1.6 第一部分 设计任务书一、设计题目筛板式精馏塔的设计 二、设计任务完成精馏塔的工艺设计；精馏塔设备设计；有关附 属设备的设计和选用；绘制工艺流程图；塔板结构简图和塔板负荷性能图；编制设计说明书。 三、设计条件 1、处理量： 2.2万（吨/年）。 2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为35%。 3、进料状态： 泡点进料 4、常压操作 5、回流液温度为塔顶蒸汽的露点6、间接蒸汽加

2、热、加热蒸汽压力为5 kgf/cm2 7、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压) 8、冷却水进口温度 9、分离要求：馏出液 A：96%，B：4% 釜残液 A: 3% , B: 97% 10、年开工时间： 300 （天）产品 11、完成日期： 2013 年 1 月 6 日 四、设计内容 （一）、工艺设计 1、选择工艺流程和工艺条件（要求画出工艺流程） 加料方式； 加料状态； 塔顶蒸汽冷凝方式； 塔釜加热方式； 塔顶塔底的出料状态； 塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。 2、精馏工艺计算 物料衡算确定各物料流量和组成； 经济核算确定适宜的回流比； 精馏塔实际塔板数。 （二）、精馏塔设备设计 1、选择

3、塔型和板型。采用板式塔，板型为筛板塔， 2、塔和塔板主要工艺结构的设计计算 3、塔内流体力学性能的设计计算； 4、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性 能图 5、有关具体机械结构和塔体附件的选定。 接管规格、筒体与封头、除沫器、裙座、吊柱、人孔、塔 的顶部空间、塔的底部空间。 接管规格：（1）进料管（2）回流管（3）塔釜出料管（4）塔顶蒸汽出料管（5）塔釜进气管（6）法兰 6、总塔高的计算：包括上、下封头、裙座高度、塔主体的 高度、塔的顶部空间、塔的底部空间五注意事项1写出详细的计算步骤，并注明选用数据的来源2每项设计结束后，列出计算明细表3设计说明要求字迹工整，装订成册上交六主

4、要参考资料1化工原理（上下）。姚玉英主编 天津科学技术出版社，20002化工原理黄少烈 邹华生 主编 高等教育出版社，2002目录第1节 设计方案简介.1 第2节 基础数据.4第3节 工艺计算.6第4节 设备计算.10第5节 筛板的流体力学验算 .16第6节 辅助设备.23第7节 自我小结.25第一节 设计方案简介1.1操作条件的确定1.1.1操作压力精馏操作可在常压、减压和加压下进行。塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增

5、加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。本设计采用常压蒸馏，塔顶压力为101.3kPa。1.1.2进料状态进料热状态以进料热状况参数q表达。进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q1；饱和液体（泡点）：q1；气、液混合物：0q1；饱和蒸气（露点）：q0；过热蒸气：q0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采

6、用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。本设计中已制定为冷进料。1.1.3加热方式蒸馏一般采用间接蒸汽加热，设置再沸器，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热以节省操作费用，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，故需在提留段增加塔板以达到生产要求。对于本设计采用间接加热方式。1.1.4回流比的选择影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实

7、际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。（1）先求出最小回流比Rmin，取操作回流比为最小回流比的1.12倍，即R（1.12）Rmin；（2）在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为；RRmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少

8、速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。1.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算

9、传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利

10、用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。

11、1.3精馏过程工艺流程图精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程时应考虑余热的利用，注意节能。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。塔顶冷凝装置根据生产情况决定采用分凝器或全凝器。一般塔顶分凝器对上升蒸汽虽有一定增浓作用，但在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确地确定回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器。本设计采用全凝气。甲苯乙

12、苯混合液原料到指定温度后送入精馏塔进料板，在进料板上与自塔上部下降的的回流液体汇合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每层板上，回流液体与上升蒸汽互相接触，进行热和质的传递过程。操作时，连续的从再沸器取出部分液体作为塔底产品，部分液体气化，产生上升蒸汽，一次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中被冷凝，并将部分冷凝液用泵送回塔顶作为回流液，其余部分经冷凝器冷凝后送出作为塔顶产品，经冷凝器冷却后送入贮槽。塔釜采用间接蒸汽和再沸器共热。塔底产品经冷却后送入贮槽。（流程图见附录） 第二节 基础数据2.1查阅文献，整理相关物理性数据表21 甲苯的物理性质分子质量：92.14 沸点：110.625温度() 密度（

13、kg/m3）汽化热（KJ）比热容（Kg/(mol.)黏度mPa.s表面张力110780.335.2390.1860.24518.41120770.032.6310.1910.22817.34130759.532.0040.1940.21316.27140748.831.3590.1980.20015.23表22 乙苯的物理性质分子质量：106.17 沸点：136.186温度() 密度（kg/m3）汽化热（KJ）比热容（Kg/(mol.)黏度mPa.s表面张力110785.837.5470.2170.27819.86120776.236.9360.2210.25918.81130766.636.

14、3120.2250.24217.81140756.735.6420.2290.22616.82 第3节 工艺计算一、精馏塔的物料衡算 (一)、原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 甲苯的摩尔质量MA=92.13 kg/kmol 乙苯的摩尔质量MB=106.16 kg/kmol （二）、原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.382992.13(10.3829)106.16=100.7879 /kmol MD=0.965192.13(10.9651)106.16=92.6196 kg/kmol MW=0.034492.13(10.0344)106.16=105.6774 kg/kmol（三）

15、、物料衡算 对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算可求得馏出液流率D及残液流率W。 进料流量F= 联立解得D=12.0299 kmol/h , W=18.2868 kmol/h二、塔板数的确定 （一）、理论板层数NT的求取 表1Antoine方程常数物质ABC温度范围甲苯6.079541344.8219.4826137乙苯6.082081424.255213.0626163 表2t/110.62113116119122101.3089 108.3452 117.7550 127.7931 138.4878 48.0712 51.7611 56.7318 62.0770

16、 67.8163 x1.0000 0.8755 0.7303 0.5969 0.4738 y1.0000 0.9364 0.8490 0.7530 0.6477 t/125128131134136.324149.8675 161.9614 174.7988 188.4096 199.5043 73.9700 80.5590 87.6044 95.1280 101.2991 x0.3601 0.2548 0.1571 0.0662 0.0000 y0.5327 0.4074 0.2710 0.1231 0.0000 1、甲苯、乙苯的温度-组成 甲苯-乙苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 根

17、据（A、B、C为Antoine方程常数由手册已查得如表1）求得一系列温度下甲苯和乙苯的蒸气压、。 再根据泡点方程和露点方程得到各组t-x(y)数据（如表2），绘出甲苯、乙苯的温度-组成图（如图1）及平衡曲 线（如图2）。 图 1 2、确定操作的回流比R 因q=1、xe=xf=0.3829在xy图上查得ye=0.4996。故有： 而一般情况下R=(1.12)Rm ,考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍。 即：R=2Rm=5.8189 图2 3、求操作线方程 精馏段操作线方程为： L=RD=5.818912.0299=70.0008 kmol/h 提馏段操作线方程

18、为 4、图解法求理论板层数 精馏段操作线为经过点a(0.9913,0.9913)、c(0,0.1454)的直线，与q线交与点d,而提留段操作线为经过点d、b(0.0115,0.0115)两点的直线。在x-y图中绘出精馏段操作线、提留段操作线、q线，并绘出梯级（如图2）。 图解得总理论塔板数NT=19.11191=18.1119块（不含再沸器）。其中精馏段NT1=9块，提馏段NT2=9.1119块，第10块为加料板位置。（二）、实际塔板数Np的求取 精馏段：Np1=NT1/0.6=15，取Np1=15块； 提留段：NP2=NT2/0.6=15.1865；取Np2=16块； 总塔板数：NP=Np1

19、+Np2=31块。（一）、操作压力计算 塔顶操作压力 ：PD101.34= 105.3 kPa 每层塔板压降 ：取P0.7 kPa 进料板压力 ：PF105.30.715115.8 kPa 塔底操作压力 ：PW115.80.716127 kPa 精馏段平均压力：Pm1（105.3115.8）/2110.55 kPa 提馏段平均压力：Pm2（115.8127）/2121.4 kPa（二）、操作温度计算 查温度-组成图可得相应温度如下： 塔顶温度 ：TD110.783 进料板温度 ：TF125.817 塔底温度 ：TW136.983 精馏段平均温度 ：Tm1（110.783125.817）/2 =

20、 118.301 提馏段平均温度 ：Tm2（125.817136.983）/2 = 131.40 （三）、平均摩尔质量计算 1、塔顶平均摩尔质量计算 由y1=xD=0.9651,查平衡曲线得x1=0.9825 2、进料板平均摩尔质量计算 由 xF0.3829，查平衡曲线得yF0.4996 3、塔底平均摩尔质量计算 由 xW0.0344，查平衡曲线得yW0.01151 4、精馏段平均摩尔质量 5、提馏段平均摩尔质量 （四）、平均密度计算 1、气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即 2、液相平均密度计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度（如表3），将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲

21、苯、乙苯的温度-密度曲线图（如图3）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的密度可用下式求得： 甲苯A=-1.0245T892.00 ， 乙苯 B=-0.9521T889.84 而液相平均密度用计算（ 式中表示质量分数）。 液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度 T/60708090100 kg/m3甲 苯829.3819.7810800.2790.3乙 苯831.8822.8813.6804.5795.2温度 T/110120130140150 kg/m3甲 苯780.3770759.5748.8737.8乙 苯785.8776.2766.6756.7746.6 表3 图3 、塔顶液相

22、平均密度的计算 由TD110.783 得： DA=-1.0245110.783892.00=778.5028 kg/m3 DB=-0.9521110.783889.84=784.3635 kg/m3 、进料板液相平均密度的计算 由TF125.817 得： FA=-1.0245125.817892.00=763.1005 kg/m3 FB=-0.9521125.817889.84=770.0496 kg/m3 进料板液相的质量分率 、塔底液相平均密度的计算 由TW136.983 得： WA=-1.0245136.983892.00=751.6609 kg/m3 WB=-0.9521136.983

23、889.84=759.4184 kg/m3 、精馏段液相平均密度 Lm1=(DmFm)/2=（778.561767.9516）=773.2563 kg/m3 、精馏段液相平均密度 Lm2=(FmFWm)/2=（767.9516759.34）=763.6458 kg/m3（五）、液体平均表面张力计算 由于已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（如表4），将其以T为x轴、为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-表面张力曲线图（如图4）。故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的表面张力可用下式求得： 甲苯 A=-0.1053T30.095 乙苯 B=-0.1016T31.046 而液相平均表面张

24、力用计算 表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T60708090100表面张力(mN/m)甲苯23.9422.8121.6920.5919.49乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T110120130140150表面张力 (mN/m)甲苯18.4117.3416.2715.2314.19乙苯19.8318.8117.8116.8215.83 图4 1、塔顶液相平均表面张力的计算 由 TD110.783 得： DA=-0.1053110.78330.095=18.4296 mN/m DB=-0.1016110.78331.046=19.7904 mN/m Dm=

25、0.982518.4296(1-0.9825)19.7904=18.4534mN/m 2、进料板液相平均表面张力的计算 由TF125.817 得： FA=-0.1053125.81730.095=16.8465 mN/m FB=-0.1016125.81731.046=18.2630 mN/m Fm=0.330616.8465（10.3306）18.2630=17.7947 mN/m 3、塔底液相平均表面张力的计算 由 TW136.983 得： WA=-0.1053136.98330.095=15.6707 mN/m WB=-0.1016136.98331.046=17.1285 mN/m W

26、m=0.011515.6707(1-0.0115)17.1285=17.1118 mN/m 4、精馏段液相平均表面张力 Lm1=(DmFm)/2=（18.453417.7947)/2=18.1241mN/m 5、提馏段液相平均表面张力 Lm2=(FmWm)/2=（17.794717.1118)/2=17.4532 mN/m（六）、液体平均粘度计算 表5甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（）温度 T/60708090100粘度（mPas）甲苯0.3730.340.3110.2860.264乙苯0.4260.3880.3540.3250.3温度 T/110120130140150粘度（mPas）甲苯0.

27、2450.2280.2130.20.188乙苯0.2780.2590.2420.2260.213 图5 已查得液相甲苯、乙苯在某些温度下的粘度（如表5），将其以T为x轴为y轴分别绘制出甲苯、乙苯的温度-粘度曲线图（如图5）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的粘度可用下式算得：甲苯 ：=1.210-5T20.0046T0.6010 乙苯 ：=1.410-5T20.0053T0.6896 液相平均粘度用lgLm=xilgi计算 1、塔顶液相平均粘度的计算 由TD110.783 得 ： DA=1.210-5110.78320.0046110.7830.6010 DA=0.2387 mP

28、as DB=1.410-5110.78320.0053110.7830.6896 DB=0.2743 mPas lgDm=0.9825lg(0.2387)(1-0.9825)lg(0.2743) 解出Dm=0.2393 mPas 2、进料板液相平均粘度的计算 由TF125.817 得 ： FA=1.210-5125.81720.0046125.8170.6010 FA= 0.2122 mPas FB=1.410-5125.81720.0053125.8170.6896 FB= 0.2444 mPas lgFm=0.3306lg(0.2122)(1-0.3306)lg(0.2444) 解出Fm=

29、 0.2332 mPas 3、塔底液相平均粘度的计算 由TW136.983 得 ： WA=1.210-5136.98320.0046136.9830.6010 WA=0.1961 mPas WB=1.410-5136.98320.0053136.9830.6896 WB=0.2263 mPas lgWm=0.0115lg(0.1961)(1-0.0115)lg(0.2263) 解出Wm=0.2259 mPas 4、精馏段液相平均粘度 Lm1=(0.2393+0.2332)/2=0.2363 mPas 5、提馏段液相平均粘度 Lm2=(0.23320.2259)/2=0.2296 mPas四、精

30、馏塔的气、液相负荷计算（一）、精馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率：V=(R+1)D=(5.8189+1)12.0299=82.0307kmol/h 汽相体积流量： 汽相体积流量： 液相回流摩尔流率：L=RD=5.818912.0299=70.0012 kmol/h 液相体积流量： 液相体积流量：（二）、提馏段气、液相负荷计算 汽相摩尔流率： 汽相体积流量 汽相体积流量 液相回流摩尔流率： 液相体积流量： 液相体积流量：第四节 设备计算 （一）、塔径的计算 1、 精馏段塔径的计算 取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度 0.06m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子：

31、最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：1=0.7F1=0.95064 m/s 估算塔径 ：，按标准塔径圆整后取塔径D1 m。塔截面积为 AT1=0.785D2=0.78512=0.785 m2 2、 提馏段塔径的计算 取板间距HT=0.50m，取板上清液层高度 0.06m。 液气动能参数 ： 查Smith通用关联图得 负荷因子： 最大允空塔气速： 取适宜空塔气速：2=0.7F=0.84223 m/s 估算塔径 ：，为加工方便，圆整取，即上下塔段直径保持一致. 塔截面积为 AT2=0.785D2=0.78512=0.785 m2 表6 板间距与塔径的关系塔径D/mm30050050080080016

32、0016002400板间距HT/mm200，250，300250，300，350300，350，400，450，500400，450，500，550，600（二）、精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： Z精=( Np1-1)HT=(15-1) 0.5=7 m 提馏段有效高度： Z提=( Np2-1)HT=(16-1) 0.5=0.75 m 在进料板上方开一人孔HT，其高度为0.5 m 故精馏塔的有效高度Z =Z精Z提0.5=77.50.5=15 m六、塔板主要工艺尺寸的计算 (一)、溢流装置计算 1、精馏段溢流装置计算 因塔径D1 m，可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下

33、： 、堰长： 取 、溢流堰高度hw1 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E1=1.031，对于平直堰，堰上液层高度hOW1可由Francis经验公式计算得： hOW应大于6mm，本设计满足要求，板上清液层高度 60mm ，故 、弓形降液管宽度Wd1和截面积Af1 由查弓形降液管的参数图得： 液体在降液管中停留时间： 故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho1 取降液管底隙的流速则 （不宜小于0.020.025 m，满足要求）hW1-ho1=44.2-34.86=9.34 mm6 mm故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 2、提馏段溢流装置计算 因塔径D1 m，

34、可选用单溢流弓形降液管平直堰，采用凹形液盘。各项计算如下： 、堰长： 取 、溢流堰高度hw2 由；，根据液流收缩系数图可查得液流收缩系数E2=1.081，对于平直堰，堰上液层高度hOW2由Francis经验公式计算： hOW应大于6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 60mm ，故、弓形降液管宽度Wd2和截面积Af2 因=，塔径D相同故Wd2=Wd1=0.11 m，Af2=Af1=0.07065 m2 液体在降液管中停留时间：故降液管设计合理。 、降液管底隙高度ho2 取降液管底隙的流速则 (满足要求） 故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度取=50mm。 （二）、塔板布置 1、

35、精馏段塔板布置 、塔板的分块 因D1800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 表7 塔板分块数与塔径的关系塔径D/mm8001200140016001800200022002400塔板分块数 3 4 5 6 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m ；取无效边缘区：Wc1=0.05 m。 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa按计算 其中x1=D/2-(Wd1Ws1 )= 0.5-(0.11+0.06)=0.33 m r1 = D/2-Wc1 =0.5-0.05=0.45 m 故 、筛孔计算及其排列 本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3 mm（一般的厚度为34mm）碳

36、钢板，取筛孔直径 d015 mm（工业生产中孔径一般在310mm之间，45mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为 t13d013 515mm（通常采用2.55倍孔直径的中心距） 。 筛孔数目： 开孔率为：（开孔率一般在515%之间,满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速： 2、提馏段塔板布置 、塔板的分块 因D2800mm，故塔板采用分块式。塔板分为3块。 、破沫区(安定区)宽度、无效边缘区确定 取破沫区宽度：=0.06 m 取无效边缘区：Wc2=Wc1=0.05 m 、开孔区面积计算 开孔区面积Aa2=Aa1=0.5353 m2 、筛孔计算及其排列 同样选用3 mm碳钢板

37、，筛孔直径 d02=d015 mm，按正三角形排列，孔中心距t为 t2=t13d013 515mm。 筛孔数目：n2=n1=2755个 开孔率为： （满足要求） 每层塔板开孔面积： 气体通过筛孔的气速：表8 单流型塔板某些参数推荐值 塔径D/mm塔截面积AT/m2（Ad/AT）/% lW/D 弓形降液管降液管面积Ad/mm2堰长lW/mm堰宽bD/mm 800 0.05277.227 10.0 14.20.661 0.726 0.800529，581，640100 125 1600.0363 0.0502 0.0717 1000 0.78546.8 9.8 14.20.650 0.714 0.

38、800650 714 800120 150 2000.0534 0.0770 0.1120 1200 1.13107.22 10.2 14.20.661 0.730 0.800794 876 960150 290 2400.0816 0.1150 0.1610七 、 筛板的流体力学验算 (一) 、塔板压降 1、精馏段的塔板压降 、干板阻力hc1计算 干板阻力hc1由 计算 d01/5/31.6667，由孔流系数图查得孔流系数C010.8011 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查充气系数图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力

39、的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 2、提馏段的塔板压降 、干板阻力hc2计算 干板阻力hc2由 计算 d02531.6667，查得孔流系数C020.8011 故 、气体通过板上液层的压降 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： 动能因子： 查图得充气系数：（一般可近似取）。 故 、液体表面张力的阻力计算 液体表面张力所产生的阻力由计算 、气体通过每层塔板的液柱高度hp可按下式计算，即 气体通过每层塔板的压降为 ： （满足工艺要求）。 (二)、 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小

40、，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (三)、 液沫夹带 液沫夹带量可用式计算： 精馏段液沫夹带量 提馏段液沫夹带量: （验算结果表明产生的雾沫夹带量在本设计范围内允许） (四) 、漏液 对筛板塔，漏液点气速(下限气速)uOM可由下式计算，即 精馏段： 实际孔速uo112.4337 m/suOM1 稳定系数为K1=uo1/uOM1=12.4337/5.82693=2.1341.5 提馏段： 实际孔速uo211.41613 m/suOM2 稳定系数为K2=uo2/uOM2=11.41613/5.4372=2.11.5 （故在本设计中无明显漏液）。 (五) 、液泛 为防止塔内发

41、生液泛，降液管内液层高Hd应服从Hd(HT+hW) 苯一甲苯物系属一般物系，取0.5，则 (HT+hW)=0.5(0.50+0.04394)=0.27197 m 而Hd=hP+hL+hd，板上不设进口堰，本设计采用平直堰=0，hd可由计算，即 精馏段： 故Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m液柱 。 提馏段： 故Hd2=0.08805+0.06+0.00612=0.1542 m液柱 。 因Hd1和Hd2都小于(HT+hW),故在本设计中不会发生液泛现象。 通过流体力学验算，可认为精馏段和提馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选及，进行优

42、化设计，在此不再赘叙。 第6节 辅助设备.6.1冷凝器的设计一、确定设计方案 1、选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度110.783，以饱和温度流出换热管；冷流体进口温度30，出口温度70。估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。 2、流动空间及流速的确定 为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。选用252.5的碳钢管，管内流速取u=0.5m/。 二、确定物性数据 1、定性温度：可取流体进、出口温度的平均值。 壳程流体的定性温度为 ： 管程水的定性温度为 ： 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2、壳程流体在

43、110.783下的有关物性数据如下： 密 度 ： 1= 778.561 kg/m3 定压比热容 ： cp1= 2.02345 kJ/(kg) 导热系数 ： 1= 0.113119 W/(m) 粘 度 ： 1=Dm=0.0002393 Pas 3、循环冷却水在50下的物性数据： 密 度 ：=988.1 kg/m3 定压比热容 ：cp=4.174 kJ/(kg) 导热系数 ：=0.648 W/(m) 粘 度 ：=0.000549 Pas三、热计算负荷 1、壳程液流量 由精馏塔的设计计算可知： 汽相摩尔流率：V=82.0307 kmol/h 塔顶汽相平均摩尔质量：MVDM=92.25 kg/kmol

44、 壳程液流量 ：ms1=VMVDM=7567.504 kg/h =2.1021 kg/s 2、壳程流体的汽化潜热 根据已查得的汽相甲苯、乙苯在某些温度下的汽化潜热（如表），将其以T为x轴、r为y轴绘制出温度-汽化潜热两条曲线（如图）。 故甲苯、乙苯纯组分在本设计所涉及的温度范围内的汽化潜热可用下式算得： 表 10 汽化潜热与温度的关系温度 T406080100120140160180甲苯KJ/kg402.1391379367.1354.2340.3325.5309.4乙苯390.1380.3370359.3347.9335.9323.2309.5 图 8 甲苯 ：r=-0.001T20.4373T420.92 乙苯 ：r=0.0008T20.3999T407.22 由T=110.783 可计算出相应的汽化潜热： 3、热负荷 热负荷：Q=ms1rm=2.1021360.1399=757.0501 KW（忽略热损失） 6.2换热器的工艺结构尺寸 1、换热管及管内流速的选择 根据我国目前的系列标准，本设计固定管板式式换热器选用管径为25mm2.5mm的碳钢管，管内流速取u=0.5 m