甲苯乙苯的精馏工艺项目设计方案

1、甲苯 - 乙苯的精馏工艺项目设计方案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： 27000 （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 30%。3 、进料状态： 泡点进料4 、料液初温 ： 35 5 、冷却水的温度： 30 6 、饱和蒸汽压强： 2.5Kgf/cm 2（1Kgf/cm 2=98.066）KPa7 、精馏塔塔顶压强 : 4 KPa（ 表压 ）8 、单板压降不大于 0.7 k

2、Pa9 、总塔效率为 0.610 、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于 99%（质量分数 ）, 塔底的甲苯含量不大于 1%（质量分数 ）11 、年开工时间： 7200 （小时）12 、完成日期： 2009 年 12 月 12 日13、 厂址：湖北荆门地区（大气压为 760mmH）g 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 、

3、选择塔型和板型。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（三）、附属设备的设计与选型1 、换热器选型。对原料预热器、塔底再沸器、塔顶产品冷却器等进行选型。2 、塔顶

4、冷凝器设计选型。根据换热量，回流管内流速，冷 凝器高度，对塔顶进行选型设计。四）、设计结果汇总 五）、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 六）、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论第二部分精馏塔的设计、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/kmolxF0.3/92.130.3/92.13 0.7/106.160.3306xD0.99/92.130.99/92.13 0.01/106.160.9913xW0.01/92.130.01/92.13 0.99/106.160.0115二）、原料

5、液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F=0.3306 92.13 (10.3306) 106.16=101.5217 /kmolM D=0.9913 92.13 (1 0.9913) 106.16=92.2521 kg/kmolM W=0.0115 92.13 (1 0.0115) 106.16=105.9987 kg/kmol三）、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。3进料流量 F=27000 10 /（300 24） 36.9379 kmol/h101.5217F D W D W 36.9379FxF DxD W

6、xW0.9913 D 0.0115W 36.9379 0.3306联立解得 D=12.0299 kmol/h , W=24.9080 kmol/h、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/ 110.62113116119122PAo101.3089 108.3452117.7550 127.7931138.4878PBo48.071251.761156.731862.077067.8163x1.00000.87550.73030.5

7、9690.4738y1.00000.93640.84900.75300.6477t/ 125128131134136.324PAo149.8675 161.9614174.7988 188.4096199.5043PBo73.970080.559087.604495.1280101.2991x0.36010.25480.15710.06620.0000y0.53270.40740.27100.12310.00001 、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。根据 lgp0 A B （A、B、C为 Antoine 方程常数由手册已查得 tC如表 1）求得一系列温

8、度下甲苯和乙苯的蒸气压 PAo 、PBo 。再根据泡点方程 x P0 PB0 和露点方程 y PAx 得到各组 t-x（y） PA0 PB0P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、确定操作的回流比 R 因 q=1、xe=xf=0.3306 在 xy 图上查得 ye=0.4996 。故有：Rm x D - ye0.9913 0.4996 2.90947ye xe0.4996 0.3306而一般情况下 R=（1.1 2）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23

9、、求操作线方程精馏段操作线方程为： yn 1 R xn x D 0.8533xn 0.1454 n 1 R 1 n R 1 nL=R D=5.8189 12.0299=70.0008 kmol/h提馏段操作线方程为 ym 1 L qF xm- WxW1.3036xm - 0.0027L qF-W L qF-W4、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

10、）。图解得总理论塔板数 NT=19.1119 1=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+Np2=31 块。三、塔的操作工艺条件及相关物性数据的计算（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：PW

11、115.80.716127 kPa精馏段平均压力： Pm1（105.3115.8）/2 110.55 kPa提馏段平均压力： Pm2（ 115.8 127）/2 121.4 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 = 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=0.9913, 查平衡曲线得 x1=0.

12、9825M VDm 0.9913 92.13 (1 0.9913) 106.16 92.2521 kg/kmolM LDm 0.9825 92.13 (1 0.9825) 106.16 92.3755 kg/kmol2 、进料板平均摩尔质量计算由 xF0.3306 ，查平衡曲线得 yF0.4996M VFm 0.4996 92.13 (1 0.4996) 106.16 99.1506 kg/kmolM LFm 0.3306 92.13 (1 0.3306) 106.16 101.5217 kg/kmol3 、塔底平均摩尔质量计算由 xW0.0115 ，查平衡曲线得 yW0.01151M VWm

13、 0.01151 92.13 1 0.01151 106.16 105.9985 kg/kmolM LWm 0.0115 92.13 1 0.0115 106.16 105.9987 kg/kmol4 、精馏段平均摩尔质量M Vm1 (92.2521 99.1506)/ 2 95.7014 kg/kmolM Lm1 ( 92.3755 101.5217)/ 2 96.9486 kg/kmol5 、提馏段平均摩尔质量M Vm2 (99.1506 105.9985)/ 2 102.57455 kg/kmolM Lm2 (101.5217 105.9987 )/2 103.7602 kg/kmol四

14、) 、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Vm1Vm2Pm1M Vm1RTm1Pm2M Vm2RTm2110.55 95.70148.314 (118.301 273.15)121.4 102.574558.314 (131.4 273.15)3.2508 kg/m3.7023 kg/m2 、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=-1.0245T 892.00 ， 乙苯B=-0

15、.9521T889.84而液相平均密度用 1 aA aB 计算（式中 a表示质量分数）。 mAB表3液相甲苯、乙苯在某些温度下的密度温度T/ 60708090100甲苯829.3819.7810800.2790.3kg/m3乙苯831.8822.8813.6804.5795.2温度T/ 110120130140150甲苯780.3770759.5748.8737.8kg/m3乙苯785.8776.2766.6756.7746.6图3 、塔顶液相平均密度的计算由 TD110.783 得： DA=- 1.0245 110.783 892.00=778.5028 kg/m DB=- 0.9521 1

16、10.783 889.84=784.3635 kg/m1DmaDAaDBDA DB0.99 0.01778.5028 784.36353Dm 778.561kg/ m 3 、进料板液相平均密度的计算由 TF125.817 得：FA=- 1.0245 125.817 892.00=763.1005 kg/mFB=-0.952 1125.8 17889.84=770.0496 kg/m进料板液相的质量分率1aFA aFBFm FA FB0.3 0.7763.1005 770.0496Fm 767.9516kg/m3 、塔底液相平均密度的计算由 TW 136.983 得： WA=- 1.0245 1

17、36.983 892.00=751.6609 kg/m WB=- 0.9521 136.983 889.84=759.4184 kg/mWmaWAaWBWA WB0.01 0.99751.6609 759.41843Wm 759.34 kg/m 、精馏段液相平均密度Lm1=( Dm Fm)/2=778.561 767.9516)=773.2563 kg/m 、精馏段液相平均密度3 Lm2=（ Fm FWm）/2= （ 767.9516 759.34 ） =763.6458 kg/m（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

18、、 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=-0.1053T 30.095乙苯B=-0.1016T 31.046n而液相平均表面张力用 Lmxi i 计算i1表4甲苯、乙苯在某些温度下的表面张力（）温度 T 60708090100表面张力甲苯23.9422.8121.6920.5919.49(mN/m)乙苯25.0123.9622.9221.8820.85温度 T 110120130140150表面张力甲苯18.4117.3416.2715.2314.19(mN/m)乙苯19.8318.

19、8117.8116.8215.83图41 、塔顶液相平均表面张力的计算由 T D110.783 得：DA=-0.1053110.78330.095=18.4296 mN/mDB=-0.1016110.78331.046=19.7904 mN/mDm=0.982518.4296 (1-0.9825) 19.7904=18.4534mN/m2 、进料板液相平均表面张力的计算由 TF 125.817 得：FA=-0.1053125.81730.095=16.8465 mN/mFB=-0.1016125.81731.046=18.2630 mN/mFm=0.330616.8465 (10.3306)1

20、8.2630=17.7947 mN/m3 、塔底液相平均表面张力的计算由 T W 136.983 得：WA=-0.1053136.98330.095=15.6707 mN/mWB=- 0.1016 136.983 31.046=17.1285 mN/mWm=0.011515.6707（1-0.0115） 17.1285=17.1118 mN/m4 、精馏段液相平均表面张力Lm1=（ DmFm）/2= （18.4534 17.7947）/2=18.1241mN/m5 、提馏段液相平均表面张力Lm2=（FmWm）/2= （17.7947 17.1118）/2=17.4532 mN/m 六）、液体平

21、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0.2450.2280.2130.20.188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 ： =1.2 10-5T20.0

22、046T0.6010乙苯 ： =1.4 10-5T20.0053T0.6896液相平均粘度用 lg Lm=xilg i 计算1 、塔顶液相平均粘度的计算由 TD110.783 得 ：DA=1.2 10-5 110.783 20.0046110.7830.6010 DA=0.2387 mPas-5 2DB=1.4 10-5 110.783 20.0053110.7830.6896 DB=0.2743 mPaslg Dm=0.9825lg( 0.2387) (1-0.9825 ) lg( 0.2743)解出 Dm=0.2393 mPas2 、进料板液相平均粘度的计算由 TF125.817 得 ：-

23、5 2FA=1.2 10-5 125.817 20.0046125.8170.6010FA= 0.2122 mPasFB=1.4 10-5 125.817 20.0053125.8170.6896FB= 0.2444 mPaslg Fm=0.3306lg( 0.2122) (1-0.3306 ) lg( 0.2444)解出 Fm= 0.2332 mPas3 、塔底液相平均粘度的计算由 TW 136.983 得 ：-5 2WA=1.2 10-5 136.983 20.0046136.9830.6010 WA=0.1961 mPasWB=1.4 10-5 136.983 20.0053136.98

24、30.6896 WB=0.2263 mPaslg Wm=0.0115lg( 0.1961) (1-0.0115 ) lg( 0.2263)解出 Wm=0.2259 mPas4 、精馏段液相平均粘度 Lm1=(0.2393+0.2332)/2=0.2363 mPas5 、提馏段液相平均粘度Lm2=(0.2332 0.2259)/2=0.2296 mPas四、精馏塔的气、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： Vs1VM vm182.0307 95.70140.6708 m 3/

25、s3600 Vm13600 3.2508汽相体积流量： Vh13600Vs12414.9295 m3/h液相回流摩尔流率：L=RD=5.818912.0299=70.0012 kmol/h液相体积流量： L s1LM Lm170.0012 96.9486 0.00244 m3/s3600 Lm13600 773.2563液相体积流量： L h13600 Ls18.7765 m3/h二）、提馏段气、液相负荷计算汽相摩尔流率： VV 1 q FV 80.0307 kmol/h汽相体积流量 Vs2VMVm2 80.0307 102.57455 0.6159 m3/s600 Vm23600 3.702

26、3汽相体积流量 Vh2 3600V s2 2217.3009 m3/h液相回流摩尔流率：L L qF70.0012 1 36.9379106.9391 kmol/h液相体积流量： Ls2L M Lm2106.9391 103.76020.00404 m3/s3600 Lm23600 763.6458液相体积流量： Lh23600L s214.5303 m3/h五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算一）、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hL 0.06m。液气动能参数PF1Ls1Vs11Lm1 2 0.00244 0.6708Vm11773.2563 2 0.0

27、5613.2508查 Smith 通用关联图得 C200.0900负荷因子： C1 C200.2Lm1200.09018.12410.20.08824 m/s20最大允空塔气速：F1 C1Lm1 Vm10.08824773.2563-3.2508 1.35805 m/sVm13.2508取适宜空塔气速： 1=0.7 F1=0.95064 m/s估算塔径 ：D1 0.7V8s150.67080.785 0.950640.9481m ，按标准塔径圆整后取塔径 D 1 m。塔截面积为 A T1=0.785D2=0.785 12=0.7852 、 提馏段塔径的计算取板间距 HT=0.50m，取板上清液

28、层高度hL 0.06m。液气动能参数 ： PF2 LVs21/2s2 Lm2 0.004040.6159Vm21/2763.6458 0.094213.7023查 Smith 通用关联图得 C20 0.0863负荷因子： C2 C200.2Lm2 0.08632017.4532200.20.08398 m/s最大允空塔气速：F2C2Lm2 Vm20.08398763.6458 -3.70231.20318 m/sVm23.7023取适宜空塔气速：2=0.7 F=0.84223 m/s估算塔径 ：D2Vs20.61590.785 0.785 0.842230.9652 m ，为加工方便，圆整取

29、D 1m ，即上下塔段直径保持一致 .塔截面积为 A T2=0.785D2=0.785 12=0.785 m2表 6 板间距与塔径的关系 塔径 D/mm300 500500800800160016002400板间距200， 250，250，300，300， 350 ，400， 450，HT/mm300350400，450，500500，550，600二)、精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度： Z精=( N p1-1)H T=(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

30、的有效高度 Z = Z精 Z提 0.5=7 7.5 0.5=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：、堰长 lW1： 取lW1 0.7D 0.7 1 0.7m 、溢流堰高度 hw1由 L h21.5 8.7726.55 21.4080； lW1 0.7 ，根据液流收缩系数图可查得液 lW12.5 0.72.5D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：2.84 Lh18.7765 2/3 0.0158m 15.

31、8mmhOW1E1 h1 0.00284 1.031 0.0158m 15.8mmOW1 1000 1 lW10.7h OW应大于 6mm，本设计满足要求， 板上清液层高度 hL 60mm， 故 hW1 hL hOW1 60 -15.8 44.2 mm 、弓形降液管宽度 Wd1 和截面积 Af1由 lW1 /D 0.7查弓形降液管的参数图得：Wd1D0.11Wd1 1 0.11 0.11mA f1A T10.092A f1 0.09 0.785 0.07065 m2液体在降液管中停留时间：A f1H TLs10.07065 0.50.0024414.4893 s 5s 故降液管设计合理。、降液

32、管底隙高度 ho1取降液管底隙的流速 0 0.10 m/s则 ho1 Ls1 0.00244 0.03486 mlW1 0 0.7 0.1（ ho不宜小于 0.02 0.025 m ，满足要求）hW1-h o1=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 hW =50mm。2 、提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：、堰长 lW2 ： 取 lW2 lW1 0.7m 、溢流堰高度 hw2由 L h22.5 14.532.053 35.4429 ；lW2 0.7 ，根据液流收缩系数图可查得l

33、W2 0.7 D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：2/3 2/3hOW2 2.84 E2 Lh20.00284 1.081 14.5303 0.023188 mOW2 1000 2 lW2 0.7h OW应大于 6mm，本设计满足要求 ，板上清液层高度 hL 60mm，故hW2 hL hOW2 60- 23.188 36.812 mm 、弓形降液管宽度 Wd2 和截面积 Af22 因 lW2=lW1，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： 2 A f2

34、HT 0.07065 0.5 8.744 s 5s 故L s20.00404降液管设计合理。 、降液管底隙高度 ho2取降液管底隙的流速 0 0.20m/s 则ho2 Ls2 0.00404 0.02886 m （ 满足要求） l W2 0 0.7 0.2h W2 -ho2 0.036812 - 0.02886 0.007952 m 7.952 mm 6 mm故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度取 hW =50mm。（二）、塔板布置1 、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/mm8001200140

35、016001800200022002400塔板分块数3456、破沫区 （ 安定区） 宽度、无效边缘区确定取破沫区宽度： Ws1 = Ws1 =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Aa 2 x r2 x2 180 r2arcsin rx 计算 其中 x1=D/2-（Wd1Ws1 ）= 0.5-（0.11+0.06）=0.33 mr1 = D/2- Wc1 =0.5-0.05=0.45 m故 Aa1 2 0.33 0.452 -0.332 3.1416 0.452 arcsin 0.33 0.5353m2 a1 180 0.45 、筛孔计算及其排

36、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）碳钢板，取筛孔直径 d 01 5 mm（工业生产中孔径一般在 3 10mm之间， 45mm居多），筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 为 t 13d013 5 15m（m通常采用 2.5 5倍孔直径的中心距） 。筛孔数目：33n1158 2 103 Aa1158 21030.5353 2755（个）t12a152开孔率为：1 A 010.907 20.9072 0.100778 10.0778% （开1 Aa1 （t1/d01）2 （15/5）2孔率一般在 5 15%之间, 满足要求）每层塔板开孔面积： Ao1 1Aa1

37、 0.100778 0.5353 0.05395 m2气体通过筛孔的气速： uo1 Vs1/ Ao1 0.6708 / 0.05395 12.4337 m/s2 、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： Ws2 =Ws2 = Ws1=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，筛孔直径 d 02=d015 mm，按正三 角形排列，孔中心距 t 为 t 2=t 13d01 3

38、 5 15mm。筛孔数目： n2=n1=2755 个开孔率为： 2 1 10.0778% （满足要求） 每层塔板开孔面积： Ao2 2 Aa2 0.100778 0.5353 0.05395 m2 气体通过筛孔的气速： uo2 Vs2 / Ao2 0.6159/ 0.05395 11.41613m/s 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/A T）/%l W/D弓形降液管降液管面积Ad/mm2堰长l W/mm堰宽 bD/mm7.2270.661529 ，1000.03638000.052710.00.726581，6401250.050214.20.80016

39、00.07176.80.6506501200.053410000.78549.80.7147141500.077014.20.8008002000.11207.220.6617941500.081612001.131010.20.7308762900.115014.20.8009602400.1610七 、 筛板的流体力学验算 （ 一） 、塔板压降1 、精馏段的塔板压降2 u01 计算 C01、干板阻力 hc1 计算干板阻力 hc1由 hc1 1 Vm12g Lm1d01/ 5/3 1.6667 ，由孔流系数图查得孔流系数 C010.80112故hc1 2 19.81 773.32.25506

40、83 102.84031317 0.05162m 液柱 、气体通过板上液层的压降 hl1气体通过有效流通截面积的气速 ua1，对单流型塔板有：ua1Vs10.6708 0.939 m/sAT1 Af1 0.785 0.07065动能因子： Fa1ua1Vm10.939 3.2508 1.6931查充气系数图得充气系数： 10.60（一般可近似取 0.5 0.6）。故 hl1 1 hw1 how11hL 0.60 0.060.036 m、液体表面张力的阻力 h 计算液体表面张力所产生的阻力 h 由 h4 Lm 计算 gdoLmh 1 4 Lm1 4 18.1241 10 31Lm1gdo1 77

41、3.2563 9.81 0.005Lm10.0019114 m 液柱、气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即hp1 hc1 hl1 h 1 0.05162 0.0360 0.0019114 0 .0895314 m气体通过每层塔板的压降为pp1 Lm1ghp1/1000 773.2563 9.81 0.08953/1000 0.6791kPa 0.7 kPa ( 满足工艺要求）。2 、提馏段的塔板压降、干板阻力 hc2 计算2干板阻力 hc2由 hc2 1 Vm2 u02 计算2g Lm2 C02d02 531.6667 ，查得孔流系数 C020.8011 1 3.7023 11.

42、41613 2故 hc20.05018 m 液柱c2 2 9.81 763.6458 0.8011 、气体通过板上液层的压降 hl2气体通过有效流通截面积的气速 ua2 ，对单流型塔板有：ua2Vs2AT2Af 20.61590.785 0.070650.8622 m/s动能因子： Fa2 ua2 Vm2 0.8622 3.7023 1.65896查图得充气系数： 2 0.60 （一般可近似取 0.5 0.6）故 hl2 2 hw2 how22hL 0.60 0.06 0.036 m 、液体表面张力的阻力 h 计算液体表面张力所产生的阻力 h 由 h 4 Lm 计算 Lmgdo4 Lm2Lm2

43、gdo24 17.4532 10763.6458 9.81 0.0050.001864 m液柱 、气体通过每层塔板的液柱高度 hp 可按下式计算，即hp2 hc2 hl 2 h 2 0.05018 0.0360 0.001864 0.08805 m0.7 kPa气体通过每层塔板的压降为 ：pp2Lm2ghp2/1000 763.6458 9.81 0.08805/1000 0.65958 kPa满足工艺要求）（ 二） 、 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，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eV5.7 10 6LmuaH T 2.5hL3

44、.2计算：精馏段液沫夹带量eV13.2ua1Lm1 H T2.5hL5.7 10 65.7 10 6 0.93918.1241 10 3 0.5 2.5 0.063.20.00734 kg液 /kg气 0.1kg液/kg气提馏段液沫夹带量 : eV 265.7 10 6ua2Lm2 H T 2.5hL3.23.25.7 10 6 0.8622 3.217.4532 10 3 0.5 2.5 0.060.005847 kg液/kg气 0.1kg液 /kg气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uOM(0.00

45、56 0.13hL h )4.4C0LLmVmuOM14.4C00.0056 0.13hL h 1) Lm1Vm1精馏段：3.25084.4 0.8011 (0.0056 0.13 0.06 0.0019114) 773.25635.82693m/s实际孔速 uo1 12.4337 m/s uOM1稳定系数为 K1=uo1/ uOM1=12.4337/5.82693=2.1341.5uOM24.4C0 (0.0056 0.13hL h 2) Lm2Vm2OM2 0提馏段：4.4 0.8011(0.0056 0.13 0.06 0.001864) 763.64583.70235.4372m/s实

46、际孔速 uo2 11.41613 m/s uOM2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 =0，2hd可由 hd 0.153 Ls 计算，即 dlwho22精馏段： hd1 0.153 Ls1 0.153 0.002438 0.001527 mlw1ho10.

47、7 0.03486故 Hd1=0.08953+0.06+0.001527=0.1511 m 液柱 。 22提馏段： hd2 0.153 Ls20.153 0.00404 0.00612 md2lw2ho20.7 0.02886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 HT 及 hL ，进行优化设计， 在此不再赘叙。八、塔板负荷性能图一）、精馏段塔板负荷性能图Ls,max1HT

48、Af 11 、液相负荷上限线0.5 0.07065 0.007065m3/s52 、液相负荷下限线取平堰堰上液层高度 how0.006 m， E 1.031。how10.00284E13600Ls,min12/3lw10.00284 1.0312/33600Ls,min10.70.006Ls,min1 5.7037 10 4 m3/s3 、雾沫夹带线6 3.25.7 10 6ua1LM1 H Th f1式中 ua1Vs10.785 0.070651.39987Vs1hf1 2.5hL1E 1.0312.5 0.04420.00284E 3600Ls1 lw12.5 hw1how12/32.5

49、0.0442 0.8724L2S/132/ 30.1105 2.181L2S/133.2代入数据得 ev15.7 1018.1241 101.39987Vs10.5 0.1105 2.181L2s1/ 30.1简化得： Vs11.6843 9.4311L2/3s1在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式算出对应的 Vs值列于下表：34Ls ,m3/s105.70420.167734.631749.095770.65Vs,m3/s1.621.531.471.411.34依据表中数据作出雾沫夹带线4 、液泛线H Thw1hp1hw1how1hd10.00284 E12/33600 Ls1lw10.

50、002841.0313600 L s10.72/32/30.8724Ls121 uo12g Co1Vm1Lm10.051Vs1Co1 Ao1Vm1Lm10.051 0.8011 0.053953.2508773.25630.1148Vs21hl1hw1 how10.60 0.04420.8724L2s1/30.0265 0.52344h10.0019114 mhp1hc1 hl1 h0.1148Vs210.52344Ls21/30.02650.0019114hd10.153Ls1l w1ho1Ls10.1530.7 0.03486256.945 L2s10.5 0.5 0.04420.1148Vs21 0.52344L2s1/3 0.0284114 0.04422/3 20.8724L2s1/3 256.945L2s1Vs12 1.7377 12.15889 L2s