苯甲苯混合液筛板精馏塔的设计

1、化化工工原原理理课课程程设设计计2010 2011 学年度 化学化工学院 学院 应用化学 专业班级 学号 题目名称 苯-甲苯混合液筛板精馏塔的设计 学生姓名 指导教师 设计时间：2010 年 12 月 6 日2010 年 12 月 19 日盐城师范学院化化工工原原理理课课程程设设计计任任务务书书化学化工化学化工学院学院 应应用化学用化学 专业专业班班级级 姓名姓名 学号学号 设计题设计题目：苯目：苯甲苯甲苯馏馏塔塔设计设计课课程程设计设计的目的与意的目的与意义义： ：（1）初步掌握化工单元操作设计的基本方法和程序；（2）训练我们的基本技能，如计算、绘图、运用设计资料（手册、标准和规范） 、使用

2、经验数据，进行经验估算和处理数据等；（3）提高运用工程语言（简洁的文字、清晰的图表、正确的计算）表达设计思想的能力。4培养我们理论联系实际的正确设计思想，训练综合运用已学过的理论和实际知识去分析和解决工程问题的能力。课课程程设计设计的内容：的内容：设计一个常压塔板精馏塔，分离含苯 0.60（以下皆为质量分率）的苯甲苯混合液，进料温度为 35 摄氏度，要求获得 0.98 的塔顶产品和 0.02 的塔釜产品,年生产量为45000 吨，再沸器用 2atm 的水蒸汽作为加热介质,塔顶全凝器采用冷水为冷凝介质.通过翻阅大量的资料进行工艺计算、物性数据处理、塔体塔板尺寸计算、流体力学计算、画负荷性能图等对

3、筛板塔展开了全方面的设计。工工艺艺操作条件：操作条件： 精馏塔的塔顶压力 4kPa 进料状态 泡点进料 回流比 min 加热蒸汽压力 100kPa（表压） 单板压降 不大于 0.70kPa（表压） 设备型式 筛板塔 课题设计课题设计任任务务： ：（1） 完成主题设备的工艺设计与计算；（2） 有关附属设备的设计和选型；（3） 绘制带控制点的工艺流程简图和主体设备的工艺条件图；（4） 编写设计说明书。主要参考主要参考书书： ：1申迎华,郝晓刚主编 化工原理课程设计化学工业出版社2JB4732-95钢制压力容器分析设计标准3黄载生主编.化工机械设计.北京：化学工业出版社，19904王志文主编.化工容

4、器设计.北京：化学工业出版社，19905陈敏恒等编.化工原理.北京：化学工业出版社；19996王嘉麟主编.球形储罐建造技术.北京：中国建筑工业出版社7黄炎.局部应力及其应用.北京：机械工业出版社8刘鸿文主编.板壳理论.杭州：浙江大学出版社，19879美国压缩气体学会主编.压缩气体手册.肖家立等译.北京：冶金工艺出版社，199110GB150-1998钢制压力容器11 贾绍义，柴城敬主编化工原理课程设计 （化工传递与单元操作课程设计）天津大学出版社 200212王英琛等译.流体混合技术.北京：化学工业出版社，199113姚玉英 编 化工原理 （上） 天津大学出版社 出版 1999 年14聂清德

5、编 化工设备设计 化学工业出版社 出版 1991 年指指导导教教师师 2010 年年 12 月月 20 日日目 录摘摘 要要 .61.引引 言言 .71.1 塔设备的分类.71.2 塔设备在化工生产中的作用和地位.71.3 设计条件.71.4 问题研究.72 精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 .2.1.4 操作方程.92.1.5 平均相对挥发度的计算.102.1.6 全塔效率.112.1.7 实际塔板数及实际加料位置.11 3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算 3.1.1 操作压强 P.1

6、2 3.1.2 操作温度 T.12 3.1.3 塔内各段气、液两相组分的平均分子量.12 3.1.4 精馏段和提馏段各组分的密度 .13.14M.15.15 精馏段气液负荷计算.15 提馏段气液负荷计算.15 3.2.1 最大空塔气速和空塔气速 .15 3.2.2 塔径 D.17 3.2.3 精馏塔有效高度的计算.17 3.2.4 塔高度的计算.18 3.2.5 溢流装置的计算.18 3.2.6 塔板的分块.20 3.2.7 边缘区宽度的确定.20 3.2.8 开孔区面积计算.20 3.2.9 筛孔计算及其排列.21 3.33.3 筛板的流体力学验算筛板的流体力学验算 3.3.1 塔板压降.2

7、1 3.3.2 液面落差.23 3.3.3 液沫夹带.23 3.3.4 漏液.24 3.3.5 液泛.25 3.43.4 塔板的塔板的 负荷性能图负荷性能图 3.4.1 漏液线 .26 3.4.2 液沫夹带线.27 3.4.3 液相负荷下限线.27 3.4.4 液相负荷上限线.29 3.4.5 液泛线.30.325 设计结果汇总设计结果汇总 .34结束语结束语.35参考文献参考文献 .35主要符号说明主要符号说明 .37塔图塔图.38流程图流程图.39摘摘 要要化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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

8、达到轻重组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计苯-甲苯物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算物料衡算、热量衡算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算

9、，可以得出精馏塔的各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：苯、甲苯 精馏段、提馏段。 。 。 。 。 。 。引引 言言1.11.1 塔设备的分类塔设备的分类塔设备是能够实现蒸馏的气液传质设备，广泛应用于化工、石油化工、石油等工业中，其结构形式基本上可以分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射的方式穿过板上的液层，进行传质于传热。在正常操作下，气相为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属于逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表

10、面下流，气体逆流向上(有时也采用并流向下)流动，气体两相密切接触进行传热与传质。在正常操作过程中，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属于微分接触逆流操作过程。 1.21.2 塔设备在化工生产中的作用和地位塔设备在化工生产中的作用和地位精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。在化工生产中，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，都有非

11、常重大的影响。1.31.3 设计条件设计条件进料量每小时 160 千摩尔，原料中含苯 55%（摩尔分率） ，以沸点状态送入塔内。要求塔顶馏出物含苯 98%（摩尔分率） ，塔釜残液中含苯不大于 4%，操作回流比取最小回流比的 1.5 倍。1.41.4 问题研究问题研究本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算

12、和一系列的校核。hkmolqWn/63.31,WnDnqq,049.51精馏塔的工艺设计精馏塔的工艺设计 2.1 全塔工艺设计计算产品浓度的计算和进料组成确定产品浓度的计算和进料组成确定1. 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率： MA = 78kg/kmol MB = 92kg/kmol2. 平均分子量及产率： 678.9192977. 078023. 0WM由条件可知，因为要求设计的生产能力是 330 t/天，所以原料处理量：总物料衡算：苯物料衡算：联立得：塔板数的确定塔板数的确定苯-甲苯属于理想体系,图解法求理论塔板数。 由苯-甲苯物系的气液平衡数据绘出 x-yt 图，见附表 3-1表一 苯和

13、甲苯的汽液平衡数据温度x/%苯y/%苯00108610610410221100989638.3238.7892017. 078983. 0DM568.8692612. 078388. 0FMhkmolqFn/049.51568.8633024100035000,WnDnqq,0235. 0983. 0388. 0049.51hkmolqDn/41.19,284. 0711. 011xRxxRRyD949290886686848281100100 附图 1 气液平衡曲线1.图解法求理论塔板数 采用图解法求理论塔板层数，如附表 1 表示。求解结果为：总理论板层数 NT = 15,其中 Np,精 =

14、 7，NT,提 = 7（不包括再沸器） ，进料板位置 NF=8。求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比。 用图解法求最小回流比。在附表 1 中对角线上，自 e(0.388,0.388)，作垂线即为 q 线，该线与平衡线的焦点坐标为 3 , 613. 0qy388. 0qx 故最小回流比为 取操作回流比为466.2644.15.1min5.1RR 操作方程操作方程 精馏段操作方程为因为是泡点进料所以提留段线经过（0.388,0.560）,(0.0235,0.0235)644. 1388. 0613. 0613. 0983. 0minqqqDxyyxR107.1471.1xy提馏段操作线

15、方程为平均相对挥发度的计算平均相对挥发度的计算 1汽相 2液相附图 2 苯-甲苯的等压曲线（数据见表一）根据附表 3 可确定它定、塔釜和进料温度分别为：由于沸点进料（q=1）CtCtCtfwD0008 .95,5 .109,1 .80 饱和蒸汽压可由 Antoine 方程计算：p CtBAplg所以塔顶苯的饱和蒸汽压为：012. 258.80790.220033.121103. 6lg*tCBApA83.102Ap60. 158.80482.2198 .134407954. 6lg*tCBApB 61.39Bp60. 261.3983.102BADpp36. 247.109790.220033

16、.121103. 6lg*tCBApA09.229Ap99. 147.109482.2198 .134407954. 6lg*tCBApB 72.97Bp34. 272.9709.229BAWpp47. 234. 26 . 2DW平均全塔效率全塔效率 采用“奥康奈尔的精馏塔效率关联图”来估算全塔效率。 图四中的曲线可以近似表示为： 式中 TE 全塔总效率 塔顶，塔底平均温度下的相对挥发度 附 图 3 精馏塔全塔效率关联图 L液体的平均黏度，smPa 28. 0612. 0*28. 0388. 0*27. 0iiLx其中，温度以塔顶，塔底平均温度计算；组成以进料组成计算。其值从手册中查的。 实际

17、塔板数及实际加料位置实际塔板数及实际加料位置 精馏段实际板层数 提留段实际板层数 1397.1254.0/7,提pN总实际板层数 261313,提精pppNNN3 板式塔主要工艺尺寸的设计计算板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.13.1 塔的工艺条件及物性数据计算塔的工艺条件及物性数据计算操作压强操作压强 P)( 4 .10544 .101kPapppD表当地245.0)(49.0LTE54.0)28.047.2(49.0)(49.0245.0245.0LTE1397.1254.0/7,精pN塔顶操作压力每层塔板压降 进料板压降 精馏段平均压降 塔底压降 kPapW8 .103136 . 096提

18、留段平均压降 操作温度操作温度 T由表三，苯-甲苯的等压曲线可以读出：塔顶温度 CtD01 .80塔底温度进料板温度精馏段平均温度提馏段平均温度： Cmt065.1022/ )8 .955 .109(塔内各段气、液两相组分的平均分子量塔内各段气、液两相组分的平均分子量 塔顶气，液混合物平均摩尔质量：由查平衡曲线（见附图 1） ，得983. 01 yxD960. 01x)/(24.7892017. 078983. 0kmolkgMVDm)/(56.7892040. 078960. 0kmolkgMDmL进料板气，液混合物平均摩尔质量；由图解理论板（见附图 1）得；查平衡曲线560. 0Fy得（见

19、附表 1） ，得。337. 0 xF )/(16.849244. 07856. 0kmolkgMVFm )/(282.8792663. 078337. 0kmolkgMLFm精馏段气，液混合平均摩尔质量： )/(2 .812/ )16.8424.78(kmolkgMVm )/(92.822/ )282.8756.78(kmolkgMLm塔底气，液混合物平均摩尔质量：由查平衡曲线（见附图 1） ，得0235. 0wx67. 5wyCtF08 .95Ctm085.872/ )8 .951 .80(kPap6.0)(8 .103136 . 096kPapF)(9 .992/ )8 .10396(kP

20、apm)(9 .992/ )8 .10396(kPampCtW05 .109 )/(2 .91929433. 0780567. 0kmolkgMVwm )/(671.91929765. 0780235. 0kmolkgMwmL提馏段气，液混合平均摩尔质量： )/(68.872/ )16.842 .91(kmolkgMVm )/(48.892/ )282.87671.91(kmolkgMLm精馏段精馏段和提馏段各组分的密度和提馏段各组分的密度 （1）.气体的平均密度 精馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/(70. 2)15.27385.87(314. 82 .819 .993mkgRTMpmV

21、mmVm 提馏段 由理想气体状态方程计算，即 )/(8 . 2)15.27365.102(314. 868.879 .993mkgRTMpmVmmVm （2）液相平均密度 液相平均密度计算公式： iimW/1塔顶液相平均密度：由，查手册得：。CtD01 .8033/795,/800mkgmkgBA )/(91.799795/017. 0800/983. 013mkgLDm塔底液相平均密度：由，查手册得：Ctw05 .10933/755,/748mkgmkgBA )/(83.754755/9765. 0748/0235. 013mkgLwm进料板平均密度：由，查手册得。CtF08 .9533/7

22、84,/784mkgmkgBA进料板液相质量分数为 350. 092612. 078388. 078388. 0A 3/784784/65. 0784/350. 01mkgLFm 精馏段液相平均密度为 3/96.7912/ )78491.799(mkgLm .气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/(70. 2)15.27385.87(314. 82 .819 .993mkgRTMpmVmmVm提馏段相平均密度为 3/415.7692/ )78483.754(mkgLm.气体的平均密度 由理想气体状态方程计算，即 )/(803. 2)15.27365.102(314. 868.879

23、.993mkgRTMpmVmmVm液体表面张力的计算液体表面张力的计算液相平均表面张力计算公式： iiLmx塔顶液相平均表面张力：由，查手册得：CtD01 .80 塔底液相平均表面张力：由，查手册得：Ctw05 .109mNmNBA/104 .23,/100 .1933 )/10(30.234 .239765. 00 .190235. 03mNLDm进料板液相平均表面张力：由，查手册得CtF08 .95 )/10(72.203 .21612. 08 .19388. 03mNLFm精馏段液相平均表面张力： )/10(02.212/ )72.2031.21(3mNLm提馏段液相平均表面张力： )/

24、10(01.222/ )72.2030.23(3mNLm液体粘度液体粘度 m 液相平均黏度计算公式：iiLmxlglgmNmNBA/103 .21,/108 .1933)/10(31.219 .21017. 03 .21983. 03mNLDmmNmNBA/109 .21,/103 .2133275.6741.19488.3)1(,DnVnqRq135.98049.5186.47,FnLnLnqqq275.67,VqnVqn 塔顶液相平均黏度：由，查手册得：CtD01 .80计算得：塔底液相平均黏度：由，查手册得：Ctw05 .109smPasmPaBA245. 0,220. 0计算得： sm

25、PaLwm244. 0245. 09765. 0220. 00235. 0 进料板液相平均黏度：由 ，查手册得计算得： 精馏段液相平均黏度为)(158. 02/ )273. 0315. 0(smPaLm 提馏段液相平均黏度为)(517. 02/ )273. 0244. 0(smPaLm 气液负荷计算气液负荷计算1)1) 精馏段气液负荷计算精馏段气液负荷计算 2)2) 提馏段气液负荷计算提馏段气液负荷计算 最大空塔气速和空塔气速最大空塔气速和空塔气速 (1) 最大空塔气速计算公式：VVLCumax精馏段的气，液相体积流率为 )/(562. 070. 236002 .81275.6736003,s

26、mMqqVmVmVnVVsmPaLDm315. 033. 0017. 0315. 0983. 0CtF08 .95smPasmPaBA281. 0,260. 0smPasmPaBA330. 0,315. 0smPaLFm273. 0281. 0612. 026. 0388. 086.4741.19466.2,DnLnRqq )/(00140. 096.791360092.8286.4736003,smMqqLmLmLnLV C 可根据 2 . 02002. 0CC 史密斯关联图可查出 C20，途中横坐标为: 取板间距，板上液层高度则mHT45. 0mhL05. 0 查手册得，076. 020

27、C 077. 02002.21076. 0202 . 02 . 020CC)/(316. 17 . 27 . 296.791077. 0maxsmCuVVL)/(7896. 0316. 16 . 06 . 0maxsmuu提馏段的气，液相体积流率为 )/(585. 08 . 2360068.87275.6736003,smMqqVmVmVnVV )/(00317. 0415.769360048.89135.9836003,smMqqLmLmLnLV C 可根据 2 . 02002. 0CC 史密斯关联图可查出 C20，途中横坐标为: 0898. 0803. 2415.769585. 00031

28、7. 02121,VLVVLVqq取板间距，板上液层高度则mHT45. 0 mhL05. 0 查手册得，079. 020 C0427. 070. 296.791562. 000140. 02121,VLVVLVqq4 . 005. 045. 0LLhH4 . 005. 045. 0LLhH 077. 02001.22076. 0202 . 02 . 020CC)/(27. 1803. 2803. 2415.769077. 0maxsmCuVVL)/(762. 027. 16 . 06 . 0maxsmuu塔径塔径 D D （1）精馏段 )(953. 07896. 0563. 044,muqDV

29、V按标准塔径圆整后为塔截面积为 )(785. 00 . 144222mDAT实际空塔气速为 )/(716. 0785. 0562. 0,smATVqVu（2）提馏段 )(989. 0762. 0585. 044,muqDVV按标准塔径圆整后为塔截面积为 )(785. 00 . 144222mDAT实际空塔气速为 )/(745. 0785. 0585. 0,smAquTVV . .精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度为 提馏段有效高度为在进料板处及提馏段各开 1 个人孔，其高度均为 0.8m，故精馏塔的有效高度为 ）（提精mZZZ5 .1128 . 05 . 44 . 528

30、. 0)( . .塔高度的计算塔高度的计算板式塔的高度的计算如下 DBFTTpHHHSHHSNH)2(mD0 . 1)(4.545.0)113(1-NmHZT）（精精）（）（）（提提mHNZ5 . 445. 03-133TmD0 . 121*0.045+3*0.55+0.5+1.5+712m式中 H塔高， HD塔顶高度， HB塔底空间， HT塔板间距，HT开有人孔的塔板间距，HF进料板高度，实际塔板数人孔数 . .溢流装置的计算溢流装置的计算 因塔径,可选用单溢流弓形浆液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长 取（2）精馏段 溢流堰高度溢流堰高计算公式 选用平直堰，堰上液层高度 依下式计

31、算，即Wh0 32,0)(100084. 2WlqEhLVW近似取 E = 1，则 011. 066. 0360000140. 01100084. 21100084. 23232,0WlqhLVW 取板上液层高度，故mhL05. 0 )(039. 0011. 005. 00mhhhWLW提馏段 溢流堰高度溢流堰高计算公式Wh WLWhhh0选用平直堰，堰上液层高度 依下式计算，即Wh0 32,0)(100084. 2WlqEhLVW近似取 E = 1，则 019. 066. 0360000317. 01100084. 21100084. 23232,0WlqhLVWmD0 . 1Wl)(66.

32、 00 . 166. 066. 0mDlWWhWLWhhh0 取板上液层高度，故mhL07. 0 )(051. 0019. 007. 00mhhhWLW（3）精馏段 弓形降液管宽度 Wd及截面积 Af 由，查表得：，故66. 0DlW0722. 0TfAA124. 0DWd )(0567. 0785. 00722. 00722. 02mAATf )(124. 00 . 1124. 0124. 0mDWd )(0121. 0)2/124. 0(2/222mWAdd 依式液体在降液管中停留时间，即LVTfqHA,3600 )(5)(23.1836000014. 045. 00567. 036003

33、600,ssqHALVTf 故降液管设计合理。 提馏段 弓形降液管宽度 Wd及截面积 Af 由，查表得：，故66. 0DlW0722. 0TfAA124. 0DWd )(0567. 0785. 00722. 00722. 02mAATf )(124. 00 . 1124. 0124. 0mDWd )(0121. 0)2/124. 0(2/222mWAdd 依式液体在降液管中停留时间，即LVTfqHA,3600 )(5)(05. 8360000317. 045. 00567. 036003600,ssqHALVTf 故降液管设计合理。（4）精馏段 降液管底隙高度 计算公式h oWLVulqh36

34、00,取，则smu/08. 0 )(027. 008. 066. 036000014. 0360036000,mulqhwLV )(006. 0)(012. 0027. 0039. 00mmhhw故降液管底隙高度设计合理。 提馏段降液管底隙高度计算公式 h oWLVulqh3600,取，则smu/11. 0 )(044. 011. 066. 0360000317. 0360036000,mulqhwLVo )(006. 0)(007. 0044. 0051. 00mmhhw故降液管底隙高度设计合理。3. 塔板的分块 因，故塔板采用分块式。查手册得，塔板分为 3 块。mmD800 边缘区宽度的确

35、定 取。mWmWWcss035. 0,065. 0 开孔区面积计算 开孔区面积rxrxrxAa1222sin1802 其中 )(311. 0)065. 0124. 0(20 . 1)(2mWWDxsd )(465. 0035. 020 . 12mWDrc 故 )(532. 0465. 0311. 0sin180465. 0311. 0465. 0311. 0221222mAa 筛孔计算及其排列 所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。mm3mmd50 筛孔按正三角形排列，取孔中心距为 mmdt155330 筛孔数目 n 为 个2731015. 0532. 0155. 1155. 122

36、tAna 开孔率为 %1 .10015. 005. 0907. 0907. 0220td精馏段 气体通过阀孔的气速为 smAquVV/46.10532. 0101. 0562. 00,0提馏段 气体通过阀孔的气速为 smAquVV/89.10532. 0101. 0585. 00,03.3 筛板的流体力学验算 塔板压降塔板压降 （1） 精馏段 钢板阻力式chLVccuh200051. 0 由，查手册得，67. 13/50d772. 00c故 m 液柱0319. 096.79170. 2772. 046.10051. 02ch 提馏段 钢板阻力式chLVccuh051. 0200 由，查手册得，

37、67. 13/50d772. 00c故 m 液柱0370. 0415.769803. 2772. 089.10051. 02ch （2）精馏段 气体通过液层的阻力计算1h气体通过液层的阻力由式计算，即1h )/(27. 170. 2772. 0/772. 00567. 0785. 0562. 021210,1mskguFsmAApuhhVafTVVaL查手册得。62. 0故 m 液柱031. 0)011. 0039. 0(62. 01owwLhhhh 提馏段 气体通过液层的阻力计算1h气体通过液层的阻力由式计算，即1h )/(29. 1803. 2772. 0/803. 00567. 0785

38、. 0585. 021210,1mskguFsmAAquhhVafTVVaL查手册得。61. 0故 m 液柱0427. 0)019. 0051. 0(61. 01owwLhhhh（3）精馏段 液体表面张力的阻力由式计算，即h m 液柱0022. 0005. 081. 996.7911002.214430gdhLL气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即ph 液柱mhhhhhpcp0651. 00022. 0031. 00319. 01气体通过每层塔板的压降为 )(7 . 077.50581. 996.7910651. 0设计允许值kPaPagPLp 提馏段 液体表面张力的阻力由式计算，即 h

39、 m 液柱0023. 0005. 081. 9415.7691001.224430gdhLL气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算，即ph 液柱mhhhhhpcp082. 00023. 00427. 00370. 01气体通过每层塔板的压降为 )(7 . 093.61881. 9415.769082. 0设计允许值kPaPagPLp 液面落差液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的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 精馏段精馏段液沫夹带量由式计算2 . 36107 . 5fTaLvhHuemhhLf125. 005. 05 . 25 . 2故气液气液kgkgkg

40、kgev/1 . 0/043. 0125. 045. 0772. 01002.21107 . 52 . 336故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。ve提馏段液沫夹带量由式计算2 . 36107 . 5fTaLvhHuemhhLf175. 007. 05 . 25 . 2故气液气液kgkgkgkgev/1 . 0/0080. 0175. 045. 0803. 01001.22107 . 52 . 336故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。ve 漏液漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算得，min, 0u smhhCVLL/788.57.2/96.791)0022.005.013.00056.0(77

41、2.04.4/)13.00056.0(4.40实际孔速min, 00/46.10usmu稳定系数为 5 . 181. 1788. 546.10min, 00uuK故在本实验中无明显漏液现象。对筛板塔，漏液点气速可由式计算得，min, 0 u smhhCVLL/27.6803.2/415.769)0023.007.013.00056.0(772.04.4/)13.00056.0(4.40实际孔速min, 00/89.10usmu稳定系数为min, 0umin, 0 u 5 . 174. 127. 689.10min, 00uuK故在本实验中无明显漏液现象。 液泛液泛（1） 精馏段 为防止塔内发生

42、液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即dH dLpdhhhH 苯-甲苯物系属一般物系，取，则5 . 0 mhHwT245. 0)039. 045. 0(5 . 0)( 而板上不设进口堰，可由下式求得dh 故在本实验中不会发液泛现象。（2） 提馏段为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即dH dLpdhhhH 苯-甲苯物系属一般物系，取，则5 . 0 mhHwT2505. 0)051. 045. 0(5 . 0)( 而板上不设进口堰，可由下式求得dh 故在本实验中不会发液泛现象。dLpdhhhH)(0971. 0001. 0031. 00651. 0001. 008. 0153.

43、 0)(153. 0220wTdddhHHmHmuh液柱液柱)(1432. 00185. 00427. 0082. 00185. 011. 0153. 0)(153. 0220wTdddhHHmHmuh液柱液柱 3.4 塔板的塔板的 负荷性能图负荷性能图 漏液线漏液线（1）精馏段）精馏段 由 3200min,min, 00min, 0100084. 2/)13. 00056. 0(4 . 4whwowwLsvLLlLEhhhhAVuhhCu得70. 2/96.7910022. 066. 036001100084. 2039. 013. 00056. 0532. 0101. 0772. 04 .

44、 4/100084. 213. 00056. 04 . 4323200min,sVLwhwsLhlLEhACV 整理得 3/2min,56.33484. 2183. 0ssLV 在操作范围内，任选几个值，计算结果列出下表sL 表 3-2 Ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s0.4983 0.5350 0.5823 0.6220 由上表数据即可作出漏液线 1（2）提馏段 由 3200min,min, 00min, 0100084. 2/)13. 00056. 0(4 . 4whwowwLsvLLlLEhhhhAVuhhCu得803. 2/415.7

45、690023. 066. 036001100084. 2051. 013. 00056. 0532. 0101. 0772. 04 . 4/100084. 213. 00056. 04 . 4323200min,sVLwhwsLhlLEhACV 整理得 3/2min,403.31753. 2183. 0ssLV 在操作范围内，任选几个值，计算结果列出下表sLLs,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s0.3157 0.3255 0.3377 0.3476 液沫夹带线液沫夹带线 精馏段精馏段 以关系如下：气为限，求液ssvLVkgkge/1 . 0由 故3

46、23202 . 3688. 066. 036001100084. 2039. 0)(5 . 25 . 2373. 10567. 0785. 0107 . 5ssowwwwLfssfTsafTaLvLLhhhhhhVVAAVuhHue1 . 02 . 2353. 0373. 11002.21107 . 52 . 2353. 02 . 20975. 02 . 332363232ssvsfTsfLVeLhHLh整理得 3210.159-1.63ssLV 在操作范围内，任取几个值，计算结果列出下sL 表 3-3Ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s1.62

47、39 1.6148 1.5995 1.5843 由上表数据可作出泡沫夹带线 2提馏段提馏段 以关系如下：气为限，求液ssvLVkgkge/1 . 0由 故1 . 02 . 2323. 0373. 11001.22107 . 52 . 2323. 02 . 21275. 02 . 332363232ssvsfTsfLVeLhHLh323202 . 3688. 066. 036001100084. 2051. 0)(5 . 25 . 2373. 10567. 0785. 0107 . 5ssowwwwLfssfTsafTaLvLLhhhhhhVVAAVuhHue整理得 在操作范围内，任取几个值，计

48、算结果列出下sLLs,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s1.4367 1.3750 1.2958 1.2293 液相负荷下限线液相负荷下限线精馏段精馏段对于平直堰，取堰上液层高度取,则1E smLs/00056. 0360066. 084. 21000006. 0323min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，3提馏段提馏段对于平直堰，取堰上液层高度取,则1E smLs/00056. 0360066. 084. 21000006. 0323min,据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线，3 液相负荷上限线液相负荷上限线精馏段精馏段以

49、4sTfLHA故 00638. 0445. 00567. 04max,TfsHAL006. 066. 03600100084. 2320swLEh3210.30-1.51ssLV 006. 066. 03600100084. 2320swLEh提馏段提馏段以4sTfLHA故 00638. 0445. 00567. 04max,TfsHAL 液泛线液泛线 精馏段精馏段令令 由 联立得 整理得的关系式代入上式，并与与与将忽略scsdsowVhLhLh,h 3222sssLdLcbVa式中 32320200360011084. 2/153. 01)(051. 0wwwTLVlEdhlchHbcAa将

50、有关数据代入，得 426. 166. 0360062. 0111084. 281.481027. 066. 0153. 0181. 0039. 0162. 05 . 045. 05 . 0101. 096.79170. 2772. 0532. 0101. 0051. 032322dcba故 3222426. 181.481181. 0101. 0sssLLVhhhhhHhhhhhhhhhhhhHhHHdcowwTwwLLllcpdLpdwTd) 1() 1(;0即 322214.1194770.396-1.792sssLLV 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列

51、于表 3-4Ls,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s1.300 1.263 1.206 1.145 提馏段提馏段令令 由 联立得 整理得的关系式代入上式，并与与与将忽略scsdsowVhLhLh,h 3222sssLdLcbVa式中 32320200360011084. 2/153. 01)(051. 0wwwTLVlEdhlchHbcAa将有关数据代入，得 417. 166. 0360061. 0111084. 2425.181044. 066. 0153. 0168. 0051. 0161. 05 . 045. 05 . 0108. 0415.7

52、69803. 2772. 0532. 0101. 0051. 032322dcba故 3222417. 1425.181168. 0108. 0sssLLV即 322213.121679.865-1.556sssLLV 在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 3-4) 1() 1(;0hhhhhHhhhhhhhhhhhhHhHHdcowwTwwLLllcpdLpdwTdLs,m3/s0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Vs,m3/s1.2092 1.1749 1.1260 1.0791 负荷性能图负荷性能图提馏段提馏段根据以上各方程，可作出

53、筛板塔的负荷性能图，如下所示 在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图得 smVsmVss/305. 0,/205. 13min,3max,故操作弹性为 951. 3305. 0205. 1max,max,ssVV提馏段提馏段在负荷性能图上，作出操作点 A，连接 OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上线为液泛控制，下限为漏液控制。由图得 smVsmVss/327. 0,/04. 13min,3max,故操作弹性为 18. 3327. 004. 1max,max,ssVV5 设计结果汇总设计结果汇总筛板塔的工艺

54、设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 5-1计算数据项 目符号单位精馏段提馏段各段平均压强pmkPa各段平均温度tm气 相Vsm3/s各段平均流量液 相Lsm3/s塔径Dm11塔板间距HTm堰长lWm堰宽Wdm堰高hWm入口堰高hWm底缝homAd/AT-塔截面积Afm2降液管面积Adm2开孔面积A0m2孔径d0mm55孔数n个2731开孔率Ao/AT-孔间距tmm15筛孔气速u0m/s边缘区Wcm安定区宽Wsm塔板厚mm3溢流型式-单溢流排列方式-三角形排列塔板液流形式-弓形降液液泛速度ufm/s液泛率 un/uf-空塔气速um/s实际塔板数N块 26塔的有效高度Zm塔板压降hP

55、m堰上液高hOWm降液管内停留时间s降液管内清液层高度Hdm筛板塔的工艺设计计算结果汇总表筛板塔的工艺设计计算结果汇总表 5-2计算数据项 目符号单位精馏段提馏段板上清液层高度hLm降液管内泡沫层Hd/m稳定系数k-实际气速unm/s雾沫夹带evkg/kg液相负荷上限Lmaxm3/s液相负荷下限Lminm3/s结束语结束语本设计主要从三个方面塔的工艺计算结构设计强度校核，设计了苯甲苯常压精馏塔。在工艺计算方面我主要是根据原料的基本参数对物料衡算、塔板数计算、塔板结构设计计算等方面进行计算和设计，其中对重点的塔板数、塔板结构进行了详细的分析。塔的工艺计算的直接关系到整个设计的成与败。在结构设计部

56、分对塔顶空间、塔底空间的进行了设计。由于能力以及实践还有许多不足，所以在整个设计过程中，难免有些不成熟和欠妥之处，希望老师能够给予指正。 参考文献参考文献1.3. 柴成敬 ，化工原理（下册） ，天津，高等教育出版社，2006,14. 贾绍义 ，化工原理课程设计，天津，天津大学出版社，20025. 6.蔡纪宁、张秋翔， 化工设备机械基础课程设计指导书 化学工业出版社，2000 年 6 月7. 化工设备设计全书编辑委员会 编 塔设备设计 上海科学技术出版社 出版 1998 年8. 全国压力容器标准化委员会 编 GB150-98 钢制压力容器 出版 1998 年9. 中华人民共和国行业标准，HG20

57、583-98钢制化工容器结构设计规定 ，出版 199810.中华人民共和国行业标准，HG20593-97钢制管法兰、垫片、紧固件 ，出版 1997主要符号说明主要符号说明表表 主要符号说明主要符号说明符号意义单位Aa基板鼓泡区面积m2Ad降液管截面积m2Af总降压管截面积m2An塔板上方气体通道截面积m2Ao浮阀塔板阀孔总截面积m2AT塔截面积m2C计算液泛速度的负荷因子-C20液体表面张力为 20mN/m 时的负荷因子-Co孔流系数-D塔径mD塔顶产品流率Kmol/sdo阀孔直径mE液流收缩系数-ET塔板效率-eV单位质量气体夹带的液沫质量-F进料摩尔质量kmol/hFLV两相流动参数-Fo

58、气体的阀孔动能因子kg/(sm)G质量流量kg/hg重力加速度m/s2h0降液管底隙高度mhc与干板压强降相当的液柱高度mhd降液管压强降相当液柱高度mhL板上液层高度mhp与单板压降相当的液层高度mHT板间距mhoW堰上方液头高度mhW出口堰高m与克服表面张力压强降相当的液柱高度mL下降液体流率Kmol/sLh塔内液体流量m3/hLs塔内液体流量m3/slW堰长mk塔板的稳定性系数-M摩尔质量kg/kmolQ热流量W表表 主要符号说明主要符号说明n浮阀个数-N一层塔板上的筛孔总数-Np实际塔板数-NT理论塔板数-P系统的总压Paq进料中液相所占分率-R回流比-r摩尔汽化潜热kJ/kmolT温

59、度Kt孔心距mu空塔气速m/suo筛板气速m/sV上升蒸气流率Kmol/sVh塔内气体流量m3/hVs塔内气体流量m3/sW蒸馏釜的液体量KmolWc塔板边缘区宽度mWd降液管宽度m Wd降液管宽度mWs塔板上入口安定区宽度m Ws塔板上出口安定区宽度mx液相组分中摩尔分率-y气相组分中摩尔分率-Z塔的有效段高度m液面落差m相对挥发度-0板上液层无孔系数-粘度mN/m塔板开孔率-降液管内泡沫层相对密度-密度Kg/m3L液体密度Kg/m3V气体密度Kg/m3液体表面张力dyn/cm液体在降液管内停留时间sA,B组分名称s秒max最大V气相min最小L液相q精馏段和提馏段交点F进料表表下下标标1精

60、馏段2提馏段 精品资料精品资料序号名称规格型号单位数量备注一制冷系统1压缩机组4AV10台42冷凝器LN-70台13贮氨器ZA-台14桶泵组合ZWB-台15氨液分离器AF-65台16集油器JY-219台17空气分离器KF-32台18紧急泄氨器JX-108台19冷风机KLL-250台810冷风机KLD-150台411冷风机KLD-100台212阀门套8613电磁阀套614管道及支架吨15管道及设备保温m32216管道保温包扎镀锌板吨17附件套1二气调系统1中空纤维制氮机CA-30B台12二氧化碳洗涤器GA-15台13气动电磁阀D100台144电脑控制系统CNJK-406台15信号转换器8 线台16果心温度探头台77库气平衡袋5 m3个78库气安全阀液封式个79小活塞空压机台110PVC 管套111附件套1三水冷系统1冷却塔DBNL3-100台22水泵SBL80-160I台23水泵SBL50-160I台24阀门套309JWKffwvG#tYM*Jg&6a*CZ7H$dq8KqqfHVZFedswSyXTy#&QA9wkxFyeQ!djs#XuyUP2kNXpRWXmA&UE9aQGn8xp$R#&#849GxGjqv$UE9wEwZ#QcUE%&qYpEh5pDx2z