苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计

1、武汉工程大学邮电和信息工程学院课程设计说明书学号：7402130113学生姓名：祁泽彦专业班级：07过控01班指导教师：程玉洁总评成绩：2010年7月2日邮电和信息工程学院课程设计任务书一课题名称苯一一甲苯分离过程板式精微塔设计二、课题条件（原始数据）一、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：55000t原料组成（甲苯的质量分率）：、0.65料液初温：30C操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：饱和液体进料塔顶产品浓度：98.5%塔底釜液含甲苯量不低于97%（质量分率）塔顶采用全凝器，泡点回流塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热塔板形式：筛板生产时间：330天/年，每天24h运行冷却水温度：20c

2、35c设备形式：筛板塔厂址：武汉地区三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列由大标题即可）1设计方案的选定2精微塔的物料衡算3塔板数的确定4精微塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进由口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5精微塔塔体工艺尺寸的计算6塔板主要工艺尺寸的计算7塔板的流体力学验算8塔板负荷性能图（精微段）9换热器设计10微塔接管尺寸计算11制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）12绘制板式精微塔的总装置图（包括部分构件）（手绘,A1图纸）13撰写课程设计说明书一份设计说明书的基本内容课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算和说明设计结果

3、汇总小结参考文献14有关物性数据可查相关手册15注意事项写由详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列由计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度计划（列由完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1.设计动员，下达设计任务书0.5天2.收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天3.初步确定设计方案及设计计算内容5-6天4 .绘制总装置图2-3天5.整理设计资料，撰写设计说明书2天6.设计小结及答辩1天指导教师（签名）：年月日学科部（教研室）主任（签名）：年月日说明：1.学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后,正式发给学生。设计装

4、订时应将此任务书订在设计说明书首页。2 .如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列由。3 .所有签名均要求手签，以示负责。目录摘要IAbstractI第一章文献综述1第二章设计方案的确定32.1操作条件的确定32.2确定设计方案的原则4第三章塔体计算6设计方案的确定6精微塔的物料衡算6第四章塔板计算7塔板数的确定7精微段的计算10提留段的计算25第五章塔附件设计394.3附件的计算394.4附属设备设计43设计小结46附录47精微是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛的使用。本设计的题目是苯一甲苯二元物系板式精微塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方

5、案，设计内容包括精微塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精微工艺过程流程图，精微塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图AbstractDistillationseparationisthemostcommonlyusedliquidmixtureofaunitoperationinchemical,petrochemicalandotherindustriesrefining,widelyapplied.Thisdesignisthesubjectofbenzenemorpholine-toluenebinarysystem-atypeofdistillation

6、processofdesign,indeterminingtherequest,designscheme.Designcontentincludesdistillation,distillationprocessflowcharts,distillationequipmentstructureanddesignspecification.Keyword:Series-platetower;Benzene-methylbenzene;Distillationprocess;distillationequipmentstructure第一章文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛使用的气液

7、传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以豉泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属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面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）和液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。止匕外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。板式塔大致可分为两类：（1）有

8、降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业使用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1C,熔点为5.5C,在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml,但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。甲苯是最简单，最重要的芳烧化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95C,沸点为111Co甲苯带有一种特殊

9、的芳香味（和苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明， 清澈如水的液体， 密度为0.866克/厘米3,对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水（0,52g/l）,但可以和二硫化碳，酒精，乙醍以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6mPas,也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940kJ/kg,闪点为4C,燃点为535C。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精福塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，

10、呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、豉泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提由的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞,不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板， 故近年我国对筛板的使用日益增多,所以在本设计中设计该种塔型。第二章设计方案的确定操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精微装置的流程、各种设备的结构型式和莫些操作指标。例如组

11、分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、 进料热状态、 塔顶蒸汽的冷凝方式等。 下面结合课程设计的需要，对莫些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸播操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质， 兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。 例如， 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料， 但压力降低将导致塔径增加， 同时还需要使用抽真空的设备。 对于沸点低、 在常压下为气态的物料， 则应在加压下进行蒸播。当物性无特殊要求时， 一般是在稍高于大气压下操作。 但在塔径相同的情况下， 适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。 有时使用加压蒸储的原因， 则

12、在于提高平衡温度后， 便于利用蒸汽冷凝时的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸储的能量消耗。进料状态进料状态和塔板数、 塔径、 回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中， 这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。止匕外，在泡点进料时，精储段和提储段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。加热方式蒸储釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。 然而， 直接蒸汽加热， 由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用， 在塔底易挥发物损失量相同的情况下， 塔底残液中易挥发组分

13、的浓度应较低， 因而塔板数稍有增加。 采用直接蒸汽加热时， 加热蒸汽的压力要高于釜中的压力， 以便克服蒸汽喷由小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用2.0KPa（表压）o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：满足工艺和操作的要求所设计由来的流程和设备，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

14、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， 从而帮助我生不正常的原因， 以便采取相应措施。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。如前所述在蒸播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。又如冷却水由口温度的高低，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

15、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。保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。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第三章塔体计算设计方案的确定本设计采用连续精微流程，饱和液体进料。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， 其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小

16、回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。精微塔的物料衡算原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.1lKg/mol甲苯的摩尔质量MB=92.13Kg/mol0.35/78.110.35/78.110.65/92.13=0.4170.985/78.110.985/78.110.015/92.13=0.9870.03/78.110.03/78.110.97/92.13=0.0353.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量MF=0.41778.11(1-0.417)92.13=86.28Kg/molMW=0.03578.11(10.035)92.13=91.

17、64Kg/mol3.2.3物料衡算原料处理量F=更竺=80.49kmol/h86.28总物料衡算80.49=DW苯物料衡算80.490.417=0.987D0.035WD=332.26kmol/hW=48.226kmol/h第四章塔板计算塔板数的确定理论板数NT的求取(1)相对挥发度的求取苯的沸点为80.1C,甲苯额沸点为110.63C当温度为80.1C时1211033lgPA=6.0355皿33=2.00680.1220.79解得PA=101.34KPa,PB=38.96KPa当温度为110.63C时1211.033lgPA-6.0355-2.376110.63220.79联立解得lg PB

18、=6.07954-1344.880.1219.482=1.591lgPB=6.07954-1344.8110.63+21.982=2.006解得PA=237.95KPa,PB=101.34KPa二二二不一=2.6002.348=2.47(2)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1,q线为一垂直线，故Xp=XF=0.417,根据相平衡方程有最小回流比为0.987-0.639=1.570.639-0.417回流比为最小回流比的2倍，即R=2Rmin=21.57=3.14(3)精微塔的气、液相负荷L=RD=3.1432.26=101.29.KmdhV=(1R)D=(13.14)34.26=13

19、3.56Kmol/hL=LqF=101.2980.49=181.79Kmol/hV=V=131.56KmOh(4)操作线方程精微段操作线方程提微段操作线方程LqFWXwym1=qXmw一=1.36Xm-0.013LqF-WLqF-W则有：i=101.3138.96=2.600:-2=237.95101.34=2.348-Xpyp二1(二一1)XP2.470.4171(2.47-1)0.417=0.639RminXD-庄NP-XPRXDyn1-xn-R1R13.14Xn.01410.987=0.76X0.2383.141两操作线交点横坐标为(R1)XF(q-1)XD(3.141)0.417Xf0

20、.417Rq3.141理论板计算过程如下y1=xD=0.987tx=0.968y2=0.974-tX2=0.936相平衡V3=0.949tX3=0.886相平衡y4=0.903tx4=0.79cccc 相平衡 ccrLy5=0.838x5=0.675相平衡 CL/Cy6=0.751x6=0.548相平衡y7=0.654tX7=0.433相平衡V8=0.567tx=0.346Xf相平衡一V9=0.457X9=0.254cccc 相平衡 c/ccy10=0.332X10=0.168CCdU 相平衡Cdy11=0.215x11=0.1CAoo相平衡、rCL/y12=0.123X12=0.054CCC

21、 相平衡nnoc.y13=0.06X13=0.035:xW总理论板数为13(包括蒸播釜)，精微段理论板数为8块板为进料板。7,第实际板数的求取取全塔效率为0.52,则有N精=7/0.52=13.46：14N提=5/0.52=9.61定10精微段的计算精微塔的工艺条件及有关物性数据的计算PD=101.34=105.3KPa.P=0.7KPaP=10530.714=1151KPaPm=(105.31151)/2=110.2KPa(2)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算由泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下:tD-80.49CtF=94.72Ctm=(80

22、.4994.72)/2=87.6C(3)平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，/=XD=0.987,x=0968(1)操作压力的计算塔顶的操作压力每层塔板的压降进料板压力精微段平均压力塔顶温度进料板温度精微段平均温度MVDm=0.98778.11(1-0.987)92.13=78.29Kg/molMLDm=0.96878.11(1-0.968)92.13=78.56Kg/mol进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，yF=0.697,xF=0.417MVFm=0.69778.11(1-0.697)92.13=82.36Kg/molMLFm=0.41778.11(

23、1-0.417)92.13=86.28Kg/mol精微段的平均摩尔质量为MVm=(78.2982.36)/2=80.33Kg/molMLm=(79.5686.28)/2=82.42Kg/mol(4)平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即一PmMVm110.280.333?Vm=2.93Kg/mRTm8.314(89.86273.15):B=808.9Kg/m:LDm=813.44Kg/m1*30.41778.11aA二二0.3770.41778.11(1-0.417)92.13精微段的平均密度为:：Lm=(813.44792.6)/2=803.03Kg/m3(5)液体平均表面

24、张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即:塔顶液相平均表面张力的计算。由tD=80.49。，查液体表面张力共线图得:、 二A=21.32mN/m；=B=21.52mN/m二LDm=0.98721.32(1-0.987)21.52=21.32mN/m进料板液相平均表面张力的计算。由tF=94.72。，查液体表面张力共线图得:；A=19.20mN/m；B=21.12mN/m二LFm=0.41719.2(1-0.417)21.12=20.32mN/m精微段平均表面张力为:；=Lm=(21.3220.32)/2=20.82mN/m(6)液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即:：A=794.5Kg/

25、m3：B=791.5Kg/m310.3770.623=r：LFm794.5791.5：LDm=79.6Kg/m3塔顶液相平均黏度的计算：由tD=82.49。，查气体黏度共线图得：A=0.301mPasB=0.315mPas1ghDm=0.9871g0.3010.013lg0.315LD而0.301mPas精微段液相平均黏度的计算：由tF=94.72。，查气体黏度共线图得：A=0.261PasB=0.27mPaslg-Lm=0.417lg0.2610.583lg0.271hFm0.266mPas精微段液相平均黏度为：Lm=(0.3010.266)/2=0.284mPas精微塔的塔体工艺尺寸计算塔

26、径的计算精微段的气、液相体积流率为:由Uma、。阡，式中C C由C5(1r求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取， 图横坐标为0.00293600(1.0173600)LSVMVm36007Vm80.33133.5636002.93=1.017m3/sLMLm3600：1m101.2982.423600803.03=0.0029m3/s803.0312()22.93=0.0472取板间距HT=0.4m一板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.4-0.06=0.34m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C20=0.070C=0.07。.（犷=0.07。（等产=0.071取安全系数为0.7

27、,则空塔气速为:u=0.7umax=0.71.173=0.821m/s=1.256m按标准塔径圆整后为D=1.4m塔截面积为:_2.22AT=0.785D=0.7851.4=1.593mvs1.017u=0.661m/sAT1.593(2)精微塔有效高度的计算精微段有效高度为：Z精=(N精-1)HT=(14-1)M0.4=5.2m提微段有效高度为：Z提=(N提-1)HT=(10-1)M0.4=3.6m在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m,故精微塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=5.2+36+0.8=9.6m808.2-2.872.87=1.302m/sUmax=0.077741.017

28、3.140.821.塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：堰长lw取lw=0.66D=0.661.40.924m溢流堰高度hw由how=hL-hOw,选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算,即：故hw=hL-how=0.06-0.014=0.046m弓形降液管宽度Wd和截面积A.由l%=0.66,查弓形降液管参数图得：AfA-0.0722WD=0.124贝U：Af=0.0722父1.539=0.111m2,Wd=0.124父1.4=0.1736m验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。降液管底隙的流速u0=

29、0.08m/s,则:,Lh0.00293600hg=2.84近似取E=1,则how取板上清液层高度how=E()1000lw2.841000h.=60mm0.002936000.924)3-0.014m3600AfHT6=Lh36000.1110.40.00293600=15.3s5s-0.039m3600lwu036000.9240.08故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。(2)塔板布置塔板的分块。因D2800mm,故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。边缘区宽度确定：取Ws=Ws=0.065m,Wc=0.035m开孔区面积计算。开孔区面积与计算为：Aa=2

30、(x.r2-x2r2sin-1-)180r其中x-D2-(WdWs)-0.7-(0.1240.065)-0.511mr=D2Wc=0.7-0.0350.66r5故223.1420.5112Aa=2(0.511.0.6652-0.51120.6625siin)1.21而21800.665筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用a=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为：t=3d=35=15mm筛孔数目n为：nJ155-J550.210=6211个t20.0152开孔率为：=0.907(d0)2=0.907()210.1%At15气体通过筛孔的气速为:筛板的

31、流体力学验算(1)塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：hc工曳c2g%C由d。传=53=1.67,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C=0.7722故hc=0.051M2.93m_832_】=0.0216m液柱803.030.772)气体通过液层的阻力h计算。气体通过液层的阻力人由下式计算，即h1=:hLF0=4,%=0.712.2.93=1.22kg12/(sm12)查充气系数关联图得一：=061故儿=帆=0.61=(0.046+0.014)=0.0367m液柱o._34-L420.82100.0021m液柱：Lgd0803.039.810.0051.017U0=：=8.32m/s0.1

32、011.210VsAT-Af1.0171.5390.111=0.71m/s液体表面张力的阻力力h。由下式计算，即：Q计算。液体表面张力所产生的阻hc气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算:hD=h+hl+卜门=0.0216+0.0367+0.0021=0.0604m液柱pc气体通过每层塔板的压降为:：pp=hp：Lg=0.0604803.039.81=475.8Pa：二0.7Kpa(2)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。(3)液沫夹带液沫夹带按下式计算:u0.min稳定系数为K=U0；U0.min=8.32/5.2978=1.571.5故

33、在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：5.7Ml。4/Ua_HT-2.5hL5.710-6320.82103.20.712I10.402.5父0.06)=0.0078Kg液/Kg气Hd三(H”)苯一甲苯物系属一般物系，取1=0.5,则：Vs/(m/s)0.6960.737*(HT+hw)=0.5-(0.4+0.046)=0.223m液柱而Hd=hph_hd板上不设进口堰，hd按下式计算:22hd=0.153u0)=0.153x0.0604=0.00056m减枉Hd=0.06040.060.00056=0.12lm液柱HdWHT+1)，故本设

34、计中不会发生液泛现象精微段塔板负荷性能图(1)漏液线由U0.minMmin.A=4.4C。.0.00560.13(%hw)h-二/可1000lw0.0056+0.13hw+空4ME4I10001lw!,I.工2.84|13600Ls|803.030.0056+0.13M0.046+X1Xsi一0.0216K1000、0.924)12.93=6.87.0.00960.0914LS23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算由Vs值，计算结果列于下表表4-1漏液线计算结果0.014JVs0.min=4.4C0A0Ls/(m/s)0.00060.00300.0045由上表数据即可作由漏液线1(2)液

35、沫夹带线以6V=0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下:5.7101Ua、3.2ev=()二LHT-hfJ33600Ls2/32/3how=2.84101(-)=0.703Ls0.924_2/32/3hf=2.5hL=2.5(hwhow)=2.5(0.0460.703Ls)=0.1151.76Ls-2/3HT-hf=0.285-1.76Ls由5.710/1.373Vs、3.2ev-3z(273)-0.120.82100.285-2.2Ls整理得Vs=1.31-8.10Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算由Vs值，计算结果列于下表表4-2液沫夹带线计算结果0.014Vs/(m

36、3/s)1.2521.2041.1420.839由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006作为最小液体负荷示准:how=2.841041(3600Ls)2/3=0.703Ls2/3=0.0060.9243.Ls,min=0.00079m/sLs/(m3/s)0.00060.00300.0045据此可作曲和气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4)液相负荷上限线以日=4s作为液体在降液管中停留时间的下限rATHT444二4Ls故Ls,min=0.111x0.40/4=0.0111m3/s据此可作曲和气体流量无关的垂直液相负荷上限线4(5)液泛线令

37、Hd=(HThw)由Hd=hp儿hd几h二.hd飞hl=hLhL-hwhow联立解得HT(-:-1)hw=(:1)how儿h二hd整理得:222/3aVs=b-cLs-dLsb=HT(-1)hw=0.50.40(0.5-0.61-1)0.046=0.149c=0.1532=0.1532=11782(lwh0)(0.9240.039)2/32/3R13600；二上3600d=2.84M10MEM(1+P)M=2.84父10乂1父(1+0.61)父|=1.132IlwJ0.924；将有关的数据代入整理，得Vs2=7.09-5610.47Ls2-53.9Ls2/3忽略h将how和L,hd和Ls,hc

38、和Vs的关系式代入上式，并29.8122.931!=0.084(0.1011.210 x0.7722.803.03；在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算由Vs值，计算结果列于下表表4-3液泛线计算表Ls/(m3/s)0.00060.00300.00450.014Vs/(m3/s)2.5892.4332.3471.690由上表即可作由液泛线5根据以上各线方程，可作由筛板塔的负荷性能图，如下图:漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线Ls（立方米/秒）图4-1精微段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作由操作点A,连接OA,即作由操作线。由上图可看由，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为

39、漏液控制。由图查得：Vs,min=0.788m3/SVs.,=1.017故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=1.29产米方立Is所设计精微段筛板的主要结果汇总于下表4-7表4-7精微段筛板塔设计计算结果平均温度&/C平均压力Pm/kPa气相流量Vs/(m3/s)液相流量Ls/(m3/s)塔的有效高度Z/m实际塔板数塔径/m板间距溢流形式降液管形式堰长/m堰高/m板上液层高度/m堰上液层高度/m降液管底隙高度/m安定区高度/m边缘区高度/m开孔区面积/m2筛孔直径/m筛孔数目孔中心距/m123456789101112131415161718192021序号项目数值87.6110.2

40、1.1070.00295.2141.40.40单溢流弓形0.840.0530.0650.0120.0250.070.041.2100.00562112223242526272829303132开孔率/%空塔气数/(m/s)筛孔气数/(m/s)稳定系数单板压降/kPa负荷上限负出r卜限液沫夹带M/(kg液/kg气)气相负荷上限/m3/s气相负徜1卜限/m3/s操作弹性10.10.7298.321.570.7液泛控制漏液控制0.00780.01240.00321.294.3提溜段的计算精微塔的提储段工艺条件(1)操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算由泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽

41、有安托尼方程计算，计算结果如下：塔釜温度tw=108.89C进料板温度tF=94.72C提微段平均温度tm=(108.8994.72)/2=101.8C(2)平均摩尔质量计算塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，y12=0.06,x12=0.025MVDm=0.02578.11(1-0.025)92.13=91.7Kg/molMLDm=0.0678.11(1-0.06)92.13=90.68Kg/mol由理论板的计算过程可知，提微段的平均摩尔质量为：MVm=(90.6882.36)/2=886.5Kg/molMLm=(91.786.28)/2=88.94Kg/mol(3)平均密度计算气

42、相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即:二4:3.3Kg/m3RTm8.314(101.8273.15)液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即:塔釜液相平均密度的计算由tw=108.89P,查液体在不同温度下的密度表得:A=780.3Kg/m310.020.98=r:Lwm780.3776.4：B=776.4Kg/m3%=81&Kg/m3进料板液相平均密度的计算。由tF=94.72七，查液体在不同温度下的密度表得:7A=794.1Kg/m3：B=791.5Kg/m30.02578.11c”aA二二0.020.02578.11(1-0.06)92.13提微段的平均密度为:：L

43、m=(814.3791.6)/2=802.9Kg/m3(4)液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：n二Lm=、xi二ii1塔釜液相平均表面张力的计算。由tw=108.899，查液体表面张力共线图得：0A=17.56mN/m；=B=18.01mN/m“m=0.02517.56(1-0.025)18.01=18.0mN/m进料板液相平均表面张力的计算。由tF=94.72。，查液体表面张力共线图得：0A=19.2mN/m；=B=20.38mN/m二LFm=0.02519.2(1-0.025)20.38=20.32mN/m提福段平均表面张力为：；=Lm=(18.020.32)/2=19

44、.16mN/m10.020.98=十：、LFm794.1791.5：LDm=79.6Kg/m3塔釜液相平均黏度的计算:由tw=108.89心，查气体黏度共线图得：A=0.231mPasB=0.242mPas1gLDm=0.0251g0.2311-0.0251g0.242LWm0.23mPas提微段液相平均黏度的计算：由tF=94.72。，查气体黏度共线图得：A=0.261PasB=0.27mPaslg%m=0.025lg0.2611-0.025lg0.271hFm0.266mPas提微段液相平均黏度为：Lm=(0.2360.266)/2=0.251mPas提福塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算提微

45、段的气、液相体积流率为:VM叽=133.5686.5=0.99m3/s3600:Vm36003.3由Uma、。阡，式中C C由C5(1r求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为0.00563600802.912二()()20.99136003.3取板间距HT=0.4m一板上液层高度hL=0.06m,则HT-hL=0.4-0.06=0.34mLSLMLm3600：1m181.7988.943600802.9-0.0056m3/sLh,PLJ2/)=0.102how2.841000E-）23lw查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C2。=0.072C=0.072.（城2=0.072（嚎产

46、:0.0714取安全系数为0.7,则空塔气速为:u=0.7umax=0.71.129=0.79m/s4VSD:一S:二u按标准塔径圆整后为D=1.4m。塔截面积为：_2,22AT=0.785D=0.7851.4=1.538m塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径D=1.4m,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘各项计算如下：堰长lw取lw=0.66D=0.661.4=0.924m溢流堰高度hw由鼠=7-般,选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即：Umax-C-：vLV=0.0714802.93.3=1.11m/s3.340.9751.261m,3.140.78AT0.7901.

47、538=0.644m/s取板上清液层高度儿;70mm故hw=hL-how=0.07-0.022-0.048m弓形降液管宽度Wd和截面积Af：由l%=0.92%4=0.66,查弓形降液管参数图得：Af丹=0.0722WdD=0.125则:Af=0.0722M1.538=0.111m2,Wd=0.124x1.4=0.1736m验算液体在降液管中停留时间，即:3600AfHT36000.1110.4丁=7.93s5sLh0.00563600故降液管设计合理。降液管底隙的流速u=0.2m/s,则:,Lh0.00563600h0=3600lwu036000.9240.2hw-h0=0.048-0.030

48、3=0.0177m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。(2)塔板布置塔板的分块。因D之800mm,故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔极分为3块。边缘区宽度确定：近似取E=1,则how2.84/0.00563600、1()10000.924=0.022m=0.0303m取Ws=Ws=0.075m,Wc=0.045m开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算为:22二2._1XAa=2(xr-xrsin-),180r其中x=D2_(wd.Ws)=0.7-(0.1240.075)=0.411mr=D2-Wc=0.7-0.0450.63r5故Aa-2(0.411,0.63

49、52-0.41123140.6352sin0411)=0.966m21800.635筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛孔直径d=5mm。筛孔按正三角形排列,取孔中心距t为：t=3do=35-15mm筛孔数目n为:开孔率为:de252(0)=0.907()=10.1%t15气体通过筛孔的气速为:0.991=10.12m/s0.1010.9664.3.4筛板的流体力学验算(1)塔板压降干板阻力hc计算。干板阻力由下式计算：1:VU。he二一一2g：LC0由d0传=5,3=1.67,查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得C。=0.7721.155Aan=t2550.966

50、)4959个0.015A0=0.907Aa_Vsu0一故hc=0.051x-32-J10121=0.035m液柱802.90.772J气体通过液层的阻力h计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即hi=也F0=4;V=0.6943.3=1.24kg12/(sm12)查充气系数关联图得一：=066。故h1=PhL=0.66x(0.048+0.022)=0.0462m液柱液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力h口由下式计算，即:4二L419.1610=0.0019m液柱:Lgd。802.99.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算:phD=hh.h.,=0.0350.04

51、620.0019=0.0839m液柱pc气体通过每层塔板的压降为:Pp=hp：Lg=0.083802.99.81=653Pa：二0.7Kpa(2)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。(3)液沫夹带液沫夹带按下式计算：Ua099191=0.69M/sAT-Af1.5390.111325.7x10-ua、5.7x10-e=3aL、HT-2.5hLJ19.25X100.1Kg液/Kg气故在本设计中液沫夹带量6在允许的范围内(4)漏液对筛板塔，漏液点气速u0,min按下式计算：U0.min=Vs.min.A。=4.4C。,0.00560.13人-h.

52、；-L/入=4.40.772、(0.00560.130.07-0,0019)802.9/3.3=6.04m/s实际孔速U0=10.12m/su0.min稳定系数为K=u0/u0,min=10.12/6.04=1.68)1,5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：Hd三(HThw)苯一甲苯物系属一般物系，取1=0.5,则：*(HT+hw)=0.5父(0,4+0.048)=0.224m液柱而Hd=hp上1%板上不设进口堰，hd按下式计算：22hd=0.153u0)=0.153父0.22=0.00612m放柱Hd=0.0830.070.0061

53、2=0.159m液柱00,6940.40-2.5x0.07)Hd*(HT+%),故本设计中不会发生液泛现象4.3,5塔板负荷性能图(1)漏液线由U0.min=Vs.min,A=4.4C。0.00560.13(hwhw)-hj4/：V2.84how=1000得:=5.86.0.009940.0914LS23果列于下表表4-4漏液线计算结果0.014Vs/(m3/s)0.6030.6380.6530.724由上表数据即可作由漏液线1(2)液沫夹带线以ev=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下：5.710-zUa、3.2ev=()二LHT-hj33600Ls2/32/3how=2.8410

54、，1(s)=0.703LsV.s0.min=4.4C0、0.00560.13hw+黑ME lw=4.4X0.772X0.101X0.966X0.0056+0.13X,2840.048+W84M1X1000l13600Ls23I0.924J0.0019/J J802.93.3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算由Vs值，计算结Ls/(m3/s)0.00060.00300.0045ow0.924s2/32/3hf=2.5hL=2.5(hwhow)=2.5(0.0480.703Ls)=0.121.76Ls2/3HT-hf=0.28-1.76Ls由=5.7父(1.373Vs)3.26V-19.16

55、10，0.28.1.76Ls2/3一.整理得Vs=1.26-7.9Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算由Vs值，计算结果列于下表表4-5液沫夹带线计算结果Ls/(m3/s)0.00060.00300.00450.014乂/(m3/s)1.2041.101.0450.801由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度几川=0.006作为最小液体负荷示准。&3600Ls2/32/3how=2.84101(s)=0.703Ls=0.0060.9243.Ls,min=0.000788m/s据此可作曲和气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4)液相负荷

56、上限线以日=4s作为液体在降液管中停留时间的下限=ATHT=4Ls故Ls,min=0.111父0.40/4=0.0111m3/s(5)液泛线令Hd=(HThw)由Hd=hp,儿,hd=儿,hi,h二hd,上hi=hA=hwhow联立解得HT(-:-1)hw(C-1)howhch二hd忽略h将how和L,hd和Ls,hc和Vs的关系式代入上式，并整理得:222/3aVs=b-cLs-dLsb=HT(-1)hw=0.50.40(0.5-0.66-1)0.048=0.144c=0.1532=0.1532=195.15,(iwh。)2(0.9240.0303)222/3=4-5420Ls-32.42L

57、s据此可作曲和气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。式中a=.-2gA0C0344、44=0.0362M9.81(0.101父0.966fl802.9J在操作范围内，任取几个Ls值,依上式计算由Vs值，计算结果列于下表表4-6液泛线计算结果d=2.84104E(1：)3600:lw)/3=2.8410&1(10.66)33600;0.924/3=1.167将有关的数据代入整理，得vs2Ls/(m/s)0.014Vs/(m23/s)1.5880.991m3/s故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=1.513由上表即可作由液泛线5根据以上各线方程，可作由筛板塔的负荷性能图，如下图:32.

58、521.510.500.00000.00500.01000.0150Ls（立方米/秒）图4-2提微段负荷性能图在负荷性能图上，作由操作点A,连接OA,即作由操作线。由上图可看由，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得:0.00060.00300.00451.9411.8131.737漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上线液泛线AVsmin=0.655m3/sVs,m表4-8提微段筛板塔设计计算结果序号项目数值12345678910111213141516171819平均温度it平均压力Pm/kPa3气相流量Vs/(m/s)、-、一,，3，、液相流量Ls/(m/s)塔的有效高度Z/m实际塔板数塔径/m板间距