化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计

资料前言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。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达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。目录TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"第一章绪论1\o"CurrentDocument"1.1精馏条件的确定11.1.1精馏的加热方式11.1.2精馏的进料状态11.1.3精馏的操作压力1\o"CurrentDocument"1.2确定设计方案11.2.1工艺和操作的要求21.2.2满足经济上的要求2保证安全生产2\o"CurrentDocument"第二章设计计算32.1设计方案的确定32.2精馏塔的物料衡算32.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率32.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3物料衡算32.3塔板计算42.3.1理论板数NT的求取42.3.2全塔效率的计算62.3.3求实际板数72.3.4有效塔高的计算72.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算82.4.1操作压力的计算82.4.2操作温度的计算82.4.3平均摩尔质量的计算82.4.4平均密度的计算102.4.5液体平均表面张力的计算112.4.6液体平均黏度的计算122.4.7气液负荷计算132.5塔径的计算13\o"CurrentDocument"2.6塔板主要工艺尺寸的计算152.6.1溢流装置计算152.6.2塔板布置18\o"CurrentDocument"2.7筛板的流体力学验算塔板压降192.7.1精馏段筛板的流体力学验算塔板压降192.7.2提馏段筛板的流体力学验算塔板压降212.8塔板负荷性能图232.81精馏段塔板负荷性能图232.82提馏段塔板负荷性能图26\o"CurrentDocument"第三章设计结果一览表30\o"CurrentDocument"第四章板式塔结构31\o"CurrentDocument"4.1塔顶空间31\o"CurrentDocument"4.2塔底空间31\o"CurrentDocument"4.3人孔31\o"CurrentDocument"4.4塔高31\o"CurrentDocument"第五章致谢34\o"CurrentDocument"参考文献35第一章绪论1.1精馅条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。1.1.1精馏的加热方式蒸馏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，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。1.1.2精馅的进料状态进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3精馆的操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.2确定设计方案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：1.2.1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。1.2.2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。1.2.3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虑。第二章设计计算2.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，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。2.2精馅塔的物料衡算2.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率2.2.2（生产能力）进料量：F=85000t/年苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量M2.2.2（生产能力）进料量：F=85000t/年苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量MA=78.11Kg/molMB=92.13Kg/mol0.4/78.11f0.4/78.11+0.6/92.130.98/78.11=0.44Xd0.98/78.11+0.02/92.130.02/78.11=0.983%-0.02/78.11+0.98/92.13-'皈4原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.44x78.11+(1-0.44)x92.13=85.9612(Kg/kmol)Md=0.983x78.11+(1-0.983)x92.13=78.40(Kg/kmol)Mw=0.024x78.11+(1-0.024)x92.13=91.79(Kg/kmol)2.2.3物料衡算原料处理量F=85000000=1.37x102(kmol/h)85.9612x7200总物料衡算F=D+W=137kmol/h苯物料衡算0.44F=0.983D+0.024W联立解得：D=59.43Kmol/hW=77.57Kmol/h

2.3塔板计算2.3.1理论板数NT的求取D=59.43Kmol/hW=77.57Kmol/h（1）相对挥发度的求取查温度-组成图得td=80°Ctw=92.6°C（由表2）当取td=80C时PA。=101.33仞PB。=40kpP0a1=p-=2.53B当取td=92.6C时PA。=146.004kp,PB。=58.94kp=2.48P=2.48a=^a-2P。Ba=籍气=%253x2.48=2.5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，故七=七=0.44，根据相平衡方程有_ax_2.5xJp—1+（a；1）x—1+1.5xP最小回流比为Rmin=Rmin对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=d.l-2)RminR=1.5Rmin=2.16（3）精馏塔的气、液相负荷L=RD=2.16x59.43=128.37（Kmol/h）V=（1+R）D=（1+2.16）x59.43=187.80（Kmol/h）L=RD+qF=2.16x59.43+137x1=265.37（Kmol/h）

V'=(R+1)D-(1-q)F=(2.16+1)x59.43-(1-1)F=187.80(Kmol/h)⑷操作线方程精馏段操作线方程nn+1Rx2.16x+—a=xR+1nR+12.16+1n0983+性=0.684x+0.3113.16提馏段操作线方程y1=%x-导=1.413x-0.010(5)逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程y=严)即y=_15二1+(tt—1)x1+1.5x变形得:x变形得:x=y2.5—1.5y精馏段操作线方程y〃+1=°.684x+°.311提馏段操作线方程y=1.413x-0.010m+1m用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算:y1=x^=0.983y2=y1=x^=0.983y2=0.684气+0.311=0.967y=0.684x+0.311=0.9412y=0.684x+0.311=0.7873y=0.684x+0.311=0.9023y=0.684x+0.311=0.90253y1+a―=0.959—y1)x=——y2——=0.92122.5-1.5y2x=y3=0.86432.5-1.5y3——y4——=0.787-1.5y4——y5——=0.69-1.5y5——y5——=0.69-1.5y5y=0.684x+0.311=0.78363x=——y5——=0.59162.5-1.5y5y=0.684x+0.311=0.71573x=—y5—=0.50172.5-1.5y5y=0.684x+0.311=0.65483x=y5=0.4382.5-1.5y5%=0.43<七=0.44故精馏段理论板数n=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算:y9=1.413x8-0.01=0.60x=^=0.37592.5T5y9y10=1.413x9-0.01=0.52x=—y^0—=0.30102.5-1.5y10y11=1.413气0-0.01=0.42x=—11=0.22112.5T5y11九=1.413x11-0.01=0.15x=—s=0.15122.5-1.5y12y13=1.413%-0.01=0.09x=———^——=0.09132.5-1.5y13y14=1.413气3-0.01=0.12x=—4=0.05142.5-1.5y14y15=1.413x14-0.01=0.06x=———^——=0.026152.5-1.5—15y16=1.413x15-0.01=0.026x=—6=0.010162.5-1.5y16x16=0.010<x^=0.04故提馏段理论板数n=8（不包括再沸器）2.3.2全塔效率的计算由td=80°Ctw=92.6°C

计算出tm=93.5°C根据表6分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度内差法计算出rA=0.271（mPa-S）,rb=0.278（mPa-S）平均粘度由公式，得rl=0.44x0.271+0.56x0.278=0.275（mPa-S）根据奥康奈尔（O'connell）公式计算全塔效率％Et=0.49(xrl>°245=0.49x(2.5x0.275扁245=0.5372.3.3求实际板数精馏段实际板层数总13（块）提馏段实际板层数80.53780.537总15（块）全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。2.3.4有效塔高的计算精馏段有效塔高Z]=（13-1）x0.4=4.8m提馏段有效塔高Z2=（15-1）x0.4=5.6m在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高Z=4.8+5.6+0.6x2=11.6m2.4精馅塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P=101.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力Pf=101.3+0.7x13=110.4kPa塔底操作压力Pw=101.3+0.7x15=111.8kPa精馏段平均压力Pm=(101.3+110.4)/2=105.85kPa提馏段平均压力Pm2=(110.4+111.8)/2=111.1kPa2.4.2操作温度的计算塔顶温度t=80°CD进料板温度t=92.6CF塔底温度t=107Cw精馏段平均温度t1=(80+92.6)/2=86.3C提馏段平均温度t2=(92.6+107)/2=99.8C2.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由由X=*=0.983带入相平衡方程，得xj0.959M=0.959x78.11+G-0.959)x92.13=78.69(kg/kmol)l，DmM=0.983x78.11+G-0.983)x92.13=78.35(kg/kmol)V，Dm进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得七=0.654,七=0.43气.=。.654x78.EG-0.654)x92.13=82.96^/扁Ml，L・43x78」"-。・43)x92.13=86」血/血/)塔底平均摩尔质量计算由七=0.01，由相平衡方程，得y^=0.026M=0.026x78.11+(1-0.026)x92.13=91.77(kg/kmol)V，wmM=0.01x78.11+(1-0.01)x92.13=91.99(kg/kmol)l，Wm精馏段平均摩尔质量M=78.35+82.96=80.655(kg/kmol)VcmM=78.69+瓯10=82.40(kg/kmol)L否m提馏段平均摩尔质量M=82.96+91.77=87.37(kg/kmol)VmM=86.10+91.99=89.05(kg/kmol)L否m

2.4.4平均密度的计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即PM105.85x80.66=vm=/\=2.86(kg/m3)RTm8.314x(86.3+273.15)提馏段的平均气相密度PM111.1x87.37=vm=z\=3.13(kg/m3)RTm8.314x(99.8+273.15)②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，1pmaAp+%p.p=810kg/m3由p=810kg/m3p=815kg/m3塔顶液相的质量分率求得aA=0.98得p=814.9得p=814.9kg/m3LDm+814810由七=92.06C，查共线图得p=800.9kg/m3App=800.9kg/m3Ap=797.63kg/m3B塔顶液相的质量分率求得aA0.43x78.11=0.43x78.11+G-0.43)x92.13=爵91=0.390.61P800.09+797.63得p=800kg/m3c.塔底液相平均密度的计算由L°7°c,p=783.96kg/m3p=783.96kg/m3Ap=783.3kg/m3B塔顶液相的质量分率0.01x78.11

0.01x78.11+G-0.01)x92.13=0.0851=0.0851-0.085P783.96+783.3L，Wm得p=730kg/m3精馏段液相平均密度为P=814.9+800=807.45（g/m3）Lm2提馏段液相平均密度为P=8^30=765^/m3）Lm22.4.5液体平均表面张力的计算由公式：bl=W工涅LL=1塔顶液相平均表面张力的计算由tD=80C，查手册ba=21.27(mN/m)bB=21.69(mN/m)b=0.983x21.27+0.017x21.69=21.28(mN/m)L,Dm进料板液相平均表面张力的计算由土=92.06C，查共线图得ba=19.75(mN/m)bB=20.42(mN/m)b=0.43x19.75+0.57x20.42=20.13(mN/m)L,Fm塔底液相平均表面张力的计算由匕=107C，查共线图得ba=18.02(mN/m)bB=18.87(mN/m)L,Wmb=0.01x18.02+0.99x18.87=18.86(mN/mL,Wm精馏段液相平均表面张力为2提馏段液相平均表面张力为b=21.28:20.13=20.21(mN/m2提馏段液相平均表面张力为Lmb,Lm2。.13+18.86=]9.50(mN/m)2.4.6液体平均黏度的计算b,Lm由公式：b顷=£%四,及查手册得塔顶液相平均黏度的计算由tD=80°C，查共线图得P=0.308(mPa-s)p=0.311(mPa-s)r=0.983x0.308+0.017x0.311=0.308(mPa-s)L,Dm进料板液相平均黏度的计算由tF=92.06C，查共线图得七=0.273(mPa-s)七=0.286(mPa-s)r=0.273x0.43+0.57x0.286=0.28(mPa-s)L,Fm塔底液相平均黏度的计算由tw=107C，查共线图得r=0.257(mPa-s)r=0.26(mPa-s)r=0.01x0.24+0.99x0.257=0.26(mPa-s)L,Wm精馏段液相平均黏度为rLm0.308+0.2802=0.294(mPa-s)提馏段液相平均黏度为Lm0.280+0.262=0.27(mPa-s)2.4.7气液负荷计算精馏段：V=(R+1)D=(2.16+1)x59.43=\87.80kmol/hVs=-V^=187.8展爵6=1.47m3/53600pv3600x2.86L=RD=2.16x59.43=128.37kmol/hLs=^Ml^=128.37x82.4=0.0036m3/s3600pl3600x807.45提馏段:V=(R+1)D+(q-1)F=(2.16+1)x59.43=187.8kmol/hVs=^Mv^=187.8x87.37=1.46m3/s3600pv3600x3.13L=RD+qF=2.16x59.43+1x137=265.37kmol/hLs=JM^=265.37x89.05=0.0086m3/s3600pl3600x7652.5塔径的计算塔板间距ht的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表2.1板间距与塔径关系塔径Dt，m0.3〜0.50.5〜0.80.8〜1.61.6〜2.42.4〜4.0板间距ht，mm200〜300250〜350300〜450350〜600400〜600对精馏段：初选板间距H=0.40m，取板上液层高度h=0.06m，Ht-hL=0.40-0.06=0.34m0.5(0.0036Y807.45\八PvJI1.47人2.86J0.5=0.041

查史密斯关联图得C20=0.070；依式0.2校正物系表面张力为q=20.99mN/0.5(0.0036Y807.45\八PvJI1.47人2.86J0.5=0.041查史密斯关联图得C20=0.070；依式0.2校正物系表面张力为q=20.99mN/m时20120JA0.2=0.074x(20.21W2I20J=0.073u=C：^l2£vmaxVpV可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），=0.073x：807.45—2.86=1.224m/s2.86'、4x1.47=1.478m3.14x0.857u=0.7u=0.7x1.224=0.857m/smax按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。对提馅段：初选板间距H=0.40m，取板上液层高度h=0.06m，故H-h=0.034m；LT(0.0086A(765切5k1.46火3.13J=0.092查史密斯关联图得C20=0.065；依式C=C205k20J校正物系表面张力为q=19.58mN/m时C=(qA0.2C20k费j=0.068x(型『k20J=0.065u=C■'PL-PV=0.067x：765-3.13=1.01m/smax'IPv、3.13可取安全系数为0.7，则(安全系数0.6—0.8)，故

u=0.7"=0.7X1.01=0.707m/smaxD=、亟=_:u=0.7"=0.7X1.01=0.707m/smaxD=、亟=_:4xl.46

I

兀u\，3.14X0.707-1.62m按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.46m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2m。2.6塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算精馅段因塔径D=2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长/：单溢流区l=(0.6〜0.8)D，取堰长为l=0.60D=0.60x2.0=1.2mb)出口堰高h:l/D-0.60，L

h—12.50.0036x3600nO1

—9.811.22.5查液流收缩系数计算图可以■■I查得E=1.04，则hOW2.8410002/32.8410001山(0.0036x3600)2/3x1.04xk1.2J-0.014hOW2.8410002/32.8410001山(0.0036x3600)2/3x1.04xk1.2J-0.014m故h=h-h=0.06一0.014=0.046mc）降液管的宽度气与降液管的面积Af:由lw/D=0.06查弓形降液管的宽度与面积图OOL心U.40,3(KgQ.O40.030.020.40.50m5OJS(JLWIWd/D=0.124Af/At=0.056W=0.124D=0.124x1.2=0.198mA=0.072xlD2=0.072x314x1.62=0.113m2f44利用0=3600AfHT计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，Lh即0=3600AfHT=12.56S(大于5s，符合要求)Lhd)降液管底隙高度h:0取液体通过降液管底隙的流速u=0.08m/s(0.07---0.25m/s)o依式

h=L=0,0036x3600=0.0375mo3600/xu，3600x0.08x1.2h-h=0.046-0.0375=0.0085m>0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提馏段因塔径D=2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长l:单溢流区\W(0.6〜0.8)D，取堰长l为0.60D=0.60x2.0=1.2mb)出口堰高hw:hw=«-h^l/D=0.60，L0.0036x3600l/D=0.60，12.51.22.5查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。查得E=1.04，则hOW2.84/LhOW2.84/L、2/3E-h1000"l)2.8410001命(0.0036x3600)2/3x1.04x"1.2J=0.014m故h=hL-h^=0.06-0.014=0.046mc）降液管的宽度W与降液管的面积A^:由lw/D=0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得Wd/D=0.124A]At=0.056W=0.124D=0.124x1.2=0.198mA=0.056xlD2=0.056xWx22=0.113m2f44利用0=3600Vt计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，L_3600_3600AH=Lh=5.26s（大于5s符合要求）3600=5.26s（大于5s符合要求）d）降液管底隙高度h:0取液体通过降液管底隙的流速r°=0.01m/s（0.07---0.25m/s）y3600：X/=0.09w0满足条件，故降液管底隙高度设计合理e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm2.6.2塔板布置a）塔板的分块因D习200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段:取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取30—50mm所以这里取W=0.04mc安定区宽度由于D=1.2m<1.5m故吧=60〜75mm所以取W=0.07msb）开孔区面积A广2卜E+春sin-1R_计算开孔区面积R=D-W=|-0.04=0.96mx=DD-（W+W）=1—（0.198-0.07）=0.73m解得A=2.5m2a筛孔数n与开孔率中:本例所处理是物系无腐蚀性，可选用6=3mm碳钢板，取筛板直径d0=5mm，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为t=4x5=20mm1155x1031155x103筛孔数〃=xAa=x2.5=7219个12202开孔率中=A/A=0.907/开孔率中=A/A=0.907/。/d0=0.907/(20/5、=5.7%则每层板上的开孔面积A0为A0=9A=5.7%x2.5=0.142m2气体通过筛孔的气速为:u=^s=I.*=10.35m/s0A0.14202.7筛板的流体力学验算塔板压降2.7.1精馅段筛板的流体力学验算塔板压降⑴干板阻力hg计算。干板阻力由下式计算：由d0■-5=53=1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图图2.3得C0=0.8471p(uY12.86(10.35Y故h=——•3-〜=xx=0.027m液柱c2gpIC)2x9.81807.45"0.84JL0(2)气体通过液层的阻力弓计算。气体通过液层的阻力hL由下式计算，即V'147•

u=s——=\=0.7m/saA^-A^U—0.056)x3.14F0=uJ厂=0.7x®T86=1.305伙g12/(s-m12)]查充气系数关联图得P=0.62。故«=0.58x0.06=0.0372m液柱。⑶液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力々由下式计算，即:74b4x20.21X10-3h===0.00203m液柱bpgd0807.45x9.81x0.005气体通过每层塔板的液柱高度"按下式计算:h=h+h+h=0.027+0.0372+0.0203=0.066m液柱pclb气体通过每层塔板的压降为：Ap=hPLg=0.066x807.45x9.81=524.6Pa<0.7Kpa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。溢流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：%叫(Ht+h)WHd=h+、+气塔板不设进口堰则h=0.153[lT=0.153「°.0036f=0.001mdIlhJ"1.2x0.0375)、w07H=0.066+0.06+0.001=0.127m苯一甲苯物系属一般物系，取中=0.5，则：4(Ht+h)=0.5x(0.4+0.044)=0.222m液柱>气

所以设计中不会发生液泛现象(4)雾沫夹带雾沫夹带按下式计算:pv5.7x10-3、3.2bLv0.1Kgpv5.7x10-3、3.2bLv0.1Kg液/Kg气5.7x10-320.11x10-3f2"0.4-0.15)=0.0104Kg液/Kg气故液沫夹带量pv在允许的范围内。(5)漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算:u=4.4C..'(0.0056+0.13h—h)p/p0.min0%L5LV=5.02m/sU0=10.35m/s>u稳定系数为K=u0/u°.=10.35/5.08=1.7>1.5故在本设计中无明显漏液。2.7.2提馆段筛板的流体力学验算塔板压降干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由5=53=1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故C0=0.8413.13x2x9.8176510.28)2x"0.84)=0.031m气体通过液层的阻力计算。u=—^S—=a=0.48m/saAt-Af©.14-0.113)aVmF0="Jp—=0.48xVH3=0.85伙g12/(s-m")]aVm查充气系数关联图得P=0.68。故h1=&hL=0.68x0.06=0.04m液柱。(3)液体表面张力的阻力h计算。b液体表面张力所产生的阻力hb由下式计算，即：”4b4x19.50x10-3h=j==0.00104m液柱b765x9.81x0.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：h=h+h+h=0.031+0.04+0.0104=0.072m液柱pclb气体通过每层塔板的压降为：Ap=hpLg=0.072x765x9.81=540.08尸a<0.7Kpa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。溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：塔板不设进口堰则hd=0.153hd=0.1532=0.』瞒086)11.2x0.096)2=0.0097mH=0.072+0.06+0.0097=0.13m苯一甲苯物系属一般物系，取中=0.5，则:

(f)(H+h)=0.5x(0.4+0.046)=0.223m液柱〉HTwd所以设计中不会发生液泛现象(4)雾沫夹带PV5.7x10-3[U}325.7x10-3—XPV5.7x10-3[U}325.7x10-3—X(0.48)bL以[H—2.5/1]'TL719.50x10-3'〔0.4—0.15)3.2=0.0024Kg液/Kg气<O.lKg液/Kg气雾沫夹带按下式计算：故液沫夹带量P在允许的范围内。V对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算:u=4.4CJ(0.0056+0.13/z—5)p/pO.mino'L8LV=4.22m/5u=10.35m/s>u0O.min稳定系数为K=u/u=10.35/4.22=2.44>1.50O.min故在本设计中无明显漏液。2.8塔板负荷性能图2.81精馆段塔板负荷性能图(1)漏液线U=4.4CJ[0.0056+0.13(/z+h)-h]p/pO.min0'wowbLOmin=V'/AsminL0，h=h+hLwowA=(p.A0h=ow2.84厂.E■1000(L}w2；3得：

V.,“IV.,“I~s0.min■=4.4CXA01=4.4x0.84x、：3、23xE了Iw7.0056+0.13x0.046+0.614L2310.00203s2.860.0056+0.13810.45=0.684、2.7+22.535L23■S整理得:V=0.684X\：'2.7+22.535L/3在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表表2.2漏液线计算结果L/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01V/(m3/s)1.221.241.2541.271.32由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线以p以p枯=0.1炫液/kg气为限，求V'一〃关系如下:SSp=V日=aTOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"5.7x10-6(")一c(H-h*2p=V日=aLTf=0.33VV，V，=0.33Vs=sA—A3.14—0.113Tf\o"CurrentDocument"h=2.84x10-3x1.4x(3600xLs)2/3=0.614L2/3ow1.2sh=2.5七=2.5(h+h)=0.12+1.54L2/3\o"CurrentDocument"5.7x10-30.33V'、伞Pv=^T(0.28-1.54s1L2/3沮=0.1sV'=4.52-24.96L'2/3在操作范围内，任取几个Lf值，依上式计算出V；值，计算结果列于下表表2.3雾沫夹带线计算结果L'/(m3/s)s0.0030.0040.0050.0060.01V/(m3/s)s4.0013.893.793.6963.361

由上表数据即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.06m作为最小液体负荷标准:

owh=2.84x10一3x1.04x(3600xLs)2/3=0.006ow1.2L.=0.000317m3/s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。=0.4s作为液体在降液管中停留时间的下限L«=捋=岭=0-113«3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。液泛线由E=1.04,l=1.2.得：h=世xExow10002.841函xh=世xExow10002.841函x1.04x10002323=0.614L3sh=0.051[匕]T%]=0.051x[-^Tx[J]=0.051xf——^)2xc[C八pJ"ACJ^pJ"0.142x0.84)、oL，'ooL/=0.0127V2匕=s(hw+h^)=0.62x().046+0.614L/3)=0.029+0.380L/32.86807.45已算出、=2.03x10-3m液柱，hp=hc+h]+\=0.0127^2+0.029+0.614L/3+2.03x10-3hd=0.153fL12=0.153xs"1.2x0.0375J=75.6LsH丁=0.4mh=0.046mO=0.5代入中H+h)=h+h+h+hTwpwo^wd整理得：V2=11.58-80.3L2/3-5950L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2.4。表2.4Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs/(m3/s)9.749.469.138.817.18L=/LC>.v.写计S液泛线——场：?.我——液相负荷上限戏液相负荷丁很决L=/LC>.v.写计S液泛线——场：?.我——液相负荷上限戏液相负荷丁很决由"=4.4C:[0.0056+0.13(h+h)-h]p/p0.min0'wowbLVH=V'/Ah=h+hA=中.A0minsmin0,Lwow，0a

耿_2.84。广1000*.=4.4x耿_2.84。广1000*.=4.4x0.84x..2.84rl〕/123J0.0056+0.13h-卜xE—h-h〔:Lw1000lklw>J"J.0056+0.13x*/七v~s0.min=4.4CA00(T、2‘3Lkw0.046+0.614L2310.00104s3.13765=3.19^2.576+19.51L$23整理得:vs=0.525x3.576+19-5166L/3在操作范围内，任取几个/：值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表2.5漏液线计算结果L/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01V/(m3/s)0.920.920.930.940.80由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线以以P=0.1kg液/kg气为限，求求V'-L的关系如下:vss=5.7x10-6(uv—bH-hLTfV'V^a-T^T—3.14-0.113=.sTfh=2.84x10-3x1.4x(3600xLs)2/3=0.614L'2/3ow1.2sh=2.5h=2.5(h+h)=0.12+1.54L2/3P=57^"0.盘)3.2=0.1v19.500.28-1.541L2/3sv'=4.095-22.53L2/3在操作范围内，任取几个/：值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表L/(m3L/(m3/s)s0.0030.0040.0050.0060.01

V'/(m3/sV'/(m3/s)s由上表数据即可作出液沫夹带线2液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.06m作为最小液体负荷标准:

owh=2.84x10-3x1.04x(3600xLs)2/3=0.006ow1.2L.=0.000317m3/s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。=5s作为液体在降液管中停留时间的下限0=A#t=5LsL=AfHt=0」13x0.4=0.0094m3/ss,max5据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线h=世xExow10002.841函x1.04x10002h=世xExow10002.841函x1.04x100023,23=0.614L3s'u'C

k¥=0.0147V2s七=0.051=0.051x^AoCo(=0.051xV

k0.142x0.84123.13x765h=£(hw+how)=0.62x().046+0.614L/3)=0.029+0.380L/3已算出h°=1.04x10-3m液柱，=七+h]+\=0.01467^2+0.029+0.38L/3+1.04x10-3=0.1532==0.1532=0.153x[—Ls—]

k1.2x0.0912=13.12L2sH^=0.4mh^=0.046mO=0.5代入①H+h)=h+h+h+hTwpwo^wd整理得：V2=12.95-25.9£2/3-894.3K

sss在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表表2.7Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.0060.01Vs/(m3/s)12.412.2812.1712.0611.66

第三章设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa105.85111.1各段平均温度tm°C86.399.8平均流量气相Vsm3/s1.471.46液相Lsm3/s0.0360.086实际塔板数N块78板间距Htm0.400.40塔的有效高度Zm4.85.6塔径Dm22空塔气速um/s0.730.46塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lm1.21.2堰高hwm0.0460.04溢流堰宽度Wdm0.1980.198管底与受业盘距离hom0.03750.09板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm2020孔数n个72197219开孔面积m20.1420.142筛孔气速Uom/s10.3510.35塔板压降hPkPa0.5250.540液体在降液管中停留时间Ts5.265.26降液管内清液层高度Hdm0.1270.13雾沫夹带kg液/kg气0.007320.00657负荷上限v雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制第四章板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。4.1塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取H=1.2mD4.2塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。①塔底驻液空间依贮存液量停留3〜5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。②塔底液面至最下层塔板之间要有1〜2m的间距，大塔可大于此值。本塔取HB=1.5（m）4.3人孔一般每隔6〜8层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450〜500mm，其伸出塔体得筒体长为200〜250mm，人孔中心距操作平台约800〜1200mm。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即np=4（个）4.4塔高H=（n-n-n-1H+nH+nH+H+HFPTFFPPDB=（28-1-4-1）x0.4+1x0.8+2x0.6+1.2+1.5=14.5m故全塔高为14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的1.5m。

主要基础数据表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(°C)临界温度％(C)临界压强PC(kPa)苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6318.574