苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计

工程大学邮电与信息工程学院课程设计说明书论文题目： 苯-甲苯分离过程板式精馏塔设计学 号： 6205130305学生： 黄天梁专业班级： 12级高分子材料与工程 03班指导教师： 王颖总评成绩：2015年6月18日邮电与信息工程学院课程设计任务书专业12级高分子材料班级3学生黄天梁发题时间：2015年6月8日一、课题名称苯—甲苯分离过程板式精馏塔设计二、课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）一常压操作的连续板式精馏塔（自选塔板类型）分离苯—甲苯混合物，间接 蒸汽加热，生产时间为 300天/年，每天 24小时，产品的质量要求见下表生产能力 苯的组成（质量分数）/%t/a1 原料 塔顶产品 塔底产品38000 45% 98% 2%操作条件：（1）塔顶压力：4kPa（表压）；（2）进料热状态：自选；（3）回流比：自选；（4）单板压降： 0.7kPa；参考文献1敏恒.化工原理M（第三版）.：化学工业，20032贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计 M.天津：天津大学，20023马江全，冷一欣.化工原理课程设计 M.：中国石油，20094谭天恩，麦本熙，丁惠化 .化工原理 M.(第二版）.：化学工业，19985王汉松.石油化工设计手册（第 1卷），石油化工基础数据 . M：化学工业，20026中石化集团工程.化工工艺设计手册（上册） . M：化学工业，20037《化工设计手册》编辑委员会 .化学工程手册：第 1篇化工基础数据. M北京：化学工业，19868功样，兰英，崔英德主编 .常用化工单元设备设计 M.：华南理工大学，20039涂伟萍，佩珍，程达芬.化工工程及设备设计 M.：化学工业，200010阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南 M.：化学工业出版社，200111吕树申，祁存谦，莫冬传 .化工原理M.：化学工业（第三版）,2015三、设计任务（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等，只需简明列出大项目）全塔物料衡算，操作回流比和理论板数的确定计算精馏段、提馏段的塔板效率，确定实际塔板数估算塔径板式塔的工艺尺寸计算，包括溢流装置与塔板的设计计算塔板的流体力学性能的校核，包括板压力降、液面落差、液沫夹带、漏液以及液泛的校核绘制塔板的负荷性能图，塔板的负荷性能图由液相负荷下限线，液相负荷上限线，漏液线，液沫夹带线和溢流液泛线的确定塔的结构确定，包括塔体结构与塔板结构塔体结构：塔顶空间，塔底空间，人孔（手孔）、支座、封头、塔高等；塔板结构：采用分块式塔板还是整块式塔板；塔的附属设备选型，包括塔顶冷凝器，原料预热器的换热面积与泵的选型（视情况而定）精馏塔各接管尺寸的确定绘制精馏塔装配图绘制精馏系统工艺流程图编写设计说明书：要求逻辑清晰，层次分明，书写工整，独立完成撰写中英文摘要四、设计所需技术参数物性数据：物料的密度、粘度、表面力、气液平衡数据、 安托因方程参数五、设计说明书容（指设计说明书正文中包括的主要设计容，根据目录列出大标题即可）中英文摘要设计方案的确定精馏塔的工艺设计精馏塔工艺尺寸的计算附属设备计算结果汇总设计小结与体会符号说明参考文献工艺流程图及精馏塔装配图六、进度计划（列出完成项目设计容、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1.5天3.初步确定设计方案及设计计算容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）：

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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出。3．所有签名均要求手签， 以示负责。目录摘要 IAbstract II第一章文献综述 11.1设计原理 11.2设计方案的确定 2第二章精馏塔的工艺计算 52.1精馏塔的物料衡算 52.2塔板数的确定 72.3塔的工艺条件及有关物性数据的计算 10第三章筛板的流体力学验算 233.1校核 233.2塔板负荷性能图 273.3主要结果汇总 34第四章辅助设备 374.1冷凝器 374.2再沸器 374.3泵的计算及选型 384.4管道直径 394.5法兰的选用 404.6塔体结构设备 40课程设计小结 42致谢 43参考文献 44附录 44摘要本次设计中的精馏装置包括预热器，再沸器，冷凝器，回流泵等设备，热量自塔釜输入，物料在塔经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本次的设计任务为分离年处理量3.8万吨的苯-甲苯混合液，进料中苯的质量分数为0.491，要求塔顶产品苯的质量分数0.983，塔底釜液苯的质量分数0.0235。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯 -甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料。按逐板计算法计算理论塔板数为16块，其中精馏塔板数为8块，提馏段为8块。通过计算得全塔效率为0.542，塔顶使用全凝器，泡点回流。实际塔板数为28块，其中精馏段13块，提馏段15块，实际加料位置在第14块板。由尺寸工艺计算并按标准塔径圆整得精馏塔塔径为1.0米，塔总高18.7米。通过流体力学验算表明此塔的工艺尺寸符合要求，由负荷性能图可以看出此精馏塔有较好的操作弹性。接着对辅助设备进行了计算并绘制了精馏工艺流程图及精馏塔装配图。关键词：苯；甲苯；精馏；筛塔板AbstractThedesignofdistillationdevicecomprisesapreheater,reboiler,refluxcondenser,pumpandotherequipment,heatinputfromthetowerkettle,materialinthetowerbymultiplepartialgasificationandpartialcondensationweredistillationseparation,bythecoolingmediuminthetowertopcondenserwillwasteheataway.Thedesigntaskfortheseparationofthehandlingcapacityof3.8milliontonsofbenzenetoluenemixture,massfractionofbenzeneis0.491,requirementsofthemassfractionofthetopproductbenzene0.983.Atthebottomofthetowerkettleliquidbenzenemassfraction0.0235.Comprehensiveprocesshastheadvantagesofconvenientoperation,economyandsecurityaspectstoconsider,thisdesignusingthesieveplatetowerofbenzeneandtoluenewerepurified,plateforcarbonsteelmaterial.Accordingtothecalculationmethod,thenumberoftheoreticalplatesis16,andthenumberofthedistillationcolumnsis8,andtheextractionsectionis8.Throughthecalculationofthecolumnefficiencywas0.542,thetopusingfullcondensate,bubblepointback.Actualtraynumberis28,ofwhich13piecesofrectifyingsection,strippingsection15,theactualfeedingpositioninthefourteenthplate.Bythecalculationofthesizeofthestandardtowerdiametercircleandthediameterofthetoweris1metershigh,18.7metershightower.ThecalculationofthefluidmechanicsshowsthattheprocessdimensionofthetowerisinaccordancewiththerequirementsThen.theauxiliaryequipmentiscalculatedandthedistillationprocessflowchartandtheassemblydrawingofthedistillationtowerareplotted.Keywords:Benzene;toluene;distillation;sievetray第一章文献综述1.1设计原理塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用气液传质设备。根据塔汽液接触构件的结构形式可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔是一类用于气液或液液系统的分级接触传质设备，由圆筒形塔体和按一定间距水平装置在塔的若干塔板组成。广泛应用于精馏和吸收，有些类型（如筛板塔）也用于萃取，还可作为反应器用于气液相反应过程。操作时（以气液系统为例），液体在重力作用下，自上而下依次流过各层塔板，至塔底排出；气体在压力差推动下，自下而上依次穿过各层塔板，至塔顶排出。每块塔板上保持着一定深度的液层，气体通过塔板分散到液层中去，进行相际接触传质。填料塔是塔设备的一种。塔填充适当高度的填料，以增加两种流体间的接触表面。例如应用于气体吸收时，液体由塔的上部通过分布器进入，沿填料表面下降。气体则由塔的下部通过填料孔隙逆流而上，与液体密切接触而相互作用。结构较简单，检修较方便。广泛应用于气体吸收、蒸馏、萃取等操作。为了强化生产，提高气流速度，使在乳化状态下操作时，称乳化填料塔或乳化塔。本次设计采用精馏筛板塔。精馏筛板塔装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作H2S-H2O双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。精馏筛板塔供汽液两相接触进行相际传质，位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔底,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化，蒸气沿塔上升，余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降，进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中，汽液两相逆流接触，进行相际传质。液相中的易挥发组分进入汽相，汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系，只要设计和操作得当，馏出液将是高纯度的易挥发组分，塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段，把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓，称为精馏段；进料口以下的塔段，从下降液体中提取易挥发组分，称为提馏段。两段操作的结合，使液体混合物中的两个组分较完全地分离，生产出所需纯度的两种产品。当使n组分混合液较完全地分离而取得n个高纯度单组分产品时，须有n-1个塔。精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离，关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相，从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比，称为回流比，它是精馏操作的一个重要控制参数，它的变化影响精馏操作的分离效果和能耗。作为汽液两相传质用的塔设备，首先必须使汽液两相充分接触，以获得较高的传质效率，此外，为了满足工业生产生产的需要，塔设备还得考虑下列各项基本要求：1.汽液处理量大。即在较大的汽液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。2.操作稳定、弹性大。即当塔设备的汽液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作，并且塔设备应保证能长期连续操作。3.流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。4.结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。5.耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。6.塔滞留量小。1.2设计方案的确定塔设计原则总的原则是尽可能多的采用先进的技术，使生产达到技术先进、经济合理的要求，符合优质、高产、安全、低能耗的原则，具体考虑以下几点。（ 1）满足工艺和操作的要求（2）满足经济上的要求（ 3）保证生产安全（4）技术先进装置流程的确定精馏装置包括精馏塔，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。热量自塔底输入，物料在塔径多次部分被汽化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器中冷却介质将余热带走。工业生产中多应用连续蒸馏，连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，塔顶冷凝装置采用全凝器以便准确的控制回流比。在设计过程中还应考虑余热的利用。板型的选择本设计是通过对筛板塔和浮阀塔的生产能力、塔板效率、操作效率、操作弹性、压力降的计算以及操作可行性和造价等多方面的比较选择了筛板塔。筛板塔的主要优点有：（1）结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。（2）气液分散均匀，传质效率高，处理能力大，比同塔径的泡罩塔大 10～15%。（3）塔板效率与浮阀塔大体相当，但比泡罩塔高 15%左右。（4）压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30%左右。（5）板上液面落差较小。但筛板塔也存在着一些不足：（1）塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。（2）操作弹性较小（约 2～3），若设计合理，也能具有足够的操作弹性。（3）小孔筛板容易堵塞。操作压力的选择精馏操作有常压，加压和减压三种方式。本设计采用常压操作，原因在于：（1）苯和甲苯在常压下呈液态，不必采用加压装置。（2）能用水将馏出物冷却，在常压下实现苯和甲苯的分离。（3）苯和甲苯不属于热敏性物料，混合液沸点不高，不必采用减压蒸馏。满足工艺和操作要求所设计流程的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定要求，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。其次锁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围进行调节，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。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钟如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多水蒸汽和冷却水，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，另一方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费也有很大影响。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，塔压力过大或塔凝骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。第二章精馏塔的工艺计算2.1精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA78.110Kg/mol甲苯的摩尔质量MB92.130Kg/mol0.45/78.110.49XF0.55/92.130.45/78.110.98/78.110.983XD0.02/92.130.98/78.110.02/78.110.0235XW0.02/78.110.98/92.13原料液及塔顶、塔底产品的摩尔质量MF0.49178.11(10.491)92.1385.246Kg/molMD0.98378.11(10.983)92.1378.348Kg/molMW0.02478.11(10.0235)92.1391.794Kg/mol物料衡算原料处理量F38000100061.912kmol/h3002485.246总物料衡算FDW（2.1）苯物料衡算FXFDXDWXW（2.2）联立解得DF(XFXW)/(XDXW)61.912(0.4190.024)/(0.9830.024)30.149kmol/hWFD61.91230.14931.763kmol/h相对挥发度的计算Antoine蒸汽压方程：lnPABtC（2.3）式中P——纯组分液体的饱和蒸汽压，KPa;t——C，温度；ABC——Antoine常数查《化学工程手册》常用物质的物性和热力学数据如表 2-1，2-2，2-3所示表2-1苯和甲苯的Antoine常数列表Antoine常数ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482表2-2 各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表温度t/C80.1859095100105110.63饱和蒸汽苯PA101.33116.9.5155.7179.2204.2240.0压/KPa甲苯PB40.046.054.063.374.386.0101.33由a VA/VB PA/PB计算得出表2-3 各温度下两组份相对挥发度列表温度/C80.1859095100105110.63相对挥发度2.6012.5552.5102.4682.4282.3892.348苯的相对挥发度一般用各温度下相对挥发度值得几何平均值或算术平均值表示，本设计中使用几何平均值m ( 2 3 4 5 6)0.2 (2.555 2.510 2.468 2.428 2.389)0.2 2.469故相平衡方程为y mx/1 m 1x 2.469x/11.469x2.2塔板数的确定理论板层数NT的求取苯—甲苯属理想物系，可采用逐板计算法求理论板层数。①由手册查得苯—甲苯物系的气液平衡数据，绘出 x y图2.1所示图2.1苯—甲苯相平衡曲线②求最小回流比及操作回流比进料状态有五种，即饱和液体进料（q1）饱和蒸汽进料（q0）,气液混合物进料（0 q 1），冷液进料（q 1）,过热蒸汽进料（q 0），本设计选用的是泡点进料，故 q 1。在图中对角线上，自点 e0.491,0.491做垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为xq xf 0.491 yq a xq/1 1xq 0.704yq=axq/1 1xq 0.704故最小回流比为Rmin xD yq/yq xq 1.296取操作回流比为R 1.5Rmin 2R' R 1 xF xW/xD xF 2 1 0.491 0.0235/0.983 0.491 2.851③求精馏塔的气、液相负荷LRD60.198mol/hVR1D90.447mol/hL'LF121.49mol/hV'V90.447mol/h④求操作线方程精馏段操作线方程为y L/V x xD D/V 0.6667x 0.3277提馏段操作线方程为y' L'/V' x xW W/V' 1.351x' 0.0084⑤逐板计算法求理论板层数线交替使用相平衡方程与精馏段操作线方程，计算如下：y1 xD 0.983 →（相平衡）→ x1 0.959↙（操作线）y20.967→x20.922↙y3 0.942 → x3 0.868↙y4 0.906 → x4 0.796↙y5 0.858 → x5 0.71↙y6 0.801 → x6 0.62↙y7 0.741 → x7 0.537↙y8 0.686 → x8 0.469 xF第8板为加料板以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程，计算如下：↙（操作线）y90.625→（相平衡）→↙y100.536→↙y110.423→↙y120.301→↙y130.193→↙y140.111→↙y150.→

x8 0.469x9 0.403x10 0.319x11 0.229x12 0.149x13 0.088x14 0.x15 0.0237↙y160.0236→x160.0097总理论塔层数NT16包括再沸器进料板位置NF8全塔效率的计算全塔效率的计算:ET0.490.245(2.4)m1查《化工工程手册》常用物质的物性和热力学数据得苯的沸点：353.3K,甲苯的沸点：383.8K塔的平均温度tm353.3383.8/2368.55K苯的粘度系数:A545.64B265.34甲苯的粘度系数:A467.33B255.24黏度计算公式lg1A/TA/B（2.5）1苯0.26551甲苯0.2736则液相在此温度下的平均黏度为：L 0.491 1苯 1-0.491 1甲苯 0.491 0.271 1-0.491 0.2736 0.2554C下的相对挥发度为2.465总板效率ET0.49m10.2450.492.4650.270.24554.2%2.2.3实际板层数精馏段实际板层数N精7/0.54213提馏段实际板层数N提8/0.54215实际板总板数N实282.3塔的工艺条件及有关物性数据的计算物性数据的计算操作压力计算塔顶操作压力PD105.33KPa每层塔板压降P0.7KPa进料板压力PFPDP13105.330.712114.430KPa塔釜压力PWPD25P105.330.728124.930KPa精馏段平均压力PmPDPF105.33114.4302109.880KPa2提馏段平均压力'PFPW114.430124.930Pm2119.680KPa2操作温度计算第一板温度t80.1CPA0101.324KPaPB038.960KPat85CPA0117.546KPaPB046.011KPa插法得x10.959t180.5C进料板温度t90.0CPA0136.120KPaPB054.227KPat95.0CPA0156.898KPaPB063.577KPa插法得xq0.469tq92.52C塔釜温度t105.0CPA0205.745KPaPB086.117KPat110.0CPA0234.162KPaPB099.536KPa插法得XW0.0235XW0.0235tW109.41C精馏段平均温度tmtDtq/280.5692.52/286.54C提馏段平均温度tm'tWtq/292.52109.41/2100.965C

1.00.7730.57520.40450.12720.0133平均摩尔质量计算(1)塔顶摩尔质量计算：由xDy10.983,查平均曲线，得x10.959MVDmy1MA1y1MB0.98378.1110.98392.1378.348kg/kmolM'LDmx1MA1x1MB0.95978.1110.95992.1379.685kg/kmol(2)进料板平均摩尔质量计算由逐板法计算理论板，得yF0.686查平衡曲线，得xF0.469MVFmyqMA1yWMB0.68678.1110.68692.1382.512kg/kmolMLFmyqMA1xqMB0.46978.1110.46992.1385.555kg/mol(3)塔底平均摩尔质量计算由xw0.0097,查平衡曲线，得yW0.0236MVWmywMA1ywMB0.023678.1110.023692.1391.799kg/kmolMLWmxwMA1xwMB0.009778.1110.009792.1391.994kg/molM精馏段平均摩尔质量MVmMVDmMVFm/278.34882.512/280.43kg/kmolMLmMLDmMLFm/278.68585.555/282.12kg/kmol提馏段平均摩尔质量MVm'MVWmMVFm/282.51291.799/287.156kg/kmolMLm'MLWmMLFm/285.55591.799/288.677kg/kmol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VmpmMVm/RTm109.8880.43/8.31486.56273.152.955kg/m3'MVm/RTm'87.155/8.314100.965273.153.354kg/m3Vmpm119.68(2)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算：1/ Lm i/i (2.6)①塔顶液相平均密度计算：由tD80.56C，查手册得A815.42kg/m3，B809.98kg/m3LDm1/0.983/815.420.017/809.98815.31kg/m3②进料板液相平均密度计算由tF92.52C，查手册得A799.90kg/m3,B797.60kg/m3③进料板液相的质量分数计算0.46978.11/0.46978.1110.46992.130.428LFm1/0.428/799.9010.428/797.60798.58kg/m3④塔釜液相平均密度的计算由tw109.41C，查手册得A777.97kg/m3，B780.10kg/m3LWm1/0.0097/777.970.9903/780.10779.9kg/m3精馏段、提馏段液相平均密度为Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2815.31798.58/2806.945kg/m3/2779.9798.58/2789.24kg/m3平均表面力计算液相平均表面力依下式计算，即Lm xi i (2.7)(1)塔顶液相平均表面力计算由T180.56C，查手册得A 21.13mN/m， B 21.64mN/mLDm xD A 1 xD B 0.98321.13 1 0.983 21.64 21.14mN/m(2)进料板液相平均表面力计算由tF92.52C，查手册得A19.7mN/m,B20.32mN/mLFmxwA1xwB0.46919.710.46920.3220.03mN/m塔釜液相平均表面力由tw 109.41C，查手册得A 17.58mN/m， B 18.47mN/mLWm xW A 1 xW B 0.023517.58 18.47 1 0.0235 18.46mN/m精馏段、提馏段液相平均表面力为Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2 21.14 20.03/2 20.585mN/m/2 20.0318.46/2 19.243mN/m液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算：lg Lm xilg i （2.8)(1)塔顶液相平均粘度计算由t180.56C，查手册得A0.306mPas，B0.310mPaslgLDmxDlgA1xDlgB解得LDmmPas0.306(2)料板液相平均粘度计算由tF92.52C查手册得A0.271mPas，B0.278mPaslgLFmxFlgA1xFlgB解得 LFm 0.275mPas(3)釜液相平均粘度由tw 109.41C查手册得

A 0.2349mPas， B 0.255mPaslg LWm xwlg A 1 xwlg B解得 Lwm 0.255mPas精馏段、提馏段液相平均表面力为Lm LDm LFm'Lm LWm LFm

/2 0.306 0.275/2 0.2905mPas/2 0.255 0.275/2 0.265mPas塔物性数据汇总物性数据汇总如表2-4所示表2-4物性数据汇总序号项目符号单位数值精馏段提馏段1温度tC86.54100.9652压力PKPa109.83119.683气相平均摩尔质量MVkg/kmol80.4387.1554液相平均摩尔质量MLkg/kmol82.1288.6775气相平均密度Vkg/m32.9553.3546液相平均密度Lkg/m3806.945789.247 液体表面力 Lm mN/m 20.03 19.2458 液体平均黏度 Lm

mPas0.29050.265塔体工艺尺寸计算精馏段的气、液相体积流率为：VsVMVm/3600LsLMLm/3600

VmLm

90.44780.43/36002.9550.684m3/s60.29882.12/3600806.9450.001705m3/s'V'MVm'Vs/3600''/3600LsLMLm

Vm'Lm

90.44787.155/36003.3540.653m3/s121.4988.677/3600789.240.003792m3/s精馏段、提馏段的塔径计算(1)精馏段塔径umax C

LV（2.9）V0.2式中C由式CL计算，其中的C20由图查取c2020Ls1/21/2L0.001705806.9450.041Vs0.6842.954V取板间距，HT0.40m,板上液层高度hL0.06m则HThL0.40.060.34m由史密斯关联图查得C200.0720，又L20.610mN/m0.20.2806.9452.954CL0.07210.585C20200.0724umax0.07241.194m/s202.944取安全系数为0.70，则空塔气速为u0.70umax0.836m/sD4Vs/u1/240.684/0.8361/21.02m按标准塔径圆整后为 D 1.0m塔截面积为ATD20.785m24实际空塔气速为Vs0.684msu0.7850.871/AT其中0.6u/umax0.871/1.1940.6510.8可行(2)提馏段塔径Lh'L'1/21/20.003792789.24Vh'V'0.0890.6533.304取板间距HT' 0.45,板上液层高度hL' 0.09 6m则hL' hL' 0.45 0.06 0.39由史密斯关联图查得 C20' 0.08又 L' 19.245mN/m'L'0.219.2790.2789.243.354C'C200.080.079umax'0.0791.209m/s20203.354取安全系数为0.70，则空塔气速为u''0.75umax0.864m/sD'4Vs'/u'1/21/240.653/0.8460.997m按标准塔径圆整后为 D 1.0m塔截面积为ATD20.785m24实际空塔气速为VS0.588u0.832m/sAT0.785其中0.6u/umax0.8590.7000.8可行1.209精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 Z精 N精-1HT 131 0.4 4.8m提馏段有效高度为 Z提 N提 1HT 15 1 0.45 6.3m在塔顶、塔顶与进料板之间、进料板与塔釜之间、塔釜共开 4个人孔，共高度为0.6m则板间距为0.8m故精馏塔的有效高度为Z Z精Z提 4 0.8 4.4 5.4 3.2 11.1m塔板主要工艺尺寸的计算(1)塔板类型：筛选塔(2)塔板流动型式：单流型(3)溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。Ⅰ.精馏段各项计算如下：(1)堰长lw取lw

0.66D

0.661.0

0.66m(2)溢流堰高度hw2/3由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how2.84ELh1000lw2.8410.00170536002/3how0.013m10000.66取板上清液层高度 hL 60mm,则hw hL how 0.06 0.011 0.047m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lw/D0.66查弓形降液管参数图得，Af/AT0.074Wd/D0.141故Af0.07220.7850.05809m2Wd0.1241.00.1240m依式验算液体在降液管中停留时间，即3600AfHT36000.058090.4013.63s5sLh0.0017053600故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0h0Ls（2.11）3600lwu0'取u0'0.08m/s则h01.70510336000.033m36000.660.08hwh00.0470.0330.014m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 hw 50mmⅡ.提馏段各项计算如下：(1)堰长lw'取lw'0.66D'0.661.00.66m(2)溢流堰高度hw'''''2.84''Lh2由hwhLhow，选用平直堰，堰上液层高度how1000?E?()3lw'1032''2.843.79236003近似取E1,则how100010.660.021m取板上清液层高度hL'61mm,则hw'hL'how'0.0610.0210.040m(3)弓形降液管宽度Wd''和截面积Af由lw'/D'0.66查弓形降液管参数图得，A'f/AT'0.074Wd'/D'0.124故A'f0.07220.7850.0581m2Wd'0.1241.00.124m依式验算液体在降液管中停留时间，即3600Af'HT'36000.05670.455sL'h3.7921037.5043600故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0''Lsh03600lw'u0'取u0'0.18m/s则h0'3.79210336000.032m36000.660.18hw'h0'0.0400.0320.008m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度 hw' 50mm

(2.12)2.13）4.塔板布置Ⅰ.精馏段(1)塔板的分块因800mm D 1500m,D 1000mm故塔板采用分块式。查塔板分布表得，板块分为 3块。(2)边缘区快读确定取WsWs'0.065m,Wc0.03(3)开孔区面积计算开孔区面积Aa2(xr2x2r2arcsinx)（2.14）180r其中xD/2(WdWs)0.5(0.1240.065)0.311mrD/2Wc0.50.0350.465m故Aa2(0.3110.46520.31123.140.4652arcsin0.306)0.532m21800.465(4)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用 3mm碳钢板，取筛孔直径 d0 5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距 t 3 d0 3 5 15mm筛孔数目1.155Aa1.1550.5322730个n0.0152t2开孔率为d020.9070.005)210.1%0.907（）(t0.015气体通过筛孔的气速为u0Vs0.68412.73m/sA00.1010.532Ⅱ.提馏段(1)塔板的分块因800mm D 1500mm,故塔板采用分块式。查塔板分布表得，板块分为 3块。(2)边缘区快读确定取WsWs'0.065m,Wc'0.035m(3)开孔区面积计算开孔区面积Aa'按式计算，即Aa'2(x'r'2x'2r'2arcsinx')(2.15)180r'其中x'D'/2(Wd'Ws')0.5(0.1240.065)0.311mr'D'/2Wc'0.50.0350.465m故Aa'2(0.3110.46520.31652arcsin0.311)0.532m21801800.465(4)筛孔计算及其排列本例所处理的物系无腐蚀性,可选用'3mm'5mm碳钢板,取筛孔直径d0。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t'3d0'3515mm'1.155Aa'1.1550.532筛孔数目nt'20.01522730个‘0.907（d0'20.9070.005210.1%开孔率为t'）()0.015气体通过筛孔的气速为u0'Vs'0.65312.153m/sAo'0.1010.532第三章筛板的流体力学验算3.1校核精馏段塔板压降2(1)干板阻力hc计算hc12g

Vu0(3.1)C0由d0/5/31.67查筛板塔的汽液负荷因子曲线图得C00.07722.9552故hc12.730.0510.0508m液柱806.4450.772(2)气体通过液层的阻力 hL由下式计算气体通过液层的阻力 hL由下式计算：h1hL(3.2)uaVs0.684(3.3)Af07850.9410m/sAT0.05809F0ua0.941011（3.4）v2.9551.617kg2/sm2查充气系数关联图得0.58。故h1hL0.580.060.0348m液柱(3)液体表面力的阻力计算液体表面力所产生的阻力 h由式计算：4L420.585103103m液柱h806.9459.812.08Lgd00.005气体通过每层塔板的液柱高度 hp可按下式计算：hphchlh0.05080.03480.02080.0876液柱气体通过每层塔板的压降为：pp hp Lg 0.0876 806.945 9.81 693.611Pa 0.7kPa（设计允许值）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。液模夹带量由式计算：hf2.5hL2.50.060.15m6ua3.21063.25.7105.70.9410kg液kg气kg液kg气evHThf20.0310198/0.1/L故在本设计中液沫带量 ev在允许围。4.漏液对筛选塔，漏液点气速 u0.min可由下式计算：uo,min4.4C00.00560.13hLhL/v（3.5）4.40.7720.00560.130.062.021036.945/2.9555.989m/s实际孔速u012.73m/su0,minK12.73稳定系数为2.1251.55.989故在本设计中无明显漏夜。液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高 Hd应服从下式所表示的关系，即HdHThw（3.6）苯-甲苯物系属一般物系，取 0.5，则HT hf 0.5 0.4 0.047 0.2235m而Hd hphLhd (板上不设进口堰， hd可由式计算，即hd0.153u'20.1530.082m液柱00.001Hd0.08760.060.0010.1486m液柱HdHThw即0.14860.2235故在本设计中不会发生液泛现象。提馏段塔板压降1'2'''u0v((1)干板阻力hc计算hc2g''c0L由d0'/'5/31.67查筛板塔的气液负荷因子曲线图得C0'0.7723.35412.1532故hc0.0510.0537m液柱0.772789.24(2)气体通过液层的阻力 hL'计算气体通过液层的阻力 hL'由下式计算：h1''hL'('Vs'0.653m/s(uaAT'0.898A'f0.7850.0581'''0.8983.3541.645kg1/2/s1/2(F0uavm查充气系数关系图得 ’ 0.56。故h1' 'hl' ' hw' how' 0.56 0.040 0.02 0.0342m液柱(3)液柱表面力的阻力计算液体表面力所产生的阻力 h'由式计算：

3.7)3.8)9)10)11)h'4L'419.2450.0019m液柱L'gd0'789.249.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hP'可按下式计算：hP'hc'h1'h'0.05370.03420.00190.0898m液柱气体通过每层塔板的压降为：p'php'L'g0.0898789.249.81695.27Pa0.7kPa（设计允许值）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。液沫夹带液沫夹带量由式计算：h'f 2.5hL' 2.5 0.06 0.15m106ua'5.71060.898''3kg液kg气液kg气ev''19.245100.450.150.00989/0.1/LHThf故在本设计中液沫夹带量eV在允许围。漏液对筛板塔，漏液点气速 u0.min可由下式计算：'''h'''(3.12)u0,min4.4C00.00560.13hLL/v4.40.7720.00560.130.060.0199789.24/3.3545.586m/s实际孔速u0'12.153m/su0,min稳定系数为K'12.1532.1761.55.586故在本设计中无明显漏液现象。液泛为防止塔发生液泛，降液管液层高 Hd'应服从下式表示的关系，即Hd' ' HT' hw' ( 3.13)'苯-甲苯物系属一般物系，取 0.5,则'HT'hw'0.50.450.040.245m液柱而Hd'hp'hL'hd'（3.14）板上不设进口堰， hd可由式计算，即hd'0.153u0'224.957103m液柱0.1530.18Hd'0.08920.064.9571030.1542m液柱Hd''HT'hw'故在本设计中不会发生液泛现象。3.2塔板负荷性能图精馏段漏液线由u0,min4.4C00.00560.13hLhL/V(3.15)u0',minVs,min/A0hLhwhow(3.16)how2.84ELh/Lw2/3/1000(3.17)得Vs,min4.4C0A00.00560.13hw2.84ELh/Lw2/3L/V/1000h整理得Vs,min3.01610.009630.1144LS2/3在操作围，任取几个 Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表 3-1所示表3-1LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.00450.0060Vs,m3/s0.30690.31820.33050.34050.3492由上表数据即可作出漏液线 1。液沫夹带线以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：5.7106ua3.2由ev(HThfLuaVs/ATAfVs/0.7850.058091.376Vs(hf2.5hL2.5hwhow(hw0.0473600Ls2how2.84132/310000.660.88Ls故hf0.11752.2Ls2/3HThf0.28252.2Ls2/35.71061.376Vs3.2ev20.5851030.28252.2Ls2/32/3整理得 Vs 1.293 10.071Ls在操作围，任取几个 Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果如下表 3-2所示表3-2LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.0045Vs,m3/s1.22961.16101.08651.0185由上表数据即可作出漏液线 2。液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how 0.006m作为最小液体符合标准。取E1，由式得2/313600Ls2/3how2.84ELh2.840.0061000lw10000.66

3.18)3.19)3.20)00609605则L0.0061000/2.843/2m3/ss,min0.66/36000.00056据此可做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4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式得AfHT/Ls4(3.21)故Ls,maxAfHT/0.058090.4/4m3/s0.005809据此可做出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。液泛线令HdHThw（）3.22由HdhphLhd;hphchlh;h1hL;hLhwhow(3.23)联立得HT(1)hw1howhchdh忽略h,将how与Ls,hc与Ls,hc与Vs的关系带入上式，并整理得2b22/3(3.24)aVscLsdLs式中a0.051L/V/A0C02(3.25)bHT1hw(3.26)c0.153/lw2(3.27)hod2.84105E13600/lw2/3(3.28)将有关的数据带入，得a 0.051 2.954/806.945/0.101 0.532 0.7722 0.1085b0.5810.0470.14924c0.153/0.660.0332322.53d2.8410510.5813600/0.662/31.3904故Vs21.37552972.62712.8147在操作围，任取几个 Ls值,依上式计算出Vs值，计算结果如下表 3-3所示表3-3LsVsLs,m3/s0.00050.00150.00300.00450.0060Vs,m3/s1.29401.20091.08220.96600.8454由上表数据即可作出液泛线 5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图 3.1所示图3.1精馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得V1.088m3/sVs,min0.310m3/ss,max故操作弹性为K Vs,max/Vs,min 3.510提馏段漏液线'4.4'0.00560.13hL'''(3.29)由uo,minC0hL/Vu0,min'Vs,min'/A0'hL'hw'h0'(3.30)how'2.84E/1000L's/L'w2/3(3.31)得Vs,min4.4''0.0550.132.84E''2/3/1000h'''C0A0Ls/LwL/V整理得Vs',min2.8240.00870.1144LS2/3在操作围，任取几个 L's值，依上式计算出Vs'值,计算结果如下表 3-4所示表3-4L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.007Vs',m3/s0.27460.28550.29740.30690.3203由上表数据即可作出漏液线1。液沫夹带线e'kg液/kg气''以v0.1为限，求VsLs关系如下：由'5.7106/''''3.2(3.32)evLua/HThfuaVa'/AT'Al'Vs'/0.7850.05811.376Vs'(3.33)hw'0.04how'2.8413600L's/0.662/3/10000.81L's2/3故h'f2.5hL'2.5hw'how'2.50.040.88L's2/30.12.2L's2/3HT'hf'0.352.2L's2/35.71061.76Vs3.2'ev19.2451030.352.02L2s/3整理得Vs'1.569'2/39.862Ls在操作围，任取几个 L's值，依上式计算出Vs'值，计算结果如下表 3-5所示表3-5L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.0070Vs',m3/s1.50691.43981.36391.30021.2081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 how' 0.006m作为最小液体符合标准。取E1,由式得2.84L'h2/33600L's2/3'E'2.8410.006how1000lw'10000.66则L's,min0.0063/20.66/36000.00056m3/s1000/2.84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 ' 4s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式得'Af'HT'/L's4(3.34)故L's,maxAf'HT'/'0.05810.45/40.00654m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 4。液泛线令Hd''HT'hw'(3.35)由Hd'H'hp'hL'hd';hp'hc'h1'h';h1'hL';hL'hw'how'(3.36)联立得'HT'''1hw''1how'hc'hd'h'忽略h',将how'与L's,hc'与Vs'的关系代入上式，并整理得a'Vs'2b'c'L's2d'L's2/3(3.37)式中'0.051'/'''23.38)avL/C0V0(b'0.051'HT'''1hw'(3.39)c'0.153/lw'ho'2(3.40)d'2.84103E''13600/lw'2/33.41)(将有关的数据代入，得a'0.0513.354/789.24/0.1010.5320.77220.1260b'0.50.450.50.5610.040.1260c'0.153/0.660.0322343.007d'2.8410310.5613600/0.662/31.3728故Vs'21.449-2722.278L's10.895在操作围，任取几个 L's值，依上式计算出Vs'值，计算结果如下表 3-6所示表3-6L'sVs'Ls',m3/s0.00050.00150.00300.00450.0070Vs',m3/s1.37931.30011.19791.09690.9169由上表数据即可作出液泛线 5。根据以上各线方程，可作出筛选塔的负荷性能图，如图 3.2所示图3.2提馏段塔板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制，由图查得V'm3/s'0.2981m3/ss,max0.9999Vs,min故操作弹性为K' Vs',max/Vs',max 3.35423.3主要结果汇总筛选塔设计计算结果汇总如表 3-7表3-7筛选塔设计计算结果汇总序号 项目 符号 单位1平均密度tmC2操作压力pmkPa3平均流量气相Vsm3/s4液相Lsm3/s

数据精馏段提馏段86.54100.965109.88119.680.6840.6530.0017050.0037925实际塔板数Np6板间距Ht7塔的有效高度Z8塔径D9溢流形式10降液管形式11堰长lw12堰高hw13板上液层高度hl14堰上液层高度how15降液管底隙高度ho16安定区宽度Ws17边缘区宽度Wc18干板阻力hc19降液管宽度Wd20降液管截面积Af21液体在降液管中停留时间22凹形受液盘深度3hw23开孔区面积Aa24筛孔直径do25筛孔数目n26孔中心距t

块1315m0.40.45m4.86.3m1.01.0单流型单流型弓形弓形m0.660.66m0.0470.040m0.060.06m0.0130.m0.0330.032m0.0650.065m0.0.m液柱0.05080.0537m0.1240.124m20.058090.0581s13.636.9m0.050.05m0.5320.532m0.0050.005个27302730m0.0150.01527 开孔率28 空塔气速29 筛孔气速30 稳定系数塔板上鼓泡层高度32负荷上限33负荷下限34液沫夹带量气相负荷上限气相负荷下限液相负荷上限液相负荷下限39 操作弹性气体通过液层阻力气体通过塔板压降

UUoKhFevVs,maxVs,minLs,maxLs,minKh1P

%0.1010.101m/s0.8360.846m/s12.7312.1532.1252.176m液柱0.150.15液泛控制液泛控制漏泛控制漏泛控制kg液体/kg气体0.01980.00989m3/s1.0880.9999m3/s0.3100.2891m3/s0.00560.0056m3/s0.0058090.006543.5103.3542m液柱0.3480.0342kPa0.6940.695第四章辅助设备4.1冷凝器塔顶温度tD80.56C,冷凝水t120C,t235Ct1tDt180.56C-20C60.56C则tDt280.56C-35C45.56Ct2tmt1t21552.705Clnt1/t2ln60.56/45.56由tD80.56℃,查得苯393.2kJ/kg,又气体流量Vs0.684m3/s塔顶被冷凝物料量qVhv0.6842.9552.02kg/s冷凝的热量Qq苯2.02393.2794.26kJ/s取传热系数KWm2K,600/则传热面积AQ/Ktm794.2610325.117m260052.705冷凝水流量WQ794.26103Cpt1t241831512.66kg/s4.2再沸器塔底温度tw109.41C,用t0135C的蒸汽，釜液出口温度t1112C则t1t0tw135C-109.41C25.59Ct2t0t1135C-112C23Ctmt1t225.59C23lnt1/t224.272Cln25.59/23由tW109.41C时，苯363kJ/kg,又气体流量Vs'0.649m3/s密度v'3.354kg/m3则qm''0.6493.3542.177kg/sVsv冷凝的热量Qqm甲苯2.177363790.251kJ/s取K600W/m2K,则传热面积AQ/Ktm790.25110354.264m260024.272加热整齐的质量流量WQ790.25110315.778kg/sCpt0t12177.6234.3泵的计算及选型进料温度tp92.52C,A800.0kg/m3B796.4kg/m3F797.86kg/m3uA0.27mPasuB0.278mPasuLF0.2744mPas已知进料量F1.46605kg/s,qvF/F1.46605/797.861.837103m3/s取管流速u1.5m/s,则管径4qv41.837103dmmu3.141.5故可采用GB309193473.5的油泵则径d 47 3.5 2 44mm,代入得u4qv/d241.8371031.462m/s3.140.042Redu/0.0401.462797.861.7001050.2744103取绝对粗糙度为 0.35mm则相对粗糙度为 /d 0.0088摩擦系数由-1/21.11-1.8lg/d/3.76.9/Re得0.0367进料口位置高度h150.450.627.95mhu27.951.4622Hf0.03670.049.811.589mdg扬程H Hf h 1.589 7.95 9.539m可选择的泵为IS50 32 2004.4管道直径进料管F38000103/300245277.78kg/h则体积流量VF/F5277.78/797.86m3/hF6.615取管流速u1.5m/s,则管径d473.5240m