(毕业论文)苯与氯苯板式精馏塔设计W=6万吨

1、2 青青 岛岛 科科 技技 大大 学学 职职业业技技术术学学院院 毕毕 业业 综综 合合 训训 练练 报报 告告 题题 目目 苯苯与与氯氯苯苯分分离离过过程程板板式式精精馏馏塔塔设设计计 指指导导教教师师_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ 辅辅导导教教师师_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ 学学生生姓姓名名_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ 学学生生学学号号_ _ _ _ _ _

2、_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _院 院（部部）_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _专专业业 _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _班 班 _ _ _ _ _ _年年 _ _ _ _月月 _ _ _ _日日 青岛科技大学毕业设计 论文 苯苯- -氯氯苯苯分分离离过过程程板板式式精精馏馏塔塔设设计计 一、设计题目 试设计一座苯 氯苯连

3、续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯 60000 吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为 38%（以上均为质 量%） 。 二、操作条件 1.塔顶压强 4kpa（表压） ； 2.进料热状况，泡点进料； 3.回流比， 2rmin； 4.塔釜加热蒸汽压力 0.5mpa（表压） ； 5.单板压降不大于 0.7kpa； 6.年工作日 300 天，每天 24 小时连续运行。 三、设计内容 1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算； 3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表； 7.生产工艺

4、流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。 2 四、基础数据 1.组分的饱和蒸汽压（mmhg） i p 温度， （） 8090100110120130 131. 8 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 2.组分的液相密度（kg/m3） 温度， （） 8090100110120130 苯 817805793782770757 氯苯 1039102810181008997985 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 推荐：t a 187 . 1 912t a 1886 . 1

5、13.912 氯苯 推荐： t b 111 . 1 1127 t b 0657 . 1 4 . 1124 式中的 t 为温度， 。 3.组分的表面张力（mn/m） 温度， （） 8085110115120131 苯 21.220.617.316.816.315.3 氯苯 26.125.722.722.221.620.4 双组分混合液体的表面张力可按下式计算： m （为 a、b 组分的摩尔分率） abba ba m xx ba xx 、 4.氯苯的汽化潜热 常压沸点下的汽化潜热为 35.3103kj/kmol。纯组分的汽化潜热与温度 的关系可用下式表示： （氯苯的临界温度：） 38 . 0 1

6、2 38 . 0 1 2 tt tt r r c c c 2 . 359 c t 5.其他物性数据可查化工原理附录。 1 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 摘要 本设计为设计一个精馏塔来进行苯 -氯苯混合物的分离，采用连续操作 方式的筛板精馏塔。 在常压下，采用泡点进料，连续精馏方式，将原料通过 预热器加热至泡点后送入精馏塔内原料液连续加入精馏塔中，以一定得回 流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。并连续收 集产物和排出残液氯 苯纯度不低于 99.8%，塔顶产品苯 纯度不低于 98%（质 量分数） 。近年来，我国氯苯系列产品产能扩增迅猛，主要品种产能和产量已 居世界第一，成为全

7、球氯苯系列产品主要的生产国和供应国，生产能力占全球 总生产能力的 50%以上。氯苯系列产品的快速发展，对我国医药、农药、染 料、橡胶助剂、合成新材料等行业的发展也起着举足轻重的作用。目前国 外对、邻硝基氯苯的发展呈现衰减趋势，主要依靠进口国内的对、邻硝基氯苯 生产下游精细化学品，如染 /颜料、医药、农药等 。 关键词： 泡点进料； 精馏塔； 筛板； 设计计算 1 目 录 前前言言.1 1 1 苯苯与与氯氯苯苯.3 2 2 产产品品与与设设计计方方案案简简介介.5 2.1 产品性质、质量指标.5 2.2 设计方案简介.5 2.3 工艺流程及说明.6 3 3 工工艺艺计计算算及及主主体体设设备备设

8、设计计.7 3.1 全塔的物料衡 算. .7 3.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分 率 .7 3.1.2 平均摩尔质量 .7 3.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率.7 3.2 塔板数的确定.8 3.2.1 理论塔板数的求取 .8 t n 3.2.2 实际塔板数.10 p n 3.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算.10 3.3.1 平均压强.10 m p 3.3.2 平均温度.10 m t 3.3.3 平均分子量.11 m m 3.3.4 平均密度.11 m 3.3.5 液体的平均表面张力.12 m 3.3.6 液体的平均粘度.12 ml , 3.4 精馏段的汽液负荷计算.1

9、2 3.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计 算.13 3.5.1 塔径 .13 3.5.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.14 3.6 塔板上的流体力学验算.16 3.6.1 气体通过筛板压降和的验算 .16 p h p p 3.6.2 雾沫夹带量的验算 .18 v e 3.6.3 漏液的验算 .18 2 3.6.4 液泛的验算 .18 3.7 塔板负荷性能图 .19 3.7.1 雾沫夹带线（ 1） .19 3.7.2 液泛线（ 2） .19 3.7.3 液相负荷上限线（ 3） .20 3.7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） .20 3.7.5 液相负荷下限线（ 5） .21 4 4 精精馏

10、馏塔塔的的设设计计计计算算结结果果汇汇总总一一览览表表.23 5 5 精精馏馏塔塔的的附附属属设设备备.25 6 6 主主要要符符号号说说明明.26 参参考考文文献献.28 对对设设计计过过程程的的评评述述和和感感受受.29 致致谢谢.30 1 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计 前言 课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实 际的桥梁，通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识， 进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得 到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内 容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生

11、分析和解决工程实际问题的能力。 课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。 本设计采用连续精馏分离苯 -氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压 下操作，被分离的苯 -氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得 回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯 度不低于 99.8%，塔顶产品苯 纯度不低于 98%（质量分数） 。 高径比很大的设备称为塔器。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。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取 等。此外，工业气体的冷却

12、与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两 相传质和传热的增湿、减湿等。 作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触， 以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下 列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项 要求： （1）生产能力大在较大的气（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。当塔设备的气（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

13、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。 根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式 塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性 2 能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产 能力大 2040%，塔板效率高 1015%，压力降低 3050%，而且结构简单， 塔盘造价减少 40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况， 获

14、得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔 径可达 2025mm），导向筛板等多种形式。 筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分工业塔常用 的筛孔孔径为 38mm，按正三角形排列空间距与孔径的比为2.55近 年来有大孔径（ 1025mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只 是漏夜点低，操作弹性小。 3 1 苯与氯苯 （一） 苯的性质及其用途 苯是最基本的芳香烃，分子式c6h6，在常温下为无色、有芳香气味的 透明液体，易挥发，有且难溶于水，易溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。苯的沸点 为 80，熔点为 55，密度 （15）是 0.88g/ml，但其分子质量比

15、水重，其与水能生成恒沸物。苯参 加的化学反应大致有三种，一种是其他基因和苯环上的氢原子之间发生的取代 反应；一种是发生在 cc 双键 上的加成反应；一种是苯环的断裂。苯环上的氢原子在一定条件下可以被卤 素、硝基、磺酸 基、烃基等取代，生产相应的衍生物。苯和其他烃一样都能燃烧，当氧气充 足时，产物为 co2 和 h2o,但在空气中燃烧时，火焰明亮并有浓黑烟。这是由 于碳在苯中的质量分数较大。在一定条件下苯不能被强氧化剂氧化。 苯是工业中常用溶剂，主要用于金属脱脂。由于苯有毒，经常接触苯， 皮肤会因脱脂而变得干燥、脱屑。有的出现过敏性湿疹，长期吸入会导致再生 障碍性贫血，苯有减轻爆震的作用，因而作

16、为汽油的添加剂。苯在工业上最重 要的用途是做化工原料。 （二） 氯苯的性质及其用途 氯苯属芳香烃，结构式 c6h5cl，又称一代氯苯，在常温下是无色透明 液体，具有不愉快的苦杏仁味。熔点 ()是-45.2，沸点()是 132.2，不 溶于水，溶于乙醇、乙醚、氯仿、二硫化碳、苯等多数有机溶剂。第一次世界 大战期间主要用于生产军用炸药所需的苦味酸。现在主要用做乙基纤维素和许 多树脂的溶剂，生产多种其他苯系中间体，是有机合成的重要原料。 （三） 氯苯的危害 氯苯对中枢神经系统有抑制和麻醉作用；对皮肤和粘膜有刺激性。急性 中毒：接触高浓度可引起麻醉症状，甚至昏迷。脱离现场，积极救治后，可较 快恢复，但

17、数日内仍有头痛、头晕、无力、食欲减退等症状。液体对皮肤有轻 度刺激性，但反复接触，则起红斑或有轻度表浅性坏死。慢性中毒：常有眼痛、 流泪、结膜充血；早期有头痛、失眠、记忆力减退等神经衰弱症状；重者引起 中毒性肝炎，个别可发生肾脏损害。 对环境有严重危害，对水体、土壤和大气可造成污染。由于其密度较水 4 为重，且不溶于水，因此是重非水相液体中的一种，并对地下水系统造成严重 的威胁。 另外，氯苯易燃，具刺激性。遇明火、高热或与氧化剂接触，有引起燃 烧爆炸的危险。与过氯酸银反应剧烈。 （四） 氯苯的国内外发展趋势 氯化苯是一种重要的化工原料和有机中间体。也是平衡氯碱装置氯、碱、 氢的一个重要基础有机

18、中间体，在国内主要用于合成硝基氯苯。同时氯苯用于 生产农药品种三氯杀螨砜、滴滴涕等，还用于合成染料、医药以及其他有机化 工产品，也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂以及生产多种中间体，例如对 二氯苯、对氯苯磺酸。 近年来，我国氯苯系列产品产能扩增迅猛，主要品种产能和产量已居世 界第一，成为全球氯苯系列产品主要的生产国和供应国，生产能力占全球总生 产能力的 50%以上。氯苯系列产品的快速发展，对我国医药、农药、染料、橡 胶助剂、合成新材料等行业的发展也起着举足轻重的作用。 目前国外对、邻硝基氯苯的发展呈现衰减趋势，主要依靠进口国内的对、 邻硝基氯苯生产下游精细化学品，如染 /颜料、医药、农药等。 5

19、 2 产品与设计方案简介 2.1 产品性质、质量指标 产品性质： 有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1.105g/cm3。沸点 1316。凝固点 -45。折射率 15216(25)。闪点 294。燃点 6378，折射率 15246，粘度(20)0799mpas，表面张力 332810-3nm溶解度参数 95。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大 多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3-71(vol)。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。 蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒在体内有积累 性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺

20、激性对神经系统有麻醉 性，ld502910mgkg，空气中最高允许浓度 50mgm3。遇高温、明火、氧化 剂有燃烧 爆炸的危险。 质量指标： 氯苯纯度不低于 99.8%，塔顶产品苯 纯度不低于 98%，原料 液中苯 38%。 （以上均为质量分数） 2.2 设计方案简介 1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连 续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于 所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。 2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低， 适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 3

21、. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛 板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降较低，在苯和氯苯这种黏度不大 的分离工艺中有很好表现。 4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热 至泡点后送入精馏塔内。 5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。 6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全 冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储 灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 6 2.3 工艺流程及说明 首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后， 通过泵进入原料预热

22、器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料 口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相 混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混 合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合 物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间 然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回 流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器， 在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所 说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯

23、苯的分离。 38%氯苯 原料储 存 原料预热 精馏 再沸 99.8%氯 苯储存 分配 冷凝 冷却 98%苯储存 冷却 7 3 工艺计算及主体设备设计 3.1 全塔的物料衡算 3.1.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 和 112.61kg/kmol。 702 . 0 61.112/3811.78/62 11.78/62 f x 986 . 0 61.112/211.78/98 11.78/98 d x 00288 . 0 61.112/ 8 . 9911.78/2 . 0 11.78/2 . 0 w x 3.1.2 平均摩尔质量 kg/kmol39.88

24、61.112702 . 0 1702 . 0 11.78 f m kg/kmol59.7861.112986 . 0 1986 . 0 11.78 d m kg/kmol 5 . 11261.11200288 . 0 100288 . 0 11.78 w m 3.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以 300 天，一天以 24 小时计，有： ，全塔物料衡算：kg/h 3 . 8333t/a60000w wdf wdf 998 . 0 02 . 0 38 . 0 h8333.33kg/ kg/h55.14305 kg/h88.22638 w d f h74.07kmol/2.58

25、333.33/11 kmol/h03.18259.78/55.1430 kmol/h12.25639.88/88.22638 w d f 8 3.2 塔板数的确定 3.2.1 理论塔板数的求取 t n 苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（mt 法）求取，步 t n 骤如下： 1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取yx 依据，将所得计算结果列表如下： babt ppppx/ ta pxpy/ 温度， （） 8090100110120130131.8 苯 760102513501760225028402900 i p 氯苯 148205293400543719760 x1

26、0.6770.4420.2650.1270.0190 两相 摩尔分 率 y10.9130.7850.6140.3760.0710 塔内压力接近常压（实际上略高于常压） ，而表中所给为常压下的相平衡 数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可yx 以忽略。 2.确定操作的回流比 r 将 1.表中数据作图得曲线及曲线。在图上，因，yx yxtyx 1q 查得，而，。故有：935 . 0 e y702. 0 fe xx986 . 0 d x 219 . 0 702 . 0 935 . 0 935 . 0 986 . 0 ee ed m xy yx r 考虑到精馏段操作线离平衡线较近

27、，故取实际操作的回流比为最小回流比的 2 倍，即：438 . 0 219 . 0 22 m rr 3.求理论塔板数 精馏段操作线：69 . 0 30 . 0 11 x r x x r r y d 提馏段操作线为过和两点的直线。00288. 0 ,00288 . 0 901. 0 ,702 . 0 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0 0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0 0.0 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0 y x 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解 9 70 80 90 1

28、00 110 120 130 140 0.00.10.20.30.40.50.60.70.80.91.0 苯-氯苯物系的温度组成图 图解得块（不含釜） 。其中，精馏段块，提馏段5 .111 5 . 12 t n4 1 t n 块，第 5 块为加料板位置。5 . 7 2 t n 3.2.2 实际塔板数 p n 1.全塔效率 t e 选用公式计算。该式适用于液相粘度为 mt elog616 . 0 17 . 0 0.071.4mpas 的烃类物系，式中的为全塔平均温度下以进料组成表示 m 的平均粘度。 塔的平均温度为 0.5(80+131.8)=106（取塔顶底的算术平均值），在此 平均温度下查化

29、工原理附录11 得：，。smpa24 . 0 a smpa34 . 0 b 270 . 0 702 . 0 134 . 0 702 . 0 24 . 0 1 fbfam xx 52 . 0 270 . 0 log616 . 0 17 . 0 log616 . 0 17 . 0 mt e 10 2.实际塔板数（近似取两段效率相同） p n 精馏段：块，取块7 . 752. 0/4 1 p n8 1 p n 提馏段：块，取块5 .1352. 0/7 2 p n14 2 p n 总塔板数块。22 21 ppp nnn 3.3 塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 3.3.1 平均压强 m p

30、取每层塔板压降为 0.7kpa 计算。 塔顶：kpa 3 . 1054 3 . 101 d p 加料板：kpa 9 . 11087 . 03 .105 f p 平均压强kpa 1 . 1082/ 9 . 110 3 . 105 m p 3.3.2 平均温度 m t 查温度组成图得：塔顶为 80，加料板为 89。 5 .842/8980 m t 3.3.3 平均分子量 m m 塔顶： ，（查相平衡图）986 . 0 1 d xy940 . 0 1 x kg/kmol59.7861.112986 . 0 111.78986 . 0 , mvd m kg/kmol18.8061.112940 . 0

31、 111.78940 . 0 , mld m 加料板：，（查相平衡图）935 . 0 f y702 . 0 f x kg/kmol35.8061.112935 . 0 111.78935 . 0 , mvf m kg/kmol39.8861.112702 . 0 111.78702 . 0 , mld m 11 精馏段：kg/kmol47.7935.8059.78 , mv m kg/kmol29.842/39.8818.80 , ml m 3.3.4 平均密度 m 1.液相平均密度 ml , 塔顶： 3 kg/m 0 . 817801886 . 1 13.9121886 . 1 13.912

32、 , t ald 3 kg/m 1 . 1039800657. 1 4 . 11240657 . 1 4 .1124 , t bld 3 kg/m 5 . 820 1 . 1039 02 . 0 0 . 817 98 . 0 1 , , mld bld b ald a mld a a 进料板： 3 , kg/m34.806891886 . 1 13.9121886 . 1 13.912t alf 3 , kg/m55.1029890657 . 1 4 . 11240657 . 1 4 . 1124t blf 3 , , kg/m 7 . 878 55.1029 38 . 0 34.806 62

33、 . 0 1 mlf blf b alf a mlf aa 精馏段： 3 , kg/m 6 . 8492/ 7 . 878 5 . 820 ml 2.汽相平均密度 mv , 3, , kg/m890 . 2 5 . 84273314 . 8 47.79 1 . 108 m mvm mv rt mp 3.3.5 液体的平均表面张力 m 塔顶：；（80）mn/m08.21 , ad mn/m02.26 , bd mn/m14.21 986 . 0 02.26014 . 0 08.21 02.2608.21 , d abba ba md xx 进料板：；（89）mn/m21.20 , af mn/m

34、26.25 , bf 12 mn/m49.21 702 . 0 26.25298 . 0 21.20 26.2521.20 , f abba ba mf xx 精馏段：mn/m32.212/49.2114.21 m 3.3.6 液体的平均粘度 ml , 塔顶：查化工原理附录 11，在 80下有： smpa317 . 0 014 . 0 445 . 0 986 . 0 315 . 0 ,dbbdaamld xx 加料板：smpa390 . 0 298 . 0 41 . 0 702 . 0 28 . 0 , mlf 精馏段：smpa318 . 0 2/319 . 0 317 . 0 , ml 3.

35、4 精馏段的汽液负荷计算 汽相摩尔流率kmol/h76.26103.182438 . 1 1drv 汽相体积流量/sm999 . 1 890 . 2 3600 47.7976.261 3600 3 , , mv mv s vm v 汽相体积流量/h7196.4m/sm999 . 1 33 h v 液相回流摩尔流率kmol/h73.7903.182438 . 0 rdl 液相体积流量/sm00220 . 0 6 . 8493600 29.8473.79 3600 3 , , ml ml s lm l 液相体积流量/h7.920m/sm00220 . 0 33 h l 冷凝器的热负荷kw45.17

36、713600/31059.7876.261vrq 13 3.5 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 3.5.1 塔径 1.初选塔板间距及板上液层高度，则：mm550 t hmm70 l h m48 . 0 07 . 0 55 . 0 lt hh 2.按 smith 法求取允许的空塔气速（即泛点气速） max u f u 01887 . 0 890 . 2 6 . 849 999 . 1 00220 . 0 5 . 0 5 . 0 v l s s v l 查 smith 通用关联图得0925 . 0 20 c 负荷因子0937 . 0 20 32.21 0925 . 0 20 2 . 02 . 0

37、20 cc 泛点气速： m/s604 . 1 890 . 2 /890 . 2 6 . 8490937. 0/ max vvl cu 3.操作气速 取m/s12. 17 . 0 max uu 4.精馏段的塔径 m508 . 1 12 . 1 14 . 3 /999 . 1 4/4uvd s 圆整取，此时的操作气速。mm1600dm/s995. 0u 3.5.2 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 1.溢流装置 采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内 堰。 溢流堰长（出口堰长） 1 w l 取m12 . 1 6 . 17 . 07 . 0dlw 堰上溢流强度，满足hm/m1

38、30100hm/m701 . 7 12 . 1 /920 . 7 / 33 wh ll 筛板塔的堰上溢流强度要求。 14 出口堰高 2 w h owlw hhh 对平直堰 3/2 /00284 . 0 whow lleh 由及，查化工原理 p111图 5-5 得7 . 0/dlw966 . 5 12 . 1 /920 . 7 / 5 . 25 . 2 wh ll ，于是：01 . 1 e （满足要求）m006 . 0 m0106 . 0 12 . 1 /920 . 7 01 . 1 00284 . 0 3/2 ow h m0594 . 0 0106 . 0 07 . 0 owlw hhh 降液

39、管的宽度和降液管的面积 3 d w f a 由，查化原下 p112图 5-7 得，即：7 . 0/dlw09 . 0 /,14 . 0 / tfd aadw ，。m224 . 0 d w 2 m01 . 2 785 . 0 2 dat 2 m181 . 0 f a 液体在降液管内的停留时间 （满足要求）s5s25.4500220 . 0 /55 . 0 181 . 0 / stf lha 降液管的底隙高度 4 o h 液体通过降液管底隙的流速一般为0.070.25m/s，取液体通过降液管底隙 的流速，则有：m/s08 . 0 o u （不宜小于 0.020.025m，本结果满足要m0246 .

40、 0 08 . 0 12 . 1 00220 . 0 ow s o ul l h o h 求） 2.塔板布置 边缘区宽度与安定区宽度 1 c w s w 边缘区宽度：一般为 5075mm，d 2m 时，可达 100mm。 c w c w 安定区宽度：规定m 时mm；m 时mm； s w5 . 1d75 s w5 . 1d100 s w 本设计取mm，mm。60 c w100 s w 开孔区面积 2 a a 2 m304 . 1 740 . 0 476 . 0 sin74 . 0 180 476 . 0 74 . 0 476 . 0 2 sin 180 2 1222 1222 r x r xrx

41、aa 15 式中：m476 . 0 100 . 0 224 . 0 8 . 02/ sd wwdx m740. 0060 . 0 8 . 02/ c wdr 3.开孔数和开孔率n 取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，mm5 o dmm3 且取。故孔心距。0 . 3/ o dtmm1553t 每层塔板的开孔数（孔）6711304 . 1 15 101158101158 2 3 2 3 a a t n 每层塔板的开孔率（应在 515%，故满足要求） 101 . 0 3 907 . 0 / 907 . 0 22 o dt 每层塔板的开孔面积 2 m132 . 0 304 . 1 101

42、 . 0 ao aa 气体通过筛孔的孔速m/s14.15132 . 0 /999 . 1 / oso avu 4.精馏段的塔高 1 z m85 . 3 55 . 0 181 11 tp hnz 3.6 塔板上的流体力学验算 3.6.1 气体通过筛板压降和的验算 p h p p lcp hhhh 1.气体通过干板的压降 c h m0621 . 0 6 . 849 890 . 2 8 . 0 14.15 051 . 0 051 . 0 2 2 l v o o c c u h 式中孔流系数由查 p115 图 5-10 得出，。 o c67 . 1 3/5/do8 . 0 o c 2.气体通过板上液层

43、的压降 l h 16 m040 . 0 07 . 0 57 . 0 lowwl hhhh 式中充气系数的求取如下： 气体通过有效流通截面积的气速，对单流型塔板有： a u m/s093 . 1 181 . 0 01 . 2 999 . 1 ft s a aa v u 动能因子858 . 1 890. 2093 . 1 vaa uf 查化原 p115 图 5-11 得（一般可近似取） 。57 . 0 6 . 05 . 0 3.气体克服液体表面张力产生的压降 h m00205 . 0 005 . 0 81 . 9 6 . 849 1032.2144 3 olgd h 4.气体通过筛板的压降（单板压

44、降）和 p h p p m104 . 0 00205 . 0 040 . 0 0621 . 0 hhhh lcp （不满足工艺0.7kpakpa867. 0pa 8 . 866104 . 0 81 . 9 6 . 849 plp ghp 要求，需重新调整参数）。 现对塔板结构参数作重新调整如下： 取mm，mm。50 c w75 s w 开孔区面积 a a 2 m382. 1 750. 0 501. 0 sin750 . 0 180 501 . 0 750 . 0 501 . 0 2 sin 180 2 1222 1222 r x r xrxaa 式中：m501 . 0 075 . 0 224

45、. 0 8 . 02/ sd wwdx m750 . 0 050 . 0 8 . 02/ c wdr 开孔数和开孔率n 取筛孔的孔径，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度，mm5 o dmm3 且取。故孔心距0 . 3/ o dt 。mm1553t 17 每层塔板的开孔数（孔）7113382 . 1 15 101158101158 2 3 2 3 a a t n 每层塔板的开孔率（应在 515%，故满足要求） 101 . 0 3 907 . 0 / 907 . 0 22 o dt 每层塔板的开孔面积 2 m140 . 0 382 . 1 101 . 0 ao aa 气体通过筛孔的孔速m/s28.

46、14140 . 0 /999 . 1 / oso avu 气体通过筛板压降和的重新验算 p h p p m0396 . 0 6 . 849 890 . 2 8 . 0 28.14 051 . 0 051 . 0 2 2 l v o o c c u h 气体通过筛板的压降（单板压降）和 p h p p m0816 . 0 00205 . 0 040 . 0 0396 . 0 hhhh lcp 18 0.7kpakpa681 . 0 pa6810816 . 0 81 . 9 6 . 849 plp ghp（满足工艺要求） 3.6.2 雾沫夹带量的验算 v e 气（满足要求）液气液/kgkg1 .

47、0/kgkg00822 . 0 07 . 0 5 . 255 . 0 093 . 1 1026.21 107 . 5107 . 5 2 . 3 3 6 2 . 3 6 ft a v hh u e 式中：，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。 lf hh5 . 2 3.6.3 漏液的验算 漏液点的气速 om u m/s788 . 6 890 . 2 / 6 . 84900205 . 0 07 . 0 13. 00056 . 0 8 . 04 . 4 /13 . 0 0056 . 0 4 . 4 vlloom hhcu 筛板的稳定性系数（不会产生过量液漏）5 . 11 . 2 788 . 6 28

48、.14 om o u u k 3.6.4 液泛的验算 为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 wtd hhh dlpd hhhh m00098. 0 0246 . 0 12 . 1 00220 . 0 153 . 0 153 . 0 2 2 ow s d hl l h m153 . 0 00098 . 0 07 . 0 0816 . 0 d h m305 . 0 0594 . 0 55 . 0 5 . 0 wt hh 成立，故不会产生液泛。 wtd hhh 通过流体力学验算，可认为精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，还需重选及，进行优化设计。 t h l h 1

49、9 3.7 塔板负荷性能图 3.7.1 雾沫夹带线（ 1） （1） 2 . 3 6 5 . 2 107 . 5 lt a v hh u e 式中： s s ft s a v v aa v u5467 . 0 181 . 0 01 . 2 3/2 3/2 3/2 547 . 1 149 . 0 12 . 1 3600 01 . 1 00284 . 0 0594 . 0 5 . 2 3600 00284 . 0 0594 . 0 5 . 2 5 . 25 . 2 s s w s owwlf l l l l e hhhh 将已知数据代入式（ 1） 1 . 0 547 . 1 149 . 0 55 .

50、 0 5467 . 0 1032.21 107 . 5 2 . 3 3/23 6 s s v l v e （1-1） 3/2 02.18671. 4 ss lv 在操作范围内，任取几个值，依式（ 1-1）算出对应的值列于下表： s l s v /sm3, s l 0.0009550.0050.010.0150.0181 /sm3, s v 4.4964.1443.8353.5753.429 依据表中数据作出雾沫夹带线（ 1） 3.7.2 液泛线（ 2） （2） dowwpwt hhhhhh 20 3/2 3/2 3/2 6186 . 0 12 . 1 3600 01 . 1 00284 . 0

51、 3600 00284 . 0 s s w s ow l l l l eh 2 2 22 01556 . 0 6 . 849 890 . 2 132 . 0 8 . 0 051 . 0 051 . 0 051 . 0 s s l v oo s l v o o c v v ac v c u h 3/2 3/2 3526 . 0 03386 . 0 6186 . 0 0594 . 0 57 . 0 s sowwl l lhhh 00205 . 0 h 03591 . 0 3526 . 0 01556 . 0 3/22 sslcp lvhhhh 2 2 2 6 .201 0246. 012 . 1

52、153 . 0 153. 0 s s ow s d l l hl l h 23/2 3/22 6 . 2016186 . 0 0594 . 0 0359 . 0 3526 . 0 01556 . 0 0594 . 0 55 . 0 5 . 0 ss ss ll lv （2-2） 23/22 1295642.6246.13 sss llv 在操作范围内，任取几个值，依式（ 2-2）算出对应的值列于下表： s l s v /sm3, s l 0.00095 5 0.0050.010.0150.0181 /sm3, s v 3.5843.3633.0442.5912.217 依据表中数据作出液泛线（

53、 2） 3.7.3 液相负荷上限线（ 3） （3-3）/sm0199 . 0 5 181 . 0 55 . 0 3 max, ft s ah l 21 3.7.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） 3/2 6186 . 0 0594. 0 sowwl lhhh 漏液点气速 890 . 2 / 6 . 84900205 . 0 6186 . 0 0594 . 0 13 . 0 0056 . 0 8 . 04 . 4 3/2 som lu ，整理得： omos uav min, （4-4）804 . 0 741 . 5 3/22 min, ss lv 在操作范围内，任取几个值，依式（ 4-4）算出对

54、应的值列于下表： s l s v /sm, 3 s l 0.0009550.0050.010.0150.0181 /sm, 3 s v 0.9270.9861.0351.0741.095 依据表中数据作出漏液线（ 4） 3.7.5 液相负荷下限线（ 5） 取平堰堰上液层高度m，。006 . 0 ow h0 . 1e 006 . 0 12 . 1 3600 01 . 1 00284 . 0 3600 00284 . 0 3/2 3/2 min, s w s ow l l l eh （5-5）/sm1055 . 9 34 min, s l 操作气液比 6 . 90800220 . 0 /999.

55、1/ ss lv 22 0.000 0.002 0.004 0.006 0.008 0.010 0.012 0.014 0.016 0.018 0.020 0.0 0.5 1.0 1.5 2.0 2.5 3.0 3.5 4.0 4.5 5.0 ls(m3/s) vs(m3/s) 液相体积流量 气相体积流量 操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷与气相允许 max, s v 最小负荷之比，即： min, s v 操作弹性 =74. 3 92 . 0 44. 3 min, max, s s v v 23 4 精馏塔的设计计算结果汇总一览 表 计 算 结 果 项 目 符 号 单 位精馏段提

56、馏段 平均压强 pmkpa108.1 平均温度 tm84.5 气相 s v m3/s1.999 平均流量 液相 s l m3/s0.00220 实际塔板数 1p n 块 814 板间距 t h m0.55 塔段的有效高度 zm3.85 塔径 dm1.6 空塔气速 um/s0.995 塔板液流型式单流型 溢流管型 式 弓形 堰长 w l m1.12 堰高 w h m0.0594 溢流堰宽 度 d w m0.224 溢 流 装 置 底隙高度 o h m0.0246 板上清液层高度 l h m0.070 孔径 o d mm5 孔间距t mm15 孔数 n 个 7113 开孔面积 a0m20.140

57、筛孔气速 o u m/s14.28 塔板压降 p p kpa0.681 24 液体在降液管中的停留 时间 s45.25 降液管内清液层高度 d h m0.153 雾沫夹带 v e kg 液/kg 气 0.00822 负荷上限 max, s l 雾沫夹带 控制 负荷下限 min, s l漏液控制 气相最大负荷 max, s v m3/s3.44 气相最小负荷 min, s v m3/s0.92 操作弹性 3.74 25 5 精馏塔的附属设备 1）料液预热器 根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷q ，然 后估算热器的换热面积 a ，最后按换热器的设计计算程序执行。 2）塔顶全凝器预 全凝器的热负荷前已算出，为1771.45 循环水冷却，进出口水温可根据不 同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。 3）塔釜再沸器 因为饱和液体进料，故。即再沸器的热负荷与塔顶全凝vfqvv1 器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的510%） 。 再沸器属于两侧都