苯—甲苯二元物系浮阀精馏塔课程设计说明书

1、. . . . - 0 - / 51化化工工学学院院化化 工工 原原 理理 课程设计课程设计题目：题目： 苯苯甲苯二元物系浮阀精馏塔设计甲苯二元物系浮阀精馏塔设计. . . . - 0 - / 51化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 化工 1104 班 设计人 琦一、设计题目一、设计题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计二、设计条件：二、设计条件：常压 （绝压）atmP1处理量：80 kmol/h进料组成 0.45 馏出液组成 0.98釜液组成 0.03 （以上均为摩尔分率）加料热状况 q=0.97塔顶全凝器 泡点回流回流比 min)0 . 21 . 1 (R

2、R单板压降： 0.7akp三、设计任务：三、设计任务：1、 精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、浮阀塔的设计计算。2、 绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔设备条件图（手绘 A2） 。3、 撰写精馏塔的设计说明书。. . . . - 1 - / 51目录摘摘 要要 1 1绪绪 论论 2 21.精馏塔概述 22.仪器的选用 3第一章第一章 设设 计计 方方 案案 4 41.1 装置流程的确定 41.2 操作压力的选择 41.3 进料状况的选择 51.4 加热方式的选择 51.5 回流比的选择 5第二章第二章 塔板的工艺的计算塔板的工艺的计算 6 62.1 主要基础物性参数 62.2 精馏塔物料

3、衡算 72.3 各段理论塔板数的计算 82.3.1 相对挥发度的计算 82.3.2 最小回流比的计算 92.3.3 精馏塔气液相负荷 92.3.4 操作线方程的确定 102.3.5 精馏塔理论塔板的确定 102.3.6 板效率的计算： 112.3.7 实际板数的计算与全塔效率的计算 12第三章第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计精馏塔主要工艺尺寸的设计 13133.1 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算 133.1.1 操作压力计算 133.1.2 液相平均表面力计算 133.1.3 热量衡算 14. . . . - 2 - / 513.1.4 平均摩尔质量的计算 173.1.5 平均密度计算

4、183.2 塔体工艺尺寸的计算 203.2.1 精馏塔塔径的计算 203.2.2 精馏塔有效塔高的计算 213.3 塔板工艺尺寸的计算 223.3.1 溢流装置的设计 223.3.2 浮阀布置设计 233.3.3 浮阀板流体力学验算 253.4 塔板负荷性能图 283.4.1 液沫夹带线的绘制 283.4.2 液泛线的绘制 293.4.3 漏液线的绘制 303.4.4 液相负荷的下限线的绘制 303.4.5 液相负荷的上限线的绘制 303.4.6 小结 32第四章第四章 辅助设备与选型辅助设备与选型 33334.1 接管的计算与选择 334.1.1 进料管的选择 334.1.2 回流管的选择

5、334.1.3 釜底出口管路的选择 344.1.4 塔顶蒸汽管 344.1.5 加料蒸汽管的选择 354.1.6 塔顶封头的设计 354.1.7 裙座的计算 354.1.8 人孔的设计 354.1.9 法兰 36. . . . - 3 - / 51第五章第五章 塔总体高度的计算塔总体高度的计算 37375.1 塔的顶部空间高度 375.2 塔的底部空间高度 375.3 塔总体高度 37第六章第六章 附属设备计算附属设备计算 38386.1 冷凝器的选择 386.2 再沸器的选择 386.3 设计计算结果汇总 40结束语结束语 4141主要符号说明主要符号说明 4242参考文献参考文献 4343

6、化工原理课程设计教师评分表化工原理课程设计教师评分表 4444教教 师师 评评 语语 4545. . . . - 4 - / 51. . . . - 1 - / 51摘摘 要要本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，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。本文设计了浮阀精馏塔与其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔分数为 0.45 的苯甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。按逐板计算理论板数为 16。由平均粘度得到全塔效率为 51.61%，从而得到了塔的精馏段实际板数为 16 块，提馏段实际板

7、数为 15。实际加料位置在第 17块板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径1.2 米等。且经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了操作点符合操作要求。精馏段的操作弹性为 4.24，提馏段的操作弹性为3.88，符合操作要求。关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性. . . . - 2 - / 51绪绪论论1.1.精馏塔概述精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔

8、板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板） ；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。 泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。 筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板

9、型。 舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。 垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为 100-200mm 的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。 林德浮阀 林德浮阀是

10、专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向. . . . - 3 - / 51斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。 无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降液管，结构简单，造价低廉。2.2.仪器的选用仪器的选用浮阀精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。饱和蒸汽产品采出塔底物料采出进料精馏框架简图. . . . - 4 - / 51第第一一

11、章章设设计计方方案案1.11.1 装置流程的确定装置流程的确定蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器） ，冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。蒸馏通过物料在塔的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又

12、可以节约冷却质。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。总之，确定流程时要较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制与安全诸因素。1.21.2 操作压力的选择操作压力的选择蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来

13、的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。. . . . - 5 - / 511.31.3 进料状况的选择进料状况的选择进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和

14、提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。1.41.4 加热方式的选择加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。1.51.5 回流比的选择回流比的选择回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构

15、，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比却最小回流比的 1.5 倍。. . . . - 6 - / 51第第二二章章 塔塔板板的的工工艺艺 的的计计算算2.12.1 主要基础物性参数主要基础物性参数表 21 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强苯 AC6H678.1180.1288.54833.2甲苯 BC6H5CH392.1

16、3110.6318.574107.7表 22 液相密度 kg/m3温度8090100110120A815803.9792.5780.3768.9B810800.2790.3780.3770.0表 23 表面力 mN/m温度8090100110120A21.2720.0618.8517.6616.49B21.6920.5919.9418.4117.31表 24 粘度 LmPa温度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228. . . . - 7 - / 51表 25 汽化热 kJ/kg温度80901001101

17、20A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.62.22.2 精馏塔物料衡算精馏塔物料衡算加料量：F=80Kmol/h 原料组成:XF=0.45 塔顶组成：XD=0.98 塔底组成:XW=0.03 总物料衡算 D+W=80 轻组分(苯)物料衡算 800.45=0.98D+0.03W 联立两式可解得 D=35.37kmol/h W=44.63kmol/h平均相对分子质量:=78.110.45+92.141-0.45=85.83kmol FM=78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol DM=78.110.03+92

18、.141-0.03)=91.12kmolWM故质量流量：= D=35.3778.39h=2772.6543hDDM=W=44.6391.72h=4093.4636hWWM=F=8085.83h=6866.40hFFM质量分率：=Dx9765. 014.92211.789811.7898 同理可得： =0.0255Wx=0.4095,Fx. . . . - 8 - / 512.32.3 各段理论塔板数的计算各段理论塔板数的计算2.3.12.3.1 相对挥发度的计算相对挥发度的计算表 2-6 常压下苯-甲苯气液平衡组成与温度关系苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)苯/%(mol 分率)液相

19、气相温度/液相气相温度/液相气相温度/00110.639.761.895.280.391.484.48.821.2106.148.971.092.190.395.782.320.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2利用表中数据由插值法可求得 tF,tD,tW对于塔顶，XD=0.98 时，有： 得: tD =80.6989581.21009580.281.2Dt同理：对于进料组成 XF=0.45 时，有： 得 tF =91.459.248.989.492.14548.992.1Ft对于塔釜：XW=0.03，有： 得 tW=108.7903110.110.6 16

20、06.80 18.Wt苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：Lg=A- 式中：t：物系温度，单位：0pBtC：饱和蒸汽压/Kpa，0pA,B,C,Antoine 常数，见如下表：组分ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58即：苯-甲苯的安托因方程分别为：oAoB1206.35lg6.032220.241343.94lg6.078219.58ptpt. . . . - 9 - / 51对于塔顶：，则：80.4DtoA1206.35lg6.032103.0480.6220.241343.94lg6.07839.9080.6219.58oA

21、ooBBppKpappKpa103.042.58239.90oAoBpap顶同理塔底：，则：W109.07toA1206.35lg6.032229.09109.07220.241343.94lg6.07897.50109.07219.58oAooBBppKpappKpa229.092.35097.50oAoBpap底相对挥发度2.582 2.3502.463maaa顶底从而得到相平衡方程:x=(1)2.463 1.463yyyy2.3.22.3.2 最小回流比的计算最小回流比的计算最小回流比的确定：43. 11111minFDFDxxxxR操作回流比：R=1.5Rmin=2.15 2.3.32

22、.3.3 精馏塔气液相负荷精馏塔气液相负荷精馏段： L=RD=2.1535.37=76.05kmol/hV=(R+1)D=(2.15+1)35.37=111.42kmol/h提馏段： 76.05+0.9980=155.25 kmol/hqFLL111.42+(0.99-1)80=110.62 kmol/hFqVV) 1(. . . . - 10 - / 512.3.42.3.4 操作线方程的确定操作线方程的确定精馏段操作线方程为：12.150.980.680.31112.15 12.15 1DnnnnxRyxxxRR提馏段操作线方程为：11.40.012WnnnWxLyxxVV2.3.52.3

23、.5 精馏塔理论塔板的确定精馏塔理论塔板的确定由于塔顶是全凝器所以有10.98Dyx1110.95212.463 1.463yxy由精馏段操作线方程 y=0.68x+0.31 得 y2=0.9575由平衡线方程可得2220.952142.463 1.463yxy同理可算出如下值：334455667788991010110.9229;0.90140.8740;0.82940.8118;0.73790.7428;0.63650.6770;0.53980.6227;0.45980.5828;0.401290.5497;0.33130.4519;Fyxyxyxyxyxyxyxxyxyx所以第块为进料板

24、，以下交替使用提馏段操作线方程与相平衡方程：11121213131414151516160.25080.3391;0.17240.2294;0.10780.1390;0.06150.0741;0.03150.0321;0.0133Wyxyxyxyxyxx所以总理论板数为 16 块（包含再沸器）精馏段理论板数为 8，第 9 块为进料板，提馏段理论板数为 8（含再沸器） . . . . - 11 - / 512.3.2.3.6 6 板效率的计算：板效率的计算：对于进料，=93.12，由安托因方程可得：Ft1206.35lg6.032148.9493.12220.24ooAAPPKpa1343.94

25、lg6.07860.2693.12219.58ooBBPPKpa148.942.47260.26oAFoBpap，2.582Da 又2.350Wa精馏段的平均相对挥发度12.5822.4722.52722DFaaa提馏段的平均相对挥发度22.3502.4722.41122WFaaa又， 80.6Dt109.07Wt精馏段平均温度：193.1280.686.8622FDttt提馏段平均温度：293.12 109.07101.09522FWttt用插法求DFWttt、下苯，甲苯的粘度。Dt=80.6 ，Ft=93.12，Wt=109.07=1t86.862DFtt2101.0952WFttt=86

26、.861tsmPaLL2881. 0,308. 08086.86308. 0279. 08090苯苯0.2909mPas甲苯甲苯LL,308. 08086.86311. 0286. 08090=101.095 mPas2t2526. 0,233. 0110095.101233. 0255. 0110100L苯苯L0.2629 mPas甲苯甲苯LL,254. 0110095.101254. 0264. 0110100. . . . - 12 - / 51精馏段：液相组成 10.7152DFxxx提馏段：液相组成 20.242wFxxx精馏段液相平均粘度：=+（1-）=0.2889 mPas 1苯

27、L1x甲苯L1x提馏段液相平均粘度：=+（1-）=0.2604 mPas 2苯L2x甲苯L2x2.3.72.3.7 实际板数的计算与全塔效率的计算实际板数的计算与全塔效率的计算塔板效率用奥康奈尔公式 0.2450.49 ()TEL计算，其中：-塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；L-塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPas。精馏段 : 已知，=0.2889 mPas2.5271所以：=0.5293，,10.2450.49 (2.527 0.2889)TE块精165293. 08ENTTpN提馏段 : 已知， mPas2.411 20.2604所以： =0.5492，,20.2450.49 (2.

28、411 0.2604)TE块155492. 08ENNTT提p故全塔所需实际塔板数：(包括再沸器)311516N提精pppNN全塔效率：%61.51%1003116NNEpTT实际进料位置为第 16 块板，实际塔板数 N=31 块。 . . . . - 13 - / 51第第三三章章 精精馏馏塔塔主主要要工工艺艺尺尺寸寸的的设设计计3.13.1 精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算3.1.13.1.1 操作操作压力计算压力计算塔顶压强 =101.325kPa，DP每层塔板压降 P=0.7kPa，进料板压力 =101.325+160.7=112.525kPa，

29、FP塔底压力 =101.325+310.7=123.025kPaWP精馏段平均操作压强 Pm=(101.325+112.525)/2=106.925kPa 提馏段平均操作压强 Pm=(112.525+123.025)/2=117.775kPa 全塔平均操作压力106.925 117.775112.352pKPa3.1.3.1.2 2 液相平均表面力计算液相平均表面力计算液相平均表面力计算依公式 Lm=ii 计算表 3-1 液体表面力 1温度 t ，8090100110120A苯mN/m21.2720.0618.8517.6616.49B甲苯mN/m21.6920.5919.9418.4117.

30、31用插法求DFWttt、下苯，甲苯的表面力。Dt=80.6908080.680,21.624/20.5921.6921.69BDBDmN m. . . . - 14 - / 51908080.680,21.1974/20.0621.2721.27ADADmN m121.1974 0.9821.6241 0.9821.2059/LDmADDBDDxxmN mFt=93.12，1009093.1290,20.4375/18.8520.0620.06AFAFmN m1009093.1290,20.7928/19.9420.5920.59BFBFmN m120.4375 0.4520.79281 0

31、.4520.6329/LFmAFFBFFxxmN mWt= 109.07，110 100109.07 100,19.9293/17.66 18.8518.85AWAWmN m110 100109.07 100,21.3277/18.41 19.9419.94BWBWmN m 119.9293 0.0321.32771 0.0321.2857/LWmAWWBWWxxmN m精馏段液相平均表面力: 1()/ 221.205920.6392 / 220.9194/LmLDmLFmmN m提馏段液相平均表面力：2()/ 220.632921.2857 / 220.9593/LmLFmLWmmN m3.

32、1.33.1.3 热量衡算热量衡算加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度 140，工程大气压为 3.9atm.原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜过高。热量衡算：由上面知道塔顶温=80.6，=109.07，=93.12DtWtFt由不同温度下苯和甲苯的摩尔汽化热公式：Cp=a+bT+cT2. . . . - 15 - / 51查表得，对于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058对于甲苯，a=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065求得在、下的苯和甲苯的汽化热（单位

33、：） ，和分别代DtFtwt/()kJkmol K1pC2pC表苯和甲苯的汽化热。tD=80.6199.43pC/()kJkmol K2138.54pC/()kJkmol K=100.2112(1)pDpDpDCCxCx/()kJkmol K/()kJkmol KtW=109.071137.13pC/()kJkmol K2182.22pC/()kJkmol K=180.8712(1)pWpWpWCCxCx/()kJkmol K=93.12Ft199.43pC/()kJkmol K2138.54pC/()kJkmol K=120.9412(1)PPFPFCCxCx/()kJkmol K=80.6

34、Dt1393.776/rKJKg2379.625/rKJKg12(1)DDrrxrx =393.776 0.98379.625 (1 0.98) =393.49KJ/Kg 塔顶 12(1)DDDMMxMx =78.11 0.9892.14(10.98)78.39/kg kmol（1）0时塔顶气体上升的焓VQ塔顶以 0为基准，DpDVDQV CtVM . . . . - 16 - / 51111.42 100.21 80.6 111.42 393.49 78.394336756.883/KJ h（2）回流液的焓RQ此为泡点回流，据图查得此时组成下的泡点，用插法求得回流液组成下txyDt的=80.

35、41,在此温度下：Dt199.83pC/()kJkmol K2124.38pC/()kJkmol K12(1)ppDpDCCxCx =99.83 0.98 124.38 (1 0.98) =100.32/()kJkmol K （3）76.05 100.32 80.41613474.9078/RPRRQL CtKJ h塔顶馏出液的焓DQ因馏出口与回流口组成一样，所以100.32/()DpCkJkmol K35.37 100.32 80.6285994.463DDDQL Cpt（4）冷凝器消耗的焓CQ4336756.883613474.9078284994.4633438287.512/CVRDQ

36、QQQkJ h（5）进料口的焓FQ80 120.94 93.12900954.62/FFPFQF CtKJ h（6）塔底残留液的焓44.63 180.87 109.07880437.9189/WPWWQW CtKJ h（7）再沸器（全塔围列衡算式）BQ塔釜热损失为，则10%0.9设再沸器损失能量损，损 Q0.1BQBFCWDQQQQQQ. . . . - 17 - / 51加热器实际热负荷0.9BCWDFQQQQQ3702765.27/kJ h4114183.633/BQkJ h表格 3-2 热量衡算表项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器平均比热kJ/(kmol.K) 120.94

37、 - 100.32 180.87 -热量 kJ/h 900954.624 3438287.512 285994.463 880437.9189 3702765.273.1.43.1.4 平均摩尔质量的计算平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由,可知： 10.98Dxy10.9521x 1110.98 78.111 0.9892.1478.39/VDmABMy MyMkg kmol1110.9521 78.111 0.952192.1478.78/LDmABMx MxMkg kmol进料板平均摩尔质量的计算由，可知：0.5737Fy 0.45Fx 10.5437 78.111 0.45039

38、2.1484.43/VFmFAFBMy MyMkg kmol10.45 78.111 0.4592.1485.83/LFmFAFBMx MxMkg kmol塔釜平均摩尔质量的计算由,由相平衡方程得:0.03wx 0.0714wy 10.0714 78.111 0.071492.1491.14/VwmwAwBMy MyMkg kmol10.03 78.111 0.9792.1491.72/LwmwAwBMx MxMkg kmol精馏段平均摩尔质量的计算. . . . - 18 - / 5178.3984.4381.41/2VmMkg kmol78.7885.8382.305/2LmMkg kmo

39、l提馏段平均摩尔质量的计算84.4391.1487.785/2VmMkg kmol85.8391.7288.775/2LmMkg kmol3.1.53.1.5 平均密度平均密度计算计算气相平均密度计算表 3-3 苯和甲苯的不同温度下密度1温度 t ，8090100110120L，苯3kg/m815803.9792.5780.3768.9,L甲苯3kg/m810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度：1ABLABaa。用插法求得苯，甲苯在Ft,Dt，Wt温度下的密度。Dt=80.61180908080.6814.334815803.9815LL3/kg m2280908080.6

40、809.412810800.2810LL3/kg m1210.981 0.98814.235DDLL3/kg m93.12Ft . . . . - 19 - / 51111009093.1290800.342792.5803.9803.9LL3/kg m221009093.1290796.642790.3 800.2800.2LL3/kg m1210.451 0.45798.303FFLL3/kg mWt=109.0711100 110100 109.07781.435792.5780.3792.5LL3/kg m22100 110100 109.07781.23790.3780.3790.3

41、LL3/kg m1210.031 0.03781.236WWLL3/kg m所以精馏段:1806.2692FDL3/kg m提馏段2789.7702FwL3/kg m气相平均密度计算由理想气体状态方程计算,即精馏段 3106.925 81.412.91/8.31486.86273.15mVmVmmMkg mR提馏段3117.775 87.7853.32/8.314101.095273.15mVmVmmMkg mR（1）精馏段的气液体积流率： 由精馏段的气液负荷：V=111.42Kmol/h, L=76.05Kmol/h 可得：33111.42 81.410.866/36003600 2.917

42、6.05 82.3050.002154/36003600 806.269VmLmMsvmMsLmVVmsLLms. . . . - 20 - / 51（2）提馏段的气液体积流率： 由提馏段的气液负荷：V=110.62Kmol/h L=155.25Kmol/h 可得 ： 33110.62 87.7850.801/36003600 3.32155.25 88.7750.004848/36003600 789.770VmLmMsvmMsLmVVmsLLms3.23.2 塔体工艺尺寸的计算塔体工艺尺寸的计算3.2.3.2.1 1 精馏塔塔径的计算精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径 D 的计算选板间距=0

43、.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34mTHlhTHlh11220.002154 806.269()()0.0410.8662.91LVLsVs查化工原理课程设计得 ，C20=0.078依式校正到物系力为 20.9194mN/m 时的 C：2 . 020)20(CC 0.20.220max20.9194()0.078 ()0.07872020806.2692.910.07871.3075/2.91LLVVCCUCm s取安全系数为 0.70 =0.70=1.30750.70=0.916m/sumaxu则精馏段塔径 D=44 0.8661.103.14 0.916sVmU按标准塔

44、经圆整为 D=1.2m则精馏段塔截面积为 AT=222(1.2)1.13144Dm 实际空塔气速为 U=0.8660.766/1.131sTVm sA（2）提馏段塔径 D 的计算：选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34mTHlhTHlh. . . . - 21 - / 5111220.004848 789.770()()0.09330.8013.32SLVLVs查化工原理课程设计得 ，C20=0.072 依式校正到物系力为 20.9593mN/m 时的 C：2 . 020)20(CC 0.20.220max20.9593()0.072 ()0.07272020789

45、.7703.320.07271.1189/3.32LCCUm s取安全系数为 0.70 =0.70=1.11890.70=0.7832m/s umaxu提馏段塔径 D=44 0.8011.143.14 0.7832sVmU按标准塔经圆整为 D=1.2m提馏段塔截面积为 At=222(1.2)1.13144Dm实际空塔气速为U=0.8010.708/1.131m s3.2.23.2.2 精馏塔有效塔高的计算精馏塔有效塔高的计算（1）精馏段有效塔高的计算 Z精=（N精-1） HT=(16-1)0.40=6.0m（2）提馏段有效塔高的计算 Z提（N提1） HT=(15-1)0.40=5.6m选取进料

46、板上方、精馏段一处与提馏段一处各留一人孔且人孔高度 h=0.8m所以可知精馏塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=6+5.6+3*0.8=14m. . . . - 22 - / 513.33.3 塔板工艺尺寸的计算塔板工艺尺寸的计算3.3.13.3.1 溢流装置的设计溢流装置的设计由精馏段塔径 D=1.2m 则溢流装置可采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘与平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：（1（溢流堰长 =0.70D=0.701.2=0.84mwl（2（出口堰高 h=h -hwlow式中 ：h 板上液层高，取 0.06ml h板上方液头高度ow选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算：3/21

47、00084. 2whowlLEh式中溢流收缩系数 E 可近似取为 1对于精馏段：232.843600 0.0021541 ()0.01210000.84owhm 所以出口堰高：h=0.06-0.0012=0.048mw对于提馏段：232.843600 0.0048481 ()0.02110000.84owhm 出口堰高：h=0.06-0.021=0.039mw（3（降液管的宽度 Wd与降液管的面积 Af由 查图得 Wd/D=0.151，Af/AT=0.09470. 0Dlw故 Wd=0.1511.2=0.1812m Af=0.0941.131=0.1063m2（4（计算液体在降液管中停留时间以

48、检验降液管面积,即精馏段：0.1063 3600 0.4019.7450.002154 3600fTsAHssL. . . . - 23 - / 51提馏段：0.1063 3600 0.408.7750.004848 3600fTsAHssL 故降液管设计符合要求。（5（降液管底隙高度 h 的计算0取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度 h 可依下式计算：smu/11. 000对于精馏段: 000.002154 36000.02336003600 0.84 0.11hwLhlu故有00.0480.0230.0230.012whhmm对于提馏段：00.004848 36000.023360

49、0 0.84 0.25hm所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为 50mm。3.3.23.3.2 浮阀布置设计浮阀布置设计浮阀的形式很多，如 F1 型、十字架型、V-4 型、A 型、V-O 型等，目前应用最广泛的是 F1 型（相当于国外 V-1 型） 。F1 型又分为重阀（代号为 Z）和轻阀(代号为 Q)两种，分别由不同厚度薄板冲压而成，前者重约 32 克，最为常用；后者阻力略小，操作稳定性也略差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4 型基本上和 F1 型一样，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力，主要用于减压塔。两

50、种形式阀孔的直径 d0均为 39mm。阀孔一般按正三角形排列，常用中心距有 75、100、125、150mm 等几种，它又分为顺排和错排两种，通常认为错排时两相接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，阀孔也可按等腰三角形排列。此时多固定底边尺寸 B,例如 B 为70、75、80、90、100、110mm 等。如果塔气相流量变化围大，可采用一排重阀一排轻阀方式相间排列，以提高塔的操作弹性。当气体流量已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目 N 即浮阀数就取决于阀孔的气速,并可按下式求得：0u2004SVnd u 阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定。反映密度为的气

51、体0u00VFu0FV. . . . - 24 - / 51以速度通过阀孔时动能的大小。综合考虑对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，0u0F根据经验可取=812，即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为0F00VFu板分块因 D=1200mm800mm，故采用分块塔板，以便通过人孔装拆塔板。边缘安定区宽度的确定取 WS =0.07m WC=0.050m浮阀数目，阀孔排列与塔板布置预选取发空功能因子 F0=12精馏段：0101127.03/2.91vFum s每层塔板上的浮阀数目22000.8661040.785 (0.039)7.034sVNd u个其中 R=D/2WC=1.2/20

52、.05=0.55m x=D/2（Wd+WS）=1.2/2（0.1812+0.07）=0.349m222120.34920.3490.550.349)0.55sin)1800.550.71ppAAm（）（）则计算得浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=75mm 估算排列间距0.7191104 0.075AatmmNt若考虑到塔直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜采用 91mm，而应小些，故取，按 t=75mm, 65tmm以等腰三角形叉排作图，排得浮阀数 120 个。65tmm按 N=120 个重新核算孔速和阀孔动能因子0

53、120.8666.04/0.0391204um s 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 之012.91 6.0410.30F. . . . - 25 - / 51塔板开孔率=010.766100%12.68%6.04uu提馏段：取阀孔动能因子012F 0022126.59/3.32vFum s每层塔板上的浮阀数目2220020.8011020.785 (0.039)6.594sVNd u个浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距 t=75mm 估算排列间距0.7193102 0.075AatmmNt故取，按 t=75mm, 以等腰三角形叉排作图，排得浮阀数 122 个。80tmm8

54、0tmm按 N=122 个重新核算孔速和阀孔动能因子0220.8015.50/0.0391224um s 阀孔动能因子变化不大，仍在 913 之013.325.5010.02F塔板开孔率=020.708100%12.87%5.50uu3.3.33.3.3 浮阀板流体力学验算浮阀板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的静压头降hhhhlcp精馏段：干板阻力 11.825173.15.85/2.91ocUm s因为,11oocUU221117.032.915.345.340.04922 9.8806.269ovcLUhmg板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降. . . . - 26 - / 51选

55、充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03m1Lh0lh液体表面力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力阻力很小，计算时一般可以忽略。h所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.049+0.03=0.079m111lcphhh换算成单板压降 PaPaghPLpP70021.6248 . 9269.806079. 0111提馏段：干板阻力 11.825273.15.44/3.32ocUm s因为,22oocUU2222226.593.325.345.340.0522 9.8789.770ovcLUhmg板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03mL

56、h0lh液体表面力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面力阻力很小，计算时一般可以忽略。h所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.05+0.03=0.08m222lcphhh换算成单板压降 PaPaghPLpP70018.6198 . 9770.78908. 0222（二）淹塔防止淹塔现象发生，要求控制降液管中的清液层高度()dTwHHh dpldHhhh1.精馏段 单层气体通过塔板的压降相当于液柱， 110.079phm液体通过降液管的静压头降dh因不设进口堰，所以可用式20153. 0hLLhwsd式中00.002154 ,0.84 ,0.028swlm lm hm. . . . - 27

57、 - / 5120.0021540.1530.00130.84 0.028dhm板上液层高度：hL=0.06m,10.0790.00130.060.14030.5,0.40 ,0.048dTwHmHm hm取已选定()0.5 (0.400.048)0.224TwHhm从而可知，符合防止淹塔的要求。)(wTdhHH（2）提馏段： 单层气体通过塔板的压降相当于液柱120.08phm液体通过降液管的静压头降dh因不设进口堰，所以可用式20153. 0hLLhwsd式中00.004848 ,0.84 ,0.028swlm lm hm20.0048480.1530.00650.84 0.028dhm板上

58、液层高度：hL=0.06m20.080.00650.060.14650.5,0.40 ,0.038dTwHmHm hm取已选定()0.5 (0.400.039)0.22TwHhm从而可知，符合防止液泛的要求)(wTdhHH（三）雾沫夹带量计算Ve精馏段：判断雾沫夹带量是否在小于 10%的合理围，是通过计算泛点率 F1来完成的。泛点率Ve. . . . - 28 - / 51%10036. 11pFLsGLGsAKcZLVF塔板上液体流程长度21.22 0.18120.8376LZDwdm 塔板上液流面积221.131 2 0.10630.9184pTfAAAm 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，

59、取物性系数 K 值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数 CF=0.129,将以上数值 分别代入上式，得泛点率 F1为12.910.8661.36 0.002154 0.8376806.2692.91100%46.06%1 0.129 0.9184F为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足800mm,故裙座壁厚取 16mm。D基础环径： =(1200+216)-0.2103=1032mm 1d基础环外径： =(1200+216)+0.2103=1432mm 2d 圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 1

60、6mm； 1200biDmm01600bDmm 考虑到再沸器，裙座高度取 3m，地角螺栓直径取 M30.4.1.84.1.8 人孔的设计人孔的设计人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 6-8 块板开设一个孔，本塔开设三个人孔即可。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为 600mm,人孔深入塔部应与塔壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。. . . . - 36 - / 514 4. .1 1. .9 9 法法兰兰由于近似常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，