苯氯苯连续精馏塔设计

1、学 号：HEBEI UNITED UNIVERSITY毕业设计说明书GRADUATE DESIGN设计题目：10000t/a苯-氯苯连续精馏塔设计 学生姓名： 专业班级： 学 院： 指导教师： 摘 要氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，在生产上应用广泛。本设计为一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。本设计选用了效率、经济、安全等各个方面综合性能较好的内件产品，采用了板式精馏塔，塔板选用筛板。筛板塔结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。本设计主要完成了工艺计算和设备设计两方面的内容。工艺计算确定塔径为0.6m，塔总高度为8.266m。

2、设备设计部分，确定筒体材料为16MnR，筒体名义厚度为8mm。标准椭圆型封头，公称直径为600mm，曲面高度175mm，直边高度为25mm，厚度为8mm；液体和气体进出口接管法兰都选用标准为HG20593-97的突面（RF）型板式平焊钢管制法兰(PL)；丝网除沫器选用SP型过滤网；本设计选用的是圆筒形裙座，直径为600mm。最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各手孔和接管的开孔补强计算。筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。关键词：氯苯；精馏；筛板塔AbstractChlorobenzene as an important ba

3、sic organic synthesis raw material, widely used in production. The design for a continuous distillation, used for the separation of volatile benzene and less volatile chlorobenzene. The design chooses the integrated product of good synthesized function with efficiency, economic, security and other a

4、spects .It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as tray. The sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price, besides liquid drop on the surface of plate is small. It has a low pressure, but a larger capacity of production. At last gas in tower spreads

5、evenly with a higher efficiency of mass transfer. The design completes the process calculation which defines that the tower diameter is 600mm and the overall height is 8.266m, and equipment design which defines that the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8mm. The design sel

6、ected the standard elliptic heads whose diameter is 600mm, surface height is 175mm, and straight flange height is 25mm. The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG 20593-97.The wire mesh demister selects the SP filter screen. This design uses a cyl

7、indrical skirt, diameter of 600mm. The cylinder and the head strength and stability calculation, the hand hole and over the opening Buqiang calculation. Cylinder intensity and stability as well as hydrostatic test check, by check, determine the design of the wall thickness of the tower body, height

8、under pressure to meet the requirements in design.Keywords: chlorobenzene, distillation, plate column目录第1章 绪 论11.1 精馏塔国内外发展状况及现状11.2 课题来源11.3 精馏原理11.4 塔设备概述21.5 氯苯简介2第2章 苯-氯苯分离精馏42.1 工艺流程42.2 设备选型42.2.1 塔设备的选型52.2.2 塔板的类型与选择52.3 操作条件的选择6第3章 工艺计算83.1 计算准备83.2 精馏塔的物料衡算83.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率83.2.2 原料及

9、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量83.2.3 物料衡算83.3 塔板数的确定93.3.1 理论板层数NT的求取93.3.2 实际板层数的求取103.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算113.4.1 操作压力计算113.4.2 操作温度计算113.4.3 平均摩尔质量计算123.4.4 平均密度计算123.4.5 液体平均表面张力计算143.4.6 液体平均粘度计算143.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算153.5.1 塔径的计算153.5.2 精馏塔有效高度计算183.6 塔板主要工艺尺寸的计算183.6.1 溢流装置计算183.6.2 塔板布置213.7 筛板的流体力学验算233.7.1 塔

10、板压降233.7.2 液面落差253.7.3 液沫夹带253.7.4 漏液263.7.5 液泛273.8 塔板负荷性能图273.8.1 精馏段塔板负荷性能图273.8.2 提馏段塔板负荷性能图31第4章 筒体设计364.1 材料选择364.1.1 材料选择依据364.1.2 材料选择374.2 结构形式374.3 筒体厚度确定374.3.1 计算准备374.3.2 筒体厚度38第5章 封头设计395.1 封头形式选择395.1.1 常见封头型式395.2 封头计算395.2.1 封头材料405.2.2 封头厚度的计算40第6章 开孔设计426.1 手孔的选择426.2 管道内径计算分析426.

11、2.1 进料管计算426.2.2 塔顶蒸汽出口管计算436.2.3 回流管计算436.2.4 釜液出口管计算436.2.5 气体进口管计算446.3 管道法兰选择44第7章 开孔补强457.1 补强结构的选择457.2 补强计算457.2.1 开孔所需补强面积457.2.2 有效补强范围46第8章 裙座的选择48第9章 辅助装置及附件499.1 除沫器499.1.1 操作气速的计算499.1.2 直径DN的计算499.2 梯子手柄509.3 操作平台与梯子509.4 吊柱50第10章 压力试验5110.1 试验目的5110.2 试验压力5110.3 校核试验时圆筒的薄膜应力51第11章 塔设备

12、载荷计算5311.1 质量载荷5311.1.1 筒体圆筒、封头、裙座质量m015311.1.2 塔内构件质量m025311.1.3 保温层质量m035311.1.4 平台、扶梯质量m045311.1.5 操作时物料质量m055311.1.6 附件质量ma5411.1.7 冲水质量mw5411.1.8 偏心质量me5411.1.9 各种质量载荷：5411.2 风载荷和风弯矩5411.2.1.1 风载荷计算示例5411.2.1.2 各段塔风载荷计算结果5411.2.2 风弯矩计算5511.2.3 地震弯矩计算5511.2.4 各种载荷引起的轴向应力5611.3 塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核5

13、711.4 塔设备结构上的设计59基础环设计59地脚螺栓计算60结 论61致 谢62参考文献63第1章 绪 论1.1 精馏塔国内外发展状况及现状气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔为逐级接触型气液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、穿流多孔板塔、舌形塔、浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。板式塔在工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)、筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油、化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板、浮阀塔板、多降液管筛板、舌形塔板、穿流式波纹塔

14、板、浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为筛板塔、浮阀塔及泡罩塔，而前者使用尤为广泛。在化工、炼油、医药、食品及环境保护等工业部门，塔设备是一种重要的单元操作设备。它的应用面广、量大。据统计，塔设备无论其投资费还是所有消耗的钢材重量，在整个过程装备中所占的比例都相当高，表1.1所示为几个典型的实例。4图1.1 塔设备的投资及重量在过程设备中所占得比例装置名称塔设备投资的比例%装置名称塔设备投资的比例%化工及石油化工25.460万t，120万t/a催化裂化48.9煤油及煤化工34.8530万t/a乙烯25.3化纤44.94.5万t/a丁二烯541.2 课题来源塔设

15、备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。根据实际生产的需要,模拟了满足生产需求的设计题目。1.3 精馏原理精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。 精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升

16、，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。 精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。1.4 塔设备概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一,他可以使气(或汽)液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重

17、大影响。塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却和回收、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和减湿等。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求： l 生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛等不正常的流动；l 效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或较大的传质速率；l 流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时易于达到所要求的真空

18、度；l 有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，且不会使效率产生较大的变化；l 结构简单，造价低，安装检修方便；l 能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求2。 1.5 氯苯简介氯苯是无色透明易挥发的液体，有苦杏仁味。熔点-45.6，沸点131.6，相对密度1.107（20/4），折光率1.5248，闪点23，自燃点637.78，易燃。在空气中爆炸极限为1.839.23%（体积）。不溶于水，易溶于醇、醚、苯和氯仿等。有毒，毒性中等。氯苯是一种重要的基本有机合成原料，用作染料、医药、农药、有机合成中间体。用于制造苯酚、硝基氯苯、二硝基氯苯、苯胺、硝基

19、酚及杀虫剂滴滴涕等，也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂。氯苯的下游产品中，硝基氯化苯是氯苯的主要消费用户，对硝基氯化苯是重要的染料、农药、医药的中间体。以对硝基氯化苯为原料可以生产对硝基苯酚、对硝基苯胺、对氨基苯酚、对苯二胺、对氨基苯甲醚和对氨基苯乙醚等一系列有机化工产品。但由于用苯氯化法制氯苯后，苯和氯苯互溶，因此需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。近年来，氯苯衍生物系列产品在染料、医药、助剂、农药等行业中应用不断拓展。且近两年氯化苯国内产能也稳步增长，行业地位不断加强，位居世界生产大国地位。据行业数据统计，国内目前供需仍保持平衡，且总产能仍略低于下游总需求(下游实际生产满负荷

20、开工前提下)，并没出现产能过剩的现象。由于当前国内受宏观经济环境及行业环保治理等因素影响，市场反映出相对过剩现象，但是产品短期的相对过剩并不代表行业今后的发展趋势。作为氯化苯的上游产品焦化苯在国际市场已有获利空间，未来焦化苯的出口增加，将形成对氯苯行业的有效支撑。并且据各外贸企业反馈的信息显示，氯苯出口也有进一步增长趋势。因此，氯苯行业基础稳固，市场经整理后将逐渐企稳向好。第2章 苯-氯苯分离精馏2.1 工艺流程连续精馏装置流程如图2.1所示图2.1 连续精馏装置流程图首先，苯和氯苯的原料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，

21、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，完成苯与氯苯的分离。2.2 设备选型2.2.1 塔设备的选型实现精馏过程的主体设备主要有填料塔和板式塔。填料塔属于微分接触型的气液传质设

22、备。塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡活喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。填料塔与板式塔的主要区别见表2.1所示。表2.1 填料塔与板式塔的比较填料塔板式塔压降小尺寸填料，压降较大，而大尺寸填料及规整填料，则压降较小较大空塔气速小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料及规整填料则气速可较大较大塔效率传统的填料，效率较

23、低，而新型乱堆及规整填料则塔效率较高较稳定、效率较高液-气比对液体量有一定要求较大持液量较小较大安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料造价新型填料，投资较大大直径时造价较低综合考虑上表各项，板式塔由于比填料塔性能稳定、效率高、安装检修方便及造价低等优点，本设计选用板式塔。32.2.2 塔板的类型与选择塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。其中泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。它的优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。其缺点是

24、结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产效率及板效率较低。筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。筛板的特点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞不宜处理易结焦、粘度大的物料。浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的。其结构特点是在塔板上开有若干阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。它的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发较其他几种塔型的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。常用板式塔的性能比较见表

25、2.2所示。表2.2 板式塔性能的比较塔型与泡罩塔相比的相对气相负荷效率操作弹性85%最大负荷时的单板压降/mm（水柱）与泡罩塔相比的相对价格可靠性泡罩塔1.0良超45801.0优浮阀塔1.3优超45600.7良筛板塔1.3优良30500.7优由表2.2看出，筛板塔在相对气液相负荷、效率、可靠性以及价格方面都较其他两种塔优，因此本设计选用筛板塔，其特点如下：l 结构简单、制造维修方便；l 生产能力大，比浮阀塔还高；l 塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏；l 塔板效率较高，但比浮阀塔稍低；l 合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔；l 小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有

26、固体粒子的料液。根据介质的性质，本设计选用的是筛板塔。2.3 操作条件的选择本设计的题目是苯-氯苯分离精馏塔设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，具体工艺参数如下：处理量：10000吨/年料液组成（含氯苯）：42产品组成（氯苯纯度）：98塔顶产品组成（含氯苯）：2.5操作压力：塔顶压强4KPa(表压)进料热状况和回流比自选塔底加热蒸气压力：0.5MPa（表压)单板压降：0.7KPa地震裂度：7度土质情况：第二类场地土当地气压=100kPa设备年工作时间：300天（每天24小时连续运行）水电供给：水源充足，供电正常第3章 工艺计算3.1 计算准备对于年产1

27、万吨的氯苯精馏塔以每小时为计算基准： 已知每天24小时不停工，年工作时间为300天（其中大修20天，中修10天，小修及事故处理5天），所以整个车间的单位时间处理能力为：3.2 精馏塔的物料衡算3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 氯苯的摩尔质量 3.2.2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量3.2.3 物料衡算原料处理量 总物料恒算 苯物料恒算 联立解得 3.3 塔板数的确定3.3.1 理论板层数NT的求取1、苯氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数1。查得苯-氯苯的气液平衡数据，如表3.1所示，绘出xy图，见图3.1所示。表3.1 苯-氯苯的气液平衡数据温度80.111

28、850.8180.957900.6780.911950.5430.8471000.4400.7821050.2760.6651100.1850.5631150.1310.4551200.08790.343 1250.04540.2001300.01150.0567131.75002、求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图3.1中对角线上，自点e（0.666，0.666）作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为：，图3.1 图解法求理论板层数故最小回流比为： （式3.1）取操作回流比为： （式3.2）3、求精馏塔的气、液相负荷4、求操作线方程精馏段操作线方程为： （式

29、3.3）提馏段操作线方程为： （式3.4）5、图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如图3.1所示。求解结果为：总理论板层数 进料板位置 3.3.2 实际板层数的求取1、 全塔效率 依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，求得塔平均温度为：，由表 3.5 所示及内插知该温度下苯和氯苯的粘度为： 该温度下进料液相平均粘度为： 则 2. 实际塔板数精馏段： 提馏段： 故实际塔板数：3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1 操作压力计算塔顶操作压力 每层塔板压降 进料板压力 塔底压力 精馏段平均压力 提馏段平均压力 3.4.2 操作温度计算表3.2 苯-氯苯安托尼常数安托尼系

30、数ABC苯15.90082788.51-52.36氯苯16.06763295.12-55.60苯-氯苯安托尼常数6如表3.2所示。根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得塔顶温度 进料板温度 塔底温度 精馏段平均温度 提馏段平均温度 3.4.3 平均摩尔质量计算1、塔顶平均摩尔质量计算由，查平衡曲线，见图3.1所示，得：=0.9352、进料板平均摩尔质量计算查平衡曲线，见图3.1所示，得：，3、塔底平均摩尔质量计算查平衡曲线，见图3.1所示，得：，4、精馏段平均摩尔质量5、提馏段平均摩尔质量3.4.4 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： （式3.7） （式3.8）2

31、、液相平均密度计算液相平均密度依式3.9计算，即： （式3.9）（1）塔顶液相平均密度的计算由=82.5=355.65K，查化学化工物性数据手册得：，故（2）进料板液相平均密度的计算 由=95=368K，查化学化工物性数据手册得：，进料板液相的质量分率（3）塔底液相平均密度的计算由=135=408.15K，查化学化工物性数据手册得：，故精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：3.4.5 液体平均表面张力计算液相平均表面张力依式3.10计算，即： （式3.10）1、塔顶液相平均表面张力的计算由=82.5=355.65K，查化学化工物性数据手册得：，2、进料板液相平均表面张力的计算由=95=3

32、68K，查化学化工物性数据手册得：，3、塔底液相平均表面张力的计算由=135=408.15K，查化学化工物性数据手册得：，精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为：3.4.6 液体平均粘度计算液相平均粘度依式3.11计算，即： （式3.11）1、塔顶液相平均粘度的计算由=82.5=355.65K，查化学化工物性数据手册得：，故：解出2、进料板液相平均粘度的计算由=95=368K，查化学化工物性数据手册得：，故：解出3、塔底液相平均粘度的计算由=135=408.15K，查化学化工物性数据手册得：，故：解出精馏段液相平均表面张力为：提馏段液相平均表面张力为： 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸

33、的计算3.5.1 塔径的计算1、精馏段塔径精馏段气、液相体积流率为： （式3.12） （式3.13）由 =C 式中C由式计算，其中由图3.2所示查取，图的横坐标为：初选板间距，取板上液层高度，故：查Smith关联图4，见图3.2所示，得：C20=0.052图3.2 Smith 关联图依式3.14校正物系表面张力为时的C （式3.14）最大空塔气速 （式3.15）可取安全系数为0.70（0.60.8），则空塔气速为 （式3.16）故 （式3.17）塔径圆整为：0.6m塔截面积为： （式3.18）实际空塔气速为： （式3.19）2、提馏段塔径 精馏段气、液相体积流率为： （式3.20） （式3.2

34、1）初选板间距，取板上液层高度，故：由 =C 式中C由式计算，其中由图3.2所示查取，图的横坐标为：查Smith关联图，见图3.2所示，得：C20=0.047依式3.14校正物系表面张力为时的C最大空塔气速：可取安全系数为0.70（0.60.8），则空塔气速为：故 查压力容器公称直径S,塔径圆整为：0.6m为统一精馏段和提馏段塔径，取为：D=0.6m塔截面积为：实际空塔气速为：3.5.2 精馏塔有效高度计算1、 精馏段有效高度为： （式3.22）2、 提馏段有效高度为： （式3.23）3、塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下因素决定：l 塔底储液空间依储存液量停留38min（

35、易结焦物料可缩短停留时间）而定；l 再沸器的安装方式及安装高度；l 塔底液面至最下层塔板之间要留有12m的间距。取储存液量停留5minW=5.09kmol/h，则塔底空间高度 （式3.24）取=1m。4、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，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.52.0）HT。若需要安装除沫器，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。本设计中因有除沫器，按其要求取塔顶空间高度=1.1m。封头高度H=175mm。3.6 塔板主要工艺尺寸的计算3.6.1 溢流装置计算由于塔径D=0.6m，故采用单溢流,内弓形降液管，平行受液盘及平行溢流

36、堰，设进口堰。各项计算如下：1、精馏段溢流装置计算（1）溢流堰长对于单溢流 ,为0.65D，即：0.65×0.60.39m（2）出口堰高出口堰高由式3.26计算 （式3.26）选用平直堰，堰上液层高度由式3.27计算 （式3.27）近似取E=1，则：取板上清液层高度故（3）进口堰高一般取=，即=0.055（4）降液管的宽度与降液管的面积由查图3.3所示。图3.3 弓形降液管的参数得，故为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。有实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不应小于35s，对于高压下操作的塔及易起泡的物系，停留时间应更长一些。为此，在确定降液管尺寸后，应

37、按式3.28验算降液管内液体的停留时间。 （式3.28）由式3.29计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即： （式3.29）符合要求。（5）降液管底隙高度降液管底隙高度由式3.30计算 （式3.30）取=0.08m/s(一般为=0.070.25m/s)，则：故降液管底隙高度设计合理。2、提馏段溢流装置计算（1）溢流堰长取=0.65D，即0.65×0.0.39m（2）出口堰高出口堰高由式3.26计算选用平直堰，堰上液层高度由式3.27计算近似取E=1，则：取板上清液层高度故（3）进口堰高一般取=，即=0.049m（4）降液管的宽度与降液管的面积由查图3.3所示，得：，故：液体在

38、降液管中停留时间以检验降液管面积 符合要求。（5）降液管底隙高度降液管底隙高度由式3.30计算取=0.08m/s(一般为=0.070.25m/s)，则：故降液管底隙高度设计合理。3.6.2 塔板布置因，故塔板采用整块式。采用定距管式塔盘，公称直径DN=600-700mm的塔，塔节高度L=1200-1800mm，每个塔节中的塔盘数以5-6块为宜取6块，塔节数为3节。1、精馏段塔板布置（1）边缘区宽度确定溢流堰前的安定区宽度进口堰后的安定区宽度对于小塔，边缘区宽度一般取3050mm故取，mm（2）开孔区面积计算开孔区面积按式3.31计算，即： （式3.31）其中 （3）因本设计所处理的物系有腐蚀性

39、，故取的碳钢板，取筛孔直径=5mm筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：塔板上的筛孔数目n为： （式3.32）塔板上开孔区的开孔率为： （式3.33）在5%15%范围内，故开孔率符合要求。气体通过筛孔的气速为： （式3.34）2、提馏段塔板布置（1）边缘区宽度确定取，m（2）开孔区面积计算开孔区面积按式3.31计算其中 故 （3）因本设计所处理的物系有腐蚀性，故取的碳钢板，取筛孔直径=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：塔板上的筛孔数目n为：塔板上开孔区的开孔率为：（在5%15%范围内）气体通过筛孔的气速为：3.7 筛板的流体力学验算3.7.1 塔板压降1、精馏段塔板压降（1）干板阻力计

40、算干板阻力由式3.35计算，即： （式3.35）由，查图3.4所示，得=0.79图3.4 干筛孔的流量系数故 液柱（2）气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力式3.36计算，即： （式3.36） （式3.37）查图3.5所示，得图3.5 充气系数关联图故 液柱（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式3.38计算 （式3.38）故 液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按式3.39计算 （式3.39）即 液柱气体通过每层塔板的压降为： （设计允许值）2、提馏段塔板压降（1）干板阻力计算干板阻力由式3.35计算由，查图3.4所示，得：=0.79故 液柱（2）气体通过液层的阻力计算气体通

41、过液层的阻力式3.36计算查图3.5所示，得故 液柱（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式3.38计算即 液柱气体通过每层塔板的液柱高度可按式3.39计算即 液柱气体通过每层塔板的压降为：（设计允许值）3.7.2 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。3.7.3 液沫夹带1、精馏段液沫夹带液沫夹带量由式3.40计算，即： （式3.40）其中 m故 kg液/kg气<0.1kg液/kg气故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2、提馏段液沫夹带液沫夹带量由式5-41计算其中 m即 kg液/kg气<0.1kg液/kg气3.7.

42、4 漏液1、精馏段漏液对于筛板塔，漏液点气速可由式3.41计算 （式3.41）即 实际孔速=9.34m/s>稳定系数为： （式3.42）故在本设计中有一定漏液。2、提馏段漏液对于筛板塔，漏液点气速可由式3.41计算即 稳定系数为：故在本设计中无明显漏液。3.7.5 液泛1、精馏段液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从式3.43的关系 （式3.43）苯氯苯物系属一般物系，取=0.5，则： （式3.44） （式3.45）可由式3.46计算 （式3.46）即 液柱液柱=0.1775故在本设计中不会发生液泛现象。2、提馏段液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从式3.43的关系而

43、可由式3.46计算即 液柱液柱=0.1745故在本设计中不会发生液泛现象。3.8 塔板负荷性能图3.8.1 精馏段塔板负荷性能图1、漏液线由式3.41、式3.27、式3.26、式3.47 （式3.47）得 （式3.48）整理得 ： （式3.49）在操作范围内，任取几个LS值，依上式计算出值，计算结果列于表3.3所示。表3.3 精馏段漏液线数据0.00060.00150.1050.109由上表数据即可作出漏液线1。2、液沫夹带线以为限，求关系如下：由 （式3.50） （式3.51）故 整理得 （式3.52）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3.4所示。表3.4 精馏

44、段液沫夹带线数据0.00060.00150.4740.411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，去堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式3.27得：取E=1，则：据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4、液相负荷上限以作为液体在降液管中停留时间的下限，由式3.28得故 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。5、液泛线令 （式3.53）由式3.45、式3.39、式3.36 联立得 （式3.54）忽略，将与,与，与的关系式代入上式，并整理得 （式3.55） 式中 （式3.56） （式3.57） （式3.58） （式3-59）将有关的数据代入，得：故 或 （式3.60）在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于表3.5所示。表3.5 精馏段液泛线数据0.00060.00150.3610.301由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可