苯和甲苯常压连续筛板精馏塔设计

1、化工原理课程设计任务书学生姓名：吴荔荔 班 级：化工1572指导教师：王许云 完成日期： 2018.1.20设计题目：常压连续筛板精馏塔的设计一、设计任务及操作条件1. 物 系：苯甲苯 2. 塔板型式：筛板塔3. 处 理 量：（化艺1571班4000/化艺1572班5000+50×x）kg /h ( x为各自学号后两位) 4. 进料组成(质量分率)：含苯（350.5×x）%5. 分离要求(质量分率)：含苯量塔顶不低于96，塔底不高于4% 6. 进料状态：自选7. 操作压强：常压 8. 设计参数：厂址选择：青岛地区另外，塔顶压强，4kPa(表压)；热源，低压饱和水蒸气；单板压

2、降，不大于0. 7kPa；全塔效率 ET=50% 二、设计内容及要求1 设计方案确定选择工艺流程、主要设备及典型辅助设备的形式。2 工艺过程计算物料衡算、回流比和理论塔板数确定、热量衡算等。要求：手算，ASPEN软件模拟比较3 典型辅助设备的计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量计算；再沸器的传热面积和加热介质的用量计算。冷凝器和再沸器的选型。4 塔的结构设计塔径、溢流装置及塔板布置、塔高等设计；要求以单线图的形式绘制塔板布置结构图。尽量用软件模拟。5 流体力学验算绘制塔板负荷性能图6 塔的工艺条件图以单线图的形式绘制，图面上应包括主体设备的外形、工艺参数等。7 编写设计说明书使用统一A4纸，用

3、黑或蓝墨水工整书写或打印，主要项目及编排顺序为： 设计说明书封面 (使用统一模板)；任务书；目录；设计方案简介；工艺过程计算及主要设备工艺尺寸的计算；辅助设备的计算；设计评述；附录：主体设备工艺条件图，工艺流程图；参考文献 化工原理课程设计评分表评价单元评价要素评价内涵满分评分说明书质量60%说明书格式符合课程设计说明书的基本要求，用语、格式、图表、数据、量和单位及各种资料引用规范等。10工艺设计计算根据选定的方案和规定的任务进行物料衡算，热量衡算，主体设备工艺尺寸计算，附属设备及塔内构件的计算选型等。40软件模拟能够采用先进的化工设计软件进行模拟计算10制图质量20%制图图形制图正确性图纸的

4、布局合理、线形、字体、箭头、整洁，尺寸标注完整、规范10与化工原理课程设计任务书要求符合，正确绘制流程图和工艺条件图等。10答辩20对设计原理及设计方案的理解答辩过程中，思路清晰、论点正确、对设计方案理解深入，主要问题回答正确20指导教师综合评定成绩：实评总分；成绩等级 指导教师（签名）： 2018年 月 日 目录：设计方案简介1筛板塔的计算11.1设计条件11.1.1工艺条件11.1.2操作条件11.2物料衡算1表1.2-1物料平衡表21.3塔板数的确定21.3.1苯-甲苯混合物的t-X-y图和X-y图2表1.3.1-1常压下苯一甲苯气液平衡数据2图1.3.1-1苯甲苯混合液的x-y图3图1

5、.3.1-1 苯甲苯混合液的t-x-y图31.3.2确定最小回流比Rmin和回流比31.3.3利用图解法及逐板计算法确定理论板层数4图1.3.3-1理论板的图解法4表1.3.3-1逐板计算法数据表4表1.3.3-2每层理论板气液平衡数据41.3.4实际板层数的确定51.4精馏塔的工艺条件及有关的物性数据的计算51.4.1操作压力计算51.4.2平均摩尔质量的计算51.4.3平均温度tm及平均密度的计算6表1.4.3-1 Antoine方程常数6表1.4.3-2 苯与甲苯的液相密度7图1.4.3-1 图71.4.4液体平均表面张力的计算8表1.4.4-1 液体表面张力数据表8图1.4.4-1 表

6、面张力温度t91.5塔径的计算与板间距的确定91.5.1气液相流率（摩尔量流率）91.5.2气液相流率（体积流率）101.5.3板间距的确定及塔径、塔高的计算101.5.3.1板间距的确定HT10表1.5.3.1-1 塔间距参考数值10图1.5.3.1-1筛板塔塔径估算结果11图1.5.3.1-2 筛板塔塔径核算结果111.5.3.2 塔径的计算11图1.5.3.2-1 史密斯关联图121.5.3.3 塔高的计算131.6溢流装置的设计141.6.1板上液流型式的确定14表1.6.1-1 液体负荷与板上流型的关系141.6.2溢流堰主要尺寸的确定（堰高和堰长）141.6.2.1堰长的确定lw1

7、41.6.2.2堰高的确定hW151.6.2.3弓形降液管的宽度和截面积15图1.6.2.3-1 弓形降液管相关属性图151.6.2.4降液管底隙高度ho161.6.2.5受液盘161.6.2.6进口堰171.7塔板布置171.7.1开孔区面积计算171.7.2筛孔计算及其排列171.8筛板的流体力学计算181.8.1塔板压降hP181.8.2.液面落差191.8.3雾沫夹带eV191.8.4.漏液验算191.8.5液泛Hd201.9塔板负荷性能图211.9.1雾沫夹带线1211.9.2液相负荷下限线5221.9.3液相上限线3221.9.4液泛线2221.9.5漏液线（气相负荷下线）4231

8、.9.6操作线241.9.6-1塔板负荷性能图（精馏段）241.9.6-2塔板负荷性能图（提馏段）251.10筛板塔工艺的设计计算结果总表25表1.10-1计算结果总表251.11塔的热量衡算261.11.1加热介质的选择261.11.2冷却剂的选择261.11.3比热容及汽化潜热的计算26表1.11.3-1液体汽化热271.11. 4热量的计算28表1.11.4-1热量衡算总表281.11.5再沸器与冷凝器的换热面积估算及选型291.11.5.1冷凝器换热面积估算及用量计算291.11.5.2再沸器换热面积估算及用量计算291.11.5.3再沸器、冷凝器选型结果30表1.11.5.3-1再沸

9、器、冷凝器选型结果30筛板塔的Aspen Plus计算302.1物性方法选择与验证302.2模拟计算302.2.1简捷设计30图2.2.1-1 简捷设计模拟流程30表2.2.1-1精馏塔简捷设计结果31表2.2.1-2精馏塔简捷物料衡算平衡312.2.2严格设计32图2.2.2-1 严格设计模拟流程32表2.2.2-1精馏塔严格设计物料衡算平衡322.2.3系统优化33图2.2.3-1回流比的优化33图2.2.3-2进料位置的优化33表2.2.3-1 优化后的物料平衡表332.3能量衡算表结果34表2.3-1能量衡算342.4塔径估算352.5水力学分析35图2.5-1各理论板液相组成曲线图3

10、5图2.5-2各理论板温度曲线图35图2.5-3各理论扳气液相负荷分布图362.6常规算法与AspenPlus软件计算的工艺设计结果对比36表2.6-1对比表36筛板塔的CUP-TOWER设计36设计方案评价40参考文献41附41设计方案简介本设计任务为分离苯-甲苯混合物。该混合物可视为较理想物系，即可用常规精馏计算。在计算常规精馏塔的工艺设计时,本设计先根据分离任务进行了塔装置的物料衡算,在确定回流比，分别按照图解法、逐板计算法计得出塔的理论塔板数。然后,计算得出塔径,确定塔板的数目与排列,由塔板的负荷性能图确定了塔的操作点,求出精馏段和提馏段的操作弹性,最后进行了塔装置的能量衡算。本设计采

11、用泡点进料，塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶为全凝器，回流比取最小回流比的1.9倍。（本设计所用软件:aspen plus流程模拟，MATLAB编程画图，cuptower塔设计）。筛板塔的计算1.1设计条件1.1.1工艺条件原料液为泡点溶液,进料组成(质量分数)为41%,；设计要求得到(质量分率)：含苯量塔顶不低于96，塔底不高于4% 。 1.1.2操作条件1.操作压为:常压操作，另外，塔顶压强，4kPa(表压)；单板压降，不大于0. 7kPa； 2.加热剂: 低压饱和水蒸气；3.塔板形式: 筛板；全塔效率 ET=50% ；4.进料状态：泡点溶液5.厂址选择：青岛地区1.2物料衡算苯的摩尔质量 MA

12、=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.14kg/kmol处理量 5600kg/h进料质量分数WF=41塔顶馏出液质量分数WD=96%进料组成（摩尔分数）xF=0.4178.110.4178.11+0.5992.14=0.4505塔顶馏出液组成（摩尔分数）xD=0.9678.110.9678.11+0.0492.14=0.9659釜残液组成（摩尔分数）xW=0.0478.110.0478.11+0.9692.14=0.0468根据全塔物料及轻组分衡算列平衡方程式，如下：F=D+WFXF=DXD+WXW可得进料量F=5600×0.4178.11+0.5992.14=65

13、.2529kom/h可得馏出液流量D=28.6613kom/h釜残液流量W=36.5916kom/h表1.2-1物料平衡表名称 摩尔流量（kmol/h） 名称 摩尔分数 F65.2529XF0.4505D28.6613XD0.9659W36.5916XW0.04681.3塔板数的确定1.3.1苯-甲苯混合物的t-X-y图和X-y图表1.3.1-1常压下苯一甲苯气液平衡数据温度t，液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7

14、520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0根据表1.3.1-1作苯-甲苯混合液的X-y图，如图所示图1.3.1-1苯甲苯混合液的x-y图根据表1.3.1-

15、1作苯-甲苯混合液的t-X-y相平衡图如图所示：图1.3.1-1 苯甲苯混合液的t-x-y图1.3.2确定最小回流比Rmin和回流比本题中原料的进料状态为泡点进料，q值等于1。由于q线过点e（XF,XF）,在苯一甲苯混合液的x-y图中作q线,可知q线与平衡线相交点（Xq,yq）,即Xq=XF=0.4505 。对常压下苯一甲苯气液平衡数据进行多项式拟合可得：y=0.597x3+1.739x2+2.138x+0.006575代入Xq=0.4505，得：yq=0.6714 RminRmin+1=XD-yqXD-Xq得：Rmin=1.3333 。由于能源紧张和昂贵，为了减少操作费用，最佳回流比相应的减

16、少。根据生产数据的统计，最佳回流比的范围为：R=(1.12)Rmin。本设计中选择1.9，即：R=2.5332 。1.3.3利用图解法及逐板计算法确定理论板层数图1.3.3-1理论板的图解法由图1-3可看出,本塔的总理论板层数为NT=(12-1)块(不包括釜),进料板为第6块。即精馏段理论塔板数为5，提馏段理论塔板数为6(不包括釜).表1.3.3-1逐板计算法数据表理论板数YXxy10.96590.9159950.9659000.96590020.9301190.8374680.9159950.93011930.8738180.7295880.8374680.87381840.7964710.

17、6078530.7295880.79647150.7091910.4956920.6078530.70919160.6287750.4098320.4956920.62877570.541010.3281920.4098320.54101080.429870.2410480.3281920.42987090.3112380.1606230.2410480.311238100.2017520.0965790.1606230.201752110.1145670.051290.0965790.114567120.0529120.0218490.0512900.052912(注:X-Y是指位于气液相平

18、衡的点，x-y是指位于操作线方程的点)。表1.3.3-2每层理论板气液平衡数据理论板数x(液相）y（气相)10.965920.91600.930130.83750.873840.72960.796550.60790.709260.49570.628870.40980.541080.32820.429990.24100.3112100.16060.2018110.09660.1146120.05130.05290.02181.3.4实际板层数的确定根据塔板效率公式：ET=NTNP精馏段的实际理论板数：NP=NTET=50.5=10提馏段的实际理论板数：NP'=NTET=60.5=12总理

19、论板数：NPall=NP+NP'=10+12=22总实际塔板层数22块，进料位置11块板。1.4精馏塔的工艺条件及有关的物性数据的计算1.4.1操作压力计算精馏塔操作在常压下进行，则：塔顶操作压力 PD=4kPa表压=105.325kPa（绝压每层塔板压降取P=0.7kPa则进料板的压力PF=105.325+10×0.7=112.325kPa（绝压）塔釜操作压力PW=105.325+22×0.7=120.725kPa（绝压）精馏段平均操作压强：Pm=105.325+112.3252=108.825kPa（绝压）提馏段平均操作压强：Pm'=120.725+11

20、2.3252=116.525kPa（绝压）1.4.2平均摩尔质量的计算塔顶：XD=y1=0.9659 x1=0.9160塔顶的平均摩尔质量计算：MVDM=0.9659×78.11+1-0.9659×92.14=78.5884kg/kmolMLDM=0.9160×78.11+1-0.9160×92.14=79.2885kg/kmol进料板：yF=0.7092 xF=0.4957进料板的平均摩尔质量计算：MVFM=0.7092×78.11+1-0.7092×92.14=82.1899kg/kmolMLFM=0.4957×78.1

21、1+1-0.4957×92.14=85.1853kg/kmol塔底：y12=0.0529 x12=0.0218塔底的平均摩尔质量计算：MVWM=0.0529 ×78.11+1-0.0529 ×92.14=91.3978kg/kmolMLWM=0.0218×78.11+1-0.0218 ×92.14=91.8341kg/kmol精馏段与提馏段的平均摩尔质量计算：MVM=MVDM+MVFM2=78.5884+82.18992=80.3892kg/kmolMLM=MLDM+MLFM2=79.2885+85.18532=82.2369kg/kmolMV

22、M'=MVWM+MVFM2=91.3978+82.18992=86.7939kg/kmolMLM'=MLWM+MLFM2=91.8341+85.18532=88.5097kg/kmol1.4.3平均温度tm及平均密度的计算表1.4.3-1 Antoine方程常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58苯、甲苯的饱和蒸气压可用Antoine方程求算，即：通过逐步扫描法编程可得:塔顶组成xD=0.9659的二元体系，得塔顶温度tD=83.04加料板组成xF=0.4957的苯和甲苯的稳态情况下的温度为tF=95.68塔釜组成xW=0.0

23、218的二元体系，得tW=109.30因此，精馏段的平均温度：tm=tD+tF2=83.04+95.682=89.36 提馏段的平均温度：tm=tW+tF2=109.30+95.682=102.491. 气相平均密度计算精馏段与提馏段的平均气相密度计算如下：vm=PM1MVMRTm=108.825×80.38928.314×273.15+89.36=2.9027kg/m3vm'=PM2MVM,'RTm'=116.525×86.79398.314×273.15+102.49=3.2384kg/m32. 液相平均密度计算混合液平均密度

24、计算公式：1/Lm=ai/i,a为质量分数。苯和甲苯在不同温度下的液相密度如表1.4.3-2所示:表1.4.3-2 苯与甲苯的液相密度温度t，8090100110120苯，815803.9792.5780.3768.9甲苯，810800.2790.3780.3770.0图1.4.3-1 图通过图1.4.3-1可得：（1）塔顶液相平均密度塔顶温度tD=83.04时，D苯=811.6kg/m3, D甲苯=807kg/m3 塔顶组成x1=0.9160，得aD苯=78.11×0.916078.11×0.9160+92.14×0.0840=0.9024aD甲苯=1-aD苯=

25、0.0976因此，LDM=1aD苯D苯+aD甲苯D甲苯=10.9024811.6+0.0976807=811.1487kg/m3（2）进料板液相平均密度进料板稳态情况下的温度为tF=95.68 时，F苯=797.5kg/m3 F甲苯=794.6 kg/m3由xF=0.4957，得aF苯=78.11×0.495778.11×0.4957+92.14×0.5043=0.4545aF甲苯=1-aF苯=0.5455因此，LFM=1aF苯F苯+aF甲苯F甲苯=10.4545797.5+0.5455794.6=795.9154kg/m3（3）塔底液相平均密度塔釜温度tW=10

26、9.30 时，W苯=781.1kg/m3，W甲苯=781kg/m3由xW=0.0218得，aW苯=78.11×0.021878.11×0.0218+92.14×0.9782=0.0185aW甲苯=1-aW苯=0.9815因此，LWM=1aW苯W苯+aW甲苯W甲苯=10.0185781.1+0.9815781=781.0018kg/m3综上所述:精馏段液相平均密度：LM=LDM+LFM2=811.1487+795.91542=803.5321kg/m3提馏段液相平均密度：LM'=LWM+LFM2=781.0018+795.91542=788.4586kg/m

27、31.4.4液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依据下式计算,即LM=Xii苯和甲苯在不同温度下的液相表面张力如表2-4所示:表1.4.4-1 液体表面张力数据表温度t，8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31图1.4.4-1 表面张力温度t（1）塔顶液相平均表面张力塔顶温度tD=83.04 时，塔顶组成为x1=0.9160。D苯=20.9mN/m, D甲苯=21.19mN/mLDM=0.9160×20.9+0.084×21.19=20.9244mN/m（2）进

28、料板液相平均表面张力进料板稳态情况下的温度为tF=95.68 时，组成为xF=0.4957。F苯=19.25mN/m F甲苯=20.29mN/mLFM=0.4957×19.25+0.5043×20.29=19.7745mN/m（3）塔釜液相平均表面张力塔釜温度为tW=109.30 时，组成为xW=0.0218。W苯=17.74 mN/m W甲苯=18.53mN/mLWM=0.0218×17.74 +0.9782×18.53=18.5128mN/m综上所述：精馏段液相平均表面张力为:LM=20.9244+19.77452=20.3495mN/m提馏段液相平

29、均表面张力为:LM=19.7745+18.51282=19.1437mN/m1.5塔径的计算与板间距的确定1.5.1气液相流率（摩尔量流率）1.精馏段V=R+1D=2.5332+1×28.6613=101.2661kmol/hL=DR=2.5332×28.6613=72.6048kmol/h2.提馏段V'=V-1-qF=101.2661-1-1×65.2529=101.2661kmol/hL'=L+qF=72.6048+65.2529=137.8577kmol/h1.5.2气液相流率（体积流率）Vs=V×MVM3600×VM=1

30、01.2661×80.38923600×2.9027=0.7790m3/sLs=L×MLM3600×LM=72.6048×82.23693600×803.5321=0.0021m3/sVs'=V'×MVM'3600×VM'=101.2661×86.79393600×3.2384=0.7539m3/sLs'=L'×MLM'3600×LM'=137.8577×88.50973600×788.458

31、6=0.0043m3/s1.5.3板间距的确定及塔径、塔高的计算1.5.3.1板间距的确定HT塔板间距HT的选取与塔高、塔径、物性性质、分离效率、操作弹性以及塔的安装、检修等因素有关。设计时通常根据塔径的大小，由表1.5.3.1-1列出的塔板间距的经验数值选取。表1.5.3.1-1 塔间距参考数值塔径D（mm）塔板间距HT（mm）600-7003003504508001000350*45050060012001400350*450500600800*16003000450*50060080033004200600800 *不推荐采用图1.5.3.1-1筛板塔塔径估算结果图1.5.3.1-2 筛

32、板塔塔径核算结果最大液泛因子为0.6847小于0.8合适，全塔压降6.8204合适，最大降液管液位为160mm，最大降液管液位/板间距= 0.3558，介于0.250.5之间，合适。液体在降液管内最大流速为55.65mm/s,液体在进料管的内的停留时间大于规定的35秒，停留时间合适。因此，估算值合理。通过Aspen Plus估算可以塔径为1米，故可取板间距HT=450mm。一般常压塔取hL=50100mm(通常选用5080mm)，减压塔取hL=2530mm，故取板上液层高度hL=50mm，则液滴沉降高度为HT-hL=400mm。1.5.3.2 塔径的计算由于带有降液管，所以溢流式的塔板的塔截面

33、实际分为了两个部分，即气体流通截面和降液管所占截面。若AT为塔板截面积，A'为气体流通截面积，为降液管截面积，则：若设气体流通截面上的适宜气速为，当塔内处理的气体体积流量为VS，塔板的计算中，通常是以泛点气速uf作为u'的上限。一般取：本设计中安全系数取0.7。根据索德尔斯和布朗公式： uf=CL-VV式中C为气体负荷因子，由C=C20l200.2计算,其中的C20由史密斯关联图查取。如图1.5.3.2-1所示：图1.5.3.2-1 史密斯关联图关联图横坐标即气液两相流动参数的确定：1.对精馏段LSVSLV0.5=0.00210.7790803.53212.90270.5=0.

34、0449查史密斯关系图可得：C20=0.08精馏段液相平均表面张力为:LM=20.3495mN/mC=C20(LM20)0.2=0.08×(20.349520)0.2=0.0803uf=CL-VV=0.0803×803.5321-2.90272.9027=1.3336m/su=0.7×uf=0.7×1.3336=0.9335m/s塔径D=4VS×u=4×0.7790×0.9335=1.0310m2.对提馏段LS'VS'L'V'0.5=0.00430.7539788.45863.23840.5=

35、0.0890查史密斯关系图可得：C20'=0.076提馏段液相平均表面张力为:LM'=19.1437mN/mC'=C20'(LM'20)0.2=0.076×(19.143720)0.2=0.0753uf'=C'L'-V'V'=0.0753×788.4586-3.23843.2384=1.1725m/su'=0.7×uf'=0.7×1.1725=0.8208m/s塔径D'=4VS'×u'=4×0.7539×0

36、.8208=1.0817m结合精馏塔、提馏塔以及理论板内径，按标准圆整为D=1.2m。则空塔气速为：u=VS/(4×D2)对精馏段：ue=VS/(4×D2)=0.7790/(4×1.22)=0.6888m/s对提馏段：ue'=VS'/(4×D2)=0.7539/(4×1.22)=0.6666m/s1.5.3.3 塔高的计算塔高计算公式：Z=NPHT本设计中实际塔板层数NP-all为22块，精馏段10块，提馏段12块。板间距HT皆为0.45m。对精馏段：Z=NPHT=10×0.45=4.5m对提馏段：Z'=NP&

37、#39;HT=12×0.45=5.4m1.6溢流装置的设计1.6.1板上液流型式的确定塔径为1200mm，精馏段液体负荷：Ls=L×MLMLM=72.6048×82.2369803.5321=7.4307m3/h提馏段液体负荷：Ls'=L'×MLM'LM'=137.8577×88.5097788.4586=15.4754m3/h则可确定选择塔板流型为单溢流型，详细参考见下表1.6.1-1。表1.6.1-1 液体负荷与板上流型的关系塔径（mm）液体流量（m3/h）U形流单流型双流型阶梯流型10007以下45以下14

38、009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110以下1102502504501.6.2溢流堰主要尺寸的确定（堰高和堰长）1.6.2.1堰长的确定lw溢流堰主要作用是维持塔板上有一定的液层厚度，并使液体能较均匀地横过塔板流动，其主要尺寸是堰高和堰长。根据经验数据，单流式塔板的堰长一般为塔径的60%80%，此处取为60%，可得堰长lw=1200×0.6=720 mm此时对应堰上的最大液流量（液流强度）21.4936

39、m3/(m堰长h)，不超过经验值7087.5 m3/(m堰长h)，检验合格。1.6.2.2堰高的确定hWhL=hW+hOW式中：hL板上液层高度，m; hW堰高，m； hOW堰上液层高度，m。本设计中板上液层高度为hL=50mm，详细请看1.5.3.1板间距的确定这一节。由此可知：hW=hL-hOW堰上液层高度太小会造成液体在堰上分布不不均，影响传质效果，设计时应使堰上液层高度hOW大于6mm，若小于此值须采用齿形堰。但hOW也不宜过大，否则会增大塔板压降及雾沫夹带量。一般设计时，hOW不超过6070mm，超过此值可改为双溢流形式。对于本课程设计中的常压精馏塔，溢流堰选用平直堰。hOW=2.8

40、41000E(LhlW)23式中Lh塔内液体流量，m3/h；lw堰长，m；一般情况下可取E为1，所引起的误差不大。所以本设计取E=1。1. 对精馏塔：hOW=2.841000E(LhlW)23=2.841000(7.43070.72)23=0.0135m=13.5mmhW=hL-hOW=50-13.5=36.5mm2. 对提馏段：hOW'=2.841000E(LhlW)23=2.841000(15.47540.72)23=0.0220m=22mmhW'=hL-hOW'=50-22=28mm1.6.2.3弓形降液管的宽度和截面积本精馏塔中采用弓形降液管，根据之前所选的塔径

41、D和堰长lw，由化工原理（王晓红编制）查弓形降液管的参数，如下图1.6.2.3-1所示：图1.6.2.3-1 弓形降液管相关属性图由于lWD=7201200=0.6查图可知：AdAT=0.055 WdD=0.11弓形降液管的宽度Wd=0.1×1200=120 mm；降液管截面积Ad=0.055×4×D2=0.0622 m2。为降低气泡夹带，液体在降液管内应有足够的停留时间以使气体从液相中分离出，一般要求不应小于35s，而对于高压下操作的塔以及易起泡的物系，停留时间应更长些，为此，必须进行校核。则液体在降液管的停留时间为：对精馏段：=AdHTLS=0.0622

42、15;0.450.0021=13.33S3S对提馏段：'=AdHTLS'=0.0622×0.450.0043=6.51S3S由于停留时间，故降液管尺寸设合理。1.6.2.4降液管底隙高度hoho=Lh3600lwuo'根据经验，一般可取uo'=0.070.25m/s。本次设计取uo'=0.12m/s，则精馏段：ho=Lh3600lwu0=0.00210.72×0.12=0.0243m=24.3mm提馏段：ho'=Lh'3600lwuo'=0.00430.72×0.12=0.0498m=49.8mm降液

43、管底隙高度不宜小于2025mm，否则易于堵塞，或因为安装偏差液流不畅，造成液泛。对于大塔径取ho-all为40mm左右，最大可达到150mm。由于本塔塔径大于0.8m，因此取ho为50mm。1.6.2.5受液盘为了避免塔板上出现死角，同时可以缓冲液体流向，更好地使气泡分离以及它在低液量时形成良好的液封。并便于液体从侧线抽出。因此选用凹形受液盘，深度为50mm。因为凹形受液盘不需要设置进口堰，并且节省了板面。此外，为了停工时能够排尽板上的废液，在受液盘上开有两个10的泪孔，关于受液盘中心线对称，位置在受液盘中间。1.6.2.6进口堰本精馏塔中液相流量相对较小，同时选用了凹形受液盘，故不设进口堰。

44、1.7塔板布置因，故塔板采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。当D<1500mm时，宽度WS=6075mm。宽带WC视具体情况需要而定，大塔可达WC=5070mm。因，故选择WS=70mm，WC=50mm。1.7.1开孔区面积计算Wd=0.1×1200=120 mm开孔区面积 其中 故 1.7.2筛孔计算及其排列筛板厚：一般碳钢，=34mm；不锈钢，=22.5mm。孔径do。do的选取与塔的操作性能要求、物系性能、塔板厚度等诸多因素有关。一般do=38mm。本设计中所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，通常取孔心距t=(2.55)do,取孔中心距 筛孔数

45、目 开孔率为 每层塔板的开孔面积：AO=Aa=0.101*0.8093=0.08174m2精馏段： 气体通过筛孔的气速为 提馏段：气体通过筛孔的气速为 1.8筛板的流体力学计算1.8.1塔板压降hP（1）气体通过筛板压降相当的液柱高度hPhP=hC+hl+h干板压降相当的液体高度hC。由干板阻力对于精馏段:对于提馏段:有效液层高度hl hl=0hL=0(hW+hOW)将板上层液层阻力hl和由表面张力引起的阻力h，两项合成液层有效阻力，以hl表示。气体通过液层的阻力由式：对于精馏段： 查图，得hl=0.04/m液柱。对于提馏段：查图，得hl'=0.04/m液柱。 气体通过每层塔板的液柱高

46、度可按下式计算：对精馏段： 气体通过每层塔板的压降为： 对于提馏段：气体通过每层塔板的压降为：1.8.2.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。1.8.3雾沫夹带eV液模夹带量由式 对于精馏段： 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。对于提馏段： 在本设计中液沫夹带量在允许范围内。1.8.4.漏液验算对此筛板塔，hL=0.05m，筛孔直径为d0=0.005m，即漏液点气速可由式计算：为使筛板塔具有足够的操作弹性，应保持一定的稳定系数K，即K=u0uOW>1.52对于精馏段: 实际孔速 稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。对于提馏段: 实际孔速

47、稳定系数为 故在本设计中无明显漏液。1.8.5液泛Hd为使液体能够从上层塔板稳定的流入下层塔板，降液管内必须维持一定高度的液柱Hd，用于克服相邻两个塔板间的压力降。Hd可用下式表示：本筛板设计不设进口堰，即为防止塔内发生液泛，降液管内液层高为校正系数一般取0.5，苯-甲苯物系属一般物系，即。对精馏段： 故在本设计中不会发生液泛现象。对提馏段： 故在本设计中不会发生液泛现象。1.9塔板负荷性能图1.9.1雾沫夹带线1对精馏段：当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以eV0.1kg液/kg气为限,求Vs-Ls关系如下: 取雾沫夹带极限

48、值为eV0.1kg液/kg，一般情况下可取E为1。对精馏段：化简得：对提馏段：化简得：1.9.2液相负荷下限线5液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。取堰上液层高度作为最小液体负荷标准，取E=1。 1.9.3液相上限线3该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。取液相在降液管内停留时间最低允许值（35s），计算出最大液相负荷LS,max。即：LS,max=AfHT/35以作为液体在浆液管中停留时间的下限 1.9.4液泛线2若操作的气液负荷超

49、过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd。为校正系数一般取0.5，苯-甲苯物系属一般物系，即。0是反映板上液层充气程度的因数，称为充气因数。当液相为碳氢化合物时0=0.40.5。本设计中取0=0.5。取即：hP=hC+hl+hhl=0hL=0(hW+hOW)因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、及等均为定值，而与又有如下关系，即对精馏段：对提馏段：1.9.5漏液线（气相负荷下线）4LS,max=uOWA0对精馏段：LS,ma

50、x=uOWA0=0.08174×3.39682.2921+29.8968Ls23=0.27772.2921+29.8968Ls2/3对提馏段：LS,max=uOWA0=0.08174×3.39681.7676+26.2949LS23=0.27771.7676+26.2949LS2/31.9.6操作线1.9.6-1塔板负荷性能图（精馏段）在负荷性能图上，作出操作点及操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得故操作弹性为 对提馏段：1.9.6-2塔板负荷性能图（提馏段）在负荷性能图上，作出操作点以及操作线。由图可看出，该筛板上限为液相负荷上线控制，下限为

51、漏液控制。由图查得 故操作弹性为 1.10筛板塔工艺的设计计算结果总表表1.10-1计算结果总表项目符号单位计算数据精馏段提馏段各段平均压强PmkPa108.825116.525各段平均温度tm89.36102.49平均流量气相Vsm3/s0.77900.7539液相Lsm3/s0.00210.0043实际塔板数NP块1022板间距HTm0.450.45塔的有效高度Zm4.55.4塔径Dm1.21.2空塔气速uem/s0.68880.6666塔板液流型式塔板液流型式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm0.720.72溢流装置 堰高hWm0.03650.022溢流堰宽度Wdm0.1200.1

52、20管底与受液盘距离h0m0.0500.050板上清液层高度hLm0.0500.050孔径dom0.0050.005孔间距tm0.0150.015孔数n个41654165开孔面积AOm20.081740.08174筛孔气速um/s9.53029.2231塔板压降pppa536.6508540.6610液体在降液管中停留的时间s13.336.51降液管内清液层高度Hdm0.11860.1221雾沫夹带雾沫夹带kg液/kg气0.0037210.003561负荷上线负荷上线液泛控制液相负荷上线负荷下线负荷下线漏液控制漏液控制气相最大负荷气相最大负荷m3/s1.8041.231气相最小负荷气相最小负荷m3/s0.45260.4243操作弹性操作弹性3.98592.90121.11塔的热量衡算1.11.1加热介质的选择低压蒸汽一般处于1.57Mpa以下，本设计采用温度为130、压力为2.701×105pa（绝对压强）的饱和水蒸气作为加热介质。符合设计参数低压饱和水蒸气。1.11.2冷却剂的选择本