苯与甲苯连续精馏塔设计-青海大学)

1、化工过程设备设计设计题目：设计一座处理苯甲苯混合液的连续筛板式精馏塔设 计 人：旷天亮班 级：11级化工（3）班学 号：设计时间：2013年12月 目 录课程设计任务书 2第一章设计概述 5第二章设计方案的确定及流程说明 9第三章. 塔的工艺计算 12第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计24（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定.24（2） 塔板的流体力学验算.27（3） 塔板的负荷性能图29( 4 )设计结果概要或设计结果一览表.33第五章.对本设计的评述和有关问题的分析讨论.34化工原理课程设计二任务书(1)(一） 设计题目：试设计一座苯甲苯连续精馏塔，要求进料量 5 吨/小时，塔顶馏出液中苯

2、含量不低于99%，塔底馏出液中苯含量不高于2%，原料液中含苯41%（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 气液混合进料（液：气=1：2） （3）回流比自选 （4）单板压降不大于0.7kPa（三）设备型式：筛板塔（四）设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行（五）厂址：西宁地区（六）设计要求：1、 概述2、 设计方案的确定及流程说明3、 塔的工艺计算4、 塔和塔板主要工艺尺寸的设计（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定；（2） 塔板的流体力学验算（3） 塔板的负荷性能图5、 设计结果概要或设计结果一览表6、 对本设计的评述和有关问题的分析讨论（七

3、）1、苯和甲苯的物理性质分子量沸点,临界温度tc,临界压强Pc, kPa苯78.1180.1288.56833.4甲苯92.13110.6318.574107.7（二） 2、常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t,液相中笨的摩尔分率x气相中笨的摩尔分率x110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.3

4、90.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0（三） 3、饱和蒸汽压P0用Antoine 方程计算（四） log P0=A-（五） 式中 t物系温度， P0饱和蒸汽压，kPa A、B、CAntoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58（六）（七）（八） 4、组分液相密度温度

5、，8090100110120，kg/m3苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0（九） 5、组分的表面张力温度，8090100110120，m苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31（十） 6、液体粘度l温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228（十一）（十二） 7、液体汽化潜热温度，8090100110120( KJ/kg)， 苯394.1386.9379.337

6、1.5363.2甲苯379.9373.8367.6361.2354.6（十三） 8、其它物性数据：查相关手册得到第一章设计概述一 塔设备的类型。塔设备是化工、炼油生产中重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，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个方面，都有非常重大的影响。 精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。

7、板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上的液层，进行传质与传热。在正常操作下，气相分为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（有时也采用并流向下）流动。气液两相密切接触进行传质与传热。在正常操作下，气相为连续相，液相为分散相，气相组成呈连续变化，属微分接触逆流操作过程。本设计方案连续板式精馏塔。二塔板类型。板式塔的塔板大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。

8、工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 筛板塔是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，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

9、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。浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越

10、来越广。泡罩塔板是工业上应用早的塔板，它主要由升气管及泡罩构成。泡罩安装在升气管的顶部，分圆形和条形两种，以前者使用较广。泡罩有 f80、f100、f150mm 三种尺寸，可 根据塔径的大小选择。泡罩的下部周边开有很多齿缝，齿缝一般为三角形、矩形 或梯形。泡罩在塔板上为正三角形排列。 操作时，液体横向流过塔板，靠溢流 堰保持板上有一定厚度的液层，齿缝浸没于液层之中而形成液封。升气管的顶部 应高于泡罩齿缝的上沿，以防止液体从中漏下。上升气体通过齿缝进入液层时， 被分散成许多细小的气泡或流股，在板上形成鼓泡层，为气液两相的传热和传质 提供大量的界面 泡罩塔板的优点是操作弹性较大，塔板不易堵塞；缺点

11、是结构 复杂、造价高，板上液层厚，塔板压降大，生产能力及板效率较低。泡罩塔板已 逐渐被筛板、浮阀塔板所取代，在新建塔设备中已很少采用。 浮阀塔板具有泡 罩塔板和筛孔塔板的优点，应用广泛。浮阀的类型很多，国内常用的有 F1 型、 V-4 型及 T 型等。浮阀塔板的优点是结构简单、造价低，生产能力大，操作弹性 大，塔板效率较高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结； 在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。本设计中采用塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38mm，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，

12、它的主要优点有：     () 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。     () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。     () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。     () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。     筛板塔的缺点是： (

13、1 )塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。() 操作弹性较小(约23)。( 3 ) 小孔筛板容易堵塞。 下图是板式塔的简略图：第二章设计方案的确定及流程说明一设计方案遵循的原则。确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.满足工艺和操作的要求 ：所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，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。其次所定的设计

14、方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，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。2.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中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，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，另方面也影响

15、到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 3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，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。 以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。 二 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备。蒸馏过程按操作方式的不同，分为连续蒸馏和间

16、歇蒸馏两种流程，连续蒸馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中一连续蒸馏为主，我们也采用连续蒸馏。首先，苯和甲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器，在原料预热器中加热到气液混合进料，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。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

17、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，完成苯与甲苯的分离。三操作压力 的选择。精馏操作可在常压，加压，减压下进行。应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。例如对于热敏感物料，可采用减压操作。本次设计苯和甲苯为一般物料因此，采用常压操作。四进料热状况的选择。 进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。这样塔的操作比较容易控制。不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段与提馏段的塔径相同，在

18、设计和制造上也叫方便。本次设计采用气液混合物进料，且气液比为2:1.五加热方式的选择。精馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大。便可以直接采用直接接加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下。塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。但对有些物系。当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用间

19、接蒸汽加热是合适的。六回流比的选择。回流比是精馏操作的重要工艺条件，其选择的原则是使设备费用和操作费用之和最低。设计时，根据实际需要选择回流比。可以利用不同回流比下的理论板层数，作出N-R曲线，从而找出适宜操作的回流比R. 第三章二元连续板式精馏塔的工艺计算(一) 物料衡算与操作线方程 1、全塔物料衡算 1.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为41%，塔顶苯含量不低于99%，塔底苯含量不大于2%，则： 原料液含苯的摩尔分率：XF=0.41÷78.110.41&#

20、247;78.11+0.59÷92.14=0.450 塔顶含苯的摩尔分率: XD=0.99÷78.110.99÷78.11+0.01÷92.14=0.992 塔釜含苯的摩尔分率：Xw=0.02÷78.110.02÷78.11+0.98÷92.14=0.0241.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量     由1.1知产品中苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量： 原料液的平均摩尔质量： MF78.11×0.450(10.450)×92

21、.1485.827kg/kmol 塔顶液的平均摩尔质量： MD 78.11×0.992(10.992)×92.1478.222kg/kmol 塔底液的平均摩尔质量： MW 78.11×0.024(10.024) ×92.14=91.803 kg/kmol 1.3料液及塔顶底产品的摩尔流率依设计条件：一年以330天，一天以24小时计，得： F5000kg/h， 全塔物料衡算： 进料液：      F

22、=5000（kg/h）/85.827（kg/kmol）=58.257kmol/h 总物料恒算：  F=D+W 苯物料恒算：  58.257×0.450=D×0.992+0.024×W 联立解得：    W32.619kmol/h        D25.638kmol/h2.精馏段操作线方程 根据t-x-y平衡数据可作出x-y图 苯甲苯混合液的y-x图 因为对于饱和液体、气液混合

23、物、饱和蒸汽进料而言，q=液相分率。 所以q=11+2=1/3 取=2.5则有Rmin=1-1XDXF-1-XD1-XF=12.5-10.9920.450-2.5×1-0.9921-0.450=1.445考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的2倍. R=2×Rmin=2×1.445=2.89此时，精馏塔的汽、液相负荷： （1） 精馏段：液相流量：L=RD=2.89×25.638=74.094kmol/h     气相流量：V=(R+1)D=(2.89+1)×2

24、5.638=99.732kmol/h （2） 提镏段：液相流量：L=L+F=74.094+58.257=132.351kmol/h      气相流量：V=V=99.372kmol/h所以，由精馏段操作线方程可得： y=RR+1x+1R+1XD=2.892.89+1x+12.89+1×0.992=0.634x+0.255 3.提馏段操作线方程又由平衡方程可得： y=x1+(-1)x提馏段操作线可由b(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。q=1/3时，则有对全塔物料横算由(1)、(2)式得 DF=XF-XWXD-XW

25、=0.450-0.0240.992-0.024=0.440 (5) (6) 将（5）中的DF=0.440代入（6）得： 提馏段的操作线为：ym+1= 0.440×2.89+1（2.89+1）×0.440xm-0.450-0.440×0.992（2.89+1）×0.440 ym+1=1.327xm-0.0084.进料线（q线方程）因为q=1/3, 所以q线方程为：y=qq-1x-xfq-1=-0.5x-0.4513-1=-0.5x+0.675 （二）、理论板数的求算 采用图解法求理论板层数，如下图所示，求解结果为： 总理论板层数为NT=14（包括再沸器）进

26、料板位置NF=8(三).塔效率的估算  苯-甲苯在某些温度下的粘度：温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228 查t-x-y图知，当x=0.45时，t=92.69 采用内插法可以求得相应温度下的黏度： 苯：92.69-900.279-u1=100-92.69u1-0.255 u1=0.273 同理，甲苯： u2=0.280=xii=0.45*0.273+0.55*0.280=0.2769(mPa.s) 表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。 可以简单的

27、用以下近似公式计算塔的总效率： E=0.563-0.276lg（）+0.0815lg() 2=0.50 （四）实际塔板数的计算 所以，精馏段的实际塔板数：N精=7÷0.50=14 提馏段的实际塔板数：N提=7÷0.50=14 实际是在第15块塔板塔板进料的。（五）.塔的工艺条件及物性数据计算 1.操作压强Pm 塔顶操作压力P4+101.3 kPa 每层塔板压降 P0.7 kPa 进料板压力FP105.3+0.7×10112.2 kPa 塔底操作压力wP=119.3 

28、 kPa 精馏段平均压力 P m1 （105.3+112.3）2108.8 kPa 提馏段平均压力P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa2.操作温度tm计算  常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t,液相中笨的摩尔分率x气相中笨的摩尔分率x110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425

29、.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.588.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100100.0由内插法可以求得各个组分下的温度：因为XF=0.450，所以tF=92.69  塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0.

30、992tD-80.01tD=80.15  塔底温度：0.91-tw=0.003-0.024tw-108.79tw=109.4 -精馏段平均温度tm精=（ 80.15+92.69）/2 = 86.42 提馏段平均温度tm提=（92.69+109.4）/2 =101.045 3.平均分子量Mm的计算（1）塔顶平均摩尔质量计算 由XD=y1=0.992，查平衡曲线，得 X1=0.961MvDm=0.992×78.11+（1-0.992）×92.13=78.22kg/kmol MlD

31、m=0.961×78.11+（1-0.961）×92.13=78.66kg/kmol （2）进料板平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 yF=0.600 查平衡曲线，得 xF=0.376 MvFm=0.600×78.11+（1-0.600）×92.13=83.72kg/kmol MlFm=0.376×78.11+（1-0.376）×92.13=86.86kg/kmol （3）塔釜平均摩尔质量计算 由图解理论板，得 yw=0.07查平衡曲线，得 xw=0.02

32、1 MvWm=0.07×78.11+（1-0.07）×92.13=91.15kg/kmol MlWm=0.021×78.11+（1-0.021）×92.13=91.84kg/kmol 所以，精馏段的摩尔质量为：Mv精m =78.22+83.72/2=80.97kg/kmol Ml精m =78.66+86.86/2=82.76kg/kmol 提馏段平均摩尔质量为：Mv提m =83.72+91.15/2=87.44kg/kmol Ml提m =86.86+91.84/2=89.35kg/kmol 4.平均密度计算 （1）气相平均密度计算&#

33、160;由理想气体状态方程式计算，即  精vm=PmMVmRTm=108.8×80.978.314×（86.42+273.15）=2.947kg/m3 提vm=PmMVmRTm=115.8×87.448.314×（101.045+273.15）=3.255kg/m3（2）液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即：1Lm=ai/i塔顶液相平均密度计算组分液相密度温度，8090100110120，kg/m3苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0 塔顶温度：0.992-0.980.21-

34、tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15 查得A=814 kg/m3 B=809 kg/m3 LDm=1（0.961814+0.039/809）= 813.80kg/m3进料液相平均密度计算 tF=92.69查得A=801.2 kg/m3 B=708.3 kg/m3进料液液相的质量分率为 aA=0.376×78.110.376×78.11+0.624×92.13=0.338 LFm=1（0.338801.2+0.662/708.3）= 737.19kg/m3塔釜液相平均密度计算塔底温度：0.91-tw=0.003-0.024tw-108.79

35、tD=109.4 查得A=780 kg/m3 B=779.8kg/m3塔釜液液相的质量分率为 aA=0.021×78.110.021×78.11+0.979×92.13=0.018 LWm=1（0.018780+0.982/779.8）=779.8kg/m3所以，精馏段的液相平均密度为：L精m=813.80+737.192=775.85kg/m3提馏段的液相平均密度为：L提m=779.8+737.192=758.50kg/m35.液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即： Lm=xii 塔顶液相平均表面张力的计算： 塔顶温度：0.992-0

36、.980.21-tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15  组分的表面张力温度，8090100110120，m苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31 查表可得：A=21.20 B=21.60 LDm=0.961×21.20+0.039×21.60=21.22 mN/m进料液相平均表面张力的计算： tF=92.69查表可得：A=19.98 B=20.50 LFm=0.376×19.98+0.624×20.50=20.22mN/m塔釜液相平均表面张力的计算塔底温度：0.

37、91-tw=0.003-0.024tw-108.79tD=109.4 查表可得：A=18.83 B=19.92 LWm=0.021×18.83+0.979×19.92=19.90mN/m精馏段的液相平均表面张力为：L精m=21.22+20.222=20.72mN/m提馏段的液相平均表面张力为：L提m=20.22+19.902=20.06 mN/m6.液体平均黏度的计算液相平均黏度依下式计算，即： 液体粘度l温度，8090100110120l,mPas苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228塔顶液相平

38、均黏度的计算： 塔顶温度：0.992-0.980.21-tD=1-0.992tD-80.01tD=80.15 查表可得：A=0.307 mpa.s B=0.310 mpa.s lgLDm=0.961lg(0.307)+0.039lg(0.310) LDm=0.222mpa.s进料液相平均黏度的计算： 进料温度： tF=92.69查表可得：A=0.270mpa.s B=0.280mpa.s lgLFm=0.376lg(0.270)+0.624lg(0.280) LFm=0.276mpa.s塔釜液相平均黏度的计算塔底温度：0.91-tw=0.003-0.024tw-108.79tD=10

39、9.4 查表可得：A=0.232mpa.s B=0.253mpa.s lgLDm=0.021lg(0.232)+0.979lg(0.253) LDm=0.253mpa.s精馏段的液相平均黏度为：L精m=0.222+0.2762=0.249mpa.s提馏段的液相平均黏度为：L提m=0.273+0.2532=0.265mpa.s第四章塔和塔板主要工艺尺寸的设计（一）精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为：提馏段的气、液相体积流率为：由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为取板间距，板上液层高度，则查筛板塔汽液负荷因子曲线图得取安全系数为

40、0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为。塔截面积为：(2)精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为：提馏段有效高度为：在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：（二）塔板主要工艺尺寸的计算(1)溢流装置计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：1 堰长取 2 溢流堰高度由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：近似取E=1，则取板上清液层高度故3 弓形降液管宽度和截面积：由，查弓形降液管参数图得： 则：，验算液体在降液管中停留时间，即：故降液管设计合理。4 降液管底隙高度ho降液管底隙的流速，则：故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。(2)

41、塔板布置 塔板的分块。因，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为3块。 边缘区宽度确定：取， 开孔区面积计算。开孔区面积计算为：其中 故 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为：开孔率为：气体通过筛孔的气速为：（三）筛板的流体力学验算(1)塔板压降 干板阻力计算。干板阻力由下式计算：由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得故 气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力由下式计算，即 查充气系数关联图得。故。 液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：液柱气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算：气体通过每

42、层塔板的压降为：(2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 液沫夹带液沫夹带按下式计算：故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内。(4) 漏液对筛板塔，漏液点气速按下式计算：实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。(5) 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：苯甲苯物系属一般物系，取，则：而 板上不设进口堰，按下式计算：，故本设计中不会发生液泛现象。（三）精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线由得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表4-1 漏液线计算结果 0.0006 0.0030 0.0045 0.0015 0.306 0.324 0.333 0.314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：由整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出