化工原理设计(苯-氯苯浮阀塔设计)

1、1安徽大学化学化工学院安徽大学化学化工学院 课课 程程 设设 计计课程设计名称课程设计名称 化工原理课程设计 课程设计题目课程设计题目 苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计 姓姓 名名 学学 号号 专专 业业 班班 级级 指导教师指导教师 提交日期提交日期 化工原理课程设计任务书化工原理课程设计任务书(一一)设计题目设计题目 苯苯-氯苯连续精馏塔的设计氯苯连续精馏塔的设计2(二二)设计任务及操作条件设计任务及操作条件设计任务设计任务(1)原料液中含氯苯 35% (质量)。(2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于 2(质量)。(3)年产纯度为 99.8的氯苯吨 41000 吨操作条件操作条件 (1)塔顶压强

2、4KPa(表压)，单板压降小于 0.7KPa。 (2)进料热状态 自选。 (3)回流比 R=（1.1-3）Rmin。 (4)塔底加热蒸汽压强 506 KPa(表压) 设备型式设备型式F1 型浮阀塔设备工作日：每年 330 天，每天 24 小时连续运行。厂址：惠州（三）设计内容（三）设计内容1） 设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算；2) 塔板数的确定；3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算； 7) 塔板负荷性能图； 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。9) 辅助设备的设计与选型2设计图纸要求：1

3、) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 （四）参考资料（四）参考资料31物性数据的计算与图表2化工工艺设计手册3化工过程及设备设计4化学工程手册5化工原理苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。 目录目录前前 言言 .61设计方案的思考.642.设计方案的特点.63工艺流程的确定.6一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算 .81设计方案的确定及工艺流程的说明.82全塔的物料衡算.82.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率.82.2 平均摩尔质量.82.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率.83塔板数的确定.93.1 理论塔板数的求取.9TN3.2 确定操作的回流比 R.103.

4、3 求理论塔板数.113.4 全塔效率.12TE3.5 实际塔板数（近似取两段效率相同）.13pN4操作工艺条件及相关物性数据的计算.134.1 平均压强.13mp4.2 平均温度.14mt4.3 平均分子量.14mM4.4 平均密度.15m4.5 液体的平均表面张力.16m4.6 液体的平均粘度.17mL,4.7 气液相体积流量.186 主要设备工艺尺寸设计.196.1 塔径.197 塔板工艺结构尺寸的设计与计算.207.1 溢流装置.207.2 塔板布置.23二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算 .251 塔板压降.252 液泛计算.273 雾沫夹带的计算.284 塔板负荷性能图.3

5、04.1 雾沫夹带上限线.304.2 液泛线.3154.3 液相负荷上限线.324.4 气体负荷下限线（漏液线）.334.5 液相负荷下限线.33三三 板式塔的结构与附属设备板式塔的结构与附属设备 .351 塔顶空间.352 塔底空间.363 人孔数目.364 塔高.36浮阀塔总体设备结构简图：浮阀塔总体设备结构简图： .375 接管.385.1 进料管.385.2 回流管.385.3 塔顶蒸汽接管.395.4 釜液排出管.395.5 塔釜进气管.406 法兰.407 筒体与封头.417.1 筒体.417.2 封头.417.3 裙座.418 附属设备设计.418.1 泵的计算及选型.418.2

6、 冷凝器.428.3 再沸器.43四四 计算结果总汇计算结果总汇 .44五五 结束语结束语 .45六六 符号说明：符号说明： .45前前 言言1 1设计方案的思考设计方案的思考通体由不锈钢制造，塔节规格 25100mm、高度 0.51.5m，每段塔节可设置 12 个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶6冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温

7、300范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。2.2.设计方案的特点设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。3 3工艺流程工艺流程的确定的确定原料液

8、由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1型浮阀塔） ，塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图78一设备工艺条件的计算一设备工艺条件的计算1 1设计方案的确定及工艺流程的说明设计方案的确定及工艺流程的说明 本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1） ，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却

9、后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。2 2全塔的物料衡算全塔的物料衡算2.12.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率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 kg/kmol 和 112.61kg/kmol。728. 061.112/3511.78/6511.78/65Fx986. 061.112/211.78/9811.78/98Dx00288. 061.112/8 .9911.78/2 . 011.78/2 . 0Wx2.22.2 平均摩尔质量平均摩尔质量 ol87.5

10、0kg/km压112.610.728)压(1压0.72878.11压 MFkg/kmol59.7861.112986. 01986. 011.78DMkg/kmol5 .11261.11200288. 0100288. 011.78WM2.32.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件：一年以 330 天，一天以 24 小时计，有： 9,全塔物料衡算：hkg/77.517624h)/(33041000000kgW, 釜液处理量 hkmolW/02.465 .11277.5176 总物料衡算 WDF苯物料衡算 WDF00288. 0986. 0728. 0 联立解得 k

11、mol/h 129.34 D kmol/h 175.36 F3 3塔板数的确定塔板数的确定3.13.1 理论塔板数理论塔板数的求取的求取TN苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（MT 法）求取，步骤TN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：BABtppppx/tApxpy/ 表 3-1 相关数据计算温度/8090100110120130140苯760102513501760225028402900ip氯苯148205293400543719760 x10.6770.4420.2650.1270.0190两相摩尔分率y10.913

12、0.7850.6140.3760.0710相对挥发度oAoBPP 5.135135 54.6075094.44.1436463.949933.815789本题中，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yx 可以忽略。平均相对挥发度，则，汽液平衡方程为：436. 410 xxxxy436. 31436. 4) 1(13.23.2 确定操作的回流比确定操作的回流比 R R将表 3-1 中数据作图得曲线。yx 00.70.

13、80.91xyy=xf(x) 图 3-1 苯氯苯混合液的 xy 图在图上，因，查得，而，。故yx 1q926. 0ey728. 0Fexx986. 0Dx有：303. 0728. 0926. 0926. 0986. 0eeeDmxyyxR考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485 倍，即：753. 0303. 0485. 2485. 2mRR求精馏塔的汽、液相负荷kmol/h 97.39129.340.753RDL kmol/h 226.77129.341)(0.7531)D(RV11kmol/h 272.75175.3697.39FLL，kmol/h 226

14、.77VV，3.33.3 求理论塔板数求理论塔板数精馏段操作线：568. 0430. 011xRxxRRyD提馏段操作线：000584. 0203. 1xVWxVLyxw提馏段操作线为过和两点的直线。00288. 0 ,00288. 0881. 0 ,737. 0采用图解法求理论板层数,在 x-y 图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从开始，在精馏段操作线与平衡线之)986. 0 ,986. 0(Dx间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点时，)890. 0 ,737. 0(d则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点为止。用 Excel

15、 作图，各梯级的坐标如下：)00288. 0 ,002888. 0(Wx表 3-2 相关数据计算xy精馏段0.9860.9860.943440.9860.943440.96771840.8730630.96771840.8730630.9374880.7627760.9374880.7627760.8901142提镏段0.628830.89011420.628830.75587430.4005070.75587430.4005070.48120130.1719810.48120130.1719810.20628480.0538910.20628480.0538910.06422180.0135

16、890.0642218120.0135890.01573840.0030680.01573840.0030680.0030813x0.002880.0024730.01087801xyf(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线 图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数 块（包括再沸器）9TN加料板位置 4FN3.43.4 全塔效率全塔效率TE选用公式计算。该式适用于液相粘度为mTElog616. 017. 00.071.4mPas 的烃类物系，式中的为全

17、塔平均温度下以进料组成表示的m平均粘度。 查图一，由=0.986 =0.00288 查得塔顶及塔釜温度分别为：DxWx=80.43 =138.48，tDWt13全塔平均温度 =(+)/2=(80.43+138.48)/2=109.5mttDWt根据表 3-4表 3-4 苯-氯苯温度粘度关系表温度20406080100120140苯 粘度 mPas0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯 粘度 mPas0.750.560.440.350.280.240.利用差值法求得：，。smPa24. 0AsmPa261. 0B25. 0728. 0126. 0728. 02

18、4. 01FBFAmxx53. 025. 0log616. 017. 0log616. 017. 0mTE3.53.5 实际塔板数实际塔板数（近似取两段效率相同）（近似取两段效率相同）pN精馏段：块，取块66. 553. 0/31pN61pN提馏段：块，取块21.1353. 0/72pN142pN总塔板数块2021pppNNN4 4操作工艺条件及相关物性数据的计算操作工艺条件及相关物性数据的计算4.14.1 平均压强平均压强mp取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。塔顶：kPa3 .10543 .101Dp加料板：kPa5 .10967 . 03 .105Fp塔底： kPa3 .119147

19、. 05 .109Wp精馏段平均压强kPa4 .1072/5 .1093 .105p14提镏段平均压强kPa4 .1142/3 .1195 .109p4.24.2 平均温度平均温度mt利用表 3-1 数据，由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,1986. 080677. 019080Dt43.80Dt加料板 ，1737. 080677. 019080Ft14.88Ft塔底温度 ，019. 000288. 01300019. 0140130Wt48.138Wt精馏段平均温度 29.842/14.8843.80mT提镏段平均温度 3 .1132/14.8848.138mT4.34.3 平均分子量平均分子

20、量mM精馏段： 29.84mT液相组成：，18029.841677. 080901x861. 01x气相组成：，18029.841913. 080901y963. 01y所以kmolkgML/91.82861. 0161.112861. 011.78 kmolkgMV/39.79963. 0161.112963. 011.78提镏段：3 .113mT液相组成：，265. 01103 .1130127. 0265. 01201102x219. 02x气相组成：，614. 01103 .113376. 0614. 01201102y535. 02y15所以 kmolkgML/5 .105219.

21、0161.112219. 011.78 kmolkgMV/15.94535. 0161.112535. 011.784.44.4 平均密度平均密度m4.4.1 液相平均密度mL, 表 4-1 组分的液相密度（kg/m3）温度， （）8090100110120130140苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 ： 推荐：tA187. 1912tA1886. 113.912氯苯 ： 推荐：tB111. 11127 tB0657. 14 .1124式中的 t 为温度，塔顶：3,kg/m5 .81643.

22、801886. 113.9121886. 113.912tALD3,kg/m7 .103843.800657. 14 .11240657. 14 .1124tBLD3,kg/m0 .8207 .103802. 05 .81698. 01mLDBLDBALDAmLDaa进料板：3,kg/m4 .80714.881886. 113.9121886. 113.912tALF3,kg/m5 .103014.880657. 14 .11240657. 14 .1124tBLF3,kg/m6 .8715 .103034. 04 .80766. 01mLFBLFBALFAmLFaa 塔底： 3,kg/m5

23、.7773 .1131886. 113.9121886. 113.912tALW3,kg/m7 .10033 .1130657. 14 .11240657. 14 .1124tBLW3,kg/m1 .10037 .1003998. 05 .777002. 01mLWBLWBALWAmLWaa16精馏段：3kg/m8 .8452/6 .8710 .820L提镏段：3kg/m4 .9372/1 .10036 .871L4.4.2 汽相平均密度mV,精馏段：3,kg/m87. 229.84273314. 839.794 .107mmVmvRTMp提镏段：3,kg/m35. 33 .113273314

24、. 815.944 .114mmVmvRTMp4.54.5 液体的平均表面张力液体的平均表面张力m表 5-1 组分的表面张力 温度8085110115120131A苯21.220.617.316.816.315.3B氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即iiLmx塔顶液相平均表面张力的计算由，用内插法得43.80Dt，2 .218043.806 .202 .218580,ADN/m15.21,AD , 1 .268043.807 .251 .268580,BDmN/m07.26,BDmN/m22.2107.26014. 015.21986. 0mLD

25、进料板液相平均表面张力的计算由，用内插法得14.88Dt，6 .208514.883 .176 .2011085,AFN/m19.20,AF17 , 7 .258514.887 .227 .2511085,BFmN/m32.25,BFmN/m54.2132.25263. 019.20737. 0mLF塔底液相平均表面张力的计算由，用内插法得3 .113Wt，3 .171103 .1138 .163 .17115110,AWN/m97.16,AW , 7 .221103 .1132 .227 .22115110,BWmN/m37.22,BWmN/m35.2237.2299712. 097.160

26、0288. 0mLW精馏段液相平均表面张力为mN/m38.212/ )54.2122.21(L提镏段液相平均表面张力为mN/m02.222/ )54.215 .22(L4.64.6 液体的平均粘度液体的平均粘度mL, 表三 不同温度下苯氯苯的粘度 温度t，6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯 mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用 表示lglgLmiix4.6.1 塔顶液相平均粘度，308. 08043.80308. 0255. 080100AsmPaA307. 018，428. 08043.80428

27、. 0363. 080100B427. 0B，426. 0lg)986. 01 (307. 0lg986. 0lg,mLDsmPamLD308. 0,4.6.2 进料板液相平均粘度，308. 08014.88308. 0255. 080100AsmPaA286. 0，428. 08014.88428. 0363. 080100BsmPaB402. 0，402. 0lg)737. 01 (286. 0lg737. 0lg,mLFsmPamLF313. 0,4.6.3 塔底液相平均粘度， 255. 01003 .113215. 0255. 0120100AsmPaA228. 0，363. 0100

28、3 .113313. 0363. 0120100BsmPaB332. 0,332. 0lg)00288. 01 (228. 0lg00288. 0lg,mLFsmPamLF332. 0,4.74.7 气液相体积流量气液相体积流量精馏段：汽相体积流量/sm742. 187. 2360039.7977.22636003,mVmVsVMV汽相体积流量/h6271.2m/sm742. 133hV液相体积流量/sm00254. 08 .845360091.8239.9336003,mLmLsLML液相体积流量/h9.15m/sm0024. 033hL提镏段：汽相体积流量/sm770. 135. 3360

29、015.9477.22636003,mVmVsMVV19汽相体积流量/h6372m/sm770. 133hV液相体积流量/sm00853. 04 .93736005 .10575.27236003,mWmLsMLL液相体积流量/hm7 .30/sm00853. 033hL6 6 主要设备工艺尺寸设计主要设备工艺尺寸设计6.16.1 塔径塔径精馏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：mm450THmm60Lhm39. 006. 045. 0LThH按 Smith 法求取允许的空塔气速（即泛点气速）maxuFu0237. 087. 28 .845742. 10024. 05 . 05 . 0VLss

30、VL查 Smith 通用关联图得085. 020C负荷因子086. 02038.21085. 0202 . 02 . 020CC泛点气速：m/s47. 187. 2/87. 28 .845086. 0/maxVVLCu取安全系数为 0.7，则空塔气速为 m/s03. 17 . 0maxuu精馏段的塔径 m47. 1)03. 114. 3/(742. 14/4uVDs按标准塔径圆整取.6m1D提镏段：初选塔板间距及板上液层高度，则：mm450THmm60Lhm39. 006. 06 . 0LThH按 Smith 法求取允许的空塔气速（即泛点气速）maxuFu2008061. 035. 34 .9

31、37770. 100853. 05 . 05 . 0VLssVL查 Smith 通用关联图得082. 020C负荷因子084. 02002.22082. 0202 . 02 . 020LCC泛点气速：m/s4026. 135. 3/35. 34 .937084. 0/maxVVLCu取安全系数为 0.7，则空塔气速为m/s98. 07 . 0maxuu精馏段的塔径m52. 1)98. 014. 3/(770. 14/4uVDs按标准塔径圆整取.6m1D7 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算塔板工艺结构尺寸的设计与计算7.17.1 溢流装置溢流装置因塔径为 1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流

32、堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长（出口堰长）wl21取m.28. 16 . 18 . 08 . 0Dlw精馏段堰上溢流强度,满hm/m130100hm/m75. 628. 1/64. 8/33whlL足强度要求。提镏段堰上溢流强度,hm/m130100hm/m43.2328. 1/8 .30/33whlL满足强度要求。7.1.2 出口堰高whowLwhhh对平直堰3/2/00284. 0whowlLEh精馏段：由及，查化工原理课程设计图8 . 0/Dlw45. 428. 1/64. 8/5 . 25 . 2whlL5-5 得，1E于是：（满足要求）mmhow00

33、6. 0014. 0)28. 1/64. 8(100284. 03/2m0496. 00104. 006. 0owLwhhh验证： (设计合理)owwowhhh1 . 005. 0提镏段：由及，查化工原理课程设8 . 0/Dlw51.1628. 1/6 .30/5 . 25 . 2whlL计图 5-5 得，于是：1E（满足要求）m006. 0m0237. 028. 1/8 .30100284. 03/2owhm0363. 00237. 006. 0owLwhhh22验证： (设计合理)1 . 005. 0owwowhhh7.1.3 降液管的宽度和降液管的面积dWfA由，查化工原理课程设计 P1

34、12 图 5-7 得8 . 0/Dlw，即：14. 0/,21. 0/TfdAADW，。m336. 0dW22m0096. 24DAT2m281. 0fA 液体在降液管内的停留时间精馏段：（满足要求）s5s25.5600240. 0/45. 030. 0/sTfLHA提镏段：（满足要求）5s15.7700856. 0/45. 030. 0/sTfLHA7.1.4 降液管的底隙高度oh精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：m/s07. 0ou（不宜小于 0.020.025m，本结果满足m0268. 007. 028. 10024. 00owsulLhoh要求） 故合理mmhhw006. 00

35、228. 00268. 00496. 00提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：m/s25. 0ou23（不宜小于 0.020.025m，本结果满足m0268. 025. 028. 100856. 0owsoulLhoh要求） 故合理mmhhw006. 00096. 00268. 00364. 00选用凹形受液盘，深度mmhW507.27.2 塔板布置塔板布置7.2.1 塔板的分块本设计塔径为，故塔板采用分块式，塔板分mmmmmD120016006 . 1为 4 块。7.2.2 边缘区宽度确定 取 mWs08. 0mWc05. 07.2.3 开孔区面积计算 22212 (sin)180ax

36、Ax rxrr 其中：mWWDxsd384. 0)08. 0336. 0(26 . 1)(2 mWDrc75. 005. 026 . 12故 2122210. 1)75. 0384. 0(sin18075. 014. 3384. 075. 0384. 02mAa7.2.4 浮阀数计算及其排列精馏段：预先选取阀孔动能因子,由 F0=可求阀孔气速，120Fvu0u即smFuv/08. 787. 21200F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为20708. 7)039. 0(4742. 142020udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mmt7524则排间距07

37、1. 0207075. 010. 1NtAta考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 0.071m,而应小一点，故取，按mmt65，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75mmt65206N实际孔速 smNdVus/08. 7)039. 0(785. 0206742. 1785. 02200阀孔动能因数为99.1187. 208. 7,00vuF所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开

38、孔是合理的。提镏段：预先选取阀孔动能因子,由 F0=可求阀孔气速120Fvu00u即smFuv/56. 635. 31200F-1 型浮阀的孔径为 39mm，故每层塔板上浮阀个数为22365. 6)039. 0(4770. 142020udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心mmt75则排间距066. 0223075. 010. 1NtAta考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用 0.066m,而应小一点，故取，按mmt65，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mmt75mmt65206N25实际孔速 smNdVus/19.

39、7)039. 0(785. 0206770. 1785. 02200阀孔动能因数为15.1335. 319. 7,00vuF所以阀孔动能因子变化不大，仍在 914 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。1224. 0)6 . 1039. 0(206)(/2200DdNAAT此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列二二 塔板流的体力学计算塔板流的体力学计算1 1 塔板压降塔板压降精馏段（1）计算干板静压头降ch由式可计算临界阀孔气速，即825. 11 .73vcUocUsmUvoc/89. 587. 21 .731 .73825. 1825. 126，可用算干板静压头降

40、，即cUU00LvccgUh234. 520mhc014. 08 .84587. 28 . 92)89. 5(34. 52（2） 计算塔板上含气液层静压头降fh由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上5 . 00液层高度 所以依式,06. 0LhLlhh0mhl03. 006. 05 . 0（3）计算液体表面张力所造成的静压头降h 由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为ph mhhhhlcp044. 003. 0014. 0 PaghpLpp7 .3648 . 98 .845044. 011提镏段：(1)

41、计算干板静压头降ch由式可计算临界阀孔气速，即825. 11 .73vcUocUsmUvoc/42. 535. 31 .731 .73825. 1825. 1，可用算干板静压头降，即00cUU 20234. 5LvccgUhmhc029. 04 .93735. 38 . 92)42. 5(34. 52(2)计算塔板上含气液层静压头降fh由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数，已知板上5 . 00液层高度 所以依式,06. 0LhLlhh0mhl03. 006. 05 . 0(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。

42、27这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降为phmhhhhlcp059. 003. 0029. 0PaghpLpp0 .5428 . 94 .937059. 0222 2 液泛计算液泛计算式LdpdhhhH精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降Ph前已计算mhp044. 0(2)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mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00254. 003mhd000839. 00268. 028. 100254. 0153. 02(3)板上液层高度：mhL06. 0则 mHd1048. 006. 0000839.

43、0044. 01为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距)(wTdhHH5 . 0,45. 0THmhw0496. 0mhHwT250. 0)0496. 045. 0(5 . 0)(从而可知，符合防止液泛的要求mhHmHwTd250. 0)(1048. 0(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计ssLHAsTf578.4900254. 045. 0281. 028可见，所夹带气体可以释出。提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降Ph前已计算mhp059. 0(2)液体通过降液管的静压头降dh因不设进口堰，所以可用式

44、20153. 0hLLhwsd式中mhmlsmLws0268. 0,28. 1,/00853. 003mhd0095. 00268. 028. 100853. 0153. 02(3)板上液层高度：，则mhL06. 0mHd129. 006. 00095. 0059. 0为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距)(wTdhHH5 . 0,60. 0THmhw0304. 0mhHwT243. 0)0363. 045. 0(5 . 0) (从而可知，符合防止液泛的要求mhHmHwTd243. 0)(129. 0(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使

45、得液体所夹带气体释出。本设计ssLHAsTf58 .1400856. 045. 0281. 0可见，所夹带气体可以释出。3 3 雾沫夹带的计算雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量是否在小于 10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成Ve1F的。泛点率的计算时间可用式：和%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF%10078. 01TFvLvsAKcVF塔板上液体流程长度29mWDZdL928. 0336. 026 . 12塔板上液流面积24476. 1281. 020096. 22mAAAfTp精馏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷

46、因数,将以上数值分别代入上式0.127FC %93.56%1004476. 1127. 01928. 00024. 036. 187. 28 .84587. 2742. 1F及%06.51%1000096. 2127. 00 . 178. 087. 28 .84587. 2742. 1F提镏段：苯和氯苯混合液可按正常物系处理，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,将以上数值分别代入上式140. 0FC%63.57%1004476. 1140. 01928. 000856. 036. 135. 34 .93735. 3770. 1F及%30.48%1000096. 2

47、140. 00 . 178. 035. 34 .93735. 3770. 1F30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的要求。干气）（液）/kg(1 . 0 kgeV4 4 塔板负荷性能图塔板负荷性能图4.14.1 雾沫夹带上限线雾沫夹带上限线对于苯氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式干气）（液）/kg(1 . 0 kgeV1F和便可作出此线。%10036. 11pFLsvLvsAKcZLVF%10078. 01TFvLvsAKcVF由于塔径较大

48、，所以取泛点率，依上式有180F 精馏段：8 . 0410. 1127. 00 . 1928. 036. 187. 28 .84587. 2ssLV整理后得143. 0262. 10583. 0ssLV即 即为负荷性能图中的线(y1)ssLV65.2141. 2此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便sLssLV65.2145. 2sV可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 2.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.912 s

49、V提镏段：8 . 0410. 1140. 00 . 1928. 036. 135. 34 .93735. 3ssLV整理后得158. 0262. 10599. 0ssLV即 即为负荷性能图中的线(y1)07.2164. 2ssLV 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 2.6192.534 2.429 2.323 2.219 2.113 sV314.24.2 液泛线液泛线由式， )(wTdhHHowdwpdhhhhhHhhhhlcp联立。即owdwlcowdwpwThhhhhhhhhhhhhH)(式中， ，板上液层静压头降 gUhLvc234. 5压压 压压

50、压 压压压20Llhh0从式知，表示板上液层高度，。所以owwLhhhLh32100084. 2wsowlLEh板上32000100084. 2)(压 压压压压压压wswowwLllLEhhhhh液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略hh液体经过降液管的静压头降可用式20153. 0hlLhwSd则LdcdLLcwThhhhhhhhH）（001)( 32020203600100084. 21153. 0234. 5wSwwSLvlLhhlLgu）（式中阀孔气速与体积流量有如下关系 0uNdVuS2004精馏段：式中各参数已知或已计算出，即;206;/8 .845;/87. 2; 5 . 0

51、;0472. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHlvwT；代入上式。mlw28. 1mh0268. 0000.039dm整理后便可得与的关系，即sVsL32224855.552141.84996227.11SSSLLV 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依sL32224855.552141.84996227.11SSSLLV32 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 3.41 3.13 2.86 2.522.03 1.25 sV用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。ssLV提镏段：;206;/4 .937;

52、/35. 3; 5 . 0;0304. 0;45. 0; 5 . 0330NmkgmkgmhmHLvwT；代入上式mlw28. 1mh0266. 0000.039dm整理后便可得与的关系，即sVsL32227417.52357.80780502.11SSSLLV 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 sL 3.2433.051 2.792 2.455 1.983 1.221 sV用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。4.34.3 液相负荷上限线液相负荷上限线为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于 35s。

53、所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。由式可知，液体在降液管内最短停留时间为 35 秒。秒53STfLHA取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量5s,即液相负荷上限，于是可得maxsL精馏段：所5/025. 0545. 0281. 05max3maxTfsTfsHALsmHAL显然由式得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。提镏段：5/025. 0545. 0281. 05max3maxTfsTfsHALsmHAL显然由式所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(y3)。334

54、.44.4 气体负荷下限线（漏液线）气体负荷下限线（漏液线）对于 F1 型重阀，因800mm，故裙座壁厚取 16mm基础环内径：mmDbj1332103 . 0)1621600(3基础环外径：mmDbo1932103 . 0)1621600(3圆整 mmDbj1400mmDbo2000基础环厚度，考虑到腐蚀余量取 18mm 考虑到再沸器，裙座高度取 3m， 地角螺栓直径取 M308 8 附属设备设计附属设备设计8.18.1 泵的计算及选型泵的计算及选型进料温度 14.88qt3m,3,3,kg/m6 .871 kg/m5 .1030 807.4kg/mLFBLFALF42 smpa313. 0

55、 smpa402. 0 smpa 286. 0LFBAuuu已知进料量 hmFVmLFF/60.17871.687.50175.36M3mLF取管内流速，则smu/6 . 1则管径mmmuVDF40.6206240. 06 . 114. 33600/60.1743600/4故可采用故可采用 683 的离心泵。则内径 d=62mm，得：smDVuF/62. 1062. 014. 3360060.1743600/422531080. 210313. 06 .87162. 1062. 0/duRe取绝对粗糙度为：； mm35. 0则相对粗糙度为：0056. 0/d摩擦系数 由 /9 . 6)7 .

56、3/lg(8 . 111. 12/1eRd=0.0107进料口位置高度：h=（14-1）0.45+2.1+0.4+3=11.35mmgudhHf521. 081. 962. 1)062. 035.110107. 0()(22扬程：mhHHf87.1135.11521. 0可选择泵为 IS50-32-1258.28.2 冷凝器冷凝器塔顶温度 tD=80.43 冷凝水 t1=20 t2=30 则43.503043.8043.602043.802211ttttttDD34.55)43.50/43.60(ln10)/(ln2121tttttm由 tD=80.43 查液体比汽化热共线图得kgKJ /4

57、.393苯43塔顶被冷凝量 skgVqvs/0 . 587. 2742. 1冷凝的热量sKJqQ/19674 .3930 . 5苯取传热系数kmWK2/600则传热面积2324.5934.55600101967/mtKQAm冷凝水流量skgttCPQW/02.47104183101967)(321选型：G436-2.5- 再沸器再沸器塔底温度 tw=138.48 用 t0=150的蒸汽，釜液出口温度 t1=142则814215052.1148tttttw 65. 9)8/52.11ln(852.11)/ln(2121tttttm由 tw=138.

58、48 查液体比汽化热共线图得kgKJ /399甲苯则skgVqvsm/39. 235. 3770. 1sKJqQm/6 .95339939. 2甲苯取传热系数 kmWK2/600则传热面积236 .16465. 9600106 .953/mtKQAm加热蒸汽的质量流量skgttCQWp/5 .5585 .2147106 .953)(310选用热虹吸式再沸器() G600-2.5-164.625 2.5DN mmPN MPa换热面积 m26002.5164.644四四 计算结果总汇计算结果总汇序号精馏段项目数值序号提馏段项目数值1平均温度 tm/84.291平均温度 tm/113.32平均压力

59、pm/kPa107.42平均压力 pm/kPa113.73气相流量 Vs/(m3/s)1.7423气相流量 Vs/(m3/s)1.7704液相流量 Ls/(m3/s)0.002544液相流量 Ls/(m3/s)0.008535汽相平均密度（kg/m3）L2.875汽相平均密度（kg/m3）L3.356实际总塔板数66实际塔板数147塔径/m1.67塔径/m1.68板间距/m0.458板间距/m0.459溢流形式单溢流9溢流形式单溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰长/m1.2811堰长/m1.2812堰高/m0.049612堰高/m0.036413板上液层高度/m0.0613板上液层高度/m0.0614堰上液层高度/m0.010414堰上液层高度/m0.023615降液管底隙高度/m0.026815降液管底隙高度/m0.026616安定区宽度/m0.0816安定区宽度/m0.0817边缘区宽度/m0.0517边缘区宽度/m0.0518开孔区面积/m21.1018开孔区面积/m21.1019阀孔直径/m0.03919阀孔直径/m0.03920阀孔数目20620阀孔数目20621孔中心距/m0.07521孔中心距/m0.06522开孔率/%12