化工原理设计(苯-氯苯浮阀塔设计)

仅供个人参考仅供个人参考不得用于商业用途不得用于商业用途化工原理课程设计任务书（一）设计题目 苯-氯苯连续精储塔的设计（二）设计任务及操作条件设计任务（1）原料液中含氯苯35%（质量）。（2）塔顶储出液中含氯苯不得高于2%（质量）。（3）年产纯度为99.8%的氯苯41000吨操作条件（1）塔顶压强4KPa俵压）,单板压降小于0.7KPa。进料热状态饱和蒸汽进料。回流比自选。塔底加热蒸汽压强506KPa（表压）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。（三）设计内容1）.设计说明书的内容1）精储塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3）精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4）精储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）绘制工艺流程图2）绘制精储塔装置图苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据温度，C8090100110120130140P°X0r133-1kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760其他物性数据可查有关手册。目录前言 错误！未定义书签.设计方案的思考 错误！未定义书签.设计方案的特点 错误！未定义书签.工艺流程的确定 错误！未定义书签一.设备工艺条件的计算 错误！未定义书签.设计方案的确定及工艺流程的说明 错误！未定义书签.全塔的物料衡算 错误！未定义书签料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 错误！未定义书签平均摩尔质量 错误！未定义书签料液及塔顶底产品的摩尔流率 错误！未定义书签.塔板数的确定 错误！未定义书签理论塔板数NT的求取 错误！未定义书签确定操作的回流比R 错误！未定义书签求理论塔板数 错误！未定义书签全塔效率ET 错误！未定义书签实际塔板数Np（近似取两段效率相同） 错误！未定义书签.操作工艺条件及相关物性数据的计算 错误！未定义书签平均压强pm 错误！未定义书签平均温度tm 错误！未定义书签平均分子量Mm 错误！未定义书签平均密度所 错误！未定义书签液体的平均表面张力~ 错误！未定义书签液体的平均粘度1m 错误！未定义书签气液相体积流量 错误！未定义书签6主要设备工艺尺寸设计 错误！未定义书签6.1塔径 错误！未定义书签7塔板工艺结构尺寸的设计与计算 错误！未定义书签溢流装置 错误！未定义书签塔板布置 错误！未定义书签二塔板流的体力学计算 错误！未定义书签1塔板压降 错误！未定义书签2液泛计算 错误！未定义书签3雾沫夹带的计算 错误！未定义书签4塔板负荷性能图 错误！未定义书签雾沫夹带上限线 错误！未定义书签液泛线 错误！未定义书签液相负荷上限线 错误！未定义书签气体负荷下限线（漏液线） 错误！未定义书签液相负荷下限线 错误！未定义书签三板式塔的结构与附属设备 错误！未定义书签1塔顶空间 错误！未定义书签2塔底空间 错误！未定义书签3人孔数目 错误！未定义书签4塔高 错误！未定义书签浮阀塔总体设备结构简图： 错误！未定义书签5接管 错误！未定义书签进料管 错误！未定义书签回流管 错误！未定义书签塔顶蒸汽接管 错误！未定义书签釜液排出管 错误！未定义书签塔釜进气管 错误！未定义书签6法兰 错误！未定义书签7筒体与封头 错误！未定义书签筒体 错误！未定义书签封头 错误！未定义书签裙座 错误！未定义书签8附属设备设计 错误！未定义书签泵的计算及选型 错误！未定义书签冷凝器 错误！未定义书签再沸器 错误！未定义书签四计算结果总汇 错误！未定义书签五结束语 错误！未定义书签六符号说明： 错误！未定义书签前言1.设计中采用露点进料，塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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。具体如下：本设计中采用筛板塔。筛板塔的优点是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10〜15%。塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。压降较低。缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。本设计采用常压精储，用常压精储可降低设备的造价和操作费用。其中塔顶压力为1.05325'105Pa加料方式采用直接流入塔内。虽然进料方式有多种，但是饱和液体进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；止匕外，饱和液体进料时精储段和提储段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精储塔都比较容易，为此，本次设计中采取饱和液体进料本设计精储过程采用蒸汽间接加热，在釜底设再沸器。塔顶设冷凝冷却器，将塔顶蒸气完全冷凝后再冷却到78c左右回流入塔。塔顶通过回流比控制器分流，储出产品进入贮罐。本设计依据于精储的原理（即利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使轻重组分分离），并在满足工艺和操作的要求，满足经济上的要求，保证生产安全的基础上，对设计任务进行分析并做出理论计算。目前，精储塔的设计方法以严格计算为主，也有一些简化的模型，此次设计采用精确计算与软件验算相结合的方法。.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。

.工艺流程的确定原料液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储塔 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。以下是浮阀精储塔工艺简图.设备工艺条件的计算1.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，应采用连续精储过程。设计中采用露点进料（q=0）,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精储塔内。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.全塔的物料衡算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78.11kg/kmol和112.559kg/kmol。Xf65/78.1165/78.1135/112.61=0.72898/78.1198/78.112/112.61=0.986xw0.2/78.110.2/78.1199.8/112.61=0.002882.2平均摩尔质量Mf=78.11X0.728+(1-0.728)x112.61=87.50kg/kmolMd-78.110.9861-0.986112.61-78.59kg/kmolMW=78.110.002881-0.00288112.61=112.5kg/kmol2.3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：W=41000000kgz(330父24h)=5176.77kg/h,全塔物料衡算：釜液处理量 W=5176.77=46.02kmol/h112.5总物料衡算 F=D,W苯物料衡算 0.728F-0.986D0.00288W联立解得 D=129.34kmol/hF=175.36kmol/h3.塔板数的确定3.1理论塔板数NT的求取苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法(M-T法)求取Nt,步骤如下：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x~y依据x=（pt-Pby（pA-Pb）,y=pAx/pt,将所得计算结果列表如下:表3-1 相关数据计算温度/C8090100110120130140Pi苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760两相摩尔分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相对挥发度河PoPBo5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789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x~y平衡关系的影响完全可以忽略。平均相对挥发度W=4.436,则，汽液平衡方程为：:xy:xy=1（二-1）x4.436x13.436x确定操作的回流比R将表3-1中数据作图得x~y曲线

图3-1苯一氯苯混合液的x—y图在x~y图上，因q=0,查得ye=0.926,而xe=xF=0.728,xD=0.986。故有:_Xd-ye_Xd-yeye-Xe0.986-0.9260.926-0.728=0.303考虑到精储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：R=2.485Rm=2.485父0.303=0.753求精储塔的汽、液相负荷L=RD=0.753129.34=97.39kmol/hV=(R1)D=(0.753-1)129.34=226.77kmol/hL=L'=97.39Kmol/hV'=V=226.77kmol/h求理论塔板数精微段操作线：y=-x=0.430x0.568R1R1提储段操作线：y=—x-WYw=1.203x-0.000584VVxw0 0.1 0.20.30.40.50.60.70.80.9x0 0.1 0.20.30.40.50.60.70.80.9x提储段操作线为过(0.00288,0.00288例Q.737Q.881)两点的直线。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，并依上述方法作精储段操作线和提镭段。从Xd=(0.986,0.986)开始，在精储段操作线与平衡线之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 d(0.737,0.890)时，则改在提镭段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点Xw=(0.0028880.00288)为止。用Excel作图，各f(x)精储段提铺段y=x水平铅锤线图3-2苯-氯苯物系精微分离理论塔板数的图解按上法图解得到：总理论板层数 Nt=9块(包括再沸器)加料板位置 Nf=4全塔效率Et选用Et=0.17-0.61160gm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa-s的姓类物系，式中的m为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。查图一，由xd=0.986xw=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：tD=80.43Ctw=138.48C,全塔平均温度 tm=(tD+tw)/2=(80.43+138.48)/2=109.5 C根据表3-4表3-4苯-氯苯温度粘度关系表温度C20406080100120140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： 回=0.24mPa-s,r=0.261mPas。%=」aXf41-Xf=0.240.7280.261-0.728=0.25Et=0.17-0.616log%=0.17-0.61610g0.25=0.53实际塔板数Np(近似取两段效率相同)精微段：51=3/0.53=5.66块，取Np1=6块pp提储段：Np2=7/0.53=13.21块，取Np2=14块p p总塔板数Np=Np1+Np2=20块pp p4.操作工艺条件及相关物性数据的计算平均压强pm取每层塔板压降为0.7kPa计算。

塔顶：Pd=101.34=105.3kPa加料板：pF=105.30.76=109.5kPa塔底： pW=109.50.714=119.3kPa精微段平均压强p-'105.3109.5/2=107.4kPa提镭段平均压强p′=109.5119.3/2=114.4kPa平均温度tm利用表3-1数据,由拉格朗日差值法可得塔顶温度塔顶温度80--80_84.29-800.913-1 y1-1所以ML=78.110.861112.611-0.861=82.91kg/kmolM-80_84.29-800.913-1 y1-1所以ML=78.110.861112.611-0.861=82.91kg/kmolMV=78.110.963112.611-0.963=79.39kg/kmol1—0.677 0.986-1加料板葭二£‘t"88’4C塔底温度130-140tW-130=W ,tW=138.48C0.019-0 0.00288-0.019精储段平均温度Tm=(80.43+88.14y2=84.29C提镭段平均温度Tm=138.4888.14/2=113.3C4.3平均分子量Mm精微段：Tm=84.29C液相组成:90-800.677-184.29-80

x1-1x1=0.861气相组成:y1气相组成:y1=0.963提镭段：Tm=113.3C液相组成：110一120 J32-110,X2=0.2190.265-0.0127 x2-0.265气相组成：0"113.3-110

y2气相组成：0"113.3-110

y2-0.614y2=0.535所以ML'=78.110.219112.611-0.219=105.5kg/kmolMV'=78.110.535112.611-0.535=94.15kg/kmol平均密度所液相平均密度fl_m表4-1 组分的液相密度p(kg/m3)温度，(C)8090100110120130140p苯817805793782770757745氯苯1039102810181008997985975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯： pA=912—1.187t 推荐：pA=912.13—1.1886t氯苯： pb=1127—1.111t推荐：pb=1124.4—1.0657t式中的t为温度，C塔顶：Pld,a=912.13-1.1886t=912.13-1.1886M80.43=816.5kg/m3PLD,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657父80.43=1038.7kg/m3：LDm=820.0kg/m3,m：LDm=820.0kg/m3,m 十 = 十 二:LD,mPld,a Pld,b:LD,m进料板：PLF,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886M88.14=807.4kg/m3PLF,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657M88.14=1030.5kg/m3

1 aA a1 aA aB=

「LF,m「LF,A；LF,BLF,m=871.6kg/m807.41030.5塔底:：LW,A=912.13—1.1886t=912.13—1.1886113.3=777.5kg/m3塔底:31「LW,maA ._p p.LW,AaB00022.998LW,B777.51003.7二：1「LW,maA ._p p.LW,AaB00022.998LW,B777.51003.7二：Lw,m=1003.1kg/m3精微段:牝=820.0871.6/2=845.8kg/m3提镭段:：L'=871.61003.1/2=937.4kg/m3(V,m精微段：：\="叫RTm提镭段：：精微段：：\="叫RTm提镭段：：v,二包MNRTm2.87kg/m8.31427384.29114.494.15 3 二3.35kg/m8.314 273113.3液体的平均表面张力表5-1 组分的表面张力（T温度8085110115120131(TA苯21.220.617.316.816.315.3(TB氯苯26.125.722.722.221.620.4液体平均表面张力依下式计算，即Lm xi"-'i塔顶液相平均表面张力的计算由tD=80.43C,用内插法得80-8521.2-20.680.43-80二d,a-21.2?仃D,A=21.15N/m80-85 80.43-8026.1-25.7一二D,B—26.1仃D,B=26.07mN/m二LDm=0.98621.150.01426.07=21.22mN/m进料板液相平均表面张力的计算

由tD=88.14C,用内插法得85-110 88.14-8520.6-17.3—二f,a-20.6oF,A=20.19N/m85-110 88.14-8525.7-22.7—二f,b-25.7aFB=25.32mN/m二LFm=0.73720.190.26325.32=21.54mN/m塔底液相平均表面张力的计算

由tw=113.3C,用内插法得110-115 113.3-110 = ，17.3-16.8 0W,A-17.3cwA=16.97N/m,110-115_113.3-11022.7-22.2—二W,B-22.7二W,B=22.37mN/m；「LWm=0.0028816.970.9971222.37=22.35mN/m精储段液相平均表面张力为二l-(21.2221.54)/2-21.38mN/m提镭段液相平均表面张力为L'=(22.521.54)/2=22.02mN/m温度t,c6080100120140苯mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.2744.6液体的平均粘度5表三不同温度下苯一氯苯的粘度液相平均粘度可用1g"Lm=Zxi1g"i表小塔顶液相平均粘度100-800.255-0.30880.43-80」A100-800.255-0.30880.43-80」A-0.308=A=0.307mPa，s100-800.363-0.42880.43-80」B-0.428」B=0.4271ghD,m=0.986>Ug0.307+(1—0.986)M1g0.426,NLD,m=0.308mPa,s进料板液相平均粘度100-800.255-0.30888.14-80」A100-800.255-0.30888.14-80」A-0.308」A=0.286mPa*s100-800.363-0.42888.14-80%-0.428Lb=0.402mPa,slg%F,m=0.737xlg0.286+(1—0.737)Qg0.402,%F,m=0.313mPa,s塔底液相平均粘度」A=0.228mPa,s」A=0.228mPa,s」b=0.332mPa*s0.255-0.215-」A-0.255100-120 _113.3-1000.363-0.313-%-0.363lg"F,m=0.00288Mlg0.228+(1—0.00288)Mlg0.332,屋尸^=0.332mPa・s4.7气液相体积流量精储段：汽相体积流量Vs="J26?779.39=1.742m3/s3600pV,m 3600M2.87汽相体积流量Vh=1.742m3/s=6271.2m3/h、…口工口、公目,LMLm93.39父82.91 八〜”，3,液相体积流里Ls= :—= =0.00254m/s3600PL,m3600M845.8液相体积流量Lh=0.0024m3/s=9.15m3/h

提镭段:'VMV,m226.7794.15 3,汽相体积流重Vs= = =1.770m/s3600pV,m 3600x3.35汽相体积流量Vh'=1.770m3/s=6372m3/h液相体积流量LsLM-m.如5105.5.0.00853m液相体积流量Ls3600：W,m 3600937.4液相体积流量L；u0.00853m3/su30.7m3/h6主要设备工艺尺寸设计6.1塔径精微段:初选塔板间距Ht=450mm及板上液层高度hL=60mm,则:Ht-hL=0.45-0.06=0.39m按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF<VsJ0.0024<VsJ0.0024『845.8;1.742 2.87=0.0237查Smith通用关联图得C20=0.085负荷因子C=负荷因子C=C20W=0.085皿0.221.38;八c心 I=0.086<20)泛点气速：Umax二C;二「西二0.086,845.8-2.87/2.87=1.47m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为u=0.7umax=1.03m/s精微段的塔径 D=4Vs/二u=41.742/(3.141.03)=1.47m按标准塔径圆整取D=1.6m提镭段：初选塔板间距Ht=450mm及板上液层高度儿=60mm,则:Ht-hL=0.6-0.06=0.39m

按Smith法求取允许的空塔气速Umax（即泛点气速Uf）Vs'"'Vs'"'=0.08061「0.00853li937.4=0.08061<1.770人3.35)_,0.2负荷因子C=C20三匚20_,0.2负荷因子C=C20三匚2020「2202平2=0.082 =0.08420泛点气速：umax'=C.："-1'/I'=0.084.,937.4-3.35/3.35=1.4026m/s取安全系数为0.7,则空塔气速为u'=0.7umax=0.98m/s精微段的塔径D'=4Vs'/二u=,41.770/(3.140.98)=1.52m按标准塔径圆整取D-1.6m7塔板工艺结构尺寸的设计与计算溢流装置因塔径为1.6m,所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。溢流堰长(出口堰长)lw取lw=0.8D=0.81.6=1.28.m精储段堰上溢流强度 Lh/lw=8.64/1.28=6.75m3/(mh)<100~130m3/(mh),满足强度要求。提镭段堰上溢流强度 Lh′/lw=30.8/1.28=23.43m3/mh二100~130m3/mh,满足强度要求。hwhw=A-how对平直堰how=0.00284ELh/lw2/3精储段：由lw/D=0.8及Lh/^5=8.64/1.282.5=4.45,查化工原理课程设计图5-5于是：how=0.00284r1乂(8.64/1.28)2/3=0.014m>0.006m(满足要求)hw=hL-how=0.06-0.0104=0.0496m验证：0.05-how<hw<0.1-how(设计合理)提镭段：由lw/D=0.8及，Lh/lw2.5=30.6/1.282.5=16.51查化工原理课程设计图5-5得E=1,于是：2/3how'=0.00284M1M(30.8/1.28) =0.0237m>0.006m(潴足要求)

hw'=7-how=0.06-0.0237=0.0363m-tA、一 ' ' ' 、I、 ，A一验证：0.05-how<hw<0.1-how（设计合理）降液管的宽度Wd和降液管的面积Af由lw/D=0.8,查化工原理课程设计P112图5-7得Wd/D=0.21,Af/AT=0.14,即：2_ 2 2Wd=0.336m,At=D=2.0096m,Af=0.281m。4液体在降液管内的停留时间精储段：t=AfHT/Ls=0.30^0.45/0.00240=56.25s>5s（满足要求）提镭段：E=AfHT/Ls'=0.30黑0.45/0.00856=15.77〉5s（满足要求）降液管的底隙高度ho精储段：取液体通过降液管底隙的流速u：=0.07m/s,则有：h0===。。。24=0.0268m（ho不宜小于0.02〜0.025m,本结果满足要lwuo1.280.07求）hw—h0=0.0496—0.0268=0.0228m>0.006m 故合理

提镭段：取液体通过P1液管底隙的流速uO=0.25m/s,则有：1'=二=0.00856=0.0268m（儿不宜小于0.02~0.025m,本结果满足要IwUo1.280.25求）hw'-ho'=0.0364-0.0268=0.0096m>0.006m 故合理选用凹形受7盘，深度hW/=50mm塔板布置塔板的分块本设计塔径为D=1.6m=1600mma1200mm,故塔板采用分块式，塔板分为4块。边缘区宽度确定取WS=0.08m WC=0.05m开孔区面积计算TOC\o"1-5"\h\zA c， 2~2 21刀2 .」X、Aa =2(x r 。x—r sin )180 r其中：x=D-(WdWs) -(0.3360.08)=0.384mr=—-Wc=煲-0.05=0.75m2 22故Aa=2[0.384.0.752-0.3842 -5-sin」(0384)]=1.10m2180 0.757.2.4浮阀数计算及其排列精储段：预先选取阀孔动能因子％=12，由F°=u0J可可求阀孔气速u：,即Uo= 即Uo= i—：v2.87F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板上浮阀个数为Vs二2doUVs二2doUo41.742:二 24(0.039) 7.08207浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t=75mmA一 110则排间距t'=-Aa~=—1.10—=0.071tN0.075207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t'=65mm,按t=75mm,t'=65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=206 V 1742实际孔速U0'= s一2= . 2=7.08m/s0.785Nd02 2060.785(0.039)2阀孔动能因数为F0=u。'下v,'=7.08.2.87=11.99所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用：孑=A0/AT-N(dy)2-206(0039)2-0.1224此开孔率在5%~15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。提镭段：预先选取阀孔动能因子％=12，由Fo=uo质可求阀孔气速Uo一，F12即Uo 6.56m/s二.335F-1型浮阀的孔径为39mm故每层塔板上浮阀个数为TOC\o"1-5"\h\z一 Vs 1.770 …N=——s-= 223.. 2 - 2doUo (0.039) 6.654 4浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t=75mm则排间距t'=4=-1.10—=0.066tN0.075223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t'=65mm,按t=75mm,t'=65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N=206实际孔速 Uo'=—Vs—2= 1.770 .=7.19m/s0.785Nd02 2060.785(0.039)2阀孔动能因数为F0=u0'%/T7=7.19父J3.35=13.15所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用=A0/AT=N*)2=206(0039)2=0.1224

D 1.6此开孔率在5%~15范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。阀孔排列塔板流的体力学计算1塔板压降精储段(1)计算干板静压头降hc

U2 !■Uo>Uoc可用hc=5.34M也乂,算干板静压头降，即00 c 2g：L(5.89)2 2.87hc=5.34 =0.014m29.8845.8(2)计算塔板上含气液层静压头降hf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 ％=0.5,已知板上液层高度 团=0.06,所以依式hl=%hLh-0.50.06u0.03m(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h二由于采用浮阀塔板，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 hp为hD=hchlh-=0.0140.03=0.044mpclPp=hp1:lig=0.044845.89.8=364.7Pa提镭段：(1)计算干板静压头降hc.731 由式Uc=1.82；73—可计算临界阀孔气速Uoc,即:「V7, 73.1—73.1U0c'=1.825 1.825 5.42m/s— 3.35Uo>U0c',可用hcUo>U0c',可用hcU=5.34—.20c二算干板静压头降，即「L,hc'=5.34

c(5.42)229.83.35937.4=0.029m(2)计算塔板上含气液层静压头降hf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 %=0.5,已知板上液层高度 hL=0.06,所以依式与=a0hLh'=0.50.06=0.03m⑶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 hp为hp'=hc'hl'h_'=0.0290.03-0.059mpclJPp'=hp2：l2g=0.059937.49.8=542.0Pa2液泛计算式Hd-hphdhL精储段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP前已计算hp0.044m⑵液体通过降液管的静压头降hd2因不设进口堰，所以可用式hd=0.153工.Lwh0式中Ls=0.00254m3/s,lw=1.28m,h0=0.0268m200.00254、hd=0.153父 =0.000839m<1.28^0.0268；⑶板上液层高度：hL=0.06m则Hd1=0.0440.0008390.06=0.1048m为了防止液泛，按式：HdW中(Ht+hw),取安全系数邛=0.5,选定板间距HT=0.45,hw=0.0496m(HThw)=0.5(0.450.0496)=0.250m从而可知Hd=0.1048m<华(Ht+hw)=0.250m,符合防止液泛的要求(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 3~5s,才能使得液体所夹带气体释出本设计AH0= AH0= Ls0.2810.450.00254=49.78s5s可见，所夹带气体可以释出提镭段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hp前已计算hp'=0.059m⑵液体通过降液管的静压头降hd因不设进口堰，所以可用式hd因不设进口堰，所以可用式hd'=0.153式中Ls'=0.00853m3/s,lw=1.28m,h0'=0.0268m00.00853 'hd'=0.153父 =0.0095m<1.28x0.0268)(3)板上液层高度：hL'=0.06m,则Hd'=0.059+0.0095+0.06=0.129m为了防止液泛，按式：HdW中(Ht+hw),取安全系数中=0.5,选定板间距Ht=0.60,IV=0.0304m(Hthw')=0.5(0.450.0363)=0.243m从而可知Hd'=0.129m<@(Ht+hw)=0.243m,符合防止液泛的要求(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 3~5s,才能使得液体所夹带气体释出本设计］，AHT］，AHTLs0.2810.45

0.00856=14.8s5s可见，所夹带气体可以释出3雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量ev是否在小于10%勺合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成

的。泛点率的计算时间可用式:, 一 ：vVs, : 1.36LsZl Vs,:F1=一L-L——v M100%和F1='Lvx100%KCfAp 0.78KCfAt塔板上液体流程长度ZL=D_2Wd=1.6-20.336=0.928m塔板上液流面积Ap=At-2Af=2.0096-20.281=1.4476m2*41泛点*L荷条区精储段：1.7422.87\845.8-2.871.360.00240.92810.1271.4476100%=56.93%1.7422.87845.8-2.87100%=51.06%0.781.00.1272.0096提镭段：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Cf=0.1401.7422.87\845.8-2.871.360.00240.92810.1271.4476100%=56.93%1.7422.87845.8-2.87100%=51.06%0.781.00.1272.0096提镭段：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Cf=0.140，将以上数值分别代入上式1.770F'二 3.35

11.770F'二 10.1401.44761.770及F'=3.35\937.4-3.35100%=48.30%0.781.00.1402.0096937.410.1401.44761.770及F'=3.35\937.4-3.35100%=48.30%0.781.00.1402.0096为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%Z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e<0.1kg（液）/kg（干气）的要求。4塔板负荷性能图4.1雾沫夹带上限线对于苯一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eV=0.1kg（液）/kg（干气）所对应的泛点率已（亦为上限值），利用式巳^!』^。。%和F1KC巳^!』^。。%和F1KCfAp0.78KCfAt=<100%便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率F1=8跳，依上式有Vs:'——2.87 1.36Ls0.928精微段:=0.8s，845.8-2.87 s精微段:=0.81.00.1271.410整理后得0.0583/s1.262Ls=0.143即Vs=2.41-21.65Ls即为负荷性能图中的线（y1）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Ls值便可依式Vs=2.45-21.65Ls算出相应的Vs。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。Ls 0.0010.005 0.010.0150.02 0.025Vs2.431 2.3452.2362.1282.01991.912

提镭段:Vs'3.35\937.4-3.351.36Ls'0.928=0.81.00.1401.410整理后得0.0599Vs'1.262Ls'=0.158即Vs'=2.64—21.07L提镭段:Vs'3.35\937.4-3.351.36Ls'0.928=0.81.00.1401.410整理后得0.0599Vs'1.262Ls'=0.158即Vs'=2.64—21.07Ls'即为负荷性能图中的线(y1jLs' 0.0010.005 0.010.015 0.02 0.025Vs' 2.619 2.5342.4292.3232.219 2.1134.2液泛线由式Hdm9(Ht+hw),Hd=hp+hw+hd+Ah+h°w,hp=hc+hi+h。联立。即(Ht hw) =hp hw hd ：h how =hc hl h二 hw hd h how式中，干板静压板静可用hc=5.340vU0 ，板上液层静压头降几=%，2：1g从式儿=hw+how知，儿表示板上液层高度,2.84'Ls 二一山匕how=E。所以板10001lwj上液层层静压头降hl=；0hL0(hw+how)=%hw+黑EFI1000\Jw/液体表面张力所造成的静压头h仃和液面落差Ah可忽略液体经过降液管的静压头降可用式hd=0.153LSlwh0则中(Ht+hw)=hc+%hL+hl+hd=hc+hd+(1+%)A2:534比0⑨兴■+(1+%)hw2.84\3600Lsf31000<lw/式中阀孔气速Uo与体积流量有如下关系 Uo二尸—2-d0N4精储段：式中各参数已知或已计算出，即=0.5;Ht=0.45m;hw=0.0472m;;0=0.53=2.87kg/m3;q=845.8kg/m3;N=206;lw=1.28m；ho=0.0268m；d0=0.039m代入上式。整理后便可得Vs与Ls的关系，即V：=11.6227-8499.2141LS2-55.4855LS23此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干Ls值，依7rs=11.6227-8499.2141LS2-55.4855.S23TOC\o"1-5"\h\zLs0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025Vs3.41 3.13 2.86 2.52 2.03 1.25用上述坐标点便可在LsLIVs负荷性能图中绘出液泛线，图中的（y2）。提镭段：_ 3_ 3常：=0.5;Ht=0.45m;hw'=0.0304m;心-0.5;:v'=3.35kg/m;：\'-937.4kg/m;N=206;lw=1.28m;%'=0.0266m;d0=0.039m代入上式整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS2=11.0502-8078.357Ls2-52.7417Ls23Ls' 0.0010.0050.01 0.0150.02 0.025Vs' 3.2433.0512.792 2.4551.9831.221用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的~~(y2)o4.3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3〜5s。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。.. A，Ht由式T=」一->3-5秒可知，液体在降液管内最短停留时间为 3〜5秒。Ls取e=5s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Lsmax,即液相负荷上限，于是可得- AfxHt0281M045 3 ，一， Af父Ht精微段： Lsmax= = =0.025m/s显然由式Lsmax= 所5 5 5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)。提镭段：Lsmax'=Z』l=0.2810.45=0.025m3/s显然由式Lsmax'=%^5 5 5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)。4.4气体负荷下限线(漏液线)对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F。=5计算相应的气相流量(Vs)min精储段：(Vs)min=-d02N-F^=0.785父0.0392M226父-4==0.80m3/s,即负荷4J .2.87性能图中的线(y4)。2F 5提镭段：(Vs)min'=d0N^==0.785M0.0392M226M^==0.74m3/s,即负何4 」’ .3.35性能图中的线(y4)o4.5液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。2/32.84 3600Ls2/32.84 3600LsE10001lwJ=0.006取E=1.0、代入lw的值则可求出(Ls)mir^D(LL精微段:LsminM2LsminM2mUI2.84E ； 3600''0.006父1000、/1.28 i1x <2.84父1 ) 3600=0.00109m3/s按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线， 见图中的线(5).提镭段：Lsmin二0.00109m3/s「0.006父1000；黑lw=[0.006父1000：Lsmin二0.00109m3/s< 2.84E 3 3600、2.84父1 ) 3600按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(y5).精微段负荷性能图如下:8-1精馆段负荷性能图0,005 0.01 0.015 8-1精馆段负荷性能图0,005 0.01 0.015 0.02 0.025L5（m3/s）在操作性能图上，作出操作点A,连接OA即为操作线。由图8-1可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=2.38m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.80m3/s,所以可得操作弹性=Vmx=238=2.98Vsmin 0.80提储段负荷性能图如下:

S-2提溜段负荷胜能图S-2提溜段负荷胜能图在操作性能图上，作出操作点A,连接OA即为操作线。由图8-2可知，液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax'=2.40m3/s,气相负荷下限Vsmax'=0.81m3/s所以可得3.24操作弹性=Vmx=2403.24Vsmin 0.74板式塔的结构与附属设备1塔顶空间塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。 为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取 HD为(1.5〜2.0)HT0取除沫器到第一块板的距离为600mm。故取塔顶空间为：Hd=2.0Ht0.6=2.00.450.6=1.5m

2塔底空间塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留10〜15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留 1〜2m以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离:Ls't1.5Ls't1.5=2.im-23.141.63人孔数目人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，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，对于D>1000mmi勺板式塔，每隔6〜8块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔中共20块塔板，因此，在精储段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为450mm，厚t=10mm,高52mm在设置人孔处，板间距为600mm裙座上应开2个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此4塔高板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：H=HD3P-2-S)HTSHTHFHBH1H2式中HD——塔顶空间，m；H——塔底空间，mH——塔板间距，m；H'——开有人孔白^塔板间距，m；Hf——进料段板间距，m；Np——实际塔板数；S ——人孔数目(不包括塔顶空间和塔底空间的人孔)H1——封头高度；mH2——裙座高度；m塔体总高度：H-1.5(20-2-2)0.4520.60.62.10.43-16m浮阀塔总体设备结构简图:5接管5.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：F=175.36kmol/h,Plf,m=871.6kg/m3,MLF=0.728x78.11+(1-0.728)m112.61=87.50kg/kmol则体积流量Vf=EMv则体积流量Vf=EMvm「LFm175.3687.50871.6=17.60m3/h取管内流速u=1.6m/s则管径D二4V则管径D二4VF/36004M17.60/3600: 3.141.6=0.06239m=62.39mm查无隙钢管标准，取进料管规格①70X3则管内径d=64mm进料管实际流速u=4Vf查无隙钢管标准，取进料管规格①70X3则管内径d=64mm进料管实际流速u=4Vf417.60/3600,〜，F= 5—=1.52m/s二d2二0.06425.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量D=138.kmo/lh，平均密度"=820.0kg/m塔顶液相平均摩尔质量Mld=0.98678.110.014112.61=78.59kg/kmol则液体流量LdDMLD

LdDMLD

:LD,m138.9778.59820.0=13.32m3/h取管内流速u=1.6m/s ,则回流管dR4LDdR4LD/3600\ -u4M13.32/36003.141.6=0.05219m=52.19mm查无隙钢管标准，取回流管规格①60X4则管内直径d=52mm一 4LD413.32/3600,〜，回流管内实际流速u 彳= -=1.74m/s二d2二0.0522塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量MVD一 4LD413.32/3600,〜，回流管内实际流速u 彳= -=1.74m/s二d2二0.0522塔顶蒸汽接管塔顶汽相平均摩尔质量MVD=0.99778.110.003112.61=78.21kg/kmol塔顶汽相平均密度；mMVDR(t。273)105.378.218.314(80.43273)3=2.80kg/m3、, VMvd 227.0878.21则蒸汽体积流量：Vv=— = =6342.83kg/h：V顶 2.80取管内蒸汽流速u=30m/s4VV/360046342.83/3600 0.274m3.1430查无隙钢管标准，取回流管规格①299X12则实际管径d=275mm 246342.83/3600 ，塔顶蒸汽接管实际流速u=4Vv/-d= -―2 =29.68m/s二0.275釜液排出管塔底W=47.14kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量Mvw=0.0028878.110.99712112.61=112.51kg/kmol平均密度：Lw,m=1003.1kg/m3WM体积流量:VWLW,m47.14112.511003.1=5.29m3/h取管内流速u=1.6m/s4Lw/36004Lw/3600 45.29/36003.141.6=0.03420m=34.20mm查无隙钢管标准，取回流管规格 382.5则实际管径d=33mm，，，，2 45.29/3600 …,塔顶蒸汽接管实际流速u=4Lw/二d= 2=1.72m/s3.140.0335.5塔釜进气管V，=227.08kmol/h,塔顶汽相平均摩尔质量MVW=0.00597778.110.994023112.61=112.40kg/kmol塔釜蒸汽密度PmMVDMRT117.9112.408.314(138.48273)=3.874kg/m3塔釜蒸汽密度PmMVDMRT117.9112.408.314(138.48273)=3.874kg/m3则塔釜蒸汽体积流量：VV=VMvw：V釜227.08112.403.8746588.49kg/h取管内蒸汽流速u=30m/s, 4Vv/3600, 4Vv/3600则d=.46588.49/36003.1430=0.279m可取回流管规格①299X10则实际管径d=280mm，一，，2 46588.49/3600 ，塔顶蒸汽接管实际流速u=4Vv/二d= cccc2 =29.74m/s3.140.2806法兰由于常压操作，设计压力为0.4MPa,故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力,即PN=0.6根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：进料管接管法兰：PN0.6DN70HG5010回流管接管法兰：PN0.6DN50HG5010塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80HG5010塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500HG5010塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500HG50107筒体与封头7.1筒体精微段D=1600mm取壁厚888mm,材质：Q235提储段D=1600mm取壁厚888mm,材质：Q2357.2封头封头采用椭圆形封头。塔顶：由公称直径D=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度hi=400mm直边高度h0=25mm内表面积F=2.901M容积V=0.8586m选用封头DN1600X8,JB/T4746-2002塔釜：由公称直径DN=1600mm,查板式塔曲面高度表得曲面高度hi=400mm直边高度h°=25mm内表面积F=2.901nf容积V=0.8586m选用封头DN160OX8,JB/T4746-20027.3裙座由于裙座内径＞800mm故裙座壁厚取16mm基础环内径：Dbj=(1600216)-0.3103=1332mm基础环外径：Dbo=(1600216)0.3103=1932mm圆整口均=1400mmDbo=2000mm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附属设备设计泵的计算及选型进料温度tq=88.14CqPlf,a=807.4kg/m3plf,b=1030.5kg/m3PLF,m=871.6kg/m3

uA=0.286mpa，suB=0.402mpa•suLF=0.313mpa*s已知进料量VF=FMLFmVF=FMLFm：?LFm175.3687.50871.6=17.60m3/h取管内流速u=1.6m/s,则c4VF/3600 417.60/3600则管径D 0.06240m=62.40mm；二u； 3.141.6故可采用故可采用①68X3的离心泵。则内径d=62mm得:u=4Vu=4Vf/3600二D2417.6036003.140.0622=1.62m/s___一5=2.8010•••Z___一5=2.8010•••ZHf11.350.062)1.6229.81=0.521m0.0621.62871.60.31310工取绝对粗糙度为：名=0.35mm；则相对粗糙度为：；/d=0.0056摩擦系数入由T2=―1.8lg[(；/d/3.7)1.116.9/Re]「•入=0.0107进料口位置高度：h=(14-1)X0.45+2.1+0.4+3=11.35m扬程：H「Hfh-0.52111.35-11.87m可选择泵为IS50-32-125冷凝器塔顶温度tD=80.43C冷凝水t1=20Ct2=30C「tm=tD=tD*-t1「tm=tD=tD*-t1=80.43C-20C=60.43C=80.43C-30C=50.43C10=55.34Cln(t1/t2) ln(60.43/50.43)由由td=80.43C查液体比汽化热共线图得.'苯=393.4KJ/kg塔顶被冷凝量q=Vs"=1.7422.87=5.0kg/s冷凝的热量Q=4?苯=5.0父393.4=1967KJ/s取传热系数K=600W/m2k则传热面积A=Q/Ktm1967103=59.24m2冷凝水流量则传热面积A=Q/Ktm1967103=59.24m2冷凝水流量60055.341967103CP(t1-t2) 418310=47.02kg/s选型：G436H-2.5-59.248.3再沸器塔底温度tw=138.48C用t0=150C的蒸汽，釜液出口温度t1=142C.：t1=t0-tw=150C-138.48c=11.52c：t2=t0-t1=150C-142C=8C-t1_:t2ln(t1/t2)11.52-8

ln(11.52/8)-9.65C由tw=138.48C 查液体比汽化热共线图得了甲苯=399KJ/kg则qm=Vs:v=1.7703.35=2.39kg/sQ=qm尸甲苯=2.39父399=953.64/s取传热系数K=600W/m2k3… 一 953610则传热面积A=Q/K」tm= =164.6m26009.65_ 3,,一 Q953610加热蒸汽的质量流量W=—Q—= =55.5kg/sCp&-3) 2147.58选用热虹吸式再沸器（巾25M2.5）G600H-2.5-164.6DNmmPNMPa换热回积m6002.5164.6

四计算结果总汇厅P精储段项目数值厅P提储段项目数值1平均温度tmc84.291平均温度tmc113.32平均压力pn/kPa107.42平均压力pn/kPa113.73气相流量Vs/(m3/s)1.7423气相流量Ys/gls1^7704液相流量Ls/(m3/s)0.002544液相流量Ls/(m3/s)0.00853汽相平均密度以汽相平均密度Pl5(kg/m3)2.875(kg/m3)3.356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rH/m0.049612堰rH/m0.036413板上液层局度/m0.0613板上液层局度/m0.0614堰上液层局度/m0.010414堰上液层局度/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/m0.05182开孔区回积/m1.10182开孔区回积/m1.1019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/m0.0652