苯-乙苯常压精馏塔设计

目录TOC\o"1-5"\h\z1课程设计任务书 3前言 3\o"CurrentDocument"2.1塔设备的化工生产中的作用和地位 3\o"CurrentDocument"2.2设计方案 42.3符号说明 5\o"CurrentDocument"物料衡算 53.1进料组成 53.2全塔物料衡算 33.3相对挥发度确定 63.4理论塔板数和进料位置确定 73.5实际板数和实际进料位置确定 8\o"CurrentDocument"3.6精馏塔的气液负荷 9热量衡算 114.1塔顶冷却水用量 11\o"CurrentDocument"4.2塔釜饱和水蒸气用量 11\o"CurrentDocument"4.3液体平均表面张力 12\o"CurrentDocument"塔板工艺尺寸计算 12\o"CurrentDocument"5.1塔径计算 12\o"CurrentDocument"5.2溢流装置 135.3弓形降液管宽度和截面 155.4降液管底隙高度 175.5筛孔计算及其排列 17\o"CurrentDocument"5.6塔有效高度的计算 18\o"CurrentDocument"塔板流体力学验算 19\o"CurrentDocument"6.1气相通过浮阀塔板的压强降 19\o"CurrentDocument"6.2淹塔 206.3雾沫夹带 217塔板负荷性能图 217・1、雾沫夹带线 217.2、 液泛线 22\o"CurrentDocument"7.3、 液相负荷上限线 237.4、 漏液线 237.5、 液相负荷下限线 259辅助设备的计算及选型 269.1、 裙座------------------------------------269.2、 吊柱------------------------------------26\o"CurrentDocument"9.3、冷凝器的选择 269.3、再沸器的选择 2710计算结果列表（参考资料） 28附表：性能负荷图等 29第1节设计任务书题 目：苯一乙苯双组分均相混合液常压精馏塔设计。工艺条件及数据：⑴原料液量10000kg/h，含苯57%（质量分率，下同），料液可视为理想溶液；⑵馏出液含苯95%，残液含乙苯98%；⑶泡点进料。操作条件：⑴常压操作；⑵回流液温度为塔顶蒸汽露点；⑶间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压）；⑷冷却水进口温度25°C，出口温度50°C；⑸设备热损失为加热蒸汽供热量的5%。设计成果：设计说明书一份设计图纸包括负荷性能图、塔盘布量图、浮阀塔（或筛板塔）工艺条件图。第2节前言2.1塔设备的化工生产中的作用和地位塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法静制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。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个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。2.2设计方案本设计任务为分离苯一乙苯双组分均相混合液。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏。精馏过程的流程设计如下：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部

Vn-1冷濒水冷凝器分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。Vn-1冷濒水冷凝器Vn 塔顶产品（或冷瓣为谒出液） aLn降液管液七Ln降液管*TM进料■二I.•.…V*二1:进料一I”厂M、AT设计方案简介mT设计中采用泡点进料，设计方案简介mT设计中采用泡点进料，再沸器$冷匾水 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全塔内，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1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。加料方式采用直接流入塔内，采用泡点进料，即热状态参数q=1.0。具体如下：塔型的选择：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。设计的依据与技术来源：本设计依据于精馏的原理（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。2.3符号说明英文字母L英文字母L 液体体积流量，m3/hA——塔板开孔区面积，m2an 筛孔数目Af一降液管截面积，m2P——操作压力，kPaA 筛孔区面积，m2△°P——气体通过每层筛板的压降，kPaAt——塔的截面积，m2T——理论板层数C——负荷因子，无因次t 筛孔的中心距，mC20——表面张力为20mN/m的u 空塔气速，m/sdo 筛孔直径，mD——塔径，muo'——液体通过降液体系的速度，m/se——液沫夹带量，kg液/kg气R—回流比V 气体体积流量，m/sR：in——最小回流比W——边缘无效区宽度，mHT一塔板间距，mK——稳定系数H——板式塔高度，mHd——降液管内清夜层高度，mHf——进料处塔板间距，mlw 堰长，mLh 液体体积流量，m3/hM 平均摩尔质量，kg/kmolWd——弓形降液管高度，mT——平均温度，。CWs——破沫区宽度，mg 重力加速度，m/s2Fo——筛孔气相动触因子h^——出口堰与沉降管距离，mhc——与平板压强相当的液柱高度，m希腊字母8 筛板厚度，mT——液体在降液管内停留时间，shd——与液体流过降液管压强降^ 粘度mPa•s相当的液柱高度m p 密度，kg/m3hf 板上清液高度，m© 表面张力，mN/mho——降液管的底隙高度，mh：w——堰上液层高度，mHW——出口堰高度，mL——L——液相V——气相第3节物料衡算3.1进料组成：57=0.6430x广37—

=0.643078 10695X= 78=0.9627d95 5 + 781062x=7匕=0.0270w2 106+78106原料液的平均摩尔质量：M=0.6430X78+(1—0.6430)X106=87.996F3.2全塔的物料衡算：F=冬=0.6430F=D+WFXf=DXd+WXw把已知数据带入上式，得113.64=D+W113.64X0.6430=DX0.9627+WX0.0270解得：D=74.8135Kmol/h,W=38.8265Kmol/h3.3相对挥发度:, BLgp=A-一-t+C查表得苯、乙苯的安托因常数如下:ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93则将常压P=101.325KPa代入①式，即可分别求得常压下苯的沸点为80.0488^,乙苯的沸点为136.1520^0设计塔顶温度为露点温度J,塔釜温度为泡点温度tN。所以：由t1计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki=P；应满足归一方程£Xi/Ki=1由tN计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki=牛应满足归一方程£KiXi=10.9627x101.3250.0373x101.325即： + 即：。 。苯0.0270xP 0.9730xP苯_101.325苯+ 101.325 =由Xd=0.9627,Xw=0.0270计算得：塔顶『85SC塔底tN=132.9°C,苯乙苯85.5C饱和蒸汽压PoKPa119.4920.62

（塔顶温度）相对挥发度a苯-乙苯5.7994.8°C（进料温度）饱和蒸汽压PoKPa156.2428.73相对挥发度a苯-乙苯5.44132.9C（塔釜温度）饱和蒸汽压PoKPa404.5192.78相对挥发度a苯-乙苯4.36贝U：全塔平均相对挥发度a =（5.79x5.44x4.36）1/3=5.16苯-乙苯3.4理论塔板数和进料板确定理论板数确定：RminX 1—X可2'JX：1 X5.16—1=0.25RminX 1—X可2'JX：1 X5.16—1=0.25LgNminLg0.9627 1—0.9627 —5.16x 0.6430 1—0.6430二X二1—XX D W_-Lga0.9627 1—0.0270 X 1—0.9627 0.0270Lg5.95=4.27取回流比R=L5Rmin=1.5x0.25=0.375根据吉利兰关系式:X=R—RmR+1Y=N—NmN+1Y=0・75-0・75xX0.5668得出：N=10.9，即实际理论塔板数为11理论进料位置确定：假设精馏段塔板数为Nr，提馏段塔板数为Ns则，根据krikride经验式:N—则，根据krikride经验式:N—RNS(ZHK,FIZILK,FYx―LK-W-X八HK,D0.206N计算得出N=0/8S从而得出精馏段塔板数为5,提馏段塔板数为6,理论进料板为第5板3.5实际板数和实际进料位置确定苯、乙苯在某些温度下的粘度t/°C020406080100120140*苯(mPa“s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184*苯(mPa-s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度，如下表:85.5C94.8C132.9C苯0.2934mPa-<; 0.2688mPa-s0.19503mPa-s乙苯0.3392mPa-<; 0.3140mPa-s0.2377mPa-sp顶=0.2934xXd+0.3392x(1—Xd)=0.2951 mPa-sp底=0.1950xXw+0.2377x(1—Xw)=0.2365 mPa-sp进料=0.2688xXf+0.3140x(1—Xf)=0.2849 mPa-s日="塔顶+*塔釜+*进料=0.2630mP&s3全塔效率Et=0.49(ap)-o.245=0.4618NP=土=11/0.4618=24块T即，实际塔板数为24计算实际塔板数精馏段七精=〉=0*8.11T提馏段N==一-一牝13尸提Et0.4618实际加料板位置在第11块3.6精馆塔的气液负荷苯与乙苯在某些温度下的密度如下表:t/C20406080100120140P苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1

p乙苯kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7精馏段:M塔顶=78xXd+106x(1—XD)=78X0.9627+106x(1—0.9627)=79.04g/molM进料=78xXf+106x(1—Xf)=78X0.6430+106x(1—0.6430)=88.0g/mol则，精馏段平均摩尔质量m=M塔顶+M进料=8352g/mol2精馏段平均温度t=85.5+叫8=9015°C2查得90C时，p苯=792.5Kg/m3,p乙苯=795.2Kg/m3pL=792.5Xd+795.2(1—Xd)=792.5x0.9627+795.2x(1—0.9627)=792.6Kg/m3PMRT2.73Kg/m3101.325PMRT2.73Kg/m38.314x(273+90.15)对精馏段进行物料衡算:V=(R+1)D=(0.375+1)x74.8135=102.87kmol/hL=RD=0.375x74.8135=28.06kmol/hv_V,xM_102.87x96.62_匕=3600xp,=3600x2.97=9296m3/SVxMVxM3600xpV102.87x83.523600x2.73=0.8742m3/SLxM3600xpL28.06x83.52LxM3600xpL28.06x83.523600x792.6=0.0010m3/S提馏段:M塔底=78xXw+106x(1—Xw)=78X0.0270+106x(1—0.0270)=105.24g/mol则，提馏段平均摩尔分数M’=(M塔底+M进料)=96.62g/mol提馏段平均温度t=132.9+94.8=113.8C2p’L=792.5Xw+795.2(1—Xw)=792.5X0.0270+795.2X(1—0.0270)=795.13Kg/m3PM101.325x96.62

p，= = VRT8.314x(273+113.8)=2.97Kg/m3提馏段：V'=V-(1-q)xF=102.87kmol/hL=L+qF=28.06+113.64=141.70kmol/hv, V,xM 141.70x96.62广3600xp,—3600x795.13—' "SV求取操作线方程精馏段操作线方程：y=-^x+-^=0.273x+0.7〃+1 R+1nR+1 D提馏段操作线方程：LWy=一x一一x=1.377x一0.0102…"第4节热量衡算4.1塔顶冷却水用量塔顶采用泡点回流，则计算回流温度t’=81：Q查得苯、乙苯比热容和汽化热如下表：80100120140苯比热容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化热KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比热容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化热KJ/Kg370.0359.3347.9335.9在塔顶85.5^的汽化热Y=390KJ/Kg,y =367KJ/Kg；苯 乙苯 J则，平均汽化热Y=XDXy苯+(1-XD)Xy乙苯=389KJ/Kg比热容为Cp苯=1.92KJ/Kg.k,Cp乙苯=1.95KJ/Kg.k则，平均比热容Cp=XDXCp苯+(1-XD)XCp乙苯=1.92馏出液D的质量Qd=XdXDXM苯+(1-Xd)XDXM乙苯=5913.26Kg/h回流液质量Ql=R*Qd=2217.47Kg/h则冷凝器热负荷Q=(Qd+Ql)Xy+(QD+QL)XCpXAT=(5913.26+2217.47)X389+(5913.26+2217.47X1.92X(85.5-81.1)水的比热容可认为Cp水=4.2KJ/Kg.k则，冷却水用量m冷水3.23xm冷水3.23x1064.2x(50-25)=3.08x104Kg/h4.2塔釜饱和蒸汽用量由上表估算塔釜温度132.9°C时汽化热Y苯=351.7KJ/Kg,y乙苯=340.1KJ/Kg则，塔釜平均汽化热Y塔釜=XwXy苯+（1-Xw）Xy乙苯=340.4KJ/Kg釜液的质量流量Qw=10000-QD=4086.74Kg/h则，塔底再沸器的热负荷Q再沸器=QwXY塔釜=340.4X4086.74=1.39X106KJ/h再沸器采用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为5kgf/cm2（绝压），即约490KPa。查得：绝对压强KPa温度C蒸汽密度kg/m3汽化热KJ/kg450147.72.41522125.4500151.72.66732113.2可近似估算5kgf/cm2下的汽化热y =2115.64KJ/kg，密度p=2.6169kg/m3蒸汽 蒸汽则，所需蒸汽m =Q再沸器=一39X106=4083.43kg/h蒸汽y 340.4塔釜m 4083.43V =―蒸汽= =1560.41m3/h蒸汽p 2.6169密度4.3液体平均表面张力由公式b=£x.b.进行计算i=1查得苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/C6080100120140b苯(mN/m)23.7421.2718.8516.4914.17bJmN/m)乙苯■25.0122.9220.8518.8116.82则，由内差法求得塔顶、进料、塔釜温度下苯与乙苯的表面张力如下:t/C85.594.8132.9a苯（mN/m）20.6019.4814.99aJmN/m）乙苯■22.3521.3917.53进料板表面张力a =0.6430X19.48+0.3730x21.39=20.50mN/mm进塔顶表面张力a =0.9627x20.60+0.0373x22.35=20.66mN/mm顶塔底表面张力a =0.027x14.99+0.973x17.53=17.46mN/mm底精馏段液体平均表面张力a（精）=—m® m^=2'5°+2°.6、—20.58mN/mm 2 2提馏段液体平均表面张力。m(提)=T-=W坐mN/m全塔液体平均表面张力am（精）+a（提）=20.58+问6=19.82mN/m第5节塔板工艺尺寸计算:5.1塔径计算塔径的计算按照下式计算:式中D 塔径m；9——塔内气体流量m3/s；u 空塔气速m/s。空塔气速u的计算方法是，先求得最大空塔气速uma?然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即 maxu=(0.6〜0.8)umax因此，需先计算出最大允许气速u 。maxumax=C

式中 umax 允许空塔气速，m/s;PV，PL 分别为气相和液相的密度，kg/m3；C 气体负荷系数，m/s，对于气体负荷系数C可用史密斯关联图（如下）确定；而史密斯关联图是按液体的表面张力为=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C应按下式校正：CC20云）02Lr0.0010m3/s、VR0.8472m3/s精馏段的汽，液相平均密度为：l792.6kg/m3、“ 2.73kg/m3板间距与塔径的关系3塔径D/mm300~500500~800800~16001600~2400板间距HT/mm200~300250~350300~450350~600那么分离空间，初选板间距人0.45m，取板上液层高度匕0.07m。HthL0.450.070.39mkVs)p

kpS)A0.50.5=0.0195查上图smith关联图，得C20=0.085，依式C=C、0.2校正到物系表面张力为20.58mN/m时的CC=C20C=C200.2=0.086u=Cu=C， 4=0.086x哽ypMV■792.6-2.73■ =1.463m/s2.73取安全系数为0.7,则u=0.7u =0.7x1.463=1.02m/smax巫匹=1.05m3.14x1.02调整塔径为1.2m;提馏段塔径的计算L=0.0048m3/s、V=0.9296m3/s提馏段的汽，液相平均密度为:p=795.13kg/m3、p=2.97kg/m3L[s'kVs)0.5(0.0048、([s'kVs)0.5(0.0048、(795.13、10.9296)0.5=0.0845查上图smith关联图，得C20'=0.08,依式C=C(b、0.220k20)校正到物系表面张力为19.06mN/m时的CC'=C20/19.06C'=C20/19.06)0.2=0.078-p'-pumax'=C\：P，PL VP」=0.078x:2.97:理13—2§7=1.27m/su'=0.7u '=0.7x1.27=0.889m/s=1.15m〜 4V7 '4=1.15mD='——s "u' "3.14x0.889调整塔径为1.2m，综上，则取塔径为1.2m5.2溢流装置采用单溢流，弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。溢流堰长lw取堰长为0.6D，则Lw=0.6x1.2=0.72mw/w/n提馏段:出口堰高h(24.166)<0.72J23=0.0266m5.3弓形降液管宽度Wd和截面Afl八,由士=0.6查右图得:

aa=0.05、E=0.1A DT则有Wd=0.1X1.2=0.12m-3.14 -A^=0.05x.x1.22=0.057m2计算液体在降液管中停留时间，以检验降液管面积t=AH=0.057X0*=25.6*>5s精L0.001st=AH提Lt=AH提L'0.057x0.450.0048=5.34s>5s故符合要求。取边缘区宽度WC=0.035m，破沫区宽度WS=0.065m。开孔区面积按A=2xjR2—x2+R2sin-1—计算TOC\o"1-5"\h\za [_ 180 R_—=D-W-W)=12-(0.12-0.065)=0.545、R=D-Wc=12-0.035=0.5652dS2 2 2故A=20.545xJ0.5652—0.5452+二x0.5652xsin-10545=0.83m2a 180 0.5655.4降液管底隙高度式中u0——降液管底隙处液体流速，m/s根据经验一般u0=0.07-0.25m/s0.0010取降液管底隙处液体流速为0.08m/s,则0.0010九(精)=—^r——=—s3…_=0.0174m0.0048。lx0.08 0.72x0.080.0048九（提）= s—= =0.0833m。lx0.080.72x0.085.5筛孔计算及其排列采用F1型重阀，重量为33g,孔径为39mm

一般正常负荷情况下，希望浮阀是在刚全开时操作，实验结果表明此时阀孔动能因子Fo为8〜11。所以，取阀孔动能因子Fo=10，用式u=-^_求孔速o 1P2VPV为气相密度。精馏段：u=「°=1° =6.05m/sOP22.732V提馏段：10=10=5.80m/sO 1 1P2 2.972VV依式N=0.232X—求塔板上的理论浮阀数，即u0精馏段：TOC\o"1-5"\h\zN=0.232X匕=0.232X3147,12=121u0 6.05提馏段：V 3346.56N=0.232Xf=0.232X —=134u0 5.80浮阀排列方式采用等腰三角形叉排（如图）。取同一横排的孔心距七=75mm=0.075m，则可按下式估算排间距t’，精馏段：t,=-A^=—083—=0.097m=97mmNxt121x0.075提馏段：t,—Aa= 2^ =0.085m=85mmNxt 131x0.075考虑到塔的饿直径较大，必须采用分快式塔板，而各分快板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距应小于此值，故取精馏段：t’=90mm=0.09m。提馏段：t’=80mm=0.08m按t=75mm,t’=90mm和t’=80mm以等腰三角形叉排方式作图，见附图，排得精馏段实际阀数118个、提馏段实际阀数133个5.6精馆塔有效高度的计算精馏段有效高度的计算：Z1=10X0.45=4.5m提馏段有效高度的计算：Z2=13X0.45=5.85m人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。 对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8〜10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4〜6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450-550mm。此处每隔5层塔板开一人孔，人孔高度为0.5m人孔直径HT，为0.5m.人孔数：S=(24/5)-1=3.8塔顶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，其高度应大于板间距，塔顶空间高度通HD常取1.0-1.5m：此处取1.2m塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3〜5分钟，否则需有10〜15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3〜5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1〜1.5分钟。此处塔底空间高度HB取1.5m。进料段高度Hf取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比Ht大，此处取0.5m塔高：H=Hd+(N-2-S)Ht+SHt，+Hf+Hb=1.2+(24-2-3)X0.45+4X0.5+0.5+1.5=13.75m第6节塔板流体力学验算6.1气相通过浮阀塔板的压强降气相通过塔板的压降hf包括：干板压降hd、液层助力hL以及克服液体表面张力的阻力项，最后一项一般很小，可以忽略。所以可以根据hf=hd+hL计算压降。干板阻力hd：对F1重型阀，质量为34g，阀孔直径39mm，阀片全开有，h_5.34xpxu20dpx2xg

则，精馏段:h5.34xph5.34xpxu20

dpx2xg5.34x2.73x6.052792.6x2x9.81=0.034m液柱提馏段:h_5.34xpxu20

dpx2xgm液柱h_5.34xpxu20

dpx2xgm液柱795.13x2x9.81 '板上充气液层阻力hT：L对浮阀塔：hL=£oX(hw+how)本设备分离苯和乙苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数£o=0.5。精馏段：hL=£oX(hw+how)=0.5X(0.06+0.0083)=0.0342m液柱提馏段；hL=£oX(hw+how)=0.5X(0.06+0.0241)=0.0421m液柱则单板压降APp=hfXpLXg精馏段：APp=hfXpLXg=0.0682X792.6X9.81=529.7Pa提馏段：APp=hfXpLXg=0.0761X795.1X9.81=593.0Pa6.2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，Hd^^(Ht+hW)Hd可用下式计算，即Hd=hw+how+hf+hof+A式中：hw为堰高，m。how为堰上液层高，m。hf为气相塔板压降，m液柱。hof为液相在降液管内的阻力损失，m液柱。△为板上液面落差，一般很小，可以忽略。①气相通过浮阀塔板的压强降hf:精馏段：hf=0.0682m液柱提馏段：hf=0.0761m液柱②液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式hof②液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式hof=0.153XLsLwxh0」精馏段Ls2 「 0.001 ]2y°.153X[iWThj=0」53X[0.72x0.0品=0.0010m液枉提馏段hof=0.153X2hof=0.153X2=0.153X0.00480.72x0.08332=0.0010m液柱堰上液层高h:ow精馏段:how=0.0083m精馏段:how=0.0083m提馏段:how=0.0266m精馏段:Hd=0.06+0.0083+精馏段:Hd=0.06+0.0083+0.0682+0.0010=0.1375提馏段:Hd=0.06+0.0266+0.0761+0.0010=0.1637取？=0.5，又已选定Ht=0.45m,hW=0.06 m。^(Ht+hW)=0.5(0.45+0.06)=0.255m可见Hd^^(Ht+hW)=0.5(0.45+0.06)=0.255m可见Hd^^(Ht+hW),6.3雾沫夹带泛点率F=r1<Vxp——V—2+1.36LZ|sp-psLuL V」符合防止淹塔的要求。KCfAtx100%板上液体流径长度ZL=D—2Wd=1.2—2X0.12=0.96板上液流面积Ab=At—2Af=1.13—2X0.057=1.02m2苯和乙苯系统，可按史密斯关联图取物性系数K=1.0,查得泛点负荷系数CFF0.126,将以上数值代入下式得精馏段!0.8742x2.73792.6-2.732+1.36x0.001x0.96[1.02x1.02x0.126x1.0x100%=40.09%提馏段^0.9293x2.97795.13-2.972+1.36x0.0048x0.96[1.02x0.126x1.0七x100%=49.16%根据上式计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1Kg（液）/Kg（气）的要求。第7节塔板负荷性能计算:7.1雾沫夹带线按泛点率为80%计算如下:{Vx[Pv ]1/2+1.36LZ}泛点率F=一S一Pl-Pv WX100%=80%得出：KCfAt精馏段：{Vx[一273一]1/2+1.36xLx0.96}泛点率F=一S一792.6一Z73 S X100%=80%1.02x0.126x1.0整理得VS=1.75—22.20LS ［1］泛点率F={VsX[2.97泛点率F={VsX[2.97795.13-2.97]1/2+1.36xLsx0.96}1.02x0.126x1.0=80%由式［1］知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式［1］算出相应的V值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线［1］。SLs/(m3/s)0.00100.0020Vs/(m3/s)1.731.71提馏段:整理得VS=1.68—21.33LS ［2］由式［2］知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式［2］算出相应的V值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线［2］。SLs/(m3/s)0.00100.0020Vs/(m3/s)1.661.647.2液泛线

当HdW(Ht+hW)时将发生液泛Hd=hw+how+hf+hof由上式确定液泛线，将各式带入上式，得(禺+hw)=5.34x(禺+hw)=5.34xpu2Plx2xg+0.153x[L(lxh)Wo]2+(1+£2.84oW+ 1000)XE(迎虬2/3(迎虬2/3]因物系一定，塔板结构尺寸一定，则Ht，hW，ho，lW，PV，pL，£o及等均为定值而U°等均为定值而U°与vs又有如下关系，即u= 4xVS因此可将上式简化o兀xd2xN成VS与LS的如下关系:精馏段：VS2=2.57—2175.89LS2—27.68LS2/3 ⑵在操作范围内任取若干个LS值，依式⑵算出相应的VS值列入下表:LS/ (m3/s)0.0010.00150.0020.003VS / (m3/s)1.511.481.461.40根据表中数据做出液泛线⑵。提馏段：VS2=4.16—1069.40LS2—27.68LS2/3 ⑵在操作范围内任取若干个LS值，依式⑵算出相应的VS值列入下表:LS/ (m3/s)0.0010.00150.0020.003VS / (m3/s)1.971.951.931.89根据表中数据做出液泛线⑵。7.3液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3——5s。以。=3600XAfX—=5s作为液体在降液管中停留时间的下限，贝UhH(0.057x0.45)(LS)max=AfX-5T= 5 L=0.0051m3/s求出上限液体流量LS值(常数)。在VS——LS图上液相负荷上限线为与气体流量VS无关的竖直线⑶。7.4漏液线对于F1型重阀依式Fo =uoX(pV)1/2=5计算Xd2°XNXuo ，冗则得VS=(4)Xd2oXNX[(p)/2]V以Fo=5作为规定气体最小负荷的标准，则兀 5 6x10-3N(VSL=(7)Xd2oXNX[g]=-(^V V精馏段:6x10-3x121 …n =0.44m3/s2.731/2提馏段;6x10-3x134 =0.47m3/s2.971/2(VS)min=6*疽V据此做出与液体流量无关的水平漏液线⑷。7.5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，依hOW的计算式计算出侦的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线⑸。S3600x(L) Smin]2/3lW=2-184xeX[OW10000.006取E=1,则0.006x1000min、1x2.840.72]3/2X—=0.0006m3/s

3600根据式⑴⑵⑶⑷⑸可分别做出塔板负荷性能图上的五条线.由塔板负荷性能图可以看出:①任务规定的气，液负荷下的操作点P(设计点)，处在适宜的操作区内的适中位置。②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。③按照固定的液气比，由塔板负荷性能图查出精馏段：塔板的气相负荷上限（VS）max=1.47m3/s，气相负荷下限（VS）min=0.55m3/s，所以精馏段操作弹性k=A4L=2.670.55提馏段：塔板的气相负荷上限（VS）max=0.98m3/s，气相负荷下限（VS）min=0.44m3/s，所以精馏段操作弹性k=°.98=2.23- 0.44-第八节各接管的设计8.1进料管苯与乙苯在某些温度下的密度如下:t/C20406080100120140P苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1P乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7近似查得94.8°C时，p苯=798.2Kg/m3，p准=800.0Kg/m3，则，进料的平均密度P=798.2x0.643+800.0x0.357=798.84电血3进料体积流量；V=F=10000=12.52m3.'h=0.0035m3s进料p798.84取适宜的输送速度uf=2.0m/s,■4x0.0035I 2■4x0.0035I 2x3.14=0.046m则：输送官径d=' 进料进\ux兀经圆整选取热轧无缝钢管（GB/T17395-1988），规格：^50X1.5mm实际管内流速:4xV 进料实际管内流速:4xV 进料兀xd2进4x0.00353.14x0.052=1.78m/s8.2釜残液出料管釜液的平均摩尔分子质量M=0.027x78+0.973x106=105.24g：mol釜残液的质量流量Q=MxW=105.24x38.8265=4086.10Kg：h可近似查得，塔底温度132.9C时，p苯=752.8Kg/m3，p乙苯=763.5kg/m3釜残液的平均密度p=752.8x0.027+763.5x0.973=763.2kgm3则，残液的体积流量V=?= 6.1°=5.35m3-h=0.0015m3-s，釜液p763.2取适宜的输送速度：uf=1.0m/s,

4xV,4x0.0015贝U：输送官径d=' 釜液=‘ =0.044m进\ux兀1x3.14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：^45X2.5mm4xV 4x0.0015 …实际管内流速："广由液=3.14x0.0452=0.94m/s残液8.3回流液管回流液的质量流量：=Rx(F-Qw)=0.375x(10000-4086.1)=831.64kg/h可近似查得，塔顶回流温度81.1°C时，p苯=813.8Kg/m3,p乙苯=812.6kg/m3回流液的平均密度P=752.8x0.027+763.5x0.973=763.2kgm3则：回流液的体积流量V®=Q回流=兰?T.09m3.%=0.0003质3*回流p763.2利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度uL=0.5m/s—… ：4xV.4x0.0003则：回流官径输送官径d = 回流= =0.028m回流\ux兀 \0.5x3.14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：^30X2mm4xV4x0.0003八“实际管内流速："f=f回流=3.14x0.0282=0.钓m/s回流8.4塔顶产品出口管塔顶产品的质量流量QD=10000-4086.10=5913.9Kg/h可近似查得，塔顶产品温度81.1C时，p苯=813.8Kg/m3，p乙苯=812.6kg/m3产品液的平均密度P=752.8x0.027+763.5x0.973=763.2kgm3则：产品液的体积流量V=Qd=5913,9=7.75m3h=0.0022m3is/、-J•/III1/VH-vI丁\/\1/1LI，1■ 尸7/cc § 『Dp763.2取适宜的回流速度uL=0.5m/s'4xV4x00006则：回流管径输送管径d去=.\：―回流=「二0：00?=0.039m回流ux兀 0.5x3.14经圆整选取热轧无缝钢管，规格：^40X2mm实际管内流速：4xV实际管内流速：4xV 回流兀xd2回流4x0.0006八『 ―0.53.14x0.0392m/s第9节辅助设备的计算及选型9.1裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径＞800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径 Db=（2000+2x16）一（0.2〜0.4）x103=1632mm基础环外径：Dbo=（200°+2x16）+（0.2〜O.4）x103=2432mm圆整：。队=1800皿，Dbo=2600皿，基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm，考虑到再