苯乙苯精馏课程设计

/武汉工程大学化工与制药学院课程设计说明书课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计专业班级化学工程与工艺学生学号1206210427学生姓名张章学生成绩指导教师孙炜 课题工作时间2014-12-22至1月5化工与制药学院课程设计任务书专业：化学工程与工艺班级：01班学生姓名：张章发题时间：2014年12月20日课题名称苯-乙苯精馏装置工艺设计课题条件（文献资料、仪器设备、指导力量）文献资料：陈敏恒.化工原理[M].北京：化学工业出版社，2002.王志魁.化工原理第三版[M].北京：化学工业出版社，2005.王国胜.化工原理课程设计[M].大连：大连理工大学出版社，2005.路秀林.塔设备设计[M].北京：化学工业出版社，2004.汪镇安.化工工艺设计手册[M].北京：化学工业出版社，2003.王松汉.石油化工设计手册(第3卷)[M].北京：化学工业出版社，2002.周大军.化工工艺制图[M].北京：化学工业出版社，2005.匡国柱，史启才.化工单元过程与设备课程设计[M].北京：化学工业出版社，2002.汤善甫，朱思明.化工设备机械基础[M].上海：华东理工大学出版社，2004.朱有庭,曲文海,于浦义.化工设备设计手册上下卷[M].北京：化学工业出版社,2004.贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].大连：天津大学出版社，2005.设计任务某厂以苯和乙烯为原料，通过液相烷基化反应生成含苯和乙苯的混合物。经水解、水洗等工序获得烃化液。烃化液经过精馏分离出的苯循环使用，而从脱除苯的烃化液中分离出乙苯用作生成苯乙烯的原料。现要求设计一采用常规精馏方法从烃化液分离出苯的精馏装置。1.确定设计方案根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有生产的现场调查或对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，确定工艺流程。对选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2.主要设备的工艺设计计算包括工艺参数的选定、模拟设计计算、设备的工艺尺寸计算与结构工艺设计。3.典型辅助设备的选型和计算包括典型辅助设备的主要工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4.绘制带控制点的工艺流程图A2号图纸，以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向、物流量和主要化工参数测量点。5.绘制主体设备工艺条件图A1号图纸，图面上应包括设备的主要工艺尺寸、技术特性表和管口表。设计所需技术参数进料量9200kg/h的物料由20℃预热至压力为0.14Mpa下泡点状态下进料，进料组成（质量分数）：苯0.516、乙苯0.484。要求塔顶馏出苯液中，苯含量不低于98.5%（质量分数，下同），釜液中苯含量低于1.5%。塔顶馏出液和釜液要求降至40℃。全班以花名册序号顺序两人一组。第一组进料组成（质量分数）：苯0.596、乙苯0.404，组数增加1则苯的质量分数增加0.002、乙苯的质量分数减小0.002。第一组进料量为9250kg/h，组数增加1则流量增加50kg/h，以此类推，其它条件不变。设计说明书内容1.封面2.任务书3.成绩评定表4.目录5.概述（精馏操作对塔设备的要求、设计原则与步骤、精馏过程模拟计算方法）6.工艺流程方案的说明和论证7.精馏塔模拟设计计算与操作条件的选择（塔板数、进料位置、操作压力、回流比）8.精馏塔主体工艺尺寸的计算与结构设计（塔高、塔径、降液管与溢流堰尺寸、浮阀数或筛孔数与排列方式、塔板流动性能的校核与负荷性能图）9.辅助设备的选型与计算(管路设计与泵、贮罐、再沸器、冷凝器选型)10.设计结果概要(主要设备的特性数据，设计时规定的主要操作参数，各种物料的量和状态，能耗指标以与附属设备的规格、型号与数量)11.对设计过程的评述和有关问题的讨论12.主要符号说明13.参考文献进度计划1.查阅文献资料，初步确定设计方案与设计内容，3天2.根据设计要求进行设计，确定设计说明书初稿，2-3天3.撰写设计说明书，2天4.绘制工艺流程图与总装图、答辩，2-3天指导教师：孙炜20143年12月20日学科部（教研室）主任：杜治平2014年12月20日化工与制药学院《课程设计》综合成绩评定表学生姓名学生班级设计题目张章化工01班苯-乙苯精馏装置工艺设计指导教师评语指导教师：孙炜2014年12月20日答辩记录答辩组成员签字：记录人：年月日成绩综合评定栏设计情况答辩情况项目权重分值项目权重分值1、计算和绘图能力351、回答问题能力202、综合运用专业知识能力102、表述能力（逻辑性、条理性）103、运用计算机能力和外语能力104、查阅资料、运用工具书的能力55、独立完成设计能力56、书写情况（文字能力、整洁度）5综合成绩指导教师：孙炜学科部主任：杜治平2014年12月20摘要：本设计对苯-乙苯分离过程筛板精馏塔装置进行了设计，主要进行了以下工作：1、对主要生产工艺流程和方案进行了选择和确定。2、对生产的主要设备—筛板塔进行了工艺计算设计,其中包括：①精馏塔的物料衡算；②塔板数的确定；③精馏塔的工艺条件与有关物性数据的计算；④精馏塔的塔体工艺尺寸计算；⑤精馏塔塔板的主要工艺尺寸的计算。3、绘制了生产工艺流程图和精馏塔设计条件图。4、对设计过程中的有关问题进行了讨论和评述。本设计简明、合理，能满足初步生产工艺的需要，有一定的实践指导作用。

关键词：苯-乙苯；分离过程；精馏塔；回流比Abstract:thedesignofbenzenetolueneseparationprocessofsieveplatedistillationdeviceisdesigned,mainlyforthefollowingwork:1,themainproductionprocessandschemeareanalyzedanddetermined.2,themainequipmentforproductionofsieveplatetowerprocesscalculationanddesign,includingmaterialbalanceofdistillationcolumncount;determinetheplatenumberofthedistillationtower;processconditionandcalculationofrelevantphysicaldata;calculationofdimensionoftowerbodyprocessofthedistillationtower;calculationofthemainprocessdimensionoftowerplatethedistillationtower.3,drawtheproductionprocessflowchartandthedistillationtowerdesignconditions.4,thequestionsofthedesignprocessarediscussedandreviewed.Thedesignsimple,reasonable,canmeettheneedofpreliminaryproductionprocess,haveacertainroleinguidingpractice.Keywords:benzenetolueneseparation;distillationcolumn;目录一、概述 -7-1.1精馏操求作对塔设备的要求 -7-1.1.1塔设备的简介 -7-1.1.2工业上对塔设备的要求 -7-1.1.3板式塔的分类 -7-1.2苯和乙苯的主要物性数据 -7-1.2.1苯、乙苯的物理性质 -8-1.2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力 -8-1.2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度 -8-1.2.4苯、乙苯的液相密度 -8-1.3设计原则与步骤 -8-1.3.1设计原则 -9-1.3.2设计步骤 -9-二、工艺流程方案的说明和论证 -10-2.1工艺流程方案的说明 -10-2.1.1设计方案简介 -10-2.1.2塔型的选择 -10-2.2设计的依据与技术来源 -11-三、精馏塔模拟设计计算及操作条件的选择 -11-3.1精馏塔的物料衡算与操作线方程 -11-3.1.1精馏塔的物料衡算 -11-3.1.2最小回流比 -12-3.1.3操作线方程 -14-3.2塔板效率和实际塔板数 -15-3.2.1塔顶、进料、塔釜温度的计算 -15-3.2.2相对挥发度的计算 -16-3.2.3塔顶、塔釜温度下的粘度 -17-3.2.4实际塔板数 -17-3.3精馏塔的操作条件 -18-3.3.1操作压力 -18-3.3.2操作温度 -18-3.3.3平均摩尔质量 -18-3.3.4平均密度 -19-3.3.5液体平均表面张力 -20-四、精馏塔主体工艺尺寸的计算及结构设计 -21-4.1精馏塔塔径 -21-4.1.1精馏段塔径 -21-4.1.2提馏段塔径 -22-4.2精馏塔塔高 -22-4.3降液管及溢流堰尺寸 -23-4.3.1降液管及溢流堰尺寸 -23-4.3.2筛孔数及排列方式 -24-4.4塔板流动性能的校核 -25-4.4.1板压降的校核 -25-4.4.2液沫夹带的校核 -26-4.4.3溢流液泛条件的校核 -26-4.5塔板的负荷性能图 -27-4.5.1漏液线 -27-4.5.2液沫夹带线 -28-4.5.3液相负荷下限线 -29-4.5.4液相负荷上限线 -29-4.5.5液泛线 -29-五、辅助设备的选型及计算 -31-5.1管路设计 -31-5.1.1进料管 -31-5.1.2回流管 -32-5.1.3塔顶蒸汽接管 -32-5.1.4塔釜进气管 -32-5.1.5釜液排出管 -33-5.1.6塔顶产品出口管径 -33-5.2板式塔的结构 -33-5.2.1简体 -33-5.2.2封头 -34-5.2.3塔顶空间HD -34-5.2.4进料空间高度HF -34-5.2.5塔釜高度HB -34-5.2.6人孔 -34-5.2.7支座 -35-5.2.8塔高 -35-5.3辅助设备的选型 -35-5.3.1冷凝器 -35-5.3.2进料处预热 -36-5.3.3再沸器 -36-5.3.4泵的计算及选型 -37-六、设计结果汇总 -38-七、设计小结与体会 -39-八、主要符号说明 -40-九、参考文献 -41-一、概述1.1精馏操求作对塔设备的要求1.1.1塔设备的简介塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触件的结构型式，可分为板式塔和填料塔两大类。板式塔内设置一定数量踏板，气体以鼓泡活喷射形式穿过板上液层进行质、热传递，气液相组成成阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内有定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流向下者）与液相接触进行质、热传递，气相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。1.1.2工业上对塔设备的要求（1）生产能力大；（2）传质、传热效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料消耗少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外还要求不易堵塞、耐腐蚀等。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，因此，设计者应根据塔型特点、物系性质、生产工艺条件、操作方式、设备投资、操作与维修费用等技术经济评价以与设计经验等因素，依矛盾的主次，综合考虑，选择适宜的塔型。在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。1.1.3板式塔的分类板式塔大致可分为两类：（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。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。1.2苯和乙苯的主要物性数据1.2.1苯、乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点℃临界温度℃临界压强Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.71.2.2苯、乙苯在某些温度下的表面张力t/℃2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.821.2.3苯、乙苯在某些温度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2261.2.4苯、乙苯的液相密度t/℃20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.71.3设计原则与步骤1.3.1设计原则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)与其装置的位置，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，减少设备与基建费用。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。1.3.2设计步骤⑴确定设计方案；⑵平衡级计算和理论塔板的确定；⑶塔板的选择；⑷实际板数的确定；⑸塔体流体力学计算；⑹管路与附属设备的计算与选型；⑺撰写设计说明书和绘图。二、工艺流程方案的说明和论证2.1工艺流程方案的说明2.1.1设计方案简介本项目是设计苯-乙苯体系生产工艺的设计。分为精馏塔的设计，换热器的设计，阀门等带控制点的设备的设计。设计的主要内容为精馏塔的设计，换热器的选型以与带控制点的流程图的绘制。精馏塔的设计流程为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。换热器的选型主要为换热器的热量衡算以与其选型。原料预热器的热量主要通过再沸器中的蒸汽经过冷却下来的水，通过控制温度到达原料预热器的所需温度，用以加热，出去的水用来作为塔顶冷却器的冷却水，通过这样的循环，可以减少工厂运行的成本。设计中采用泡点进料，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。2.1.2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。2.2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。三、精馏塔模拟设计计算与操作条件的选择3.1精馏塔的物料衡算与操作线方程3.1.1精馏塔的物料衡算通过全塔物料衡算，可以求出精馏产品的流量、组成和进料流量、组成之间的体系。物料衡算主要解决以下问题：（1）根据设计任务所给定的处理原料量、原料浓度与分离要求（塔顶、塔底产品的浓度）计算出每小时塔顶、塔底的产量；（2）在加料热状态q和回流比R选定后，分别算出精馏段和提馏段的上升蒸汽量和下降液体量；（3）写出精馏段和提馏段的操作线方程，通过物料衡算可以确定精馏塔中各股物料的流量和组成情况，塔内各段的上升蒸汽量和下降液体量，为计算理论板数以与塔径和塔板结构参数提供依据。通常，原料量和产量都以kg/h或吨/年来表示，但在理想板计算时均须转换为kmol/h。在设计时，汽液流量又须用m3总物料：F=D+W3-1易挥发组分：FxF=D已知原料处理量F=9650kg/h=108.435kmol/h，进料组成（质量分数）：苯0.612、乙苯0.388。要求塔顶流出液中，苯含量不低于98.5%（质量分数，下同），釜液中苯含量低于1.5%。苯的摩尔质量：78.11g/mol，乙苯的摩尔质量：106.16g/mol。则有：XXX式中F、D、W——分别为原料液、馏出液和釜残液流量，kmol/h；XF、XD、X由（3-1）、（3-2）式得：D=FXW=FXD-3.1.2最小回流比由化工手册查得苯和乙苯的t-x-y关系，并由Excel作图得：T/℃xy80.111840.860.974880.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由Excel作图有：图3.1苯-甲苯气液平衡曲线图3.2苯-甲苯泡点露点曲线采用作图法法确定最小回流比，在图3.1中作垂线x=0.6819，与平衡线的交点为：xq=0.6819故最小回流比R操作回流比取最小回流比的1.5倍,有R=1.53.1.3操作线方程（1）精馏段上升蒸汽量：V=下降蒸汽量：L=RD=0.4479×74.066=33.174kmol/h操作线方程：y=0.309xnyn+1——精馏段内第n+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分率（2）提馏段上升蒸汽量：V下降蒸汽量：L，操作线方程：y=33.174+1×108.435=1.320作图得：由拟合趋势线方程得如下数据：ynxn10.98890.93742320.9729390.86807830.9514830.78480640.9257190.69823650.8989340.62172360.8144230.44881370.5861120.23099880.298510.08165590.1013170.031552100.0351620.012597表3.1由数据可知：x所需总理伦板数位10块，第5块加料，精馏段需4块。3.2塔板效率和实际塔板数在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率规定是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。3.2.1塔顶、进料、塔釜温度的计算纯组分的饱和蒸汽压P。log上式称为安托因（Antoine）方程。A、B、C为该组分的安托因常数。由化工手册查得：苯的安托因常数：A=6.031，B=1211，C=220.8乙苯的安托因常数：A=6.079，B=1422，C=212.9苯：log乙苯：logP塔顶全凝器压力为常压0.1013mPa，取全凝器的压降为10kPa,则塔顶压力为111.3kPa。又xA=假设一个温度t，用上述的安托因方程算出PA。logPlogPPP-P假设正确，即塔顶温度tD=84.9℃，该温度下苯的饱和蒸汽压乙苯的饱和蒸汽压PB1假设全塔实际塔板数为22块，塔板压降为600Pa,则塔釜压力为111.3+0.6*23=125.1kPa。同理可得：塔釜温度tW=142.5℃，该温度下苯的饱和蒸汽压PA23.2.2相对挥发度的计算塔顶体系相对挥发度α塔釜体系相对挥发度α全塔体系相对挥发度α=3.2.3塔顶、塔釜温度下的粘度苯、乙苯在某些温度下的粘度t/℃0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表3.2由示差法求得在塔顶、塔釜温度下的粘度如下：84.9℃142.5℃苯0.295mPa·s0.180mPa·s乙苯0.341mPa·s0.222mPa·s表3.3μμμ=3.2.4实际塔板数总板效率E理论塔板数N=NTE精馏段塔板数N精馏=N提馏段塔板数N提馏=N实际加料版位置在第10块。3.3精馏塔的操作条件3.3.1操作压力塔顶操作压力:P每层塔板压降:Δ进料板压力:P塔釜压力:精馏段平均压力P提馏段平均压力P3.3.2操作温度由3.2中数据可知：塔顶温度：t进料板温度：t塔釜温度:t精馏段平均温度:t提馏段平均温度：t3.3.3平均摩尔质量由表3.1可知：塔顶平均摩尔质量：气相平均摩尔质量：M液相平均摩尔质量：M进料板平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：M液相平均摩尔质量：M塔釜平均摩尔质量：气相平均摩尔质量：M液相平均摩尔质量：M精馏段平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：M液相平均摩尔质量:M提馏段平均摩尔质量:气相平均摩尔质量：M液相平均摩尔质量:M3.3.4平均密度气相平均密度：由理想气体状态方程，即ρ液相平均密度：1ρLm=塔顶液相平均密度：由tD=84.9℃，查数据手册知：质量分数和平均密度：wΡ进料板液相平均密度：由tF=97.8℃，查数据手册知：质量分数和平均密度：wΡ塔釜液相平均密度：由tW=142.5℃，查数据手册知：质量分数和平均密度：wΡ故精馏段平均密度：ρρ提馏段平均密度：ρρ3.3.5液体平均表面张力塔顶液相平均表面张力:由tD=84.9σLDm进料板液相平均表面张力：由tF=9708σLFm塔釜液相平均表面张力:由tW=142.5σWDm故精馏段平均表面张力：σ提馏段平均表面张力:σ四、精馏塔主体工艺尺寸的计算与结构设计4.1精馏塔塔径4.1.1精馏段塔径精馏段的气液相体积流率为：Vs1Ls1取板间距HT=0.4m，HLs1查Smith关联图有：C20=0.07umax取安全系数为0.7，得空塔气速u=0.7塔径D=塔的截面积为A实际空塔气速为：uC实际4.1.2提馏段塔径提馏段的气液相体积流率为：Vs2Ls2取板间距HT=0.4m，HLs2查Smith关联图有：C20=0.067umax取安全系数为0.7，得空塔气速u=0.7塔径D=塔的截面积为A实际空塔气速为：uC实际故塔径为1.2m。4.2精馏塔塔高精馏段有效高度的计算：Z1提馏段有效高度的计算：Z2=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=(22/5)-1=3.4≈4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==1.2+=11.6m4.3降液管与溢流堰尺寸4.3.1降液管与溢流堰尺寸由塔径D=1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹型受液盘。堰长l由单溢流，lwl溢流堰高度hh选用平堰，则平堰上的液流高度：how取E=1有精馏段液流高度h提馏段液流高度h取板上的清液层高度hL精馏段溢流堰高度h提馏段溢流堰高度h(3)弓形降液管宽度Wd和截面积由lwD=0.7,查弓形降液得A故：AWd精馏段液体在降液管的停留时间θ=提馏段液体在降液管的停留时间θ故降液管设计合理。降液管底隙高度h取u则精馏段hh取u提馏段hh故设计合理。选用凹形受液盘，深度h4.3.2筛孔数与排列方式取出口安定区宽度Ws=又有效传质区面积A式中x=r=D有A由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径do=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距筛孔数目n=开孔率φ=0.907气体通过筛孔的气速：精馏段u提馏段u4.4塔板流动性能的校核4.4.1板压降的校核由δdo故精馏段干板压降h提馏段干板压降h液层阻力hl=βh精馏段：ua=Fa查充气系数关联图知：β=0.61故h提馏段：uaFa查充气系数关联图知：β=0.58故h4.4.2液沫夹带的校核液沫夹带量eVe精馏段eV=提馏段eV，故本设计液沫夹带量在允许范围中。4.4.3溢流液泛条件的校核为避免发生溢流液泛，必须满足以下条件：Hfd=HHd（1）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。（2）降液管阻力降液管阻力损失可由下式计算：hf则精馏段降液管阻力损失：h提馏段降液管阻力损失：h(3)漏液对筛板塔，漏液点气速uowuow=4.4则精馏段：u实际气速u稳定系数k=提馏段：u实际气速u稳定系数k=故本设计无明显漏液。精馏段H∅提馏段H∅故不会发生明显液泛。4.5塔板的负荷性能图4.5.1漏液线由uowuow=Vshow=精馏段V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m30.50170.51030.51830.53590.54760.55810.5721表4-1精馏段漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线1提馏段V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m30.43390.44230.45010.46730.47860.48860.5021表4-2提馏段漏液线计算结果由上表数据即可作出漏液线24.5.2液沫夹带线以eV=0.1kg液/kgeVuahowhf=2.5精馏段V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.46711.40681.35021.22121.13341.05380.9447表44-3精馏段液沫夹带线计算结果由上表数据即可作出液沫夹带线1提馏段V在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.65001.59131.53631.41081.32551.24811.1420表4-4提馏段液沫夹带线计算结果由上表数据即可作出液沫夹带线24.5.3液相负荷下限线对于平堰，取堰上液层高度how=0.006mhowLs据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线。4.5.4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限θ=A故L4.5.5液泛线令HhlhLa，式中ab，c，d，代入数据得：精馏段：0.0550在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出VsLs,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.47461.42471.36421.13810.84470.08094-5精馏段液泛线计算结果提馏段：0.0652Ls,m30.00080.00160.00250.00500.00700.00900.0120Vs,m31.45241.41951.38701.30451.23911.17061.0573根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图4-1所示。图4.1精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带，下限为液相负荷下限控制。则:Vs,min=0.58m3/s提馏段筛板塔的负荷性能图，如图4-2所示。Vs,min=0.45m3/s满足条件。五、辅助设备的选型与计算5.1管路设计5.1.1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=9650Kg/h,=795.99Kg/则体积流量V=管内流速u=0.8m/s则管径d=取进料管规格Φ80×2.5，则管内径d=75mm进料管实际流速u=5.1.2回流管采用直管回流管，回流管的回流量L=33.174kmol/h塔顶液相平均摩尔质量M=79.75kg/kmol,平均密度ρ=802.73kg/则液体流量V=取管内流速1.5m/s则回流管直径d=可取回流管规格Φ33×2.5则管内直径d=28mm回流管内实际流速u=5.1.3塔顶蒸汽接管塔顶蒸汽接管由PA=111.3kPa,查有关表取u=30m/s由V=107.24kmol/h,PA=111.3kPa,td=84.9℃得：V=nRT故塔顶蒸汽接管直径d=可取接管规格Φ200×5则管内直径d=190mm塔顶接管实际流速u=5.1.4塔釜进气管由Pw=124.5kPa,查有关表取u=60m/s由V=107.24kmol/h,td=142.5℃得V=nRT故接管直径d=可取接管规格Φ140×5则管内直径d=130mm塔釜进气管实际流速u=5.1.5釜液排出管塔底W=34.369kmol/h平均密度ρ=754.17kg/平均摩尔质量M=105.65kmol/h体积流量：V=34.369×105.65取管内流速u=1m/s则接管直径d=可取回流管规格Φ45×2.5则实际管径d=40mm釜液排出管实际流速u=5.1.6塔顶产品出口管径D=74.066koml/h相平均摩尔质量M=79.75kg/kmol溜出产品密度ρ=809.47kg/则塔顶液体体积流量：V=74.066×79.75取管内蒸汽流速u=1.5m/s则接管直径d=可取回流管规格Φ45×2.5则实际管径d=40mm塔顶蒸汽接管实际流速u=5.2板式塔的结构5.2.1简体简体的材料选择要考虑塔的操作压力、温度、物系的腐蚀性与经济上的合理性。常用的材料有碳钢（Q235,Q235F）与低合金钢。此塔选用碳钢16MnR，查表可知当工称直径为Dg=1200mm，工称压力小于3kg/cm2时，筒体壁厚可选用5mm.5.2.2封头椭圆形封头在化工中应用最广，它由曲面部分和直边部分组成。标准椭圆封头的长短轴之比为2。此塔采用标准椭圆封头，材料选用16MnR。查表可知，工称直径Dg=1200mm时，可取曲面高度h1=300mm。直边高度h2=25mm，封头厚度S=6mm.5.2.3塔顶空间HD塔顶空间HD的作用是供安装塔板的开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，取1.2m5.2.4进料空间高度HF进料是液相，HF应大于一般的板间距，可取HF=1.0m5.2.5塔釜高度HB釜液体积流量为Ls=0.004527m3/s，取釜液在釜内的停留时间6min,装填系数釜液流量LW=LS×6×60=1.6297m3VW=πd2h/4=πd3/8=2.6596得到d=1.89m塔釜高度HB=2d=3.78m5.2.6人孔对于直径大于或等于800mm的塔采用人孔，人孔处板间距等于或大于600mm，人孔规格为450mm，伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距离操作平台1m，本塔设计每6块板设一个人孔，共3个.5.2.7支座采用圆筒形裙座。裙座高度为2m.5.2.8塔高H=1.2+=15.28m5.3辅助设备的选型5.3.1冷凝器塔顶温度tD=84.9℃冷凝水t1=20℃t2=30℃则由tD=84.9℃查液体比热汽化热共热图得γ苯=387.279KJ/kg又气体流量V=0.9074m3/s塔顶被冷凝量q=Vρ=0.9074×2.6671=2.42kg/s冷凝的热量Q=qγ苯=2.42×387.279=922.695KJ/s取传热系数K=600W/m2k则传热面积冷凝水流量选取换热管为Φ19mm的换热器，公称直径为325mm，工程压力为1.6MPa，管程数为1，管子根数为99，中心排管数为11，管程流通面积为0.0175m2，换热管长度为4500mm，换热面积为26.0m2。5.3.2进料处预热取原料温度为t1=20℃，原料预热后温度t2=97.82℃则定性温度t=(t1+t2)/2=（97.82+20）=58.91℃查表得，cp苯=1.70kJ/(kg•k)选取换热管为Φ25mm的换热器，公称直径为400mm，工程压力为1.6MPa，管程数为4，管子根数为76，中心排管数为11，管程流通面积为0.0066m2，换热管长度为2000mm，换热面积为11.3m2。5.3.3再沸器塔底温度tw=142.76℃，用t0=170℃的蒸汽，釜液出口温度t1=150℃则由tw=142.76℃查液体比汽化热共线图的γ=394KJ/kg又气体流量V=0.9377m3/s密度ρ=3.08kg/m3则qm=Vρ=0.9377×3.08=2.89kg/sQ=qmγ甲苯=2.89×394=1138.66KJ/s传热面积加热蒸汽的质量流量选取换热管为Φ25mm的换热器，公称直径为500mm，工程压力为1.6MPa，管程数为1，管子根数为174，中心排管数为14，管程流通面积为0.0603m2，换热管长度为6000mm，换热面积为81.6m2。5.3.4泵的计算与选型进料温度t=20℃已知进料量V取管内流速，则D=4故可采用Ф50×2mm的离心泵则内径d=46mmRe=duρ取绝对粗糙度为ε=0.15mm则相对粗糙度为ε管径故可采用Ф50×2mm的离心泵则内径得取绝对粗糙度为，得摩擦系数=0.02775进料口位置高度h=Hf=扬程H>Hf选择型号为IS100-65-200型离心泵。六、设计结果汇总序号项目单位计算结果精馏段提馏段1平均温度tm℃91.35120.22平均压力PmkPa114.3120.93汽相流量Vsm3/s0.790.84液相流量Lsm3/s0.0010.004935粘度μmN/m0.2960.2216相对挥发度α5.8294.1677实际塔板数n块9118塔径Dm1.29空塔气速um/s0.6980.70710筛孔气速u0m/s10.3310.4611板间距HTm0.412塔板液流型式单流型13降液管形式弓形14堰长lWm0.8415堰高hWm0.006250.0048316板上液层高度howm0.007490.021717降液管底隙高度h0m0.05250.013518安定区宽度Wsm0.0619边缘区宽度Wcm0.0420开孔区面积Aom20.75721筛孔直径dm0.00522筛孔数目n个389623孔中心距tm0.001524开孔率Φ%10.10%25每层塔板压降Pm0.03430.083426塔顶空间HDm1.227塔底空间HBm3.7828人孔数目N个329塔高Hm15.6830封头高度H1m0.531裙座高度H2m332雾沫夹带evkg/kg小于0.1小于0.133负荷上限Vs,maxm3/s0.00960.009634负荷下限Vs,minm3/s0.000730.0007335操作弹性2.72.72.7七、设计小结与体会首先，这次课程设