7万吨年苯—氯苯连续精馏塔浮阀塔的设计 - 图文

广东石油化工 学院 学 院

化工原理课程设计

题目:7万吨/年苯—氯苯连续精馏塔浮阀塔的设计指导教师 ：李 燕

成绩 评阅教师 姓名 梁 海 滨 班级 化 工 10-7 班 学号 10014020720 完成时间 2013-1-13

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目录

化工原理课程设计任务书。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。4 设计计算书。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。5 一、设计方案的确定及流程说明.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。5 1.1设计方案的思考。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。5 1.2设计方案的特点。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。5 1.3工艺流程的确定。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。5 1.4设计方案的确定及工艺流程的说明。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。6 1.5符号说明。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。6 二、塔的工艺计算.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.1物料衡算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.1.1全塔的物料衡算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.2理论塔板数NT的求取。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.2.1梯级图解法（M·T法）求取NT。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。8 2.2.2 确定操作的回流比R。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。9 2.2.3求精馏塔的汽、液相负荷。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。10 2.3实际塔板数

Np。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。12

2.3.1全塔效率ET。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。12 2.4精馏塔主要物性。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。13 2.4.1平均压强

pm

。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。13

2.4.2 平均温度tm。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。13 2.4.3平均分子量 2.4.4平均密度

Mm。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。14

ρm。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。14

2.4.4.1液相平均密度ρL,m。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。14 2.4.4.2汽相平均密度ρV,m。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。15 2.4.5 液体的平均表面张力2.4.6 液体的平均粘度

σm。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。16

μL,m。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。16

2.4.6.1 塔顶液相平均粘度。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。17

2

2.4.6.2 进料板液相平均粘度。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。17 2.4.6.3 塔底液相平均粘度。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。18 2.4.7 气液相体积流量。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。18 三、塔和塔板的工艺尺寸设计。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。19 3.1塔高，塔高及塔径的确定并圆整。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。19 3.2塔板结构尺寸的确定。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。20 3.2.1 溢流装置.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。20

3.2.2溢流堰长（出口堰长）lw。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。21 3.2.3出口堰高hw。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。21 3.2.4 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。22 3.2.5 降液管的底隙高度ho。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。22 3.2.6 塔板的分块。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。23 3.2.7边缘区宽度确定.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。23 3.2.8开孔区面积计算.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。23 3.2.9 浮阀数计算及其排列。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。23 3.3塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。25 3.3.1塔板压降。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。25 3.3.2 液泛计算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。27 3.3.3雾沫夹带的计算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。29 3.3.4 雾沫夹带上限线。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。31 3.3.5液泛线。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。32 3.3.6 液相负荷上限线。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。34 3.3.7气体负荷下限线（漏液线）。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。34 3.3.8 液相负荷下限线。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。34四、辅助设备选型与计算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。36 4.1塔顶冷凝器.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。36 4.2塔底再沸器。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。37 4.3塔顶空间。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。38 4.4塔底空间。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。38 4.5人孔数目。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。38 4.6 塔高。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。38 五、接管尺寸计算。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。40 5.1 进料管.。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。40 5.2 回流管。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。40 5.3 塔顶蒸汽接管。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。41 5.4 釜液排出管。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。41 5.5 塔釜进气管。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。42七、设计结果汇总表。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。42 八、对本设计的评述。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。43

3

参考文献。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。。44

化工原理课程设计任务书

(一)设计题目 ：苯—氯苯连续精馏塔浮阀塔的设计

(二)设计任务及操作条件

工艺参数：原料含苯48％ (质量分数，下同)

塔顶产品中苯含量为：不小于99％，塔底残液中含苯为：不高于2％。

该塔的生产能力为： 质量流量=7万吨/年，每年按300天计算,每天24小时连续运转。 基本条件：顶压强为4kPa(表压)，单板压降≯0.7kPa，进料状态：自选，再沸器采用低压蒸汽加热0.5MPa，R=（1.2~2）Rmin。 二、设计内容：

1、设计方案的确定及流程说：

确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制的主要仪表，并对操作条件和主要设备做简要说明。

2、塔的工艺计算：物料衡算、理论板数、实际板数、热量衡算、精馏塔主要物性。 3、塔和塔板的工艺尺寸设计： 1）塔高、塔高及塔径的确定并圆整； 2）塔板结构尺寸的确定；

3）塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图。 4、辅助设备选型与计算：

1）塔顶冷凝器的热负荷和冷却水用量； 2）塔底再沸器的热负荷和水蒸汽用量； 5、接管尺寸计算；

6、绘制塔板结构图（大号坐标纸）、绘制装置工艺流程图、塔设备结构简图； 7、设计结果概要或设计一览表；

8、对本设计的评述或有关问题的分析讨论。 三、设计要求：

1、设计完成后，设计说明书一份。设计说明书包括：封面、目录、设计任务书、设计计算书、设计结果汇总表、塔板的负荷性能图、塔板结构图、装置工艺流程图、塔设备结构简图、参考文献及设计自评表等。

2、设计计算书主要包括：设计内容

四、参考文献格式：

作者 题名 书刊名 出版地 出版者 出版日期 参考章节

五、参考书目:

1、 姚玉英 . 化工原理 ,上册,1版.天津:天津大学出版社,1999 2、 柴诚敬.化工原理课程设计. 1版.天津:天津大学出版社,1994

3、 匡国柱.化工单元过程及设备课程设计. 1版.北京:化学工业出版社,2002 4、 李功祥.常用化工单元设备设计.1版.广州:华南理工大学出版社,2003

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设计计算书

一、设计方案的确定及流程说明: 1.1设计方案的思考

通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2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～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 1.2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。 1.3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：

5

1.4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。 1.5符号说明：

22

Aa——塔板开孔区面积，m g——重力加速度，9.8m/s

2

Af——降液管截面积，m h——填料层分段高度，m

2

A0——阀孔总面积，m h1——进口堰与降液管间的水平距离，m

2

At——塔截面积，m hc——与干板压降相当的液柱高度，m液柱 c0——流量系数，无因次 hd——与液体流过降液管的压降相当的液C——计算umax时的负荷系数，m/s 柱高度，m d ——填料直径，m hf——塔板上鼓泡层高度，m d0——筛孔直径，m hl——与板上液层阻力相当的液柱高度，mD ——塔径，m 液柱

2

DL——液体扩散系数，m/s hL——板上清液层高度，m

2

DV——气体扩散系数，m/s hmax——允许的最大填料层高度，m ev——液沫夹带量，kg(液)/kg(气) h0——降液管的低隙高度，m E——液流收缩系数，无因次 hOW——堰上液层高度，m ET——总板效率，无因次 hW——出口堰高度，m

1/21/2

F——气相动能因子，kg/(s.m) h’W——进口堰高度，m F0——阀孔气相动能因子， hδ——与克服表面张力的压降相当的液柱

6

高度，m液柱

H——板式塔高度，m HB——塔底空间高度，m

Hd——降液管内清液层高度，m HD——塔顶空间高度，m HF——进料板处塔板间距，m HOG——气相总传质单元高度，m HP——人孔处塔板间距，m HT——塔板间距，m H1——封头高度， H2——裙座高度， lW——堰长，m

L3

h——液体体积流量，m/h

L3

s——液体体积流量，m/h

L——润湿速率，m3

w/（m?h） m——相平衡常数，无因次 n——阀孔数目 NT——理论板层数 P——操作压力，Pa △P——压力降，Pa

△PP——气体通过每层筛板的压降， Pa

r——鼓泡区半径，m u——空塔气速，m/s uF——泛点气速，m/s

u0——气体通过阀孔的速度，m/s u0，min——漏液点气速，m/s

u’0——液体通过降液管底隙的速度，m/s

V3

h——气体体积流量，m/h

V——气体体积流量，m3

s/h wL——液体质量流量，㎏/h wV——气体质量流量，㎏/h Wc——边缘无效区宽度，m Wd——弓形降液管宽度，m x——液相摩尔分数 X——液相摩尔比 y——气相摩尔分数 Y——气体摩尔比 Z——填料层高度 ，m β——充气系数，无因次 ε——空隙率，无因次

θ——液体在降液管内停留时间 s

μ——粘度，Pa?s

ρ——密度，kg/m3

ζ——表面张力，N/m

φ——开孔率或孔流系数，无因次 Φ——填料因子，l/m

ψ——液体密度校正系数，无因次 下标

max——最大的 min——最小的 L——液

7

二、塔的工艺计算 2.1物料衡算

2.1.1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78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。

x48/78.11F?48/78.11?52/112.61?0.571

x?99/78.11D99/78.11?1/112.61?0.993

x?2/78.11W2/78.11?99/112.61?0.028

2.1.2 平均摩尔质量

MF ＝78.11×0.571＋(1－0.571)?112.61＝92.91kg/kmol MD?78.11?0.993??1?0.993??112.61?78.35kg/kmol

MW?78.11?0.028??1?0.028??112.61?111.65kg/kmol

2.1.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 依题给条件：一年以

300

天，一天以

W,?70000000kg/(300?24h)?9722.22kg/h,全塔物料衡算：

釜液处理量 W?9722.22111.65?87.08kmol/h

总物料衡算 F?D?W

苯物料衡算 0.571F?0.993D?0.028W 联立解得 D ? 112.05kmol/h F ? 199.13 kmol/h

24

小时计，有： 8

2.2理论塔板数NT的求取

2.2.1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?pB/p?A?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/℃ 80 760 148 1 1 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 140 2900 760 0 0 pi? 两相摩尔分率 苯 氯苯 x y 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 相对挥发度

PAo??oPB 5.135135 5 4.607509 4.4 4.143646 3.94993 3.815789 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??4.436，则，汽液平衡方程为：

y??x4.436x?

1?(??1)x1?3.436x2.2.2 确定操作的回流比R

将表3-1中数据作图得x~y曲线。

9

10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.5x0.60.70.80.91y=xf(x)y

图3-1 苯—氯苯混合液的x—y图

在x~y图上，因q?1，查得ye?0.842，而xe?xF?0.571，xD?0.993。故有：

Rm?xD?ye0.993?0.842??0.557

ye?xe0.842?0.571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倍，即：

R?2Rm?2?0.557?1.114

2.2.3求精馏塔的汽、液相负荷

L?RD?1.114?112.05?124.82kmol/h

V?(R?1)D?(1.114?1)?112.05?236.87 kmol/hL，?L?F?124.82?199.13?323.95 kmol/h V，?V?236.87 kmol/h

精馏段操作线：y?

Rxx?D?0.527x?0.470 R?1R?1 10

提馏段操作线：y??L?Wx??xw?1.368x??0.0103 V?V?提馏段操作线为过?0.028,0.028?和?0.571,0.842?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，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从xD?(0.993,0.993)开始，在精馏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(0.571,0.842)时，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xW?(0.028,0.028)为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下

X Y

0.993 0.993 0.983333 0.993 0.98333 0.9865556 0.967989 0.9865556 0.967989 0.9763263 0.943634 0.9763263 0.943674 0.9600893 0.904975 0.9600893 0.904875 0.9343164 0.844526 0.9343164 0.845526 0.8940174 0.75278 0.8940174 0.75278 0.8328534 0.617452 0.8328534 0.617452 0.7426346 0.426771 0.7426346 0.426371 0.5295708 0.158642 0.5295708 0.158642 0.192485 0.31385 0.192485

0.031385 0.0322619 X<0.028 0.003972 0.0322619

0.003972

0

11

10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.5x0.60.70.80.91y=xf(x)y

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 NT?10块（包括再沸器） 加料板位置 NF?5

2.3实际塔板数

2.3.1全塔效率ET

Np

选用ET?0.17?0.616logμm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的μm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=0.993 xW=0.028查得塔顶及塔釜温度分别为：

tD=80.22℃ tW=129.17℃，

全塔平均温度 tm=(tD+tW)/2=(80.22+129.17)/2=104.70℃

12

表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表 温度℃ 苯 粘度20 0.638 40 0.485 60 0.381 80 0.308 100 0.255 120 0.215 140 0.184 mPa·s 氯苯 粘0.75 0.56 0.44 0.35 0.28 0.24 0. 度mPa·s

根据表3-4，利用差值法求得：?A?0.244mPa?s，?B?0.269mPa?s。

?m??AxF??B?1?xF??0.244?0.571?0.269??1?0.571??0.255 ET?0.17?0.616log?m?0.17?0.616log0.255?0.536

精馏段：Np1?3/0.536?5.60块，取Np1?6块 提馏段：Np2?7/0.536?13.06块，取Np2?14块

2.4精馏塔主要物性

2.4.1平均压强

pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD?101.3?4?105.3kPa 加料板：

pF?105.3?0.7?6?109.5kPa

塔底： pW?109.5?0.7?14?119.3kPa 精馏段平均压强p??105.3?109.5?/2?107.4kPa 提镏段平均压强p'??109.5?119.3?/2?114.4kPa

2.4.2 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

80?901?0.677?tD?800.993?1,tD?80.22℃

13

加料板

80?901?0.677?tF?800.751?1，tF?87.71℃

塔底温度 120?1300.127?0.019?tW?1200.028?0.127，tW?129.17℃

精馏段平均温度 Tm??80.22?87.71?/2?83.97℃ 提镏段平均温度 T'm??129.17?83.97?/2?106.57℃

2.4.3平均分子量

Mm

精馏段： Tm?83.97℃

液相组成：

90?8083.97?800.677?1?x，x1?0.872 1?1气相组成：

90?8083.97?800.913?1?y1，y1?0.965 1?所以 ML?78.11?0.872?112.61??1?0.872??82.53kg/kmol

MV?78.11?0.965?112.61??1?0.965??79.32kg/kmol

提镏段：T'm?106.57℃

液相组成：

100?110106.57?1000.442?0.265?x，x2?0.326 2?0.442气相组成：

100?110106.57?1000.785?0.614?y，y2?0.673 2?0.785所以 ML'?78.11?0.326?112.61??1?0.326??101.36kg/kmol MV'?78.11?0.673?112.61??1?0.673??89.39kg/kmol 2.4.4平均密度

ρm

2.4.4.1液相平均密度ρL,m

表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m3

）

14

温度，（℃） 80 90 100 110 120 130 140 ρ 苯 817 805 793 782 770 757 745 氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算 苯 ： ρA?912?1.187t 推荐：ρA?912.13?1.1886t 氯苯 ： ρB?1127?1.111t 推荐：ρB?1124.4?1.0657t 式中的t为温度，℃

塔顶：?LD,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?80.22?816.78kg/m3

?LD,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?80.22?1038.9kg/m3

1??aA?aB?0.99816.78?0.011038.9??LD,m?812.0kg/m3

LD,m?LD,A?LD,B进料板：?LF,A?912.13?1.1886t?912.13?1.1886?88.71?807.0kg/m3

?LF,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?88.71?1030kg/m3

1A??aLF,m??aBLF,A??0.66LF,B807.0?0.341030??LF,m?871.2kg/m3 塔底： ?13?1.1886t?912.13?1.1886?106.57?785.5kg/m3LW,A?912.

?LW,B?1124.4?1.0657t?1124.4?1.0657?106.57?1010.8kg/m3

1??aALW,m??aB?0.020LW,A?LW,B785.5?.981010.8??LW,m?1005.0kg/m3 精馏段：?.2?/2?841.6kg/m3L??812.0?871 提镏段：?L'??871.2?1005.0?/2?938.1kg/m3

2.4.4.2汽相平均密度ρV,m

精馏段：?V,mv?pmM?107.4?79.32??2.87kg/m3RT8.314?273?83.97?

m

15

提镏段：?v'?pmMV,mRTm''?114.4?89.39?3.24kg/m3

8.314??273?106.57?σm

85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4 2.4.5 液体的平均表面张力

ζA ζB 温度 苯 氯苯 表5-1 组分的表面张力ζ 80 21.2 26.1

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?80.22℃，用内插法得

80?8580.22?80，?D,A?21.17N/m ?21.2?20.6?D,A?21.280?8580.22?80 , ?D,B?26.08mN/m ?26.1?25.7?D,B?26.1?LDm?0.993?21.17?0.014?26.08?21.39mN/m

进料板液相平均表面张力的计算 由tD?87.71℃，用内插法得

85?11087.71?85?，?F,A?20.24N/m

20.6?17.3?F,A?20.685?11087.71?85? , ?F,B?26.03mN/m

25.7?22.7?F,B?25.7?LFm?0.571?20.24?0.429?26.03?22.72mN/m

塔底液相平均表面张力的计算 由tW?106.57℃，用内插法得

16

85?110106.57?85，?W,A?18.01N/m ?20.6?17.3?W,A?20.685?110106.57?85 , ?W,B?23.11mN/m ?25.7?22.7?W,B?25.7?LWm?0.028?18.01?0.972?23.11?22.97mN/m

精馏段液相平均表面张力为

?L?(21.39?22.72)/2?22.06mN/m

提镏段液相平均表面张力为

?L'?(22.72?22.97)/2?22.85mN/m

2.4.6 液体的平均粘度温度t，℃ 苯mPas 氯苯mPas μL,m

80 0.308 0.428 100 0.255 0.363 120 0.215 0.313 140 0.184 0.274 表三 不同温度下苯—氯苯的粘度 60 0.381 0.515 液相平均粘度可用 lg?Lm??xilg?i 表示

2.4.6.1 塔顶液相平均粘度

100?8080.22?80，?A?0.307mPa?s ?0.255?0.308?A?0.308100?8080.22?80，?B?0.427 ?0.363?0.428?B?0.428lg?LD,m?0.993?lg0.307?(1?0.993)?lg0.427，?LD,m?0.308mPa?s

2.4.6.2 进料板液相平均粘度

100?8087.71?80?，?A?0.287mPa?s

0.255?0.308?A?0.308

17

100?8087.71?800.363?0.428??，?B?0.403mPa?s

B?0.428lg?LF,m?0.571?lg0.287?(1?0.571)?lg0.403，?LF,m?0.332mPa?s

2.4.6.3 塔底液相平均粘度

100?120106.57?1000.255?0.215??， ?A?0.242mPa?s A?0.255100?120106.57?1000.363?0.313??，?B?0.347mPa?s B?0.363lg?LF,m?0.028?lg0.242?(1?0.028)?lg0.347,?LF,m?0.344mPa?s

2.4.7 气液相体积流量 精馏段：

汽相体积流量VVMV,m236.87s?3600???79.323600?2.87?1.82m3/s

V,m汽相体积流量V3h?1.82m3/s?6552.0m/h

液相体积流量LL,m124.82?s?LM3600??82.53?0.0034m3/s

L,m3600?841.6液相体积流量L33h?0.0034m/s?12.24m/h

提镏段：

汽相体积流量V'V'MV,m?236.87?89.393s?3600??1.82m/s

V,m3600?3.24汽相体积流量V3h'?1.820m/s?6552.0m3/h

液相体积流量L'L'ML,m323.95?101.36s?3600??938.1?0.0097m3/s

L,m3600?液相体积流量L'3h?0.0097m/s?34.92m3/h

18

三、塔和塔板的工艺尺寸设计

3.1塔高，塔高及塔径的确定并圆整 精馏段：

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）

?0.50.5?Ls????????L?V???0.0024?s?????V???1.742????845.8??2.87???0.0237

查Smith通用关联图得C20?0.083 0.2负荷因子C?C?0.220????0.083??20???22.06??20???0.087

泛点气速：umax?C??L??V?/?V?0.083?841.6?2.87?/2.87?1.42m/s

取安全系数为0.8，则空塔气速为 u?0.8umax?1.136m/s 精馏段的塔径 D?4Vs/?u?4?1.82/(3.14?1.136)?1.43m

按标准塔径圆整取D?1.6m 提镏段：

初选塔板间距HT?450mm及板上液层高度hL?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）

19

?Ls'???L'???V'?????'???s??V?0.5?0.0097??938.1??????1.823.24????0.5?0.0907

查Smith通用关联图得C20?0.080

??'?负荷因子C?C20?L??20?泛点气速：umax'?C0.2?22.85??0.080???20?0.2?0.08

??L'??V'?/?V'?0.080?938.1?3.24?/3.24?1.36m/s

取安全系数为0.8，则空塔气速为u'?0.8umax?1.088m/s 精馏段的塔径D'?4Vs/?u?4?1.82/(3.14?1.088)?1.46m

'按标准塔径圆整取D?1.6m

3.2塔板结构尺寸的确定

3.2.1 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。

20

3.2.2溢流堰长（出口堰长）lw 取lw?0.8D?0.8?1.6?1.28.m

精馏段堰上溢流强度Lh/lw?12.24/1.28?9.56m3/?m?h??100~130m3/?m?h?,满足强度要求。

提镏段堰上溢流强度Lh/lw?34.92/1.28?27.28m3/?m?h??100~130m3/?m?h?,满足强度要

'求。

3.2.3出口堰高hw

hw?hL?how

对平直堰how?0.00284E?Lh/lw?2/3

2.5精馏段：由lw/D?0.8及Lh/lw ?12.24/1.282.5?6.60，查化工原理课程设计图5-5得E?1，

于是：

how?0.00284?1?(12.24/1.28)2/3?0.013m?0.006m（满足要求） hw?hL?how?0.06?0.013?0.047m

验证：0.05?how?hw?0.1?how (设计合理) 提镏段：由lw/D?0.8及，Lh/lw2.5?34.92/1.282.5?18.84查化工原理课程设计图5-5得

E?1，于是：

how'?0.00284?1??34.92/1.28?2/3?0.0247m?0.006m（满足要求）

hw'?hL?how?0.06?0.0247?0.0353m

21

验证：0.05?how?hw?0.1?how (设计合理) 3.2.4 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

'''由lw/D?0.8，查化工原理下册P166图3-10得Wd/D?0.21,Af/AT?0.14，即：

W?d?0.336m，AT?4D2?2.0096m2，Af?0.281m2。

液体在降

液管内的停留时间

精馏段：

??AfHT/Ls?0.30?0.45/0.0034?39.71s?5s（满足要求）

提镏段：?'?A'fHT/Ls?0.30?0.45/0.0097?13.92?5s（满足要求） 3.2.5 降液管的底隙高度ho

精馏段：取液体通过降液管底隙的流速u?o?0.07m/s，则有： hLs0?lwu??0.0034?0.0379m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求） o1.28?0.07hw?h0?0.047?0.0379?0.0091m?0.006m 故合理 提镏段：取液体通过降液管底隙的流速u?o?0.25m/s，则有：

22

hLso'?l?0.0097?0.0274m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）wu?.25 o1.28?0hw'?h0'?0.0353?0.0274?0.0079m?0.006m 故合理

选用凹形受液盘，深度h'W?50mm

3.2.6 塔板的分块

本设计塔径为D?1.6m?1600mm?1200mm，故塔板采用分块式，塔板分为4块。3.2.7边缘区宽度确定

取Ws?0.08m Wc?0.05m 3.2.8开孔区面积计算

Aa?2?(xr2?x2??180r2?sin?1xr)

其中：x?D?(W?W1.6

2ds)?2?(0.336?0.08)?0.384m r?D2?W1.6c?2?0.05?0.75m 故 A223.14?0.752a?2?[0.3840.75?0.384?180sin?1(0.3840.75)]?1.10m2 3.2.9 浮阀数计算及其排列

精馏段：

预先选取阀孔动能因子F0?12,由F0=u0?v可求阀孔气速u?，

即uF00???122.87?7.08m/s vF-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

N?V?s?1.82?207

d2?40u04(0.039)2?7.08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'?Aat?N?1.100.075?207?0.071

23

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 实际孔速 u0'?Vs1.82??7.40m/s 22206?0.785?(0.039)0.785Nd0阀孔动能因数为

F0?u0'?v,'?7.08?2.87?11.99

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

??A0/AT?N(d020.0392)?206?()?0.1224 D1.6此开孔率在10%~14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。

提镏段：

预先选取阀孔动能因子F0?12,由F0=u0即u0'?v可求阀孔气速u0'

?F0?v'Vsd0u02?12?6.66m/s 3.24F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

N??4?1.82?4?224

(0.039)2?6.66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'?Aa1.10??0.066 t?N0.075?224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

Vs1.82实际孔速 u0'???7.40m/s 22206?0.785?(0.039)0.785Nd0

24

'

阀孔动能因数为

F0?u0'?v,'?7.19?3.24?11.94

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

??A0/AT?N(d0D)2?206?(0.03921.6)?0.1224 此开孔率在10%~14%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。

阀孔排列

3.3塔板的流体力学验算；绘出塔板的负荷性能图

3.3.1塔板压降 精馏段

（1）计算干板静压头降hc 由式Uc?1.82573.1?可计算临界阀孔气速Uoc，即

v 25

Uoc?1.82573.1?v?1.82573.1?5.89m/s 2.872U?U0?U0c，可用hc?5.34?0c?v算干板静压头降，即

2?g?L(5.89)22.87hc?5.34???0.032m

2?9.8841.6（2） 计算塔板上含气液层静压头降hf

由于所分离的苯和氯苯混合液，液相为油，可取充气系数?0?0.3，已知板上液层高度

hL?0.06,所以依式hl??0hL

hl?0.3?0.06?0.018m

（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hp为

hp?hc?hl?h??0.032?0.018?0.050m

?pp?hp1?L1g?0.050?841.6?9.8?412.4Pa 在265~530Pa内，故此压强数适用 提镏段：

(1)计算干板静压头降hc 由式Uc?1.82573.1可计算临界阀孔气速Uoc，即 ?v'Uoc'?1.82573.11.82573.1??5.51m/s ?v'3.24U0c'2?v'U0?U0c'，可用hc?5.34?算干板静压头降，即 ?2?g?L' 26

(5.51)23.24hc'?5.34???0.028m

2?9.8938.1(2)计算塔板上含气液层静压头降hf

由于所分离的苯和氯苯混合液，液相为油，可取充气系数?0?0.3，已知板上液层高度

hL?0.06,所以依式hl??0hL

hl'?0.3?0.06?0.018m

(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hp为

hp'?hc'?hl'?h?'?0.028?0.018?0.046m

?pp'?hp2?L2g?0.046?938.1?9.8?422.9Pa 在265~530Pa内，故此压强数适用

3.3.2 液泛计算 式Hd?hp?hd?hL 精馏段：

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP 前已计算hp?0.050m

(2)液体通过降液管的静压头降hd

?Ls?h?0.153因不设进口堰，所以可用式d?Lh?w03??? ?2式中Ls?0.0034m/s,lw?1.28m,h0?0.0379m

?0.0034?hd?0.153??m ??0.00075?1.28?0.0379?2 27

(3)板上液层高度：hL?0.06m

则 Hd1?0.05?0.00075?0.06?0.11075m

为了防止液泛，按式：Hd??(HT?hw)，取安全系数??0.6，选定板间距

HT?0.45,hw?0.047m

?(HT?hw)?0.6?(0.45?0.047)?0.298m

从而可知Hd?0.11075m??(HT?hw)?0.298m，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3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

??AfHTLs?0.281?0.45?37.2s?5s

0.0034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hP 前已计算hp'?0.046m

(2)液体通过降液管的静压头降hd

?Ls'??因不设进口堰，所以可用式hd'?0.153??Lh'?

?w0?式中Ls'?0.0097m/s,lw?1.28m,h0'?0.0274m

32?0.0097?hd'?0.153????0.0117m

?1.28?0.0274?(3)板上液层高度：hL'?0.06m，则Hd'?0.046?0.0117?0.06?0.1177m

为了防止液泛，按式：Hd??(HT?hw)，取安全系数??0.6，选定板间距

28

2

HT?0.45,hw'?0.0343m

?(HT?hw')?0.6?(0.45?0.0343)?0.290m

从而可知Hd'?0.1177m??(HT?hw)?0.290m，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3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

?'?AfHTLs'?0.281?0.45?13.1s?5s

0.0097可见，所夹带气体可以释出。 3.3.3雾沫夹带的计算

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

VsF1??v?L??v?1.36LsZL?100%和F1?Vs?v?L??v?100%

KcFAp0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZL?D?2Wd?1.6?2?0.336?0.928m

塔板上液流面积

Ap?AT?2Af?2.0096?2?0.281?1.4476m2

29

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因数CF?0.127,将以上数值分别代入上式

1.82?F?2.87?1.36?0.0034?0.928841.6?2.87?100%?58.78%

1?0.127?1.44762.87841.6?2.87?100%?52.19%

及F?0.78?1.0?0.127?2.00961.82?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CF?0.140,将以上数值分别代入上式

1.82?F'?3.24?1.36?0.0097?0.928938.1?3.24?100%?58.46%

1?0.140?1.4476 30

3.24938.1?3.24?100%?48.48%

及F'?0.78?1.0?0.140?2.00961.82?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eV?0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

塔板负荷性能图

3.3.4 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F1 (亦为上限值),利用式 eV?0.1kg（液）/kg(干气）VsF1??v?L??v?1.36LsZL?100%和F1?Vs?v?L??v?100%便可作出此线。由于塔

KcFAp0.78KcFAT径较大，所以取泛点率F1?80?，依上式有

Vs精馏段：

2.87?1.36Ls?0.928841.6?2.87?0.8

1.0?0.127?1.410整理后得0.0585Vs?1.262Ls?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。

31

Ls 0.001 0.005 Vs

Vs'提镏段：

2.431

0.01 0.015 0.02 0.025

2.345 2.236 2.128 2.0199 1.912

3.35?1.36Ls'?0.928938.1?3.35?0.8 1.0?0.140?1.410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(y1)

’

Ls' 0.001 0.005 Vs' 2.619

3.3.5液泛线

0.01 0.015 0.02 0.025

2.534 2.429 2.323 2.219 2.113

由式Hd??(HT?hw)，Hd?hp?hw?hd??h?how， hp?hc?hl?h? 联立。即

?(HT?hw)?hp?hw?hd??h?how?hc?hl?h??hw?hd??h?how ?vU02式中， 干板静压板静 可用hc?5.34 ，板上液层静压头降hl??0hL

2?Lg从式hL?hw?how知，hL表示板上液层高度，how2.84?Ls?E?1000??lw????23????23。所以板上

?2.84?Ls液层层静压头降hl??0hL??0(hw?how)??0?hw?E?1000???lw?液体表面张力所造成的静压头h?和液面落差?h可忽略

?? ???LS?液体经过降液管的静压头降可用式hd?0.153?lh?w0??? ?2则?(HT?hw)?hc??0hL?hL＋hd?hc＋hd?（1??0）hL

32

?LS?vu??5.34?0.153 ?lh2?Lg?w0202??2.84?3600LS????（1??）h?0w?1000????lw?????23?? ??式中阀孔气速u0与体积流量有如下关系 u0?VS?4

2d0N精馏段：

式中各参数已知或已计算出，即

??0.3;HT?0.45m;hw?0.047m;?0?0.6;?v?2.87kg/m3;?l?841.6kg/m3;N?206;lw?1.28m；h0?0.0379m；d0?0.039m代入上式。

2整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS?11.6227?8499.2141LS?55.4855LS223

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

VS2?11.6227?8499.2141LS?55.4855LS223

Ls 0 0.005 Vs

0.01 0.015 0.02 0.025

2.03 1.25

3.41 3.13 2.86 2.52

用上述坐标点便可在Ls?Vs负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。 提镏段：

??0.6;HT?0.45m;hw'?0.0343m;?0?0.3;?v'?3.24kg/m3;?L'?938.1kg/m3;N?206;lw?1.28m；h0'?0.0274m；d0?0.039m代入上式

2整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS?11.0502?8078.357LS?52.7417LS223

Ls' 0.001 0.005

0.01 0.015 0.02 0.025

Vs' 3.243 3.051 2.792 2.455 1.983 1.221

用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。

33

’

3.3.6 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。

由式??Af?HTLS?3～5秒可知，液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。取??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 精馏段：Lsmax?Af?HT5Af?HT0.281?0.453??0.025m/s显然由式Lsmax?所得到的液

55(y3)。

相上限线是一条

提镏段：Lsmax'?Af?HT5?Af?HT0.281?0.45?0.025m3/s显然由式Lsmax'?

55(y3)。

’

所得到的液相上限线是一条3.3.7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F0?5计算相应的气相流量(Vs)min

精馏段：(Vs)min?的线(y4)。 提镏段：(Vs)min'?’

?4d0N2F0?vF0?0.785?0.0392?206?5?0.78m3/s,即负荷性能图中2.87?4d0N2?v'?0.785?0.0392?206?5?0.70m3/s,即负荷性能图中3.24的线(y4)。

3.3.8 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。

2.84?3600Ls??E??1000?lw??

2/3?0.006 取E?1.0、代入lw的值则可求出Ls??min和?Ls?min

' 34

精馏段：

?Ls?minlw?0.006?1000?2?0.006?1000?21.28?????0.00109m3/s ????3600?2.84?1?3600?2.84E?33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).

提镏段：

?Ls?min'lw?0.006?1000??0.006?1000?21.28?????0.00109m3/s ????3600?2.84?1?3600?2.84E?2’

33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).

精馏段负荷性能图如下： 精馏段负荷图：

在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1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?2.43m3/s,气相负荷下限

Vsmin?0.80m3/s，所以可得

35

操作弹性?Vsmax2.43??3.04 Vsmin0.80提馏段负荷性能图如下： 提馏段负荷图：

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'?2.45m3/s,气相负荷下限

Vsmax'?0.81m3/s所以可得

操作弹性?Vsmax2.45??3.31 Vsmin0.74四、辅助设备选型与计算

4.1塔顶冷凝器

塔顶温度tD=80.22℃ 冷凝水t1=20℃ t2=30℃

36

?t1?tD?t1?80.22℃?20℃?60.22℃则

?t2?tD?t2?80.22℃?30℃?50.22℃

?t?t1??t210m?ln(t/t?.22/50.22)?55.07℃

12)ln(60由tD=80.22℃ 查液体比汽化热共线图得?苯?393.4KJ/kg

塔顶被冷凝量 q?Vs??v?1.82?2.87?5.22kg/s

冷凝的热量Q?q?苯?5.22?393.4?2053.5KJ/s

取传热系数K?600W/m2k 则传热面积A?Q/K?t2053.5?1032m?600?55.07?62.15m Q2053.5?103冷凝水流量W?CP(t??49.09kg/s1?t2)4183?104.2塔底再沸器

塔底温度tw=129.17℃ 用t0=150℃的蒸汽，釜液出口温度t1=142℃ ?tt℃?129.17℃?20.83℃则

1?0?tw?150?t2?t0?t1?150℃?142℃?8℃

?t??t1??t220.ln(t?83?8m8)?13.41℃

1/t2)ln(20.83/由tw=129.17℃ 查液体比汽化热共线图得?甲苯?389KJ/kg

则q''m?Vs??v?1.82?3.24?5.89kg/s

Q?qm?甲苯?5.89?389?2291.21KJ/s

取传热系数 K?600W/m2k 则传热面积A?Q/K?t2291.21?103m?600?13.41?284.76m2

37

Q2291.21?103??68.5kg/s 加热蒸汽的质量流量W?Cp(t0?t1)4183?84.3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）HT。取除沫器到第一块板的距离为600mm。 故取塔顶空间为：

HD?2.0HT?0.6?2.0?0.45?0.6?1.5m

4.4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：

取HB?Ls't0.0097?10?60??1.5?2m A3.14?1.624.5 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≥1000mm的板式塔， 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，在精馏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

4.6 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?HD?(Np?2?S)?HT?S?HT?HF?HB?H1?H2 式中 HD——塔顶空间，m；

HB——塔底空间，m； HT——塔板间距，m；

HT’——开有人孔的塔板间距，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；m H2——裙座高度；m

塔体总高度：

38

'

H?1.5?(20?2?2)?0.45?2?0.6?0.6?2.2?0.4?3?16m

浮阀塔总体设备结构简图：

39

五、接管尺寸计算

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 ? 199.13 kmol/h, ?3LF,m?871.2kg/m,

MLF?0.571?78.11?（1-0.571）?112.61?92.9kg/kmol

则体积流量VFMLFm92.9F???199.13?871.2?21.23m3/h

LFm取管内流速u?1.6m/s

则管径D?4VF/36004?21.23?u?/36003.14?1.6?0.06852m?68.52mm 查无隙钢管标准，取进料管规格Φ76×3

则管内径d=70mm 进料管实际流速u?4VF/3600?d2?4?21.23/3600??0.0702?1.53m/s 5.2 回流管

采用直管回流管， 回流管的回流量D?112.05kmol/h,平均密度?LD,m?812.0kg/m3，塔顶液相平均摩尔质量

MLD?0.993?78.11?0.007?112.61?78.35kg/kmol

则液体流量

LDMLD05?78.35D???112.LD,m812.0?10.81m3/h

取

管

内

流

速

u?1.6m/s，则回流管直d4LD/36004?u??10.81/3600R?3.14?1.6?0.0490m?49.00mm

查无隙钢管标准，取回流管规格Φ58×4

则管内直径d=50mm

径

40

回流管内实际流速u?4LD?d2?4?10.81/3600??0.052?1.53m/s 5.3 塔顶蒸汽接管

塔顶汽相平均摩尔质量

MVD?0.99?78.11?0.001?112.61?77.44kg/kmol

塔顶汽相平均密度

?V顶?PmMVD?105.3?77.44?2.78

(t)8.314?(80.22?273)kg/m3R0?273则蒸汽体积流量：VV?VMVD?236.87?77.44?V顶2.78?6598.28kg/h

取管内蒸汽流速u?30m/s

则d?4VV/3600?u?4?6598.28/36003.14?30?0.279m

查无隙钢管标准，取回流管规格Φ299×10

则实际管径d=289mm

塔顶蒸汽接管实际流速u?4?V/?d2?4?6342.83/3600v??0.2752?29.68m/s5.4 釜液排出管

塔底W?47.14kmol/h ，塔顶汽相平均摩尔质量

MVW?0.00288?78.11?0.99712?112.61?112.51kg/kmol

平均密度?3LW,m?1003.1kg/m 体积流量：LW?WMVW??47.14?112.511?5.29m3LW,m1003./h

取管内流速u?1.6m/s

则d?4LW/36004?5.29/3600?u?3.14?1.6?0.03420m?34.20mm

41

查无隙钢管标准，取回流管规格?38?2.5 则实际管径d=33mm

2塔顶蒸汽接管实际流速u?4?LW/?d?4?5.29/3600?1.72m/s 23.14?0.0335.5 塔釜进气管

V，?227.08 kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量

MVW?0.005977?78.11?0.994023?112.61?112.40kg/kmol

塔釜蒸汽密度?V釜?pmMVDM117.9?112.40??3.874kg/m3

RT8.314?(138.48?273)??则塔釜蒸汽体积流量：VV取管内蒸汽流速u?30m/s

V?MVW?V釜?227.08?112.40?6588.49kg/h

3.8744Vv?/36004?6588.49/3600d???0.279m 则

?u3.14?30可取回流管规格Φ300×10

则实际管径d=280mm

2塔顶蒸汽接管实际流速u?4?Vv?/?d?4?6588.49/3600?29.74m/s 23.14?0.280七、设计结果汇总表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

精馏段项目 平均温度tm/℃ 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m/s) 液相流量Ls/(m/s) 汽相平均密度?V（kg/m） 实际总塔板数 塔径/m 板间距/m 溢流形式 333数值 83.97 107.4 1.82 0.0034 2.87 6 1.6 0.45 单溢流 序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 提馏段项目 平均温度tm/℃ 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m/s) 液相流量Ls/(m/s) 汽相平均密度?V（kg/m） 实际塔板数 塔径/m 板间距/m 溢流形式 333数值 106.57 114.4 1.82 0.0097 3.24 14 1.6 0.45 单溢流

42

10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 26 27 28 29 30 31 32 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区宽度/m 边缘区宽度/m 2开孔区面积/m 阀孔直径/m 阀孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 阀孔气速/(m/s) 单板压降/KPa 负荷上限 负荷下限 泛点率（%） 气相负荷上限/(m/s) 气相负荷下限/(m/s) 操作弹性 33弓形 1.28 0.047 0.06 0.013 0.0379 0.08 0.05 1.10 0.039 206 0.071 12.24 1.136 7.40 0.7 雾沫夹带控制 漏液控制 58.78 2.43 0.80 3.04 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 26 27 28 29 30 31 32 降液管形式 堰长/m 堰高/m 板上液层高度/m 堰上液层高度/m 降液管底隙高度/m 安定区宽度/m 边缘区宽度/m 2开孔区面积/m 阀孔直径/m 阀孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气速/(m/s) 阀孔气速/(m/s) 单板压降/KPa 负荷上限 负荷下限 泛点率（%） 气相负荷上限/(m/s) 气相负荷下限/(m/s) 操作弹性 33弓形 1.28 0.0343 0.06 0.0247 0.0274 0.08 0.05 1.10 0.039 206 0.066 12.24 1.088 7.40 0.7 雾沫夹带控制 漏液控制 58.46 2.45 0.7 3.31 八、对本设计的评述

对于设计过程我通过查阅各种文献得到数据，公式最后汇总，通过给出的设计任务书进行计算，使我的自学能力，汇总能力都得到了提高。

在设计中，我觉得难处主要有三点：

一是查找资料。找资料其实不难，关键是如何去辨别找到的资料是否有用，有时会找到两套不同的数据，然后就得自己去辨别了。比如查找苯和氯苯的安托因常数，就找到了两组不同的数据，只能自己将数据代入计算看哪一个合理，所以很是麻烦。

二是计算。计算是个很磨练人耐心的事情，稍一不小心就会算错，而且有可能当时还不知道，到头来发现不对就得改好多东西，所以说这确实要有耐心。不能太粗心，做错了也得认真的改过来，不发脾气争取不再出错。

三是画图。因为以前学习的CAD制图不是很熟悉，所以在制作塔设备图去学习CAD的基本作图知识，在最后在大家的一起交流合作下才成功把图做好。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。

43

设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识,更极大地拓宽了我的知识面，让我更加认识到实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.

在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。同时通过这次课程设计，我深深地体会到与人讨论的重要性。因为通过与同学或者是老师的交换看法很容易发现自己认识的不足，从而让自己少走弯路。

参考文献：

1姚玉英 . 化工原理 ,上册,1版.天津:天津大学出版社,1999 2柴诚敬.化工原理课程设计. 1版.天津:天津大学出版社,1994

3匡国柱.化工单元过程及设备课程设计. 1版.北京:化学工业出版社,2002 4李功祥.常用化工单元设备设计.1版.广州:华南理工大学出版社,2003

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/08va.html