【苯-乙苯常压精馏塔设计】 某精馏塔在常压下分离苯甲苯

目录

1 课程设计任务书 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 2 前言- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 3

2.1塔设备的化工生产中的作用和地位- - - - - - - - - - - - - 3 2.2设计方案- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 4 2.3符号说明- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 5 3 物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -5

3.1进料组成- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - 5 3.2全塔物料衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -3 3.3相对挥发度确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 6 3.4理论塔板数和进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - - -7 3.5实际板数和实际进料位置确定- - - - - - - - - - - - - - - - - 8 3.6精馏塔的气液负荷- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 9 4 热量衡算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11

4.1塔顶冷却水用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 11 4.2塔釜饱和水蒸气用量- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -11 4.3液体平均表面张力- - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - - - - -12 5 塔板工艺尺寸计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - - - - - - -- - - - -12

5.1塔径计算- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - -- - - - - - -- - - - -12 5.2溢流装置- - - - - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 13 5.3弓形降液管宽度和截面- -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - - - 15 5.4降液管底隙高度- - - - - - - - -- - - - - - -- - - - -- - - - - - - 17 5.5筛孔计算及其排列- - - - - - -- - - - --- - - - - - - - - - - - - -17 5.6塔有效高度的计算- - - - - -- - - - ---- - - - --- - - - - - - - - 18 6 塔板流体力学验算- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 19

6.1气相通过浮阀塔板的压强降- - - - - - - - - - - - - - - - - - -19 6.2淹塔- - - - - - - - - - - - - - - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - --20 6.3雾沫夹带- - - - - - - - - - - - -- -- - -- - - - -- - - - - - -- - - - -21

7 塔板负荷性能图 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 21

7.1、雾沫夹带线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -21 7.2、液泛线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 22 7.3、液相负荷上限线 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - --23 7.4、漏液线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 23 7.5、液相负荷下限线- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - 25 9 辅助设备的计算及选型- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -26 9.1、裙座- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26 9.2、吊柱- - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- - - - -26 9.3、冷凝器的选择 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 26 9.3、再沸器的选择 - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - - -- 27 10 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－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℃，出口温度50℃； 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－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

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。

设计方案简介：

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。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 h c ——与平板压强相当的液柱高度，L s ——液体体积流量，m 3/h m

——塔板开孔区面积，m 2 希腊字母 A a n ——筛孔数目 A f ——降液管截面积，m

2 P ——操作压力，kPa A o ——筛孔区面积，m 2 ∆P ——气体通过每层筛板的压降，kPa A T ——塔的截面积，m

2 T ——理论板层数 C ——负荷因子，无因次 t ——筛孔的中心距，m C 20——表面张力为20mN/m的 u ——空塔气速，m/s d o ——筛孔直径，m D ——塔径，m u o " ——液体通过降液体系的速度，m/s

e v ——液沫夹带量，kg 液/kg气 R ——回流比 V s ——气体体积流量，m/s

R min ——最小回流比 W c ——边缘无效区宽度，m H T ——塔板间距，m K ——稳定系数

H ——板式塔高度，m H d ——降液管内清夜层高度，m H F ——进料处塔板间距，m l w ——堰长，m

L h ——液体体积流量，m 3/h

M ——平均摩尔质量，kg/kmol W d ——弓形降液管高度，m

T ——平均温度，℃ W s ——破沫区宽度，m

g ——重力加速度，m/s2 F o ——筛孔气相动触因子 h l ——出口堰与沉降管距离，m δ——筛板厚度，m

τ

——液体在降液管内停留时间，s h d ——与液体流过降液管压强降 μ——粘度mPa ·s 相当的液柱高度

m ρ——密度，kg/m3

h f ——板上清液高度，m σ ——表面张力，mN/m h o ——降液管的底隙高度，m h ow ——堰上液层高度， m H w ——出口堰高度，m

L ——液相 V ——气相

第3节 物料衡算

3.1进料组成：

X F

5778=5743

+

78106

=0. 6430

X D =

95955+78106

=0. 9627

X W

2==0. 02702106 +78106

原料液的平均摩尔质量：

M F = 0.6430×78 +（1－0.6430）×106 = 87.996

3.2全塔的物料衡算：

F =

10000

=0. 6430

87. 996

F= D+W

F XF =D XD +W XW

把已知数据带入上式，得 113.64=D+W

113.64×0.6430=D×0.9627+W×0.0270 解得：D=74.8135 Kmol/h， W=38.8265 Kmol/h 3.3相对挥发度：

o L g p =A -

B

t +C

①

查表得苯、乙苯的安托因常数如下：

则将常压P=101.325 KPa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℃。

设计塔顶温度为露点温度t 1，塔釜温度为泡点温度t N 。 所以： 由

P 0

t 1计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki =P P 0

t N 计算的苯与乙苯的气液平衡常数Ki =P

应满足归一方程ΣXi/Ki=1

由应满足归一方程ΣKiXi=1

即：

0. 9627⨯

101. 3250. 0373⨯101. 325

+=1

P 苯P 乙苯

0. 0270⨯P 苯101. 325

+

0. 9730⨯P 乙苯

101. 325

=1

由X D =0.9627，X W =0.0270 计算得：塔顶t 1=85.5℃ 塔底t N =132.9℃,

则：全塔平均相对挥发度α

苯-乙苯

=（5.79×5.44×4.36）1/3=5.16

3.4理论塔板数和进料板确定 理论板数确定：

R min =

⎡X 1-X D ⎤1

⨯⎢D -α⨯⎥ α-1⎣X F 1-X F ⎦

=

11-0. 9627⎤⎡0. 9627

⨯⎢-5. 16⨯⎥5. 16-1⎣0. 64301-0. 6430⎦

=0.25

N min

⎡X D 1-X W

Lg ⎢⨯

X W ⎣1-X D

=

Lg α

⎤⎥⎦

⎡0. 96271-0. 0270⎤Lg ⎢⨯

1-0. 96270. 0270⎥⎣⎦ =

Lg 5. 95= 4.27

取回流比R =1. 5R min =1. 5⨯0. 25=0. 375 根据吉利兰关系式： X=

R -Rm R +1

Y=

N -Nm N +1

Y=0.75-0.75×X 0.5668

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N R ，提馏段塔板数为Ns

N R ⎡⎛Z HK , F

=⎢

则，根据krikride 经验式：N S ⎢ Z

⎣⎝LK , F

⎫⎛X LK , W ⎪ ⎪ X ⎭⎝HK , D

⎫⎪⎪⎭

2

⎤⎛W ⎫⎥ ⎪⎝D ⎭⎥

⎦

0. 206

N R

=0.68 计算得出N S

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

由内差法求得在塔顶、进料、塔底温度下的粘度, 如下表：

μ μ

μ

顶

= 0.2934×X D +0.3392×(1—X D ) =0.2951 m Pa·s = 0.1950× XW +0.2377×(1—X W ) = 0.2365 m Pa·s =0.2688×X F +0.3140×(1—X F )=0.2849 m Pa·s

s =0. 2630 m Pa·

底

进料

μ=

μ塔顶+μ塔釜+μ进料

3

全塔效率 E T =0.49(αμ) -0.245 =0.4618 N P =

N

T

=11/0.4618 =24块 E T

即，实际塔板数为24 计算实际塔板数 精馏段N P 精=

N T 5

=≈11 E T 0. 4618N T 6

=≈13 E T 0. 4618

提馏段N P 提=

实际加料板位置在第11块 3.6精馏塔的气液负荷

苯与乙苯在某些温度下的密度如下表：

精馏段：

M 塔顶=78×X D +106×（1－X D ）=78×0.9627+106×(1－0.9627) = 79.04 g/mol M 进料=78×X F +106×（1－X F ）=78×0.6430+106×(1－0.6430) = 88.0 g/mol 则，精馏段平均摩尔质量M =

M 塔顶+M 进料

2

=83. 52 g/mol

精馏段平均温度t =85.5+94.8=90. 15℃

2查得90℃时, ρ苯 =792.5 Kg/m3 ，ρ

乙苯

=795.2 Kg/m3

ρL =792.5 XD +795.2（1－X D ）=792.5×0.9627+795.2×(1－0.9627)=792.6Kg/m3

ρv =

PM 101. 325⨯83. 52

=2. 73 Kg/m3 RT 8. 314⨯(273+90. 15)

对精馏段进行物料衡算：

V =(R +1) D =(0. 375+1) ⨯74.8135=102.87kmol /h

L =RD =0. 375⨯74.8135=28.06kmol/h

V R =

V ⨯M 102. 87⨯83. 52

==0. 8742 m 3 / S

3600⨯ρV 3600⨯2. 73L ⨯M 28. 06⨯83. 52

==0. 0010 m 3 / S

3600⨯ρL 3600⨯792. 6

L R =

提馏段：

M 塔底=78×X W +106×（1－X W ）=78×0.0270+106×(1－0.0270) = 105.24 g/mol 则，提馏段平均摩尔分数M’=（M 塔底+ M进料）=96.62 g/mol 提馏段平均温度t =

132. 9+94. 8

=113. 8℃ 2

ρ’L =792.5XW +795.2（1－X W ）=792.5×0.0270+795.2×(1－0.0270)=795.13Kg/m3

ρ, =

V

PM 101. 325⨯96. 623

==2. 97 Kg/m RT 8. 314⨯(273+113. 8)

提馏段：

V " =V -(1-q ) ⨯F =102. 87kmol/h

L " =L +qF =28.06+113.64=141.70kmol /h

V , ⨯M 102. 87⨯96. 62V t ===0. 9296 m 3 / S ,

3600⨯2. 973600⨯ρv

V , ⨯M 141. 70⨯96. 62

L t ===0. 0048 m 3 / S ,

3600⨯795. 133600⨯ρV 求取操作线方程

精馏段操作线方程：

y n +1=

x R

x n +D =0. 273x D +0. 7 R +1R +1

提馏段操作线方程： L " W

y m +1=x m -x W =1. 377x m -0. 0102

V " V "

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’=81.1℃ 查得苯、乙苯比热容和汽化热如下表：

在塔顶85.5℃的汽化热γ

苯

乙苯

=367 KJ/Kg； =389 KJ/Kg

=390 KJ/Kg，γ

苯

则，平均汽化热γ= XD ×γ+（1- XD ）×γ

乙苯

比热容为Cp 苯 =1.92KJ/Kg.k，Cp 乙苯=1.95 KJ/Kg.k 则，平均比热容Cp= XD ×Cp 苯+（1- XD ）× Cp 乙苯=1.92

馏出液D 的质量Q D =XD ×D ×M 苯+（1- XD ）×D ×M 乙苯=5913.26Kg/h 回流液质量Q L =R*QD =2217.47 Kg/h

则冷凝器热负荷Q=（Q D +QL ）×γ+（Q D +QL ）×Cp ×△T

=(5913.26+2217.47)

×389+(5913.26+2217.47×1.92×

(85.5-81.1)

=3.23×106 KJ/h

水的比热容可认为Cp 水=4.2 KJ/Kg.k 则，冷却水用量

m 冷水

Q 3. 23⨯106

===3. 08⨯104 Kg/h C p 水⨯（t 出口-t 进口）4. 2⨯（50-25）

4.2塔釜饱和蒸汽用量

由上表估算塔釜温度132.9℃时汽化热γ则，塔釜平均汽化热γ

塔釜

苯

=351.7 KJ/Kg，γ

乙苯

乙苯

=340.1 KJ/Kg

= Xw ×γ

苯

+（1- Xw ）×γ

=340.4 KJ/Kg

釜液的质量流量Q w =10000-QD =4086.74 Kg/h

则，塔底再沸器的热负荷Q 再沸器=Qw ×γ

塔釜

=340.4×4086.74=1.39×106 KJ/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：

蒸汽

=2115.64KJ/kg，密度ρ

蒸汽

可近似估算5kgf/cm2下的汽化热γ则，所需蒸汽

=2.6169 kg/m3

m 蒸汽=

Q 再沸器

γ塔釜

m 蒸汽

1. 39⨯106==4083. 43kg /h

340. 4

V 蒸汽=

ρ密度

=

4083. 43

=1560. 41m 3/h

2. 6169

4.3液体平均表面张力 由公式σm =∑x i σi 进行计算

i =1n

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：

进料板表面张力σm 进=0. 6430⨯19. 48+0. 3730⨯21. 39=20. 50mN /m 塔顶表面张力σm 顶=0. 9627⨯20. 60+0. 0373⨯22. 35=20. 66m N /m 塔底表面张力σm 底=0. 027⨯14. 99+0. 973⨯17. 53=17. 46mN /m 精馏段液体平均表面张力σm (精) =

σm 进+σm 顶

2

=

20. 50+20. 66

=20. 58mN /m

220. 66+17. 46

=19. 06mN /m

2

提馏段液体平均表面张力σm (提) =全塔液体平均表面张力

σm 进+σm 底

2

=

σm =

σm (精) +σ（提）20. 58+19. 06m

2

=

2

=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：

D =

式中 D —— 塔径

m ；

V s —— 塔内气体流量m 3/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u max ，然后根据设计经验，乘以一定的安全系数，即

u =(0.6~0.8) u max

因此，需先计算出最大允许气速u max 。

u max =

式中 u max ——允许空塔气速，m/s；

ρV ，ρL ——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σ=0.02N/m时绘制的，故气体负荷系数C 应按下式校正：

σ0. 2

)

C =C 20(0. 02

精馏段塔径的计算

由以上的计算结果可以知道：精馏段的气，液相体积流率为：

33

L R =0.0010m /s 、V R =0.8472m /s

精馏段的汽，液相平均密度为：

ρL =792. 6kg /m 3、ρV =2. 73kg /m 3

板间距与塔径的关系 3

塔径D/mm

300~500

500~800

800~1600

1600~2400

板间距H T /mm 200~300 250~350 300~450 350~600

那么分离空间，初选板间距H T =0. 45m ，取板上液层高度h L =0. 07m 。

H T -h L =0. 45-0. 07=0. 39m

⎛L s V ⎝s ⎫⎛ρL ⎪⎪⋅ ⎭⎝ρS ⎫⎪⎪⎭

0. 5

⎛0. 0010⎫⎛792. 6⎫= ⎪⋅ ⎪0. 84722. 73⎝⎭⎝⎭

0. 5

=0. 0195

0. 2

⎛σ⎫

查上图smith 关联图，得C 20=0. 085，依式C =C 20 ⎪校正到物系表面张力

⎝20⎭

为20.58mN/m时的C

⎛20. 58⎫

C =C 20 ⎪

20⎝⎭

0. 2

=0. 086

u max =C

ρL -ρV 792. 6-2. 73

=0. 086⨯=1. 463m /s ρV 2. 73

取安全系数为0.7，则

u =0. 7u max =0. 7⨯1. 463=1. 02m /s

D =

4V s 4⨯0. 8472==1. 05m πu 3. 14⨯1. 02

调整塔径为1.2m; 提馏段塔径的计算

33

L s =0.0048m /s 、V s =0.9296m /s

提馏段的汽，液相平均密度为：

ρL =795. 13kg /m 3、ρV =2. 97kg /m 3

⎛L s V ⎝s

⎫⎛ρL ⎫⎪ ρv ⎪⎪⎪⋅

⎭⎭⎝

0. 5

⎛0. 0048⎫⎛795. 13⎫

= ⎪⋅ ⎪⎝0. 9296⎭⎝2. 97⎭

0. 5

=0. 0845

0. 2

⎛σ⎫

查上图smith 关联图，得C 20" =0. 08，依式C =C 20 ⎪校正到物系表面张力

⎝20⎭

为19.06mN/m时的C

⎛19. 06⎫

C " =C 20" ⎪

20⎝⎭

0. 2

=0. 078

ρL " -ρV " 795. 13-2. 97

u max " =C " =0. 078⨯=1. 27m /s

ρV " 2. 97

u " =0. 7u max " =0. 7⨯1. 27=0. 889m /s

D " =

4V s " 4⨯0. 9296

==1. 15m πu " 3. 14⨯0. 889

调整塔径为1.2m ，综上，则取塔径为1.2m 5.2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l w

取堰长为0.6D ，则L W =0. 6⨯1. 2=0. 72m 出口堰高h w

由h w =h l -h ow , 选用平直堰, 堰上液层高度h ow " =式中 h ow ──堰上液流高度，m ； l s ──塔内平均液流量，m 3/h； l w ──堰长，m ；

E ──液流收缩系数。如右图一般情况下可取E =1，对计算结果影响不大。

近似取E=1,则 精馏段：

2. 84⎛Ls ⎫

⋅E ⋅ ⎪ 1000Lw ⎝⎭

2

3

h ow =

2. 84⎛3. 6⎫

⋅E ⋅ m ⎪=0. 008310000. 72⎝⎭

2

3

提馏段：

h ow " =

2. 84⎛24. 166⎫

⋅E ⋅ ⎪=0. 0266m 1000⎝0. 72⎭

2

3

5.3弓形降液管宽度Wd 和截面Af

l w

=0. 6 查右图得： 由D

A f A T

=0. 05、

W d

=0. 1 D

则有

W d =0. 1⨯1. 2=0. 12m

3. 14

⨯1. 22=0. 057m 2 4

计算液体在降液管中停留时间， 以检验降液管面积 A f =0. 05⨯

t 精=

A f H T L s =

=

0. 057⨯0. 45

=25. 65s >5s

0. 001

t 提=

A f H T L s "

0. 057⨯0. 45

=5. 34s >5s

0. 0048

故符合要求。

取边缘区宽度 W C =0.035 m ，破沫区宽度 W S =0.065 m 。

π2-1x ⎤⎡

开孔区面积按A a =2⎢x R 2-x 2+计算 R sin ⎥180R ⎣⎦

x =

D 1. 2D 1.2

-(W d -W S )=-(0. 12-0. 065)=0. 545、R =-Wc =-0.035=0. 5652222

π0. 545⎤⎡2

故A a =2⎢0. 545⨯0. 5652-0. 5452+ ⨯0. 5652⨯sin -1=0. 83m ⎥1800. 565⎣⎦5.4降液管底隙高度

h o =

l s

l w u 0"

式中u 0 ──降液管底隙处液体流速，m/s 根据经验一般u 0=0.07-0.25m/s

取降液管底隙处液体流速为0.08m/s，则

h （精）=o

L R 0. 0010

==0. 0174m

l w ⨯0. 080. 72⨯0. 08

L s 0. 0048

h （提）===0. 0833m o

l w ⨯0. 080. 72⨯0. 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F o 为8 ~11。所以，取阀孔动能因子 F o = 10 ， 用式u o = ρ

F o

ρ

12V

求孔速

V 为气相密度。

精馏段：u o = 提馏段：

F o

ρ

= 1

2

102.73

1

2

= 6.05 m/s

V

u o =

F o

ρ

= 1

2

102.97

1

2

= 5.80 m/s

V

V h

依式N =0.232×求塔板上的理论浮阀数，即

u 0精馏段：

V h 3147. 12

N = 0.232×= 0.232×=121

u 06. 05

提馏段：

V h 3346. 56

N = 0.232×= 0.232×=134

u 05. 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t = 75 mm=0.075 m ，则可按下式估算排间距t’， 精馏段：

t , =Aa 0.83= =0.097 m = 97 mm N ⨯t 121⨯0.075

提馏段：

t , =Aa 0.83

= =0.085 m = 85 mm N ⨯t 131⨯0.075

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 = 0.09 m 。

提馏段：t’ = 80mm = 0.08 m

按t=75 mm，t’= 90 mm 和t’= 80 mm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精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度的计算：Z1 = 10×0.45=4.5m 提馏段有效高度的计算：Z2 = 13×0.45=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H T ，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H D 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H B 取1.5m 。

进料段高度H F 取决于进料口得结构形式和物料状态，一般比H T 大，此处取0.5m 塔高：H =HD +(N-2-S) HT +SHT ，+HF +HB =1.2+（24-2-3）×0.45+4×0.5+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h f 包括：干板压降h d 、液层助力h L 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h f =hd +hL 计算压降。 ① 干板阻力h d ：

对F1重型阀，质量为34g ，阀孔直径39mm, 阀片全开有，

5. 34⨯ρv ⨯u 20

h d =

ρl ⨯2⨯g

则， 精馏段：

5. 34⨯ρv ⨯u 205. 34⨯2. 73⨯6. 052

h d ===0. 034 m 液柱

ρL ⨯2⨯g 792. 6⨯2⨯9. 81提馏段：

5. 34⨯ρv ⨯u 205. 34⨯2. 97⨯5. 82

h d ===0. 034 m 液柱

ρL ⨯2⨯g 795. 13⨯2⨯9. 81② 板上充气液层阻力h L ：

对浮阀塔：h L=εo ×（h w +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 εo = 0.5。 精馏段：h L=εo ×（h w +how ）=0.5×（0.06+0.0083）=0.0342 m液柱 提馏段；h L=εo ×（h w +how ）=0.5×（0.06+0.0241）=0.0421 m液柱 则单板压降 △P P = hf ×ρL ×g

精馏段：△P P = hf ×ρL ×g=0.0682×792.6×9.81=529.7Pa 提馏段：△P P = hf ×ρL ×g=0.0761×795.1×9.81=593.0Pa 6.2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，H d ≤φ（H T + hW ） H d 可用下式计算，即H d = hw + how + hf +hof +Δ

式中：h w 为堰高，m 。h ow 为堰上液层高，m 。h f 为气相塔板压降，m 液柱。 h of 为液相在降液管内的阻力损失，m 液柱。Δ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h f ： 精馏段：h f =0.0682 m液柱 提馏段：h f =0.0761 m液柱

⎡Ls ⎤

② 液体通过降液管的压头损失：不设进口堰，故按式h of =0.153×⎢Lw ⨯h ⎥计

0⎦⎣

2

算 精馏段

2

⎡Ls ⎤0. 001⎤⎡

h of = 0.153×⎢Lw ⨯h ⎥= 0.153×⎢⎥= 0.0010 m 液柱 0. 72⨯0. 01740⎦⎣⎣⎦

2

提馏段

2

⎡Ls ⎤⎡0. 0048⎤

h of = 0.153×⎢Lw ⨯h ⎥= 0.153×⎢⎥= 0.0010 m 液柱 0⎦⎣⎣0. 72⨯0. 0833⎦

2

③堰上液层高h ow ： 精馏段：h ow =0.0083m 提馏段：h ow =0.0266m 则

精馏段：H d = 0.06 +0.0083 + 0.0682 +0.0010 =0.1375 m 提馏段：H d = 0.06 +0.0266 + 0.0761 +0.0010 = 0.1637 m 取φ= 0.5 ，又已选定 H T = 0.45 m ，h W =0.06 m 。则 φ（H T + hW ）= 0.5（ 0.45+0.06）= 0.255 m 可见H d ≤φ（H T + hW ），符合防止淹塔的要求。 6.3雾沫夹带

1

⎧⎫2⎡⎤ρ⎪⎪V

+1. 36L Z ⎨V S ⨯⎢S L ⎬⎥

ρ-ρV ⎦⎣L ⎪⎪⎩⎭⨯100%

泛点率 F =

KC F A T

板上液体流径长度 Z L =D—2 Wd =1.2 —2×0.12 = 0.96 m 板上液流面积 A b = AT —2 Af =1.13 —2×0.057 = 1.02 m 2

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C F = 0.126，将以上数值代入下式得 精馏段

1

⎧⎫

2. 73⎪⎪⎡⎤2

+1. 36⨯0. 001⨯0. 96⎨0. 8742⨯⎢⎬⎥792. 6-2. 73⎣⎦⎪⎪⎩⎭⨯100%=40. 09%

泛点率F =

1. 02⨯0. 126⨯1. 0

提馏段

泛点率F =

1

⎧⎫

2. 97⎪⎪⎡⎤2

+1. 36⨯0. 0048⨯0. 96⎨0. 9293⨯⎢⎬⎥795. 13-2. 97⎣⎦⎪⎪⎩⎭

1. 02⨯0. 126⨯1. 0

⨯100%=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e V

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：

{ V S ×[

泛点率 F= 精馏段： 泛点率F =

ρV

]1/2 +1.36L S Z L }

ρL -ρV

K C F A T

×100% =80%得出：

{ V S ×[

2. 73

]1/2 +1.36⨯L S ⨯0.96 }

×100% = 80 %

1.02⨯0.126⨯ 1.0

整理得V S =1.75—22.20 LS [1]

由式[1]知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L S 值，依式[1]算出相应的 V S 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线[1]。

提馏段： 泛点率F=

{ V S ×[

2. 97

]1/2 +1.36⨯L S ⨯0.96 }

= 80 %

1.02⨯0.126⨯ 1.0

整理得V S =1.68—21.33 LS [2]

由式[2]知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个L S 值，依式[2]算出相应的 V S 值列与下表中。据此可做出雾沫夹带线[2]。

7.2液泛线

当H d =φ（H T + hW ）时将发生液泛 H d = hw + how + hf + hof

由上式确定液泛线，将各式带入上式，得

5.34⨯ρV u ︒2. 84L S

φ（H T + h W ）=+0.153⨯[]2 +（1+εo ）[hW +（）×E

1000 (l⨯ h ) ρL ⨯2⨯g W o （

3600L S

l W

2/3

2

]

因物系一定，塔板结构尺寸一定，则H T ，h W ，h o ，l W ，ρV ，ρL ，εo 及φ

等均为定值，而u o 与V S 又有如下关系，即u o =成V S 与L S 的如下关系：

精馏段：V S 2= 2.57— 2175.89 LS 2 —27.68 LS 2/3 ⑵

在操作范围内任取若干个L S 值，依式⑵ 算出相应的V S 值列入下表：

4⨯V s

因此可将上式简化2

π⨯d 0⨯N

根据表中数据做出液泛线⑵。

提馏段：V S 2= 4.16— 1069.40 LS 2 —27.68 LS 2/3 ⑵

在操作范围内任取若干个L S 值，依式⑵ 算出相应的V S 值列入下表：

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——5 s 。 以θ=3600× A f ×（L S ）max = Af ×

H T

= 5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则 L h

H T (0.057⨯0.45)

== 0.0051 m3/s 55

求出上限液体流量L S 值（常数）。在V S ——L S 图上液相负荷上限线为与气体流量V S 无关的竖直线⑶ 。

7.4漏液线

对于F1型重阀，依式F o = u o ×（ρV ）1/2 = 5计算，则u o =又知V S =（

5

ρV 1/2

。

π

）×d 2o ×N ×u o ， 4

5π

）×d 2o ×N ×[] 1/24ρV 则得V S = （

以F o =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

5π6⨯10-3 N 2

（V S ）min =（）×d o ×N ×[] =

4ρV 1/2ρV 1/2精馏段： （V S ）min =提馏段; （V S ）min =

6⨯10-3 N

ρV 1/2

6⨯10-3 N

6⨯10-3⨯ 121

==0.44 m3/s 1/2

2.73

ρV 1/2

6⨯10-3⨯ 134 3 ==0.47 m/s 1/2

2.97

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h OW = 0.006 m 作为 液相负荷下限条件，依h OW 的计算式计算出L S 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。 h OW =

3600 ⨯(L S )min 2/32.184

×E ×[ ] = 0.006 1000l W

取E=1，则 （L S ）min =[

0.006⨯10003/20.72

]×= 0.0006 m3/s ⑸

1⨯2. 843600

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

3

精馏段：塔板的气相负荷上限（V S ）气相负荷下限（V S ）max =1.47m/s ，min = 0.55

m 3/s ，所以精馏段操作弹性 k=

1.47

= 2.67 0.55

0.98

= 2.23 0.44

提馏段：塔板的气相负荷上限（V S ）max = 0.98m3/s ，气相负荷下限（V S ）min = 0.44 m3/s ，所以精馏段操作弹性 k=

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：

乙苯

苯则，进料的平均密度ρ=798. 2⨯0. 643+800. 0⨯0. 357=798. 84Kg/m3 进料体积流量;

V 进料=

F m

ρ

=

10000

=12. 52m 3=0. 0035m 3s

798. 84

取适宜的输送速度u f =2.0m/s, 则：输送管径d 进=

4⨯V 进料u ⨯π4⨯V 进料

2

π⨯d 进

=

4⨯0. 0035

=0. 046m

2⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管(GB/T17395-1988)，规格：φ50×1.5mm 实际管内流速：u f =8.2釜残液出料管

釜液的平均摩尔分子质量M =0. 027⨯78+0. 973⨯106=105. 24g mol

=

4⨯0. 0035

=1. 78 m/s

3. 14⨯0. 052

. 10Kg h 釜残液的质量流量Q =M ⨯W =105. 24⨯38. 8265=4086可近似查得，塔底温度132.9℃时，ρ苯=752.8Kg/m3 ，ρ

乙苯

=763.5 kg/m3

3

釜残液的平均密度ρ=752. 8⨯0. 027+763. 5⨯0. 973=763. 2kg m 则，残液的体积流量V 釜液=

Q =

4086. 10

=5. 35m 3h =0. 0015m 3s

763. 2

ρ

取适宜的输送速度：u f =1.0m/s,

则：输送管径d 进=

4⨯V 釜液u ⨯π4⨯V 釜液

2

π⨯d 残液

=

4⨯0. 0015

=0. 044m

1⨯3. 14

4⨯0. 0015

=0. 94m/s

3. 14⨯0. 0452

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ45×2.5mm 实际管内流速：u f =8.3回流液管

回流液的质量流量：

=

Q 回流=R ⨯(F m -Q W ) =0. 375⨯(10000-4086. 1) =831. 64kg h

乙苯

可近似查得，塔顶回流温度81.1 ℃时，ρ苯=813.8Kg/m3 ，ρ=812.6 kg/m3

3

回流液的平均密度ρ=752. 8⨯0. 027+763. 5⨯0. 973=763. 2kg m 则：回流液的体积流量V 回流=

Q 回流

ρ

=

831. 64

=1. 09m 3=0. 0003m 3s 763. 2

利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度u L =0.5m/s 则：回流管径输送管径d 回流=

4⨯V 回流u ⨯π

=

4⨯0. 0003

=0. 028m

0. 5⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ30×2mm 实际管内流速：u f =8.4塔顶产品出口管

4⨯V 回流

2

π⨯d 回流

=

4⨯0. 0003

=0. 49 m/s 2

3. 14⨯0. 028

. 10=5913. 9Kg h 塔顶产品的质量流量Q D =10000-4086

可近似查得，塔顶产品温度81.1 ℃时，ρ苯=813.8Kg/m3 ，ρ

乙苯

=812.6 kg/m3

3

产品液的平均密度ρ=752. 8⨯0. 027+763. 5⨯0. 973=763. 2kg m 则：产品液的体积流量V D =

Q D

=

5913. 9

=7. 75m 3=0. 0022m 3s 763. 2

ρ

取适宜的回流速度u L =0.5m/s 则：回流管径输送管径d 回流=

4⨯V 回流u ⨯π

=

4⨯0. 0006

=0. 039m

0. 5⨯3. 14

经圆整选取热轧无缝钢管，规格：φ40×2mm 实际管内流速：u f =

4⨯V 回流

2

π⨯d 回流

=

4⨯0. 0006

=0. 5 m/s 2

3. 14⨯0. 039

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： 基础环外径： 圆整：

D bi =(2000+2⨯16)-(0.2~0.4)⨯103=1632mm

D bo =(2000+2⨯16)+(0.2~0.4)⨯103=2432mm

D bi =1800mm ，D bo =2600mm ，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M30。 9.2吊柱

对于较高的室内无框架的整体塔，在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内件，即经济又方便的一项设施，一般取15m 以上的塔物设吊柱，本设计中塔高度大，因此设吊柱。因设计塔径D=2000mm，可选用吊柱500kg S=1000m

,L=3400mm,H=1000mm材料为A3。

9.3冷凝器的选择

有机物蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为：500～1500kcal/(m2.h. ℃)

本设计取K =900m 2⋅h ⋅o C =3762J m 2⋅h ⋅o C 出料液温度：85.5℃（饱和气）冷却水温度：25℃

50℃

81.1℃（饱和液）

()()

逆流操作：t1= 56.1℃, t2= 35.5℃

∆t m =

t 1-t 256. 1-35. 5

==45. 02o C t 56. 1

ln ln 1 35. 5t 2

由前面4.1算得冷凝器交换的热量 Q = 3.23×106 kJ/h

Q 3. 23⨯106

==5. 43m 2 则，传热面积为A S =

K ⨯∆t m 3. 762⨯3600⨯45. 02故所选换热器为: JB/T 4714—92

9. 4再沸器的选择

塔釜内温度T =132.9℃. 假设釜液由饱和液体经蒸汽加热转变为饱和蒸汽，加热蒸汽由饱和蒸汽放热转变为同温度下饱和液体。 取K =120m 2⋅h ⋅o C =5016J m 2⋅h ⋅o C 由前面4.2估算加热蒸汽温度t=150.9℃ 逆流操作时：

∆t m =150. 9-132. 9=180C

()()

由前面4.2算得再沸器交换的热量 Q = 1.39×106 kJ/h

Q 1. 39⨯106

==4. 78m 2则，传热面积为A S =

K ⨯∆t m 5. 016⨯3600⨯18故所选换热器为: JB/T 4714—92

第10八节 计算结果列表

参考文献：

⑴《化学工程手册》编辑委员会：化工基础数据，化学工业出版社，1979 ⑵《化学工程手册》编辑委员会：气液传质设备，化学工业出版社，1979 ⑶《常用化工单元设备的设计》陈英兰、刘玉兰主编，华东理工大学出版社，2005.4 ⑷《化工设计》黄璐、王保国编著，北京-化学工业出版社，2001.2 附表：性能负荷图

工艺流程图：

塔板布量

图： 精馏段：

精馏段；

提馏段：