化工单元设计

化工原理课程设计说明书

设计题目：苯-氯苯板式精馏塔工艺设计

设计者: 日期: 组员：指导老师：设计成绩：

课程设计题目——苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

一、设计题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。

二、操作条件

1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，泡点进料； 3.回流比，2Rmin；

4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）； 5.单板压降不大于0.7kPa；

6.年工作日300天，每天24小时连续运行。

三、设计内容

1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算；

3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表；

7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

四、基础数据

2.组分的液相密度ρ（kg/m）

纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

t 苯 ρA=912-1.187t 推荐：ρA=912.13-1.1886t 推荐：ρB=1124.4-1.0657t 氯苯 ρB=1127-1.111

式中的t为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m）

双组分混合液体的表面张力σm可按下式计算：

σm=

σAσB

（xA、xB为A、B组分的摩尔分率）

σAxB+σBxA

4.氯苯的汽化潜热

常压沸点下的汽化潜热为35.3×10kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：

r2r10.38⎛tc-t2⎫= t-t⎪⎪⎝c1⎭

0.38

（氯苯的临界温度：tc=359.2︒C）

5.其他物性数据可查化工原理附录。

一、前言............................................................ 1 二、产品与设计方案简介.............................................. 2

（一）产品性质、质量指标 ........................................ 2 （二）设计方案简介 .............................................. 3 （三）工艺流程及说明 ............................................ 3 三、工艺计算及主体设备设计.......................................... 4

（一）全塔的物料衡算 ............................................ 4

1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率............................ 4 2）平均摩尔质量.............................................. 5 3）料液及塔顶底产品的摩尔流率................................ 5 （二）塔板数的确定 .............................................. 5

1）理论塔板数的求取.......................................... 5 2）实际塔板数................................................ 7 （三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算 ................ 8

1）平均压强.................................................. 8 2）平均温度.................................................. 8 3）平均分子量................................................ 8 4）平均密度.................................................. 8 5）液体的平均表面张力........................................ 9 6）液体的平均粘度............................................ 9 （四）精馏段的汽液负荷计算 ...................................... 9 （五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算 ........................... 10

1）塔径..................................................... 10 2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算............................. 10 （六）塔板上的流体力学验算 ..................................... 12

1）气体通过筛板压降和的验算................................. 12 2）雾沫夹带量的验算......................................... 14 3）漏液的验算............................................... 14 4）液泛的验算............................................... 14 （七）塔板负荷性能图 ........................................... 15

1）雾沫夹带线（1）.......................................... 15 2）液泛线（2）.............................................. 16 3）液相负荷上限线（3）...................................... 16 4）漏液线（气相负荷下限线）（4）............................. 16 5）液相负荷下限线（5）...................................... 17 （八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表 ........................... 19 （九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算 ......................... 20 （十）主要符号说明 ............................................. 21 四、对设计过程的评述和感受......................................... 22

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书

一、前言

课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。

本设计采用连续精馏分离苯-氯苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，被分离的苯-氯苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出氯苯。氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%（质量分数）。

高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工或炼油厂中，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。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。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求：

（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

（2）操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液负荷量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。

（3）流体流动的阻力小。即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以及降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还使系统无法维持必要的真空度。

（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

根据设计任务书，此设计的塔型为筛板塔。筛板塔是很早出现的一种板式塔。五十年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力大20－40%，塔板效率高10－15%，压力降低30－50%，而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装、维修都较容易。从而一反长期的冷落状况，获得了广泛应用。近年来对筛板塔盘的研究还在发展，出现了大孔径筛板（孔径可达20－25mm），导向筛板等多种形式。

筛板塔盘上分为筛孔区、无孔区、溢流堰及降液管等几部分．工业塔常用的筛孔孔径为3－8mm，按正三角形排列．空间距与孔径的比为2.5－5．近年来有大孔径（10－25mm）筛板的，它具有制造容易，不易堵塞等优点，只是漏夜点低，操作弹性小。

筛板塔的特点如下：（1）结构简单、制造维修方便。（2）生产能力大，比浮阀塔还高。（3）塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏。（4）塔板效率较高，但比浮阀塔稍低。

（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。

（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。

二、产品与设计方案简介

（一）产品性质、质量指标

产品性质：有杏仁味的无色透明、易挥发液体。密度1．105g/cm3。沸点131．6℃。凝固点-45℃。折射率1．5216(25℃)。闪点29．4℃。燃点637．8℃，折射率1．5246，粘度(20℃)0．799mPa·s，表面张力33．28×10-3N／m．溶解度参数δ＝9．5。溶于乙醇、乙醚、氯仿、苯等大多数有机溶剂，不溶于水。易燃，蒸气与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限1. 3％-7．1％(vol)。溶于大多数有机溶剂，不溶于水。常温下不受空气、潮气及光的影响，长时间沸腾则脱氯。蒸气经过红热管子脱去氢和氯化氢，生成二苯基化合物。有毒．在体内有积累性，逐渐损害肝、肾和其他器官。对皮肤和粘膜有刺激性．对神经系统有麻醉性，LD502910mg／kg，空气中最高容许浓度50mg／m3。遇高温、明火、氧化剂有

燃烧爆炸的危险。

质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）

（二）设计方案简介

1.精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

3. 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在苯和氯苯这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

6.再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

（三）工艺流程及说明

首先，苯和氯苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与氯苯的分离。

三、工艺计算及主体设备设计

（一）全塔的物料衡算

1）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和112.61kg/kmol。

xF=

62/78.11

=0.702

62/78.11+38/112.61

98/78.11

xD==0.986

98/78.11+2/112.61

0.2/78.11

=0.00288

0.2/78.11+99.8/112.61

2）平均摩尔质量

xW=

MF=78.11⨯0.702+(1-0.702)⨯112.61=88.39kg/kmol MD=78.11⨯0.986+(1-0.986)⨯112.61=78.59kg/kmol

)⨯112.61=112.5kg/kmol MW=78.11⨯0.00288+(1-0.00288

3）料液及塔顶底产品的摩尔流率

t/a=8333.3kg/h，依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W'=60000

全塔物料衡算：

F'=D'+W'

⇒

'''0.38F=0.02D+0.998W

F=22638.88/88.39=256.12kmol/hF'=22638.88kg/h

.55/78.59=182.03kmol/h D'=14305.55kg/h D=1430

W=8333.33/112.5=74.07kmol/hW'=8333.33kg/h

（二）塔板数的确定

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-pB/p A-pB，y=pAx/pt，将所得计算结果列表如下：

()()

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。

2.确定操作的回流比R

将1.表中数据作图得x~y曲线及t-x~y曲线。在x~y图上，因q=1，查得

ye=0.935，而xe=xF=0.702，xD=0.986。故有：

Rm=

xD-ye0.986-0.935

==0.219

ye-xe0.935-0.702

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⨯0.219=0.438

3.求理论塔板数精馏段操作线：y=

x+D=0.30x+0.69 R+1R+1

提馏段操作线为过(0.00288)和(0.702,0.901)两点的直线。 ,0.00288

1.0

0.8

0.6

0.40.20.0

苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

苯-氯苯物系的温度组成图

图解得NT=12.5-1=11.5块（不含釜）。其中，精馏段NT1=4块，提馏段NT2=7.5块，第5块为加料板位置。

2）实际塔板数Np

1.全塔效率ET

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。

塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：μA=0.24mPa⋅s，μB=0.34mPa⋅s。

μm=μAxF+μB(1-xF)=0.24⨯0.702+0.34⨯(1-0.702)=0.270

ET=0.17-0.616logμm=0.17-0.616log0.270=0.52

2.实际塔板数Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1=4/0.52=7.7块，取Np1=8块提馏段：Np2=7/0.52=13.5块，取Np2=14块总塔板数Np=Np1+Np2=22块。

（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

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⨯8=110.9kPa 平均压强pm=(105.3+110.9)/2=108.1kPa

2）平均温度tm

查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为89℃。

tm=(80+89)/2=84.5℃ 3）平均分子量Mm

塔顶： y1=xD=0.986，x1=0.940（查相平衡图）

MVD,m=0.986⨯78.11+(1-0.986)⨯112.61=78.59kg/kmol MLD,m=0.940⨯78.11+(1-0.940)⨯112.61=80.18kg/kmol

加料板：yF=0.935，xF=0.702（查相平衡图）

MVF,m=0.935⨯78.11+(1-0.935)⨯112.61=80.35kg/kmol MLD,m=0.702⨯78.11+(1-0.702)⨯112.61=88.39kg/kmol

精馏段：MV,m=(78.59+80.35)=79.47kg/kmol

ML,m=(80.18+88.39)/2=84.29kg/kmol

4）平均密度ρm

1.液相平均密度ρL,m

塔顶：ρLD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886⨯80=817.0kg/m3

ρLD,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657⨯80=1039.1kg/m3 1aAρ=

ρ+aB=0.98+0.02

⇒ρLD,m=820.5kg/m3 LD,m

LD,AρLD,B817.01039.1

进料板：ρ3

LF,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886⨯89=806.34kg/m

ρLF,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657⨯89=1029.55kg/m3

3ρ=

0.62806.34+0.38

1029.55

⇒ρLF,m=878.7kg/m

LF,m

ρLF,A

ρ=

LF,B

精馏段：ρL,m=(820.5+878.7)/2=849.6kg/m3 2.汽相平均密度ρV,m

ρpmMV,mV,m=

RT=

108.1⨯79.47

8.314⨯273+84.5=2.890kg/m3

5）液体的平均表面张力σm

塔顶：σD,A=21.08mN/m；σD,B=26.02mN/m（80℃）

σ⎛ σAσB⎫21.08⨯26.02D,m= ⎪⎝σ=⎛ ⎫

⎪=21.14mN/mAxB

+σBxA⎪

⎭D⎝21.08⨯0.014+26.02⨯0.986⎭ 进料板：σF,A=20.21mN/m；σF,B=25.26mN/m（89℃）

σ⎛σAσB⎫20.21⨯25.26F,m= ⎝σAxB

+σBx⎪A⎪

⎭=⎛ ⎫F⎝20.21⨯0.298+25.26⨯0.702⎪⎭=21.49mN/m 精馏段：σm=(21.14+21.49)/2=21.32mN/m

6）液体的平均粘度μL,m

塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：

μLD,m=(μAxA)D+(μBxB)D=0.315⨯0.986+0.445⨯0.014=0.317mPa⋅s

加料板：μLF,m=0.28⨯0.702+0.41⨯0.298=0.390mPa⋅s 精馏段：μL,m=(0.317+0.319)/2=0.318mPa⋅s

（四）精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率V=(R+1)D=1.438⨯182.03=261.76kmol/h 汽相体积流量Vm.76⨯79.47

VMV,3600ρ=

261V,m

3600⨯2.890

=1.999m3/s

汽相体积流量V.999m3

/s=7196.4m3

h=1/h

液相回流摩尔流率L=RD=0.438⨯182.03=79.73kmol/h

LM79.73⨯84.29

液相体积流量L,ms=

L3600ρ=

L,3600⨯849.6

=0.00220m3/s

液相体积流量L00220m3/s=7.920m3

h=0./h

冷凝器的热负荷Q=Vr=(261.76⨯78.59)(310)/3600=1771.45kW

（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算

1）塔径

1.初选塔板间距HT=550mm及板上液层高度hL=70mm，则：

HT-hL=0.55-0.07=0.48m

2.按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

⎛ L⎫⎫0.5

0.5

s⎪⎛⎪⎝V⎪ ρL=⎛ 0.00220⎫s⎭ ⎝ρ⎝1.999⎪⎛⎭ 849.6⎫V⎪⎭

⎝2.890⎪

⎭

=0.01887

查Smith通用关联图得C20=0.0925

0.2

负荷因子C=C⎛σ⎫

20 ⎝20⎪

⎭

=0.0925⎛ 21.32⎫

⎝20⎪

⎭

=0.0937

泛点气速：

umax=C

ρL-ρV/ρV

=0.0937

849.6-2.890/2.890

=1.604m/s

3.操作气速

取u=0.7umax=1.12m/s 4.精馏段的塔径

D=4Vs/u=4⨯1.999/3.14⨯1.12=1.508m

圆整取D=1600mm，此时的操作气速u=0.995m/s。

2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算

1.溢流装置

采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。○

1溢流堰长（出口堰长）lw 取lw=0.7D=0.7⨯1.6=1.12m

堰上溢流强度Lh/lw=7.920/1.12=7.701m3/(m⋅h)

2出口堰高hw ○

hw=hL-how

对平直堰how=0.00284E(Lh/lw)

2/3

2.5由lw/D=0.7及Lh/lw=7.920/1.122.5=5.966，查化工原理P111图5-5得

E=1.01，于是：

how=0.00284⨯1.01(7.920/1.12)

2/3

=0.0106m>0.006m（满足要求）

hw=hL-how=0.07-0.0106=0.0594m

3降液管的宽度Wd和降液管的面积Af○

由lw/D=0.7，查化原下P112图5-7得Wd/D=0.14,Af/AT=0.09，即：

Wd=0.224m，AT=0.785D2=2.01m2，Af=0.181m2。

液体在降液管内的停留时间

τ=AfHT/Ls=0.181⨯0.55/0.00220=45.25s>5s（满足要求）

4降液管的底隙高度ho ○

液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速

'=0.08m/s，则有： uo

ho=

Ls0.00220

==0.0246m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求） '1.12⨯0.08lwuo

2.塔板布置

1边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws ○

边缘区宽度Wc：一般为50~75mm，D >2m时，Wc可达100mm。

安定区宽度Ws：规定D1.5m时Ws=100mm；本设计取Wc=60mm，Ws=100mm。

2开孔区面积Aa ○

π2x⎤⎡

Aa=2⎢xR2-x2+Rsin-1⎥

180R⎦⎣

π0.476⎤⎡

=2⎢0.0.742-0.4762+⨯0.742sin-1

⎥1800.740⎦⎣

=1.304m2

式中：x=D/2-(Wd+Ws)=0.8-(0.224+0.100)=0.476m

R=D/2-Wc=0.8-0.060=0.740m

3.开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ=3mm，且取

t/do=3.0。故孔心距t=3⨯5=15mm。

⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫

⎪⎪Aa= 每层塔板的开孔数n= 22 ⎪ ⎪⨯1.304=6711（孔） t15⎝⎭⎝⎭

每层塔板的开孔率φ=

0.907

t/do2

0.907

=0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32

每层塔板的开孔面积Ao=φAa=0.101⨯1.304=0.132m2 气体通过筛孔的孔速uo=Vs/Ao=1.999/0.132=15.14m/s 4.精馏段的塔高Z1

Z1=(Np1-1)HT=(8-1)⨯0.55=3.85m

（六）塔板上的流体力学验算

1）气体通过筛板压降hp和Δpp的验算

hp=hc+hl+hσ

1.气体通过干板的压降hc

⎛uo hc=0.051 C⎝o⎫ρV⎛15.14⎫2.890⎪=0.051=0.0621m ⎪⎪ρ⎝0.8⎭849.6⎭L

式中孔流系数Co由do/δ=5/3=1.67查P115图5-10得出，Co=0.8。

2.气体通过板上液层的压降hl

hl=β(hw+how)=βhL=0.57⨯0.07=0.040m

式中充气系数β的求取如下：

气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：

ua=

Vs1.999

==1.093m/s

AT-Af2.01-0.181

动能因子Fa=uaV=1.2.890=1.858

查化原P115图5-11得β=0.57（一般可近似取β=0.5~0.6）。 3.气体克服液体表面张力产生的压降hσ

4σ4⨯21.32⨯10-3hσ===0.00205m

ρLgdo849.6⨯9.81⨯0.005

4.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp=hc+hl+hσ=0.0621+0.040+0.00205=0.104m

（不满足工艺∆pp=ρLghp=849.6⨯9.81⨯0.104=866.8Pa=0.867kPa>0.7kPa要求，需重新调整参数）。

现对塔板结构参数作重新调整如下：取Wc=50mm，Ws=75mm。开孔区面积Aa

π2x⎤⎡

Aa=2⎢xR2-x2+Rsin-1⎥

180R⎦⎣

π0.501⎤⎡

=2⎢0.0.7502-0.5012+⨯0.7502sin-1

⎥1800.750⎣⎦

=1.382m2

式中：x=D/2-(Wd+Ws)=0.8-(0.224+0.075)=0.501m

R=D/2-Wc=0.8-0.050=0.750m

开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ=3mm，且取

t/do=3.0。故孔心距t=3⨯5=15mm。

⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫

⎪⎪Aa= 每层塔板的开孔数n= 22 ⎪ ⎪⨯1.382=7113（孔） t15⎝⎭⎝⎭

每层塔板的开孔率φ=

0.907

t/do2

0.907

=0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32

每层塔板的开孔面积Ao=φAa=0.101⨯1.382=0.140m2 气体通过筛孔的孔速uo=Vs/Ao=1.999/0.140=14.28m/s 气体通过筛板压降hp和Δpp的重新验算

⎛uo hc=0.051 C⎝o⎫ρV⎛14.28⎫2.890⎪=0.051=0.0396m ⎪⎪ρ0.8849.6⎝⎭⎭L

气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp=hc+hl+hσ=0.0396+0.040+0.00205=0.0816m

∆pp=ρLghp=849.6⨯9.81⨯0.0816=681Pa=0.681kPa

求）

2）雾沫夹带量ev的验算

3.2

5.7⨯10⎡ua⎤5.7⨯10-6⎡1.093⎤eV=⎢⎥=

σ21.26⨯10-3⎢⎣0.55-2.5⨯0.07⎥⎦ ⎢HT-hf⎥⎣⎦=0.00822kg液/kg气

-6

3.2

式中：hf=2.5hL，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

3）漏液的验算

漏液点的气速uom

uom=4.4Co

0.0056+0.13hL-hσρL/ρV

849.6/2.890 =4.4⨯0.80.0056+0.13⨯0.07-0.00205

=6.788m/s

筛板的稳定性系数K=

uo14.28

==2.1>1.5（不会产生过量液漏） uom6.788

4）液泛的验算

为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd≤Φ(HT+hw)

Hd=hp+hL+hd

⎛Ls

hd=0.153 lh

⎝wo

⎫⎛0.00220⎫⎪=0.153m ⎪=0.00098⎪⎝1.12⨯0.0246⎭⎭

Hd=0.0816+0.07+0.00098=0.153m

)=0.305m Φ(HT+hw)=0.5(0.55+0.0594

Hd≤Φ(HT+hw)成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。

（七）塔板负荷性能图

1）雾沫夹带线（1）

⎤ua5.7⨯10-6⎡

ev=⎢⎥

σ⎣HT-2.5hL⎦

式中：ua=

3.2

（1）

VsVs

==0.5467Vs

AT-Af2.01-0.181

hf=2.5hL=2.5(hw+how)⎡⎛3600Ls

=2.5⎢0.0594+0.00284E l

⎢w⎝⎣

⎫

⎪⎪⎭

2/3

⎤⎥⎥⎦

2/3

⎡⎛3600Ls⎫

=2.5⎢0.0594+0.00284⨯1.01 ⎪

1.12⎝⎭⎢⎣

=0.149+1.547L2S

⎤

⎥⎥⎦

将已知数据代入式（1）

⎤0.5467Vs5.7⨯10⎡

ev=⎢/3⎥21.32⨯10-3⎣0.55-0.149-1.547L2s⎦

/3Vs=4.671-18.02L2s （1-1）

-6

3.2

=0.1

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出雾沫夹带线（1）

2）液泛线（2）

Φ(HT+hw)=hp+hw+how+hd （2） 2/3

2/3

h=0.00284E⎛ 3600L⎫ s

⎪⎝l

=0.00284⨯1.01⎛ 3600Ls⎫

w⎪⎭

⎝1.12⎪

⎭

=0.6186L2/3

h⎛u⎫

⎪⎛⎫

⎫

c=0.051 o

⎪ ρV⎪⎛V⎪⎛⎫⎝Co⎭

⎪⎭=0.051 s⎝ρL⎝CoA

⎪ ρV⎪⎭⎝ρL⎪⎭

=0.051⎛ V2

s⎫⎛2.⎝0.8⨯0.132⎪⎭

890⎫

⎝849.6⎪

⎭

=0.01556V2

sh=β(h57(

0.0594+0.6186L2/3lw+how)=0.s

)=0.03386+0.3526L2/3

hσ=0.00205

h0.01556V2/3p=hc+hl+hσ=s+0.3526L2s

+0.035912

h0.153⎛ L⎫ sd=⎪⎝lh

⎪⎭

=0.153⎛ Ls⎫⎝1.12⨯0.0246⎪⎭=201.6L2s wo0.5(0.55+0.0594)=(0.01556V2/3

s+0.3526L2s

+0.0359)

+0.0594+0.6186L

2/3

+201.6L

V2=13.46-62.42L2/3

s-12956L2ss （2-2）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出液泛线（2）

3）液相负荷上限线（3）

LTAf

⨯0.181

s,max=

Hτ

0.555

=0.0199m3/s （3-3）

4）漏液线（气相负荷下限线）（4）

hh/3

L=w+how=0.0594+0.6186L2s

漏液点气速

uom=4.4⨯0.80.0056+0.130.0594+0.6186L2-0.00205849.6/2.890 s

Vs,min=Aouom，整理得：

/3Vs2L2+0.804 （4-4） ,min=5.741s

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出漏液线（4）

5）液相负荷下限线（5）

取平堰堰上液层高度how=0.006m，E≈1.0。

how

⎛3600Ls,min⎫

⎪=0.00284E ⎪lw⎝⎭

2/3

⎛3600Ls⎫

=0.00284⨯1.01 ⎪

⎝1.12⎭

2/3

=0.006

Ls,min=9.55⨯10-4m3/s （5-5）

操作气液比 Vs/Ls=1.999/0.00220=908.6

Ls(m3/s)

液相体积流量

5.04.54.03.53.02.52.01.51.00.5

0.0

0.0000.0020.0040.0060.0080.0100.0120.0140.0160.0180.020

气相体积流量

Vs(m3/s)

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之

比，即：

操作弹性=

Vs,maxVs,min

3.44

=3.74 0.92

（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表

精馏塔的设计计算结果汇总一览表

（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算

1）料液预热器

根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q ，然后估算预热器的换热面积A ，最后按换热器的设计计算程序执行。 2）塔顶全凝器

全凝器的热负荷前已算出，为1771.45循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。 3）塔釜再沸器

因为饱和液体进料，故V'=V-(1-q)F=V。即再沸器的热负荷与塔顶全凝器相同。实际上由于存在塔的热损失（一般情况下约为提供总热量的5~10%）。再沸器属于两侧都有相变的恒温差换热设备，故再沸器的设计计算与蒸发器同。 4）精馏塔的管口直径 1.塔顶蒸汽出口管径

依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s。

2.回流液管径

回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2~0.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取1~2.5 m/s。

3.加料管径

料液由高位槽自流，流速可取0.4~0.8 m/s；泵送时流速可取1.5~2.5m/s。 4.料液排出管径

塔釜液出塔的流速可取0.5~1.0m/s。

5.饱和蒸汽管径

蒸汽流速：2950 kPa：80 m/s。

（十）主要符号说明

化工原理课程设计说明书

设计题目：苯-氯苯板式精馏塔工艺设计

设计者: 日期: 组员：指导老师：设计成绩：

课程设计题目——苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计

一、设计题目

试设计一座苯—氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.8%的氯苯60000吨，塔顶馏出液中含氯苯不高于2%。原料液中含氯苯为38%（以上均为质量%）。

二、操作条件

1.塔顶压强4kPa（表压）； 2.进料热状况，泡点进料； 3.回流比，2Rmin；

4.塔釜加热蒸汽压力0.5MPa（表压）； 5.单板压降不大于0.7kPa；

6.年工作日300天，每天24小时连续运行。

三、设计内容

1.设计方案的确定及工艺流程的说明； 2.塔的工艺计算；

3.塔和塔板主要工艺结构的设计计算； 4.塔内流体力学性能的设计计算； 5.塔板负荷性能图的绘制； 6.塔的工艺计算结果汇总一览表；

7.生产工艺流程图及精馏塔工艺条件图的绘制； 8.对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。

四、基础数据

2.组分的液相密度ρ（kg/m）

纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

t 苯 ρA=912-1.187t 推荐：ρA=912.13-1.1886t 推荐：ρB=1124.4-1.0657t 氯苯 ρB=1127-1.111

式中的t为温度，℃。 3.组分的表面张力σ（mN/m）

双组分混合液体的表面张力σm可按下式计算：

σm=

σAσB

（xA、xB为A、B组分的摩尔分率）

σAxB+σBxA

4.氯苯的汽化潜热

常压沸点下的汽化潜热为35.3×10kJ/kmol。纯组分的汽化潜热与温度的关系可用下式表示：

r2r10.38⎛tc-t2⎫= t-t⎪⎪⎝c1⎭

0.38

（氯苯的临界温度：tc=359.2︒C）

5.其他物性数据可查化工原理附录。

一、前言............................................................ 1 二、产品与设计方案简介.............................................. 2

（一）全塔的物料衡算 ............................................ 4

苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算书

一、前言

（1）生产能力大．在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

（4）结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。

（5）耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处．

（5）合理设计的筛板塔可是具有较高的操作弹性，仅稍低与泡罩塔。

（6）小孔径筛板易堵塞，故不宜处理脏的、粘性大的和带有固体粒子的料液。

二、产品与设计方案简介

（一）产品性质、质量指标

燃烧爆炸的危险。

质量指标：氯苯纯度不低于99.8%，塔顶产品苯纯度不低于98%，原料液中苯38%。（以上均为质量分数）

（二）设计方案简介

2.操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和氯苯这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。

4.加料方式和加料热状态：设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。

（三）工艺流程及说明

三、工艺计算及主体设备设计

（一）全塔的物料衡算

1）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和112.61kg/kmol。

xF=

62/78.11

=0.702

62/78.11+38/112.61

98/78.11

xD==0.986

98/78.11+2/112.61

0.2/78.11

=0.00288

0.2/78.11+99.8/112.61

2）平均摩尔质量

xW=

MF=78.11⨯0.702+(1-0.702)⨯112.61=88.39kg/kmol MD=78.11⨯0.986+(1-0.986)⨯112.61=78.59kg/kmol

)⨯112.61=112.5kg/kmol MW=78.11⨯0.00288+(1-0.00288

3）料液及塔顶底产品的摩尔流率

t/a=8333.3kg/h，依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，有：W'=60000

全塔物料衡算：

F'=D'+W'

⇒

'''0.38F=0.02D+0.998W

F=22638.88/88.39=256.12kmol/hF'=22638.88kg/h

.55/78.59=182.03kmol/h D'=14305.55kg/h D=1430

W=8333.33/112.5=74.07kmol/hW'=8333.33kg/h

（二）塔板数的确定

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-pB/p A-pB，y=pAx/pt，将所得计算结果列表如下：

()()

2.确定操作的回流比R

将1.表中数据作图得x~y曲线及t-x~y曲线。在x~y图上，因q=1，查得

ye=0.935，而xe=xF=0.702，xD=0.986。故有：

Rm=

xD-ye0.986-0.935

==0.219

ye-xe0.935-0.702

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⨯0.219=0.438

3.求理论塔板数精馏段操作线：y=

x+D=0.30x+0.69 R+1R+1

提馏段操作线为过(0.00288)和(0.702,0.901)两点的直线。 ,0.00288

1.0

0.8

0.6

0.40.20.0

苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

苯-氯苯物系的温度组成图

图解得NT=12.5-1=11.5块（不含釜）。其中，精馏段NT1=4块，提馏段NT2=7.5块，第5块为加料板位置。

2）实际塔板数Np

1.全塔效率ET

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。

塔的平均温度为0.5(80+131.8)=106℃（取塔顶底的算术平均值），在此平均温度下查化工原理附录11得：μA=0.24mPa⋅s，μB=0.34mPa⋅s。

μm=μAxF+μB(1-xF)=0.24⨯0.702+0.34⨯(1-0.702)=0.270

ET=0.17-0.616logμm=0.17-0.616log0.270=0.52

2.实际塔板数Np（近似取两段效率相同）精馏段：Np1=4/0.52=7.7块，取Np1=8块提馏段：Np2=7/0.52=13.5块，取Np2=14块总塔板数Np=Np1+Np2=22块。

（三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算

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⨯8=110.9kPa 平均压强pm=(105.3+110.9)/2=108.1kPa

2）平均温度tm

查温度组成图得：塔顶为80℃，加料板为89℃。

tm=(80+89)/2=84.5℃ 3）平均分子量Mm

塔顶： y1=xD=0.986，x1=0.940（查相平衡图）

MVD,m=0.986⨯78.11+(1-0.986)⨯112.61=78.59kg/kmol MLD,m=0.940⨯78.11+(1-0.940)⨯112.61=80.18kg/kmol

加料板：yF=0.935，xF=0.702（查相平衡图）

MVF,m=0.935⨯78.11+(1-0.935)⨯112.61=80.35kg/kmol MLD,m=0.702⨯78.11+(1-0.702)⨯112.61=88.39kg/kmol

精馏段：MV,m=(78.59+80.35)=79.47kg/kmol

ML,m=(80.18+88.39)/2=84.29kg/kmol

4）平均密度ρm

1.液相平均密度ρL,m

塔顶：ρLD,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886⨯80=817.0kg/m3

ρLD,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657⨯80=1039.1kg/m3 1aAρ=

ρ+aB=0.98+0.02

⇒ρLD,m=820.5kg/m3 LD,m

LD,AρLD,B817.01039.1

进料板：ρ3

LF,A=912.13-1.1886t=912.13-1.1886⨯89=806.34kg/m

ρLF,B=1124.4-1.0657t=1124.4-1.0657⨯89=1029.55kg/m3

3ρ=

0.62806.34+0.38

1029.55

⇒ρLF,m=878.7kg/m

LF,m

ρLF,A

ρ=

LF,B

精馏段：ρL,m=(820.5+878.7)/2=849.6kg/m3 2.汽相平均密度ρV,m

ρpmMV,mV,m=

RT=

108.1⨯79.47

8.314⨯273+84.5=2.890kg/m3

5）液体的平均表面张力σm

塔顶：σD,A=21.08mN/m；σD,B=26.02mN/m（80℃）

σ⎛ σAσB⎫21.08⨯26.02D,m= ⎪⎝σ=⎛ ⎫

⎪=21.14mN/mAxB

+σBxA⎪

⎭D⎝21.08⨯0.014+26.02⨯0.986⎭ 进料板：σF,A=20.21mN/m；σF,B=25.26mN/m（89℃）

σ⎛σAσB⎫20.21⨯25.26F,m= ⎝σAxB

+σBx⎪A⎪

⎭=⎛ ⎫F⎝20.21⨯0.298+25.26⨯0.702⎪⎭=21.49mN/m 精馏段：σm=(21.14+21.49)/2=21.32mN/m

6）液体的平均粘度μL,m

塔顶：查化工原理附录11，在80℃下有：

μLD,m=(μAxA)D+(μBxB)D=0.315⨯0.986+0.445⨯0.014=0.317mPa⋅s

加料板：μLF,m=0.28⨯0.702+0.41⨯0.298=0.390mPa⋅s 精馏段：μL,m=(0.317+0.319)/2=0.318mPa⋅s

（四）精馏段的汽液负荷计算

汽相摩尔流率V=(R+1)D=1.438⨯182.03=261.76kmol/h 汽相体积流量Vm.76⨯79.47

VMV,3600ρ=

261V,m

3600⨯2.890

=1.999m3/s

汽相体积流量V.999m3

/s=7196.4m3

h=1/h

液相回流摩尔流率L=RD=0.438⨯182.03=79.73kmol/h

LM79.73⨯84.29

液相体积流量L,ms=

L3600ρ=

L,3600⨯849.6

=0.00220m3/s

液相体积流量L00220m3/s=7.920m3

h=0./h

冷凝器的热负荷Q=Vr=(261.76⨯78.59)(310)/3600=1771.45kW

（五）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算

1）塔径

1.初选塔板间距HT=550mm及板上液层高度hL=70mm，则：

HT-hL=0.55-0.07=0.48m

2.按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

⎛ L⎫⎫0.5

0.5

s⎪⎛⎪⎝V⎪ ρL=⎛ 0.00220⎫s⎭ ⎝ρ⎝1.999⎪⎛⎭ 849.6⎫V⎪⎭

⎝2.890⎪

⎭

=0.01887

查Smith通用关联图得C20=0.0925

0.2

负荷因子C=C⎛σ⎫

20 ⎝20⎪

⎭

=0.0925⎛ 21.32⎫

⎝20⎪

⎭

=0.0937

泛点气速：

umax=C

ρL-ρV/ρV

=0.0937

849.6-2.890/2.890

=1.604m/s

3.操作气速

取u=0.7umax=1.12m/s 4.精馏段的塔径

D=4Vs/u=4⨯1.999/3.14⨯1.12=1.508m

圆整取D=1600mm，此时的操作气速u=0.995m/s。

2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算

1.溢流装置

采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、平形受液盘，且不设进口内堰。○

1溢流堰长（出口堰长）lw 取lw=0.7D=0.7⨯1.6=1.12m

堰上溢流强度Lh/lw=7.920/1.12=7.701m3/(m⋅h)

2出口堰高hw ○

hw=hL-how

对平直堰how=0.00284E(Lh/lw)

2/3

2.5由lw/D=0.7及Lh/lw=7.920/1.122.5=5.966，查化工原理P111图5-5得

E=1.01，于是：

how=0.00284⨯1.01(7.920/1.12)

2/3

=0.0106m>0.006m（满足要求）

hw=hL-how=0.07-0.0106=0.0594m

3降液管的宽度Wd和降液管的面积Af○

由lw/D=0.7，查化原下P112图5-7得Wd/D=0.14,Af/AT=0.09，即：

Wd=0.224m，AT=0.785D2=2.01m2，Af=0.181m2。

液体在降液管内的停留时间

τ=AfHT/Ls=0.181⨯0.55/0.00220=45.25s>5s（满足要求）

4降液管的底隙高度ho ○

液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速

'=0.08m/s，则有： uo

ho=

Ls0.00220

==0.0246m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求） '1.12⨯0.08lwuo

2.塔板布置

1边缘区宽度Wc与安定区宽度Ws ○

边缘区宽度Wc：一般为50~75mm，D >2m时，Wc可达100mm。

安定区宽度Ws：规定D1.5m时Ws=100mm；本设计取Wc=60mm，Ws=100mm。

2开孔区面积Aa ○

π2x⎤⎡

Aa=2⎢xR2-x2+Rsin-1⎥

180R⎦⎣

π0.476⎤⎡

=2⎢0.0.742-0.4762+⨯0.742sin-1

⎥1800.740⎦⎣

=1.304m2

式中：x=D/2-(Wd+Ws)=0.8-(0.224+0.100)=0.476m

R=D/2-Wc=0.8-0.060=0.740m

3.开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ=3mm，且取

t/do=3.0。故孔心距t=3⨯5=15mm。

⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫

⎪⎪Aa= 每层塔板的开孔数n= 22 ⎪ ⎪⨯1.304=6711（孔） t15⎝⎭⎝⎭

每层塔板的开孔率φ=

0.907

t/do2

0.907

=0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32

每层塔板的开孔面积Ao=φAa=0.101⨯1.304=0.132m2 气体通过筛孔的孔速uo=Vs/Ao=1.999/0.132=15.14m/s 4.精馏段的塔高Z1

Z1=(Np1-1)HT=(8-1)⨯0.55=3.85m

（六）塔板上的流体力学验算

1）气体通过筛板压降hp和Δpp的验算

hp=hc+hl+hσ

1.气体通过干板的压降hc

⎛uo hc=0.051 C⎝o⎫ρV⎛15.14⎫2.890⎪=0.051=0.0621m ⎪⎪ρ⎝0.8⎭849.6⎭L

式中孔流系数Co由do/δ=5/3=1.67查P115图5-10得出，Co=0.8。

2.气体通过板上液层的压降hl

hl=β(hw+how)=βhL=0.57⨯0.07=0.040m

式中充气系数β的求取如下：

气体通过有效流通截面积的气速ua，对单流型塔板有：

ua=

Vs1.999

==1.093m/s

AT-Af2.01-0.181

动能因子Fa=uaV=1.2.890=1.858

查化原P115图5-11得β=0.57（一般可近似取β=0.5~0.6）。 3.气体克服液体表面张力产生的压降hσ

4σ4⨯21.32⨯10-3hσ===0.00205m

ρLgdo849.6⨯9.81⨯0.005

4.气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp=hc+hl+hσ=0.0621+0.040+0.00205=0.104m

（不满足工艺∆pp=ρLghp=849.6⨯9.81⨯0.104=866.8Pa=0.867kPa>0.7kPa要求，需重新调整参数）。

现对塔板结构参数作重新调整如下：取Wc=50mm，Ws=75mm。开孔区面积Aa

π2x⎤⎡

Aa=2⎢xR2-x2+Rsin-1⎥

180R⎦⎣

π0.501⎤⎡

=2⎢0.0.7502-0.5012+⨯0.7502sin-1

⎥1800.750⎣⎦

=1.382m2

式中：x=D/2-(Wd+Ws)=0.8-(0.224+0.075)=0.501m

R=D/2-Wc=0.8-0.050=0.750m

开孔数n和开孔率φ

取筛孔的孔径do=5mm，正三角形排列，筛板采用碳钢，其厚度δ=3mm，且取

t/do=3.0。故孔心距t=3⨯5=15mm。

⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫

⎪⎪Aa= 每层塔板的开孔数n= 22 ⎪ ⎪⨯1.382=7113（孔） t15⎝⎭⎝⎭

每层塔板的开孔率φ=

0.907

t/do2

0.907

=0.101（φ应在5~15%，故满足要求） 32

每层塔板的开孔面积Ao=φAa=0.101⨯1.382=0.140m2 气体通过筛孔的孔速uo=Vs/Ao=1.999/0.140=14.28m/s 气体通过筛板压降hp和Δpp的重新验算

⎛uo hc=0.051 C⎝o⎫ρV⎛14.28⎫2.890⎪=0.051=0.0396m ⎪⎪ρ0.8849.6⎝⎭⎭L

气体通过筛板的压降（单板压降）hp和Δpp

hp=hc+hl+hσ=0.0396+0.040+0.00205=0.0816m

∆pp=ρLghp=849.6⨯9.81⨯0.0816=681Pa=0.681kPa

求）

2）雾沫夹带量ev的验算

3.2

5.7⨯10⎡ua⎤5.7⨯10-6⎡1.093⎤eV=⎢⎥=

σ21.26⨯10-3⎢⎣0.55-2.5⨯0.07⎥⎦ ⎢HT-hf⎥⎣⎦=0.00822kg液/kg气

-6

3.2

式中：hf=2.5hL，验算结果表明不会产生过量的雾沫夹带。

3）漏液的验算

漏液点的气速uom

uom=4.4Co

0.0056+0.13hL-hσρL/ρV

849.6/2.890 =4.4⨯0.80.0056+0.13⨯0.07-0.00205

=6.788m/s

筛板的稳定性系数K=

uo14.28

==2.1>1.5（不会产生过量液漏） uom6.788

4）液泛的验算

为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度Hd≤Φ(HT+hw)

Hd=hp+hL+hd

⎛Ls

hd=0.153 lh

⎝wo

⎫⎛0.00220⎫⎪=0.153m ⎪=0.00098⎪⎝1.12⨯0.0246⎭⎭

Hd=0.0816+0.07+0.00098=0.153m

)=0.305m Φ(HT+hw)=0.5(0.55+0.0594

Hd≤Φ(HT+hw)成立，故不会产生液泛。

通过流体力学验算，可认为精馏段塔径及塔板各工艺结构尺寸合适，若要做出最合理的设计，还需重选HT及hL，进行优化设计。

（七）塔板负荷性能图

1）雾沫夹带线（1）

⎤ua5.7⨯10-6⎡

ev=⎢⎥

σ⎣HT-2.5hL⎦

式中：ua=

3.2

（1）

VsVs

==0.5467Vs

AT-Af2.01-0.181

hf=2.5hL=2.5(hw+how)⎡⎛3600Ls

=2.5⎢0.0594+0.00284E l

⎢w⎝⎣

⎫

⎪⎪⎭

2/3

⎤⎥⎥⎦

2/3

⎡⎛3600Ls⎫

=2.5⎢0.0594+0.00284⨯1.01 ⎪

1.12⎝⎭⎢⎣

=0.149+1.547L2S

⎤

⎥⎥⎦

将已知数据代入式（1）

⎤0.5467Vs5.7⨯10⎡

ev=⎢/3⎥21.32⨯10-3⎣0.55-0.149-1.547L2s⎦

/3Vs=4.671-18.02L2s （1-1）

-6

3.2

=0.1

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（1-1）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出雾沫夹带线（1）

2）液泛线（2）

Φ(HT+hw)=hp+hw+how+hd （2） 2/3

2/3

h=0.00284E⎛ 3600L⎫ s

⎪⎝l

=0.00284⨯1.01⎛ 3600Ls⎫

w⎪⎭

⎝1.12⎪

⎭

=0.6186L2/3

h⎛u⎫

⎪⎛⎫

⎫

c=0.051 o

⎪ ρV⎪⎛V⎪⎛⎫⎝Co⎭

⎪⎭=0.051 s⎝ρL⎝CoA

⎪ ρV⎪⎭⎝ρL⎪⎭

=0.051⎛ V2

s⎫⎛2.⎝0.8⨯0.132⎪⎭

890⎫

⎝849.6⎪

⎭

=0.01556V2

sh=β(h57(

0.0594+0.6186L2/3lw+how)=0.s

)=0.03386+0.3526L2/3

hσ=0.00205

h0.01556V2/3p=hc+hl+hσ=s+0.3526L2s

+0.035912

h0.153⎛ L⎫ sd=⎪⎝lh

⎪⎭

=0.153⎛ Ls⎫⎝1.12⨯0.0246⎪⎭=201.6L2s wo0.5(0.55+0.0594)=(0.01556V2/3

s+0.3526L2s

+0.0359)

+0.0594+0.6186L

2/3

+201.6L

V2=13.46-62.42L2/3

s-12956L2ss （2-2）

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（2-2）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出液泛线（2）

3）液相负荷上限线（3）

LTAf

⨯0.181

s,max=

Hτ

0.555

=0.0199m3/s （3-3）

4）漏液线（气相负荷下限线）（4）

hh/3

L=w+how=0.0594+0.6186L2s

漏液点气速

uom=4.4⨯0.80.0056+0.130.0594+0.6186L2-0.00205849.6/2.890 s

Vs,min=Aouom，整理得：

/3Vs2L2+0.804 （4-4） ,min=5.741s

在操作范围内，任取几个Ls值，依式（4-4）算出对应的Vs值列于下表：

依据表中数据作出漏液线（4）

5）液相负荷下限线（5）

取平堰堰上液层高度how=0.006m，E≈1.0。

how

⎛3600Ls,min⎫

⎪=0.00284E ⎪lw⎝⎭

2/3

⎛3600Ls⎫

=0.00284⨯1.01 ⎪

⎝1.12⎭

2/3

=0.006

Ls,min=9.55⨯10-4m3/s （5-5）

操作气液比 Vs/Ls=1.999/0.00220=908.6

Ls(m3/s)

液相体积流量

5.04.54.03.53.02.52.01.51.00.5

0.0

0.0000.0020.0040.0060.0080.0100.0120.0140.0160.0180.020

气相体积流量

Vs(m3/s)

操作弹性定义为操作线与界限曲线交点的气相最大负荷Vs,max与气相允许最小负荷Vs,min之

比，即：

操作弹性=

Vs,maxVs,min

3.44

=3.74 0.92

（八）精馏塔的设计计算结果汇总一览表

精馏塔的设计计算结果汇总一览表

（九）精馏塔的附属设备与接管尺寸的计算

1）料液预热器

根据原料液进出预热器的热状况和组成首先计算预热器的热负荷Q ，然后估算预热器的换热面积A ，最后按换热器的设计计算程序执行。 2）塔顶全凝器

全凝器的热负荷前已算出，为1771.45循环水冷却，进出口水温可根据不同地区的具体情况选定后再按换热器的设计程序做设计计算。 3）塔釜再沸器

依据流速选取，但塔顶蒸汽出口流速与塔内操作压力有关，常压可取12~20m/s。

2.回流液管径

回流量前已算出，回流液的流速范围为0.2~0.5m/s；若用泵输送回流液，流速可取1~2.5 m/s。

3.加料管径

料液由高位槽自流，流速可取0.4~0.8 m/s；泵送时流速可取1.5~2.5m/s。 4.料液排出管径

塔釜液出塔的流速可取0.5~1.0m/s。

5.饱和蒸汽管径

蒸汽流速：2950 kPa：80 m/s。

（十）主要符号说明

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