苯-甲苯精馏塔课程设计

一、课题名称

苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t

原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：xD99% 塔底产品组成：xW2% 2、操作条件 操作压力：常压 进料热状态：泡点进料 冷却水：20 加热蒸汽：0.2MPa

塔顶为全凝器，中间泡点进料，连续精馏 3、设备型式：筛板塔 三、设计内容 1、概述

2、设计方案的选择及流程说明 3、塔板的计算（板式塔） 4、主要设备工艺尺寸设计

板式塔：（1）塔径及提馏段塔板结构尺寸的确定 （2）塔板的流体力学校核 （3）塔板的负荷性能图

（4）总塔高、总压降及接管尺寸的确定 5、辅助设备选型与计算（泵、塔顶冷凝器和塔釜再沸器） 6、设计结果汇总 7、工艺流程图

设计内容

摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计内容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。

关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图

一、 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。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。

工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（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，材料耗用量少；（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。

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。

苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。

甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，

密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为0,6 mPa s，也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg，闪点为4 ℃，燃点为535 ℃。

分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使

其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以根据不同塔各自特点选择所需要的塔。

筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单，制造维修方便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作范围窄，小孔径筛板易堵塞，不适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。

二、设计方案的确定

2.1操作条件的确定

确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 2.1.1操作压力

蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。例如，采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时

的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。 2.1.2进料状态

进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。 2.1.3加热方式

蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.1~2.0KPa（表压）。 2.2 确定设计方案的原则

确定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： 2.2.1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)及其装置的位置，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。 2.2.2满足经济上的要求

要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。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。 2.2.3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。 三、塔体计算 3.1 设计方案的确定

本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。 3.2 精馏塔的物料衡算

3.2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 进料量：F=108000t/年=15000kg/h 苯的摩尔质量 MA=78Kg/mol 甲苯的摩尔质量 MB=92Kg/mol

0.5/780.5412

0.5/780.5/920.99/78 XD0.9915

0.99/780.01/920.02/78 XW0.0235

0.02/780.98/92 XF3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF0.54178(10.541)9284.426Kg/kmol

MD=0.9915 MW0.023578(10.0235)9291.67Kg/kmol

3.2.3物料衡算

原料处理量 F15000177.67kmol/h

84.426总物料衡算 F=D+W=177.67kmol/h F.XF = D.XD + W.XW 解得：D=94.9839Kmol/h W=82.6861Kmol/h 四、塔板计算 4.1 塔板数的确定 4.1.1理论板数NT的求取 (1)相对挥发度的求取

苯的沸点为80.1℃，甲苯的沸点为110.8℃

1211

t220.81345 lgPB6.080t219.5lgPA6.031① 当温度为80.1℃时

1211.2.0064

80.1220.81345 lgPB6.0801.590681

80.1219.5lgPA6.031解得:PA101.4846KPa，PB38.9656KPa

② 当温度为110.8℃时

12112.379

110.8220.81345 lgPB6.0802.0079

110.8219.5 lgPA6.031解得: PA239.3316KPa，PB101.8357KPa

=239.3316/101.8357=2.35

122.60452.352.4537

(2)最小回流比的求取

由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故xPxF0.541，根据相平衡方程有

yPxP2.4537x

1(1)xP11.4537x最小回流比为

Rmin1XD1XD1.23

1XF1XF回流比为最小回流比的2倍，即 R=2Rmin=2.46 (3)精馏塔的气、液相负荷

LRD2.4694.9839233.66Kmol/h

V(1R)D(12.46)94.9839328.644Kmol/hL'VW328.64482.6861411.33Kmol/h

V'V328.644Kmol/h

(4)操作线方程 精馏段操作线方程 yn1xR2.460.9915xnDxn0.711x0.287 R1R12.4613.46提馏段操作线方程 ym1WxwLqFxm1.251xm0.005

LqFWLqFW(R1)xF(q1)xD0.541

Rq两操作线交点横坐标为 xf理论板计算过程如下

y1xD0.987相平衡x10.9794y20.9834相平衡x20.9603y30.9697相平衡x30.9288y40.9474相平衡x40.8801y50.9217相平衡x50.80996y60.8624相平衡x60.7195y70.7988相平衡x70.6176y80.7261相平衡x80.5193xfy90.6447相平衡x90.4251y100.5268相平衡x100.3121y110.3855相平衡x110.2036y120.2497相平衡x120.1194y130.1444相平衡x130.0644y140.0755相平衡x140.0322y150.0353相平衡x150.0147xW总理论板数为15（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7，第8块板为进料板。 4.1.2实际板数的求取 取全塔效率为0.52，则有

N精7/0.5213.4614

N提6/0.5211.5412

总板数为24（包括蒸馏釜），精馏段板数为14，提馏段板数为12 4.2提溜段的计算

4.2.1 精馏塔的提馏段工艺条件 (1)操作压力的计算 设每层塔板压降 已知则

(2)操作温度的计算

依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：

1211

t220.81345 lgPB6.080t219.5试差得到的PA、PB代入到

计算得到的结果如下：

lgPA6.031塔顶温度：tD105.3C 塔釜温度 tw136.4C 进料板温度 tF116.2C

提馏段平均温度 tm(136.4116.2)/2126.3C (3)平均摩尔质量计算 塔釜平均摩尔质量的计算

由理论板的计算过程可知，y150.0353，x150.0147

MVWm0.014778.11(10.0147)92.1391.79Kg/kmol MLWm0.035378.11(10.0353)92.1391.5Kg/kmolx80.5193，y80.7261

MVFm0.726178.11(10.7261)92.1381.8346Kg/kmol

MLFm0.519378.11(10.5193)92.1384.7298Kg/kmol

由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：

MLm(91.7984.7298)/288.26Kg/kmol MVm(91.581.8346)/286.67Kg/kmol

(4)平均密度计算 ① 气相平均密度计算

由理想气体状态方程式计算，即

VmpmMVmRTm

Vm精馏段气相平均密度：

pmMVm5.288Kg/m3RTmpmMVm5.288Kg/m3RTm

Vm提馏段气相平均密度：

② 液相平均密度计算

液相平均密度计算依下式计算，即：

1Lm塔顶液相平均密度的计算。

aALAaBLB

由tD80.5C，查液体在不同温度下的密度表得：

A815Kg/m3 B810kg/m3

1LDm0.96590.03413 LDm814.83kg/m815810

塔釜液相平均密度的计算。

由tw136.4C，查液体在不同温度下的密度表得：

A0.725g/m3 B0.7339g/cm3733.9kg/m3

1Lwm0.02350.976533 Lwm0.7328g/cm732.8kg/m

0.7250.7339进料板液相平均密度的计算。

由tF116.2C，查液体在不同温度下的密度表得：

A0.752g/m3 B0.7549g/cm3754.9kg/m3

1LFm0.5410.45933 LFm0.7529g/cm752.9kg/m 0.7520.754提馏段的平均密度为：

Lm(LWmLFm)/2742.85Kg/m3精馏段的平均密度为：

vm(LDmLFm)/2783.87Kg/m3

(5)液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算，即：

Lmxii

i1n进料板液相平均表面张力的计算。

由tF116.2C，查液体表面张力共线图得：

A17.1mN/m B17.8mN/m

LFm17.42mN/m

塔釜液液相平均表面张力的计算。

由tW136.4C，查液体表面张力共线图得：

A14.6mN/m B15.5mN/m

LWm0.014714.6(10.0147)15.515.487mN/m

提馏段平均表面张力为：

Lm(17.4215.487)/216.454mN/m

(6)液体平均黏度计算

液相平均黏度依下式计算，即：

lgLmxilgi

塔釜液相平均黏度的计算：

由tw136.4C，查气体黏度共线图得：

A0.191mPas B0.211mPas

lgLDm0.0147lg0.19110.0147lg0.211 LWm0.211mPas 提馏段液相平均黏度的计算：

由tF116.2C，查气体黏度共线图得：

A0.221Pas B0.251mPas

lgLFm0.541lg0.22110.541lg0.251 LFm0.234mPas

提馏段液相平均黏度为：

Lm(0.2340.221)/20.223mPas

4.2.2塔径的计算 (1)最大气速

精馏段的气、液相体积流率为：

VSVMVm328.64486.671.496m3/s

3600Vm36005.288LSLMLm411.3388.260.0136m3/s48.96m3/h

3600Lm3600742.85设HT0.45m hL0.09m

LhL120.01363600742.8512()()()0.106 VhV1.49636005.288查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C200.08

CC20(L20)0.216.4540.08200.20.077

umaxCLV742.855.2880.0770.909m/s V5.288

取安全系数为0.75，则空塔气速为：

u0.75umax0.70.9090.6815m/s

(2)塔径

D4VS41.4961.672m u3.140.6815按标准塔径圆整后为D1.7m 塔截面积为：

AT4D20.7851.722.269m22.27m2

4.2.3.塔板主要工艺尺寸的计算 (1)溢流堰工艺尺寸的计算

因塔径D1.7m，液体流量为48.96m3/h。

可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：

① 堰长lw

取 lw0.7D0.71.71.19m ② 溢流堰高度hw

由howhLhow，选用平直堰。

VLLW2.548.9631.691.192.5 lw/D0.7

VL由LW2.531.69和lw/D0.7查表得液流收缩系数E=1.051

堰上液层高度how由下式计算，即：

how则howL22.84E(h)3 1000lw2.8448.96231.051()0.0355m 10001.19故hwhLhow0.090.03550.0545m ③ 弓形降液管宽度Wd和截面积Af： 由

lwD0.7，查弓形降液管参数图得：

AfAT0.09

WdD0.15

则：Af0.092.2690.2043m2，Wd0.151.70.255m 验算液体在降液管中停留时间，即：

AfHT0.20430.456.76s3s

Ls0.0136故降液管设计合理。

④ 降液管底隙的流速u'00.25m/s，则：

h0Ls0.01360.0428m lwu'00.251.19则hwh00.05450.04280.0117m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。 选用凹形受液盘，深度h'w50mm。 (2)塔板布置 ① 塔板的分块。

因D800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为4块。 ② 边缘区宽度确定：

取WsW's0.08m，Wc0.06m ③ 开孔区面积计算。开孔区面积Aa计算为：

Aa2(xr2x2xr2sin1) 180r其中 xD(WdWs)1.7/2(0.2550.08)0.515m

2 rDWc1.7/20.060.79m

2故 Aa2(0.5150.7920.51523.140.5150.792sin1)1.503m2 1800.79④ 筛孔计算及其排列。

由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径d05mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：

t3d03515mm

筛孔数目n为：

n1.155Aa1.1551.5037715个 t20.0152开孔率为：

A0d0.00520.907(0)20.907()10.1% Aat0.015气体通过筛孔的气速为：

u0Vs1.4969.877m/s A00.1011.5034.2.4.筛板的流体力学验算 (1)塔板压降

① 干板阻力hg计算。干板阻力由下式计算：

由d0531.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C00.772

1V故hg2gLu015.2889.8770.0594m液柱 C29.81742.850.772022② 气体通过液层的阻力hl计算。

气体通过液层的阻力hL由下式计算，即 h1hL uaVs1.4960.724m/s

ATAf2.270.2043 F0uaVm0.7245.2881.665[kg12/(sm12)]

查充气系数关联图得0.58。

故h1hL0.580.090.0522m液柱。 ③ 液体表面张力的阻力h计算。

液体表面张力所产生的阻力h由下式计算，即：

4L416.454103h0.00181m液柱

Lgd0742.859.810.005气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算：

hphghl0.05940.05220.1116m液柱

气体通过每层塔板的压降为：

pphpLg0.1116742.859.81813.27Pa0.9Kpa

(2) 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。 (3) 溢流液泛

为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即：

Hd(HThw)

而 HdhphLhd 塔板不设进口堰 则

qv.l22hd0.1530.1530.1530.250.00956m0l.h w02Hd0.11160.090.009560.21116m

苯—甲苯物系属一般物系，取0.5，则：

(HThw)0.5(0.450.0545)0.252m液柱Hd

所以设计中不会发生液泛现象 (4) 液沫夹带 液沫夹带按下式计算：

ua5.710eVH2.5hLLT0.1Kg液/Kg气33.25.710316.4540.7240.452.50.093.20.0146Kg液/Kg气故液沫夹带量eV在允许的范围内。 (5) 漏液

对筛板塔，漏液点气速u0.min可由以下公式计算：

u0.min4.4C05.011m/s0.00560.13hLhL/V4.40.772(0.00560.130.060.0021)803.03/2.93

实际气速u09.877m/su0.min

稳定系数为Ku0u0.min9.877/5.0111.971.5 故在本设计中无明显漏液。 4.2.5.精馏段塔板负荷性能图 (1)漏液线

由u0.min4.4C0[0.00560.13(hwhow)h]L/V

0minVsmin/A0, hLhwhow， A0.Aa

Lh2.84howEl 1000w23得：

Vs0.min4.4C0A0Lh2.84E0.00560.13hwl1000w23hL/V232.843600Ls742.854.40.7720.1011.5030.00560.130.05451.0510.0018110005.2881.190.5161.54511.407LS23

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-1 漏液线计算结果

Ls/(m3/s) 0.0136 0.02 0.035 0.045

Vs/(m3/s) 0.764 0.797 0.858 0.892 由上表数据即可作出漏液线1 (2)液沫夹带线

以ev0.1kg液/kg气为限，求VsLs关系如下：

ev5.7106(ua)3.2HThfLaVsVs0.484VsATAf2.270.20432/33600Ls2/3)0.746Ls1.192/3hf2.5hL2.5(hwhow)0.1361.561Ls how2.841031.051(HThf0.3141.561Ls2/30.484Vs5.71033.2ev()0.12/316.4540.3141.561Ls0.484Vs5.870.3141.561LSVs3.8118.946Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-2 液沫夹带线计算结果

/(m3/s) 0.0136 0.02 0.035 0.045 LsVs/(m3/s) 2.73 2.414 1.783 1.413

由上表数据即可作出液沫夹带线2 (3)液相负荷下限线

对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准:

how2.841031.051(2/33600Ls)0.006 1.19Ls,min0.000942m3/s

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3 (4)液相负荷上限线

以4s作为液体在降液管中停留时间的下限

ATHT4 Ls故Ls,maxAf.HT40.20430.450.02298m3/s

4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。 (5)液泛线 令Hd(HThw)

由HdhphLhdhghlhhdhL

hlhLhLhwhow

联立解得HT(1)hw(1)howhchhd

忽略h，将how与Ls，hd与Ls，hc与Vs的关系式代入上式，并整理得：

a'Vsb'c'Lsd'Ls式中a'222/3

1129.810.1011.5030.77225.2880.0264 742.85V11..22gA0C0Lb'HT(1)hw0.50.45(0.50.581)0.05450.166 c'0.153(lwh0)20.153(1.190.0428)22/358.98

2/333600d'2.84103E(1)lw36002.84101.051(10.58)1.1922/30.98650.9865Ls将有关的数据代入整理，得0.0264Vs0.16658.98Ls2

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表

表4-3液泛线计算表

Ls/(m3/s) 0.0136 0.02 0.035 0.045

Vs/(m3/s) 0.0989 0.0698 -0.0118 -0.0782

由上表即可作出液泛线 图一：

图一提馏段负荷性能图

由上图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：

Vs,min = 0.664m3/s Vs,max= 3.628m3/s

故操作弹性为：Vs,max/Vs,min=5.463

所设计提馏段筛板的主要结果汇总于下表

表4-7 提馏段筛板塔设计计算结果

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 项目 平均温度tm/C 平均压力pm/kPa 气相流量Vs/(m3/s) 液相流量Ls/(m3/s) 塔的有效高度Z/m 塔径/m 板间距 溢流形式 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 开孔区面积/m2 筛孔直径/m 筛孔数目 孔中心距/m 开孔率/% 空塔气数/(m/s) 数值 126.3 198.15 1.496 0.0136 5.2 1.7 0.45 单溢流 弓形 1.19 0.0545 0.09 0.0355 0.0428 1.503 0.005 7715 0.015 10.1 0.909 21 22 23 24 25 26 27 28 29

五、塔附件设计 5.1附件的计算 5.1.1接管 (1)进料管

筛孔气速/(m/s) 稳定系数 单板压降/kPa 负荷上限 负荷下限 液沫夹带量/kg液/kg气 气相负荷上限/m3/s 气相负荷下限/m3/s 操作弹性 9.877 1.97 0.9 液泛控制 漏液控制 0.0146 0.02298 0.000942 5.463 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=108t/h=15000Kg/h , F=752.9Kg/m3 则体积流量VFFF1500019.923m3/h 752.9取管内流速u1.6m/s 则管径d4VF/3600u419.923/36000.06638m66.38mm

3.141.6取进料管规格Φ68×3 则管内径d=62mm

4VF419.9231.834m/s 进料管实际流速u223600d36003.140.062(2)回流管

采用直管回流管，回流管的回流量：

D94.9839kmol/h0.0264kmol/s

塔顶液相平均摩尔质量M78.119kg/kmol,

1XADXBDDLLALB

塔顶温度t=105.3查表得：

LA1.014g/m3 LB1.021g/cm3

DL1.0141g/m31014.3kg/m3

平均密度1014.3kg/m

则液体流量VD(Dm)/(94.983978.119)/1014.37.324m/h 取管内流速uF1.6m/s

则回流管直径

33d4Vd/3600u47.324/36000.040246m40.25mm

3.141.6可取回流管规格Φ42×2.5 则管内直径d=37mm 回流管内实际流速u(3)塔顶蒸汽接管

xA0.9794 xB0.9915

4VD47.3241.893m/s 223600d36003.140.037MVDm780.979492(10.9794)78.29kg/kmol

MLDm780.991592(10.9915)78.12kg/kmol

塔顶蒸汽密度V顶mMVDMR(t0273)215.2578.295.358kg/m3

8.314(105.3273)塔顶汽相平均摩尔质量M78.12kg/kmol

328.64478.124791.65kg/h 则蒸汽的体积流量：VV5.358取管内蒸汽流速u30m/s 则dVM4Vv/3600u44791.65/36000.23774m237.74mm

3.1430可取回流管规格Φ245×6.5 则实际管径d=232mm 塔顶蒸汽接管实际流速

u4Vv/3600d2(4)釜液排出管

44791.6531.5m/s 236003.140.2323塔底W=82.6861kmol/h 平均密度732.8kg/m 平均摩尔质量M91.79kg/kmol

82.686191.793V10.357m/h 体积流量：w732.8取管内流速u0.6m/s

WM4VW410.3570.07815m78.15mm 则d3600u36003.140.6可取回流管规格Φ83×3.5 则实际管径d=76mm 塔顶蒸汽接管实际流速：

45.27u4VW/3600d0.796m/s 236003.140.0762(5)塔釜进气管

V′=328.644kmol/h 相平均摩尔质量M91.5kg/kmol

塔釜蒸汽密度V釜193.6591.55.206kg/m3

RT8.314136.4273)mM则塔釜蒸汽体积流量：Vw取管内蒸汽流速u30m/s 则dVMV釜328.64491.55776.2m3/h

5.206/36004Vwu45776.2/36000.26102m261.02mm

3.1430可取回流管规格Φ273×7 则实际管径d=259mm 塔顶蒸汽接管实际流速

/3600d2u4Vw5.1.2总塔高

45776.230.46m/s 236003.140.259 每隔6~8层塔板（苯-甲苯不需要经常清洗）设一个人孔便于安装、检修，则设整个塔设五个人孔，孔径为500mm

取塔顶空间H顶=1.2m 塔底空间H底=1.5m 则塔高（不包括封头和裙坐）

H(n-np-nF)HTnFHFnPHPH顶H底（2651）0.4510.650.51.21.515.25H=15.25m

5.2 附属设备设计 5.2.1 泵的计算及选型 进料温度tq=116.2℃

A752 kg/m3 B754kg/m3 F752.9kg/m3

uA0.221mpa.s uB0.251mpa.s um0.234mpa.s

已知进料量

F=15000kg/h=4.167kg/s

VFF/F4.167/752.90.005534m3/s19.92m3/h

取管内流速u1.6m/s则

d4VFu40.0053466.38mm

3.141.6故可采用GB3091-93 Φ68×4的油泵 则内径d=57-3.5×2=50mm 代入得

40.00534u4VF/d1.89m/s23.140.062Redu/0.061.89752.903.65104

0.00234取绝对粗糙度为0.3mm

则相对粗糙度为/d0.3/600.005

由雷诺数Re和相对粗糙度 可查图得摩擦系数λ=0.03 进料口位置高度h=10×0.45+0.5×2=5.5m

hu25.51.892Hf(d)g(0.030.05)9.811.202m

扬程HHfh1.2025.26.702m

可选择泵为IS80—65--160 5.2.2冷凝器

塔顶温度tD=105.3℃ 冷凝水t1=20℃ 则t1tDt1105.3℃20℃85.3℃

由tD=105.3℃ 查液体比汽化热共线图得

苯102.5kcal/kg429.17KJ/kg

又气体流量Vh=4791.65m3/h 塔顶被冷凝量 q冷凝的热量QVhv/36004791.655.358/36007.13kg/s

q苯7.13429.173060.66KJ/s

取传热系数K=600W/m2k，

3060.661032AQ/Kt59.8m则传热面积 m60085.3Q3060.6610389.36kg/s冷凝水流量WCpt1712.5205.2.3 再沸器

塔底温度tw=136.4℃ 用t0=170℃的蒸汽，釜液出口温度t1=140℃ 则

t1t0tw170℃136.4℃33.6℃t2t0t1170℃140℃30℃

参考文献

[1]诸林，王兵等.化工原理[M].北京.石油工业出版社，2007.

[2]柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计[M]. 天津：天津科学技术出版社，1995. [3]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].北京：化学工业出版社，2007.