2.6万吨年甲苯精馏筛板塔设计

沈阳化工大学本科毕业设计
题目：2.6万吨/年甲苯精馏筛板塔设计院系：能源与动力工程学院
专业：过程装备与控制工程
班级：
学生姓名：
指导教师：
论文提交日期：2014 年 6 月24 日
论文答辩日期：2014 年 6 月25 日
毕业设计（论文）任务书
摘要
精馏塔又称为蒸馏塔，是进行精馏的一种塔式汽液接触装置。

精馏塔在化工生产中占有举足轻重的地位，是化工生产中起到极为重要的作用，同时也是化工机械领域中重要的组成部分。

主要分为板式塔与填料塔两种基本类型。

本次设计的内容为：年产2.6万吨甲苯精馏筛板塔设备。

本次设计主要是：针对双组分二元物系的精馏问题进行分析。

其设计内容包括两个部分：一、为塔设备的工艺计算，包括对进出塔组分的分析，回流比的计算和物料的衡算，以及理论和实际塔板数的计算，塔的气液负荷计算，塔径和塔板的尺寸的确定，塔板流体力学的计算，全塔的高度，塔板结构和整体塔附属设备的计算。

其中还包括它的辅助设备及进口出口管路的计算以及法兰的选择，画塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。

二、为塔设备的强度校核，包括对塔体筒体的强度计算，封头的计算，质量载荷计算，地震以及风弯矩的计算及校核，最大弯矩位置的确定，圆筒应力的校核，裙座和裙座附属结构的计算，地脚螺栓数目的确定，裙座与踏壳的焊缝验算，以及接管和人口的开孔补强，吊环的计算及强度校核。

本次设计的精馏筛板塔的主要部件结构的尺寸为：全塔高度为21米，塔径体直径为1.4米，筒体和封头的壁厚为8 mm，其中塔板总数有
33块(不含塔釜再沸器），裙座高度为4.35米,设计温度为90.830C，设计压力为0.1Mpa，二类压力容器。

关键词：苯-甲苯；筛塔板；精馏塔；冷凝器；负荷性能图。

Abstract
Rectification tower is known as the distillation tower, is a kind of distillation tower type gas-liquid contact device. Rectifying column occupies an important position in the chemical production, is play a very important role in chemical production, is also the important component in the field of chemical machinery. Mainly divided into two basic types of plate tower and packed tower. According to the operation mode and can be divided into two categories, continuous distillation and batch distillation, distillation is the separation of liquid mixture is the most commonly used a common unit operation, in petroleum and chemical, material, oil refining, fine chemical engineering and has been widely used in industry. Under the effect of energy meter driver in the process of distillation, quickly, liquid two phase separation directly contact with each other many times, in the liquid mixture in the volatility of different spans, the vaporization of volatile components from liquid to gas phase transfer, volatile components condensation by gas phase into liquid phase transfer. Finally realize the mixture of raw materials in the separation of the process is also composed of mass transfer and heat transfer of a process. Rectifying column separation degree is not only with the rectifying column tray number of how many and the structure of the equipment, but also with the nature of the material, operating conditions, such as gas and liquid flow conditions have important link.
First appeared a kind of plate column is rectification tower sieve plate tower, since in the 20th century page through a lot of industrial practice modify plate column and gradually improved design scheme and the structure features, and grasp the comprehensive performance of sieve plate tower,
finally formed a relatively complete design scheme. And compared with the same type of bubble column and plate column has the following advantages: (1) the production capacity of 20%, 40%, (2) the efficiency of the plate is 10% - 50%. The most important thing is that the overall structure is simple, tray cost reduce the cost of about 40%, installation, maintenance is easier.
In this design main consideration to the larger because of the rectifying column in terms of production capacity, and can satisfy the requirement of process and industrial conditions at the same time, also has certain potential ability, in the production of comprehensive utilization of waste heat, economy reasonable, appropriate energy saving life. Cooling water inlet and outlet temperature, on the one hand, affect the amount of cooling water, on the other hand, affect the size of the heat transfer area required. The influence on the operation cost and equipment cost, so this is reasonable use of heat energy in the design of R and variable is directly related to the economic problems in the process of production.
The content of this design is: the annual output of 26000 tons of toluene distillation sieve plate tower equipment. This design mainly is: in view of the bicomponent binary system of distillation problems are analyzed. Its design content includes two parts: (1) for the process calculation of tower equipment, including the analysis of components in and out of the tower, the reflux ratio and material balance calculation, and calculation of the theory and the real plate number, gas liquid load calculation of the tower, tower diameter and the determination of the size of the plate, plate the calculation of fluid mechanics, the height of the tower, tower plate structure and the calculation of the whole tower accessories. Including its auxiliary equipment and the calculation of the import export pipeline and flange, the choice of painting plate load
performance diagram, and has carried on the summary of design results. Second, the strength check for tower equipment, including the strength calculation of tower body shell, the calculation of head, the quality of load calculation, calculation and checking of earthquake and wind moment, the determination of maximum bending moment position cylinder stress checking, skirt and the structure of the skirt attached calculation, anchor bolt the determination of the number of skirt and shell weld calculation, and take over and the opening reinforcement of population, the suspension loop calculation and strength check.
The main components of the structure column sieve plate is the design of the size: full tower height of 21 meters, the diameter of the column body is 1.4 meters in diameter, and cylinder head wall thickness is 8 mm, the total number of 33block tower plate (not including the tower kettle re boiler), skirt height of 4.35 meters for 90.830C, design temperature, design pressure is 0.1Mpa, two types of pressure vessel.
Keywords: benzene toluene; sieve tray; distillation column; condenser; load performance diagram.
目录
第一部分设计方案的选择和论证............................................................. - 1 -
1.1 设计流程......................................................................................... - 1 -
1. 2 设计思路........................................................................................ - 1 -
1.3原始数据.......................................................................................... - 3 -
1.4确定最小回流比.............................................................................. - 4 -
1.4.1 汽液平衡关系及平衡数据................................................... - 4 -
1.4.2 求回流比............................................................................. - 4 -
1.5物料衡算.......................................................................................... - 6 -
1.6 热量衡算......................................................................................... - 7 -
1.61 热量衡算的物流示意图........................................................ - 7 -
1.62 加热介质和冷却剂的选择.................................................... - 7 -
1.63 理想气体定压比热容的计算.............................................. - 8 -
1.64 相关数据计算...................................................................... - 9 -
1.65 热量衡算表........................................................................ - 10 -
1.7 塔板数计算................................................................................. - 11 -
1.7.1 理论塔板数计算................................................................. - 11 -
1.7.2 实际塔板数计算................................................................. - 12 -
1.8塔的气液负荷计算........................................................................ - 12 -
1.8.1 苯、甲苯的密度和粘度..................................................... - 12 -
1.8.2相关的流量及物性参数...................................................... - 13 -
1.9.3 液相平均张力..................................................................... - 17 - 第二部分精馏塔主要尺寸的设计计算................................................... - 18 -
2.1塔径设计计算................................................................................ - 18 -
2.1.1精馏段的气、夜相体积流率为.......................................... - 18 -
2.1.2提留段的气液体积流率...................................................... - 19 -
2.2塔板主要尺寸计算........................................................................ - 20 -
2.2.1精馏段 .................................................................................. - 20 -
2.2.2提馏段 .................................................................................. - 21 -
2.3塔板的流体力学验算.................................................................... - 23 -
2.3.1精馏段 .................................................................................. - 23 -
2.3.2提馏段 .................................................................................. - 24 -
2.4塔板负荷性能图............................................................................ - 26 -
2.4.1精馏段 .................................................................................. - 26 -
2.4.2提馏段 .................................................................................. - 29 -
2.5冷凝器的选择................................................................................ - 32 -
2.6再沸器............................................................................................ - 32 -
2.7 配管的选择.................................................................................... - 33 -
2.8 塔体结构 ....................................................................................... - 35 - 第三部分强度校核.................................................................................. - 36 -
3.1 圆筒和封头强度计算.................................................................. - 36 -
3.2 质量载荷计算............................................................................... - 36 -
3.3 地震载荷及地震弯矩计算........................................................... - 38 -
3.4 风载荷和风弯矩计算................................................................... - 41 -
3.5 最大弯矩....................................................................................... - 43 -
3.6 圆筒应力校核............................................................................... - 43 -
3.7 裙座稳定计算.............................................................................. - 45 -
3.8 基础环设计................................................................................. - 46 -
3.9 地脚螺栓..................................................................................... - 47 -
3.10 筋板设计................................................................................... - 47 -
3.11 盖板设计（有盖垫的环形盖板）............................................. - 48 -
3.12 裙座与塔壳的焊缝验算（对接焊缝）..................................... - 48 - 第四部分开孔补强设计计算................................................................. - 50 -
4.1塔顶蒸汽管.................................................................................... - 50 -
4.2 再沸器入塔管............................................................................... - 51 -
4.3其他接管........................................................................................ - 52 -
4.4人口的开口补强............................................................................ - 53 -
4.4.1裙座 ...................................................................................... - 53 -
4.4.2塔体人口及补强......................................................................... - 53 -
4.4.3 其他人孔补强..................................................................... - 54 -
4.5吊柱的选择计算............................................................................ - 54 -
4.6 校核............................................................................................. - 55 -
第五部分计算说明书............................................................................. - 56 -
5.1设备性能........................................................................................ - 56 -
5.2设备安装的技术要求.................................................................... - 58 -
5.3设备试车的技术要求.................................................................... - 58 -
5.4设备维护与检修技术要求............................................................ - 58 -
5.4.1检修周期 .............................................................................. - 58 -
5.4.2检修内容 .............................................................................. - 59 -
2.6万吨/年甲苯精馏筛板塔设计
第一部分设计方案的选择和论证
1.1 设计流程
__甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。

本设计任务为分离苯
设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。

该物系属易分离物系，最小回流比较小。

塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。

连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图
图1-1 流程图
1. 2 设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸
馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。

实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。

蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。

热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。

要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。

在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。

此次设计是在常压下操作。

因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。

回流比是精馏操作的重要工艺条件。

选择的原则是使设备和操作费用之和最低。

在设计时要根据实际需要选定回流比。

图1-2 设计思路流程图
1、本设计采用连续精馏操作方式。

2、常压操作。

3、泡点进料。

4、间接蒸汽加热。

5、塔顶选用全凝器。

6、选用筛板塔。

在此使用筛板塔，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。

操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。

气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。

泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。

为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。

1.3原始数据
年产量：2.6万吨甲苯
料液初温：25~35℃
料液浓度：50%（苯质量分率）
塔底产品浓度：98%（甲苯质量分率）
塔顶苯质量分率不低于97%
每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）
精馏塔塔顶压强：4 kpa（表压）
冷却水温度：30℃
饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2(表压)
设备型式：浮阀塔
厂址：沈阳地区（基本风压：q0=45㎏/㎡，地质：地震烈度7级，土质为Ⅱ类场地土，气温：-20~40℃）
1.4确定最小回流比
1.4.1 汽液平衡关系及平衡数据
1.4.2 求回流比
（1）M 苯=78.11 kg/mol, M 甲苯=92.13kg/mol
苯摩尔分率：X F = (0.50/78.11) / (0.50/78.11+0.50/92.13) =0.541
X D =（0.97/78.11）/（0.97/78.11+0.03/92.13）=0.974
X W = (0.02/78.11) / (0.02/78.11+0.98/92.13) =0.024
进料、塔顶和塔底产品平均相对分子质量：
M F =M 苯*X F +M 甲苯*（1-X F ）=78.11×0.541+92.13×（1-0.541）=84.54kg/kmol
M D =M 苯*X D +M 甲苯*（1-X D ）=78.11×0.974+92.13×（1-0.974）=78.47 kg/kmol
M W =M 苯*X W +M 甲苯*（1-X W ）=78.11×0.024+92.13×（1-0.024）=91.79 kg/kmol
(2)根据汽液平衡组成表（表1-1），利用内插法求塔顶温度t D ,塔釜温度t W ,进料 温度F t 。

a. 塔顶温度 D t :81.3
-84.63.81t 1.0-0.8441.0-0.974D -= 求得： D t =81.85℃
b. 塔釜温度 W t :111.8
-108.48.111t 0-0.0750-0.024W -= 求得: W t =109.69℃
c. 进料液温度 F t :4
.91884.910.509-0.6990509-0.541--=F t 求得： 83.90=F t ℃
(3)回流比的确定
a 、已知泡点进料q = 1 且求得83.90=F t ℃
在此温度下，利用安妥因方程计算苯和甲苯的饱和蒸汽压：
苯：lgP o
A =6.023-24
.22083.9035.1206+=2.145 P o
A =139.64KPa
甲苯：lgP o
B =6.078-59.219t 94.1343+=6.078-59
.21983.0994.1343+=1.749 P o
B =56.105KPa
同理可求在塔顶温度和塔釜温度下的饱和蒸汽压，分别如下：
在塔顶温度下：
苯： P o
A =107.15 KPa 甲苯：P o
B =41.4KPa
在塔釜温度下：
苯： P o
A =234.4KPa 甲苯：P o
B =99.3KPa
b 、求相对挥发度
进料：
F ∂=o A p /o A p =139.64 /56.105=2.5 塔顶：
F ∂=o A p /o A p =107.15/41.4=2.6 塔釜：
F ∂=o A
p /o A p =234.4/99.3=2.4 c 、求min R
498.24.26.2=⨯=α
m i n R =
()⎥⎦
⎤⎢⎣⎡--∂-⨯-∂F D F F D F X X X X 1111
=
⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡--⨯-⨯-541.01)974.01(498.20.541974.01498.21 =1.1
d 、R = 1.5Rmin = 1.5×1.1= 1.65
1.5物料衡算
已知：D '
=
h kg /8.334998.024330106.27
=⨯⨯⨯
D M D ,
D ==43.36kmol/h
根据物料恒算方程： F=D+W
W D F X W X D X F ⨯+⨯=⨯
代入数据 求得： F=79.72kmol/h W=36.41kmol/h 根据基础数据求
V 、V’、 L 、L’
h kmol D R L /544.7136.4365.1=⨯=⨯=
h kmol F q L L /314.15177.791710544'=⨯+=⨯+=
由于q=1，所以精馏段和提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等： V ' =V=（R+1）D=（1.65+1）⨯43.36=114.904kmol/h
表1-2 精馏塔物料恒算表
1.6 热量衡算
1.61 热量衡算的物流示意图
1.62 加热介质和冷却剂的选择
a、加热介质的选择
常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气，饱和水蒸气是一种应用最广泛的加热剂，
由于饱和水蒸气冷凝时的热传递膜系数很高，可通过改变蒸汽压力，准确控制加热温度；而燃料燃烧所排放的烟道气温度可达到100-1000℃，适用于高温加热，缺点是烟道气比热膜系数很低，加热温度控制困难。

本设计选用300KPa，113℃的饱和水蒸气做加热介质。

水蒸气不易腐蚀加热管，
且成本相对较低，塔结构也不复杂。

b、冷却剂的选择
常用的冷却剂是水和空气因地，应因地制宜加以选用，受当地的气温限制，冷却
水一般为10 ~ 25℃，如需冷却到很低温度，则需采用低温介质，如冷却盐水，氟里昂
等。

本设计取沈阳夏季平均气温25 ~ 35℃。

1.63 理想气体定压比热容的计算
根据公式: Cp°=A 32DT CT BT +++
式中： Cp°—— 理想气体定压比热容 kj /(kmol ⨯ k) T —— 所取的温度 K
表1-3 精馏塔物料恒算表
D t 温度下：
)1(21)(D P D p D p X C X C C -⨯+⨯= =151.45kj /(kmol*k)
)1(21)(W P W P W P X C X C C -⨯+⨯= =184.04kj /(kmol*k)
温度下：F t
)1(21)(F P F P F P X C X C C -⨯+⨯=
=164.16 kj /(kmol*k) (注：式中下标1 为苯，下标2 为苯)
D t 温度下： Tr=
6313.005
.56285
.87273=+
r )
(11211)
1(r r D T CT B r T A ++-=
温度下：W t
=[]0.39053
6313
.0145346000-⨯
=3.0712⨯108kJ/kmol=391.98kJ/kg
同理可求r 2=446.61kJ/kg 平均值 )1(21D D X r X r r -⨯+⨯=
=)974.01(61.446974.098.391-⨯+⨯ =392.81kJ/kg
塔顶 ）
（甲苯苯D D X -1X ⨯+⨯=M M M D ）（974.0-113.92479.011.78⨯
+⨯= =78.47kg/kmol 1.64 相关数据计算
a 、塔顶以0℃为基准，81.85℃时，塔顶上升气体的焓值为Q V Q V =V H t C V V D D P ⨯∆+⨯⨯)(
=904.11447.7881.39285.8145.151904.114⨯⨯+⨯⨯ = 4966148.95kJ/h b 、回流液的焓 R Q D D P R t C L Q ⨯⨯=)( =71.544⨯151.45⨯81.85 =886872.4kJ/h
c 、馏出液的D Q
因为馏出液与回流口组成一样
所以 45.511)(==D P P C C kj/(kmol*k)
85.8145.15136.43)(⨯⨯=∆⨯⨯=t C D Q D P D =534798kJ/h d 、 冷凝器消耗C Q
h kJ Q Q Q Q D R V C /55.35147785374984.88687295.4966148=--=--= e 、进料口 F Q
h kJ t C F Q F F P F /118942283.9016.16477.79)(=⨯⨯=⨯⨯= f 、塔底残液焓
h kJ t C W Q W W P W /2.73510169.10906.18441.36)(=⨯⨯=⨯⨯= g. 再沸器（全塔范围列衡算式） 设再沸器损失能量 B Q Q 1.0=损 D W C F B Q Q Q Q Q Q +++==损 F D W C B Q Q Q Q Q -++=9.0
1189425374982.73510155.35147789.0-++=B Q h kJ Q B /75.3597955= 1.65 热量衡算表
表1-4 热量衡算表
1.7 塔板数计算
1.7.1 理论塔板数计算
塔顶，塔底饱和蒸汽压。

塔顶温度下
=o A p 107.15kPa kPa p o B 4.41= 6.2=∂D
塔底条件下 k P a
p o
A 4.234= =o
B p 99.3 kPa 4.2=∂W 全塔平均挥发度498.26.26.2=⨯=∂⨯∂=∂W D
1
lg /11lg min -∂⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡-⨯
-=W W
D
D x x x x N 498.2lg /420.0420.01749.01749.0lg ⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡-⨯-= =8.05
082.0156.11.156.11min =+-=+-R R R 查图
584.02min
=+-N N N N=17.52 (含塔釜再沸器) 取N=17(不含再沸器） 进料的相对挥发度5.2=∂F
塔顶与进料相对挥发度54.26.25.2=⨯=∂∂=∂F D
1lg /11lg min -∂⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡-⨯-=F F D D x x x x N
54.2lg /415.0415.01974.01974.0lg ⎥⎦
⎤
⎢⎣⎡-⨯-= =3.714
548.02
1
min =+-精精N N N N 精=9.08
精馏段理论塔板10块，提馏段理论塔板17.52块.
1.7.2 实际塔板数计算
83.90=F t ℃温度下，查表苯，甲苯的粘度分别是0.2877 和 0.2913
)1(21F F LF x x -⨯+⨯=μμμ
)541.01(2913.0541.02877.0-⨯+⨯= =0.289
245.0)(49.0-=L T E αμ=245.0)2894.0894.2(49.0-⨯⨯=0.540
04.33045.052
.17375.0===
理N N p
29
=T N
精馏段实际塔板19 块，总塔板33 块
1.8塔的气液负荷计算 1.8.1 苯、甲苯的密度和粘度
（1）苯、甲苯的密度 查表
表 1-6 苯、甲苯的液相粘度
1.8.2相关的流量及物性参数
(1)塔顶条件下的流量及物性参数
气相平均相对分子量和液相平均分子量相同，
M F =M 苯*X F +M 甲苯*（1-X F ）=78.11×0.541+92.13×（1-0.541）=84.54kg/kmol M D =M 苯*X D +M 甲苯*（1-X D ）=78.11×0.974+92.13×（1-0.974）=78.47 kg/kmol M W =M 苯*X W +M 甲苯*（1-X W ）=78.11×0.024+92.13×（1-0.024）=91.79 kg/kmol 气相密度：
()
3/799.285.8115.273314.847
.783.105m kg RT M P D VD =+⨯⨯=⨯=
ρ 液相密度：
32
2
1
1
/9.810808
3
0.011879.011m kg x x LD =+
=
+
=
ρρρ
液相粘度：
.s 316.00.974-1163.0479.0173.0)1(21mpa x x D D LD =⨯+⨯=-⨯+⨯=）
（μμμ 塔顶出料口质量流量：
h kg V M V D D /51.9016904.11447.78=⨯=⨯= h kg L M L D D /05.5614544.7174.78=⨯=⨯= （2）塔底条件下的流量及物性参数
气相平均相对分子量和液相平均相对分子量：
即：81.91=W M
气相密度： ()
3/03.396.10915.273314.881
.913.105m kg RT M P W VW =+⨯⨯=⨯=
ρ 液相密度：
3/780780
89.078120.01m kg LW =+=
ρ
液相粘度：
)1(21W W LW x x -⨯+⨯=μμμ mpa 2448.00.023-1524.0320.0240.0=⨯
+⨯=）（﹒s 塔底残留液的质量流量：
h kg V M V W W /33.10549904.11481.91''=⨯=⨯= h kg L M L W W /15.13892314.15181.91''=⨯=⨯= （3）进料条件下的流量及物性参数 气液平均平均分子量 k m o l kg M F /54.84= 液相密度
3/4.799798
5
.08015.01m kg LF =+=
ρ
气相密度： 3/942.2)
83.9015.273(314.854
.843.105m kg RT PM F VF =+⨯⨯==
ρ 液相粘度：
.s 8882.0)0.5411(291.0415.0287.0)1(21mpa x x F F LF =-⨯+⨯=-⨯+⨯=μμμ
进料质量流量：
由于q=1，所以精馏段上升蒸汽量等于提馏段上升蒸汽量，
所以h kg V V F F /98.9713
904.11454.84'=⨯==
h kg L M L F F /32.6048544.7184.54=⨯=⨯= h kg L M L F F /65.1437258.53254.48''=⨯=⨯= （4）精馏段的流量及物性参数
3
3
/55.8052
4.7999.8102/78.22
914
.2.79922/505.812
54
.4847.782m kg m kg km ol kg M M M LF LD L VF VD V F D =+=+==+=+==+=+=
ρρρρρρ液相密度：
气相密度：平均相对分子质量：
s
m p a LF LD ⋅=+=+=302.02288
.0316.02μμμ液相黏度：
气相流量：
h
kg V V V F D /17.93652
83
.971351.90162=+=+=
液相流量： h kg L L L F D /18.58312
32
.604805.56142=+=+=
（5）提馏段的流量及物性常数：
3
3
/7.8972
7804.7992/985.22
03
.3941.22/1.882
81
.9154.842m kg m kg km ol kg M M M LF Lw L VF Vw V F W =+=+==+=+==+=+=
ρρρρρρ液相密度：
气相密度：平均相对分子质量：
s
m p a LF Lw ⋅=+=+=2668.022446
.02888.02μμμ液相黏度： 气相流量： h kg V V V F W / 10131.65298
.971333.105492'''=+=+=
液相流量：
h kg L L L F W /23.99702
15
.1389232.60482''=+=+=
（6）数据结果表
表 1-7 塔顶、塔釜、进料液的数据结果表
气相密度 V kg/ m 液相密度 L kg/ m 液相粘度 L mpa.s
1.9.3 液相平均张力
i i LM x ασ∑=
m mn LD M /9273.203786.21974.019153.20974.0=⨯-+
⨯=）（σ m mn LFM /0641.203750.20459.08005.19541.0=⨯+⨯=σ m mn LWM /2804.182989.18976.04985.17024.0=⨯+⨯=σ 精馏段： m mn LFM
LDM LM /4957.202
=+=σσσ
提馏段： m
mn LFM
LWM
LM /1723.192'=+=
σσσ
第二部分 精馏塔主要尺寸的设计计算
2.1塔径设计计算
2.1.1精馏段的气、夜相体积流率为
s m VM V V S /0.906478.23600505
.81904.11436003=⨯⨯==
ρ
s m LM L L S /0020.055
.8053600505
.81544.7136003=⨯⨯==
ρ
由V
V
L c
u ρρρ-=max ， 式中由c 计算，2
.02020⎪⎭
⎫
⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，
其中20c 0369.087.2505.8050.9060020.02
/12
/1=⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯V
L h
h
V L
ρρ图的横坐标为
取板间距H T =0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T - h L =0.4-0.06=0.34m 查史密斯关联图得270.020=C
0723.0209574.20270.0202
.02
/120=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=L C C σ
s m u /2088.178
.278
.2505.8050723.0max =-⨯
=
取安全系数 s m u u /846.02088.16.06.0max =⨯==
m u V D S 1682.1846
.014.39064
.044=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 221.5386
4
m D A T ==
π
实际空塔气速 s m A V u T S /8915.05386
.19064.0===
2.1.2提留段的气液体积流率
s m M V V V S /0.9420985.236001
.88904.1143600'''3'=⨯⨯==
ρ
s m M L L L S /00468.07
.78936001
.88314.1513600'''3'=⨯⨯==
ρ
由V V L c u ρρρ-=max
，式中由c 计算，2
.02020⎪⎭
⎫
⎝⎛=t c c σ由史密斯关联图查取，
其中20c 794.02.985
7.7899420.00046.0''2
/12
/1''=⎪⎭⎫
⎝⎛⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯V L h h V L ρρ图的横坐标为 取板间距H T =0.4m ，板上液层高度h L =0.06m ，则H T - h L =0.4-0.06=0.34m 查史密斯关联图得071.020=C
0704.0201719.19071.0202
.02
/120=⎪
⎭
⎫
⎝⎛⨯=⎪
⎭
⎫
⎝⎛=L C C σ
s m u /1429.12.985
985
.27.7890704.0max =-⨯
=
取安全系数
s m u u /8000.04710.17.07.0max =⨯==
m u V D S 224.18000
.014.39420
.044=⨯⨯==
π 按标准塔径圆整 m D 4.1= 塔截面积为 221.5386
4
m D A T ==π
实际空塔气速 s m A V u T S /612.05386
.19420.0===
2.2塔板主要尺寸计算
2.2.1精馏段
（1）溢流装置计算
因塔径D=1.4m ，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:w l 取m D l w 0.92466.0== ○
2流堰高度ow l w h h h -=，，选用平直堰，堰上液层高度3
/2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w h
ow l L E h
近似取E=1，则
m h ow 0111.00.9243600002.0100084.23
/2=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=
m h w 0489.01110.006.0=-= ○
3弓形降液管宽度d W 和截面积f f A 由66.0=D
l w
，查图得2207.0=T f A A ，241.0=D W d 故21111.05386.17220.0m A f =⨯=
m W d 7361.04.1241.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间
s L H A h
T
f 5s 22.22020
0.036004
.01111.036003600>=⨯⨯⨯=
=
θ，故降液管设计合理。

○
4降液管底隙高度0h 0
0'3600u l L h w h
=，取s m u /08.0'0=
m h )025.0~02.0(027.008
.00.9243600002
.036000>=⨯⨯⨯=
，故底隙设计合理
选用凹形受液盘。

深度mm h w 50'= (2)塔板布置 (a) 塔板的分布
因D ≧800mm ，采用分块式查表得，塔板分为4块 (b)边缘区域宽度确定
取m W W S S 065.0'== m W C 035.0= （c ）开孔区面积计算
开孔面积 ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=r x r x r x A a arcsin 1802222π
()()m W W D x S d 4614.0065.01736.02
4
.12/=+-=
+-=
其中m W D r c 665.0350.02/4.12/=-=-=
故2
2221197.1665.04614.0arcsin 180665.04614.0665.04614.02m A a =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=π (d)筛孔计算及其排列
本设计所处理物系无腐蚀性，可选用δmm 3=碳钢板，取筛孔直径ｄＯ=5mm 。

筛孔 按正三角形排列，取孔中心距t=3.2d o =16mm ，筛孔数目n=1.55Aa/t 2=5052.2圆整到 5053个
开孔率ψ=d 0/A A =0.9072
0t
d ）（⨯=8.8% A O =Aa ϕ=0.0991m 3
气体通过筛孔气速u o =Vs/Ao=0.9064/0.0991=9.146m/s
2.2.2提馏段
（1）溢流装置计算
因塔径D=1.4m ，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:w l 取m D l w 0.92466.0== ○
2流堰高度ow l w h h h -=，，选用平直堰，堰上液层高度3
/2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w h
ow l L E h
近似取E=1，则
m h ow 0194.00.92436000046.0100084.23
/2=⎪
⎭
⎫ ⎝⎛⨯⨯=
m h w 0406.01940.006.0=-= ○3弓形降液管宽度d W 和截面积f f A 由
66.0=D
l w
，查图得2207.0=T f A A ，241.0=D W d 故21111.05386.17220.0m A f =⨯= m W d 7361.04.1241.0=⨯= 验算液体在降液管中停留时间
s L H A h
T
f 5s 660.9046
0.036004
.01111.036003600>=⨯⨯⨯=
=
θ，故降液管设计合理。

○
4降液管底隙高度0h 0
0'3600u l L h w h
=，取s m u /08.0'0=
m h )025.0~02.0(0622.008
.00.92436000046
.036000>=⨯⨯⨯=
，故底隙设计合理
选用凹形受液盘。

深度mm h w 50'= (2)塔板布置 (a) 塔板的分布
因D ≧800mm ，采用分块式查表得，塔板分为4块 (b)边缘区域宽度确定
取m W W S S 065.0'== m W C 035.0= （c ）开孔区面积计算
开孔面积 ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=r x r x r x A a arcsin 180222
2π ()()m W W D x S d 4614.0065.01736.02
4
.12/=+-=
+-=
其中m W D r c 665.0350.02/4.12/=-=-=
故2
2221197.1665.04614.0arcsin 180665.04614.0665.04614.02m A a =⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯⨯=π
(d)筛孔计算及其排列
本设计所处理物系无腐蚀性，可选用δmm 3=碳钢板，取筛孔直径ｄＯ=5mm 。

筛孔 按正三角形排列，取孔中心距t=3.2d o =16mm ，筛孔数目n=1.55Aa/t 2=5052.2圆整到 5053个
开孔率ψ=d 0/A A =0.9072
0t
d ）（⨯=8.8% A O =Aa ϕ=0.0991m 3
气体通过筛孔气速u o =Vs/Ao=0.9420/0.0991=9.50m/s
2.3塔板的流体力学验算
2.3.1精馏段
（1） 塔板压降 ○1干板阻力计算c h
液注。

）（）（
，查表图的，，由m c c u c L v c 0255.015
.80587
.2722.0146.9051.0h 722.067.13/5d
)()(
051.0h 200200=⨯⨯====⨯⨯=δ
ρρ
○2气体通过液层阻力1h 计算
液注。

，故查图得：m 0375.006.0625.0h h 625.0/074.187.2634.0u /634.01111
.05386.19064
.0u h h 15
.05
.0a 0a 1=⨯=⨯======-=-=
⨯=L V f T S L sm
kg
F s
m A A V ββρβ
故合格。

液注降为：
气体通过每层塔板的压液注
Pa
Pa g P h h h p P c p L L k 7.03.51481.915.8050651.0h 0651.00021.00375.00255.0h m 0021.0039.081.955.805104957.204gd 4h 2130<=⨯⨯==∆=++=++==⨯⨯⨯⨯==-ρρσσσ
（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） 液沫夹带 液沫夹带量：2.36
)(
1076.5f
T a
L
v h H u e -⨯=
-σ
带量在允许范围内。

故，在本设计中液沫夹气液1.0kg /005.0)15.04.0634.0(104957.201076.515.006.05.25.22
.336<=-⨯⨯⨯==⨯==--kg e m
h h v l f
（4）漏液
对于筛板，漏液点气速
故本设计中无明显漏液稳定系数实际孔速.5.151.104
.614
.9/14.9/047.687.2/15.805)0021.006.013.00056.0(722.04.4/)13.00056.0(4.4min
,0000min ,0>==
=
=<=-⨯+⨯⨯=-+=u u K s m u s m h h c u V
L L ρρσ
（5） 液泛
为了防止塔内液泛发生，要求控制降液管中清液层高度）（w T h H Hd +≤φ 苯-甲苯物系属于一般物系，则，取0.0489h , 0.4H 0.5w T ===φ
0.224m 0.04890.400.5h H w T =+=+）（）（φ，而Hd=h p +h l +h 板上不设进口堰，Hd=0.135*（u ，o ）2=0.135*（0.08）2=0.001m 液柱，Hd=0.0651+0.06+0.001=0.1261m 液柱，满足要求，故不会发生液泛
2.3.2提馏段
（1） 塔板压降 ○1干板阻力计算c h
液注。

）（）（
，查表图的，，由m c c u c L v c 0291.07
.789985
.2722.050.9051.0h 722.067.13/5d
)()(
051.0h 200200=⨯⨯====⨯⨯=δ
ρρ
○2气体通过液层阻力1h 计算
液注。

，故查图得：m 0375.006.0625.0h h 625.0/1399.1985.26598.0u /6598.01111
.05386.1942
.0u h h 15
.05
.0a 0a 1=⨯=⨯===⨯===-=-=
⨯=L V f T S L sm
kg
F s
m A A V ββρβ
故合格。

液注降为：
气体通过每层塔板的压液注
Pa
Pa g P h h h p P c p L L k 7.01.53781.94.7990685.0h 0685.00019.00375.00291.0h m 0091.0005.081.94.799101722.194gd 4h 2130<=⨯⨯==∆=++=++==⨯⨯⨯⨯==-ρρσσσ （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） 液沫夹带 液沫夹带量：2.36
)(
1076.5f
T a
L
v h H u e -⨯=
-σ
带量在允许范围内。

故，在本设计中液沫夹气液1.0kg /065.0)15.04.06598.0(101722.191076.515.006.05.25.22
.33
6<=-⨯⨯⨯==⨯==--kg e m
h h v l f （5）漏液
对于筛板，漏液点气速
故本设计中无明显漏液稳定系数实际孔速5.158.1005
.650
.9/50.9/005.6941
.24
.799)0019.006.013.00056.0(722.04.4/)13.00056.0(4.4min
,0000min ,0>==
=
=<=⨯-⨯+⨯⨯=-+=u u K s m u s m h h c u V L L ρρσ
（5） 液泛
为了防止塔内液泛发生，要求控制降液管中清液层高度）（w T h H Hd +≤φ 苯-甲苯物系属于一般物系，则，取0.0406h , 0.4H 0.5w T ===φ
0.2203m 0.04060.400.5h H w T =+=+）（）（φ，而Hd=h p +h l +h 板上不设进口堰，
Hd=0.135*（u ，o ）2=0.135*（0.08）2=0.001m 液柱，Hd=0.0685+0.06+0.001=0.1295m 液柱，满足要求，故不会发生液泛
2.4塔板负荷性能图
2.4.1精馏段
（1）液沫夹带线
以v e =0.1kg 液/kg 气，为限，求S S L V -的关系
3
/22.33/23
63
/23
/23
/2f
2.36
805.15514.21.0)76.128.07005.0(104956.201076.576.128.076.112.0)924
.03600(100084.2,0489.0),(5.25.27005.0)(
1076.5S
S S v S
f T S
f S ow w ow w L f S
T S
a f T a L
v L V L Vs e L h H L h L h h h h h h V A A V u h H u e -==-⨯⨯=-=-+=⨯==-===-=-⨯=
--，由σ
由式（1）知 ，则在操作范围内任取几个s L 值。

依式子（1）算出相应s v 值列于表1中。