苯-氯苯连续分离精馏塔设计

苯-氯苯分离精馏塔设计
摘要：氯苯作为一种重要的基本有机合成原料，在生产上应用广泛，由苯液相氯化法制得的氯苯中含有一定量的苯，本设计为一连续精馏塔，用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。

本设计选用了效率、经济、安全等各个方面综合性能较好的内件产品，采用了板式精馏塔，塔板选用筛板。

筛板塔结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。

本设计主要完成了工艺计算和设备设计两方面的内容，设计思想主要依照GB150-1998《钢制压力容器》。

工艺计算确定塔径为0.8m，塔总高度为9.9m。

设备设计部分，确定筒体材料为16MnR，筒体名义厚度为8mm。

根据《过程设备设计》及JB4737-95确定封头为标准椭圆型封头，公称直径为800mm，曲面高度200mm，直边高度为25mm，厚度为8mm；液体和气体进出口接管法兰都选用标准为HG20593-97的突面（RF）型板式平焊钢管制法兰(PL)；丝网除沫器选用SP型过滤网；因为本设计没有特殊要求，故选用的是圆筒形裙座，直径为800mm。

最后进行了筒体和封头的强度和稳定性计算，各人孔和接管的开孔补强计算，筒体的强度和稳定性以及水压试验的校核，通过校核，确定本设计的塔体壁厚、高度等在设计压力下均符合要求。

关键词：氯苯；精馏；筛板塔
The design of distillation column about the separation
Of benzene and chlorobenzene
Abstract:Chlorobenzene as an important basic organic synthesis raw material, widely used in production, the rule of law by a benzene liquid-phase chlorination of p contains a certain amount of benzene, the design for a continuous distillation column for separation volatile benzene and chlorobenzene is not easy. The design chooses the integrated product of good synthesized function with efficiency, economic, security and other aspects .It will be better that choosing rectifying tray Tower and sieve as tray.The sieve tower has mang advantages such as simple structure and low price,besides liquid drop on the surface of plate is small. It has a low pressure , but a larger capacity of production. At last gas in tower spreads evenly with a higher efficiency of mass transfer . The design completes the process calculation which defines that the tower diameter is 800mm and the overall height is 9.9m, and equipment design which defines that the material of the barrel is 16MnR and the nominal thickness is 8 mm according to the Steel Pressure Vessel (GB150-1998).The design selectes the standard elliptic heads whose diameter is 800mm, surface height is 200mm, straight flange height is 25mm according to the Process Equipment Design and JB4737-95. The piping flanges of import and export of liquid and gas are all used the RFPF according to HG 20593-97.The wire mesh demister selects the SP filter screen. The design has no specific requirements so that the cylindrical skirt is selected, whose diameter is 800mm..Finally the design conducts the festigkeit and stability ueberpruefung and so on, and defines the thickness and height of the tower body all conform the requirements under the design pressure.
Keywords: chlorobenzene,distillation,plate column
目录
第1章绪论 (1)
1.1 精馏原理 (1)
1.2 塔设备概述 (1)
1.3 氯苯简介 (2)
第2章苯-氯苯分离精馏 (3)
2.1 工艺流程 (3)
2.2设备选型 (4)
2.2.1 塔设备的选型 (4)
2.2.2 塔板的类型与选择 (5)
2.3 操作条件的选择 (6)
第3章工艺计算 (7)
3.1 计算准备 (7)
3.2 精馏塔的物料衡算 (7)
3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 (7)
3.2.2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (7)
3.2.3 物料衡算 (7)
3.3 塔板数的确定 (8)
3.3.1 理论板层数N T的求取 (8)
3.3.2 实际板层数的求取 (10)
3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (10)
3.4.1 操作压力计算 (10)
3.4.2 操作温度计算 (10)
3.4.3 平均摩尔质量计算 (11)
3.4.4 平均密度计算 (11)
3.4.5 液体平均表面张力计算 (13)
3.4.6 液体平均粘度计算 (13)
3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算 (14)
3.5.1 塔径的计算 (14)
3.5.2 精馏塔有效高度计算 (17)
3.6 塔板主要工艺尺寸的计算 (18)
3.6.1 溢流装置计算 (18)
3.6.2 塔板布置 (21)
3.7 筛板的流体力学验算 (23)
3.7.1 塔板压降 (23)
3.7.2 液面落差 (25)
3.7.3 液沫夹带 (25)
3.7.4 漏液 (26)
3.7.5 液泛 (26)
3.8 塔板负荷性能图 (27)
3.8.1 精馏段塔板负荷性能图 (27)
3.8.2 提馏段塔板负荷性能图 (30)
第4章筒体设计 (36)
4.1 材料选择 (36)
4.1.1 材料选择依据 (36)
4.1.2 材料选择 (37)
4.2 结构形式 (37)
4.3 筒体厚度确定 (38)
4.3.1 计算准备 (38)
4.3.2 筒体厚度 (38)
第5章封头设计 (40)
5.1 封头形式选择 (40)
5.1.1 常见封头型式 (40)
5.2 封头计算 (41)
5.2.1 封头材料 (41)
5.2.2 封头厚度的计算 (41)
第6章开孔设计 (43)
6.1 人孔的选择 (43)
6.2 管道内径计算分析 (43)
6.2.1 进料管计算 (43)
6.2.2 塔顶蒸汽出口管计算 (44)
6.2.3 回流管计算 (44)
6.2.4 釜液出口管计算 (44)
6.2.5 气体进口管计算 (45)
6.3 管道法兰选择 (45)
第7章开孔补强 (46)
7.1 补强结构的选择 (46)
7.2 补强计算 (46)
7.2.1 开孔所需补强面积 (46)
7.2.2 有效补强范围 (47)
第8章裙座的选择 (50)
第9章辅助装置及附件 (51)
9.1 除沫器 (51)
9.1.1 操作气速的计算 (51)
9.1.2 直径D N的计算 (51)
9.2 梯子手柄 (52)
9.3 操作平台与梯子 (52)
第10章压力试验 (53)
10.1 试验目的 (53)
10.2 试验压力 (53)
10.3 校核试验时圆筒的薄膜应力 (53)
结论 (55)
致谢 (56)
参考文献 (57)
第1章绪论
1.1 精馏原理
精馏是分离液体混合物最常用一种作，在化工、炼油等工业中应用很广。

它通过汽、液两相的直接接触，利用组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发的由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传质过程。

精馏过程中，料液自塔的中部某适当的位置连续地加入塔内，塔顶设有冷凝器将塔顶蒸汽冷凝为液体。

冷凝液的一部分回入塔顶，称为回流液，其余作为塔顶产品（馏出液）连续排出。

在塔内上半部（加料位置以上）上升蒸汽和回流液体之间进行着逆流接触和物质传递。

塔底部装有再沸器（蒸馏釜）以加热液体产生蒸汽，蒸汽沿塔上升，与下降的液体逆流接触并进行物质传递，塔底连续排出部分液体作为塔底产品。

塔的上半部分（加料位置以上）称为精馏段，塔的下半部分包括再沸器（蒸馏釜）称为提馏段。

精馏用于比较难分离的体系，用普通的精馏不能分离的体系则可用特殊的精馏。

特殊精馏是在物系中加入第三组分，改变被分离组分的活度系数，增大组分间的相对挥发度，达到有效分离的目的。

1.2 塔设备概述
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,他可以使气(或汽)液或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。

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方面都有重大影响。

塔设备中常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。

此外，工业气体的冷却和回收、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和减湿等。

最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。

此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：
●生产能力大：即单位塔截面可以通过较大的汽、液两相流率，不会产生液泛
等不正常的流动；
●效率高：汽、液两相在塔内流动时能保持充分的密切接触，具有较高的塔板
效率或较大的传质速率；
●流动阻力小：流体通过塔设备的阻力降小，可以节省动力费用，在减压作时
易于达到所要求的真空度；
●有一定的作弹性：当汽、液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，
且不会使效率产生较大的变化；
●结构简单，造价低，安装检修方便；
●能满足物系某些工艺特性，如腐蚀性、热敏性、起泡性等特殊要求[2]。

1.3 氯苯简介
氯苯是无色透明易挥发的液体，有苦杏仁味。

熔点-45.6℃，沸点131.6℃，相对密度1.107（20/4℃），折光率1.5248，闪点23℃，自燃点637.78℃，易燃。

在空气中爆炸极限为1.83～9.23%（体积）。

不溶于水，易溶于醇、醚、苯和氯仿等。

有毒，毒性中等。

氯苯是一种重要的基本有机合成原料，用作染料、医药、农药、有机合成中间体。

用于制造苯酚、硝基氯苯、二硝基氯苯、苯胺、硝基酚及杀虫剂滴滴涕等，也用作乙基纤维素和许多树脂的溶剂。

氯苯的下游产品中，硝基氯化苯是氯苯的主要消费用户，对硝基氯化苯是重要的染料、农药、医药的中间体。

以对硝基氯化苯为原料可以生产对硝基苯酚、对硝基苯胺、对氨基苯酚、对苯二胺、对氨基苯甲醚和对氨基苯乙醚等一系列有机化工产品。

但由于用苯氯化法制氯苯后，苯和氯苯互溶，因此需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯。

近年来，氯苯衍生物系列产品在染料、医药、助剂、农药等行业中应用不断拓展。

且近两年氯化苯国内产能也稳步增长，行业地位不断加强，位居世界生产大国地位。

据行业数据统计，国内目前供需仍保持平衡，且总产能仍略低于下游总需求(下游实际生产满负荷开工前提下)，并没出现产能过剩的现象。

由于当前国内受宏观经济环境及行业环保治理等因素影响，市场反映出相对过剩现象，但是产品短期的相对过剩并不代表行业今后的发展趋势。

作为氯化苯的上游产品焦化苯在国际市场已有获利空间，未来焦化苯的出口增加，将形成对氯苯行业的有效支撑。

并且据各外贸企业反馈的信息显示，氯苯出口也有进一步增长趋势。

因此，氯苯行业基础稳固，市场经整理后将逐渐企稳向好。

第2章苯-氯苯分离精馏
2.1 工艺流程
连续精馏装置流程如图2-1所示
图2-1连续精馏装置流程图
首先，苯和氯苯的原料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。

2.2设备选型
2.2.1 塔设备的选型
实现精馏过程的主体设备主要有填料塔和板式塔。

填料塔属于微分接触型的气液传质设备。

塔内以填料作为气液接触和传质的基本构件。

液体在填料表面呈膜状自上而下流动，气体呈连续相自下而上与液体作逆流流动，并进行气液两相间的传质和传热。

两相的组分浓度或温度沿塔高呈连续变化。

板式塔是一种逐级（板）接触的气液传质设备。

塔内以塔板作为基本构件，气体自塔底向上以鼓泡活喷射的形式穿过塔板上的液层，使气-液相密切接触而进行传质与传热，两相的组分浓度呈阶梯式变化。

填料塔与板式塔的主要区别见表2-1。

表2-1 填料塔与板式塔的比较
填料塔板式塔压降
小尺寸填料，压降较大，而大尺寸填料
及规整填料，则压降较小
较大空塔气速
小尺寸填料气速较小，而大尺寸填料
及规整填料则气速可较大
较大
塔效率
传统的填料，效率较低，而新型乱堆
及规整填料则塔效率较高较稳定、效率较高
液-气比对液体量有一定要求较大
持液量较小较大
安装、检修较难较容易材质金属及非金属材料均可一般用金属材料
造价新型填料，投资较大大直径时造价较低综合考虑上表各项，板式塔由于比填料塔性能稳定、效率高、安装检修方便及造价低等优点，本设计选用板式塔。

2.2.2 塔板的类型与选择
塔板是板式塔的主要构件，分为错流式塔板和逆流式塔板两类，工业应用以错流式塔板为主，常用的错流式塔板主要有泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。

其中泡罩塔是工业上应用最早的塔板，其主要元件为升气管及泡罩。

它的优点是操作弹性较大，液气比范围大，不易堵塞，适于处理各种物料，操作稳定可靠。

其缺点是结构复杂，造价高；板上液层厚，塔板压降大，生产效率及板效率较低。

筛孔塔板简称筛板，结构特点为塔板上开有许多均匀的小孔。

筛板的特点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。

其缺点是筛孔易堵塞不宜处理易结焦、粘度大的物料。

浮阀塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的。

其结构特点是在塔板上开有若干阀孔，每个阀孔装有一个可以上下浮动的阀片。

它的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大，操作弹性大及塔板效率高等优点，且加工方便，故有关浮阀塔板的研究开发较其他几种塔型的塔板广泛，是目前新型塔板研究开发的主要方向。

常用板式塔的性能比较见表2-2。

表2-2 板式塔性能的比较
塔型与泡罩塔相
比的相对气
相负荷
效率操作弹性
85%最大负荷时的单
板压降/mm（水柱）
与泡罩塔相比的
相对价格
可靠性
泡罩塔 1.0 良超45～80 1.0 优
浮阀塔 1.3 优超45～60 0.7 良
筛板塔 1.3 优良30～50 0.7 优由表2-2看出，筛板塔在相对气液相负荷、效率、可靠性以及价格方面都较其他两种塔优，因此本设计选用筛板塔，其特点如下：
●结构简单、制造维修方便；
●生产能力大，比浮阀塔还高；
●塔板压力降较低，适宜于真空蒸馏；
●塔板效率较高，但比浮阀塔稍低；
●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；
●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。

根据介质的性质，本设计选用的是筛板塔。

2.3 操作条件的选择
本设计的题目是苯-氯苯分离精馏塔设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的氯苯，采用连续操作方式，具体工艺参数如下：
处理量：60000吨/年
料液组成（含氯苯）：38％
产品组成（氯苯纯度）：99％
塔顶产品组成（含氯苯）：≤2％
操作压力：塔顶压强4KPa(表压)
进料热状况和回流比自选
塔底加热蒸气压力：0.5MPa（表压)
单板压降：≤0.7KPa
地震裂度：7度
土质情况：第二类场地土
当地气压=745mmHg
设备年工作时间：300天（每天24小时连续运行）
水电供给：水源充足，供电正常
第3章 工艺计算
3.1 计算准备
对于年产6万吨的氯苯精馏塔以每小时为计算基准：
已知每天24小时不停工，年工作时间为300天（其中大修20天，中修10天，小修及事故处理5天），所以整个车间的单位时间处理能力为：
60001000
8333.34/30024F kg h
⨯=
=⨯
3.2 精馏塔的物料衡算
3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率
苯的摩尔质量 M A =78.11kg/kmol 氯苯的摩尔质量 M B =112.56kg/kmol
0.62/78.11
0.702
0.62/78.110.38/112.56
0.98/78.11
0.9860.98/78.110.02/112.56
0.01/78.11
0.014
0.01/78.110.99/112.56F D W x x x =
=+==+==+
3.2.2 原料及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
0.70278.11(10.702)112.5688.38/0.98678.11(10.986)112.5678.59/0.01478.11(10.014)112.56112.08/F D W M kg kmol M kg kmol M kg kmol
=⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯= 3.2.3 物料衡算
原料处理量 8333.34
94.29/88.38
F k m o l h
=
= 总物料恒算 94.29=D+W 苯物料恒算 94.29
0.702⨯=0.986D +0.014W
联立解得 D =27.65 /kmol h
W =66.64 /kmol h
3.3 塔板数的确定
3.3.1 理论板层数N T 的求取
1、苯—氯苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。

查得苯-氯苯的气液平衡数据，如表3-1，绘出x —y 图，见图3-1
表3-1 苯-氯苯的气液平衡数据
温度℃ x A
y A
80.1 1 1 85 0.818 0.957 90 0.678 0.911 95 0.543 0.847 100 0.440 0.782 105 0.276 0.665 110 0.185 0.563 115 0.131 0.455 120 0.0879 0.343 125
0.0454 0.200 130 0.0115 0.0567 131.75
2、求最小回流比及操作回流比
采用作图法求最小回流比。

在图3-1中对角线上，自点e （0.702，0.702）作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为
0.920q y =，0.702q x =
图3-1 图解法求理论板层数
故最小回流比为
min 0.9860.9200.066
0.300.9200.7020.218
D q q q
x y R y x --=
=
==-- （3-1）
取操作回流比为
min 220.300.60R R ==⨯= （3-2）
3、求精馏塔的气、液相负荷
0.627.6516.59/(1)(0.61)27.6544.24/16.5994.29110.8/44.24/L RD kmol h
V R D kmol h
L L F kmol h V V kmol h
==⨯==+=+⨯='=+=+='==
4、求操作线方程 精馏段操作线方程
16.5927.650.9860.3750.61644.2444.24
D L D y x x x x V V =
+=+⨯=+ （3-3） 提馏段操作线方程
110.866.640.014 2.5050.02144.2444.24
W L W y x x x x V V '''''=
-=-⨯=-'' （3-4） 5、图解法求理论板层数
采用图解法求理论板层数，如图3-1所示。

求解结果为 总理论板层数 6T N = 进料板位置 3F N = 3.3.2 实际板层数的求取
1、全塔效率
由于处理量较小，且理论板数较少，所以可取较大板效率，即67%T E = 2、实际板层数 精馏段实际板层数2
2.930.67
N ==≈精 提馏段实际板层数4
6.170.67
N =
=≈提 3.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
3.4.1 操作压力计算
塔顶操作压力 745101.3
4103.3p a
760
D P k ⨯=
+= 每层塔板压降 p ∆=0.7kPa 进料板压力 103.30.73
106.F P =+⨯= 塔底压力 106.80.77
108.
2W P =+
⨯= 精馏段平均压力 精m P =(103.3+106.8)/2=105.1kPa 提馏段平均压力 108.2106.8/21m P =+=提（）kpa 3.4.2 操作温度计算
表3-2 苯-氯苯安托尼常数
安托尼系数
A B C 苯 15.9008 2788.51 -52.36 氯苯
16.0676
3295.12
-55.60
根据操作压力，通过泡点方程及安托因方程可得
塔顶温度 D t 错误！未找到引用源。

＝82.5℃ 进料板温度 F t 错误！未找到引用源。

＝95℃
塔底温度 135W t =℃
精馏段平均温度 精m t 错误！未找到引用源。

＝()2/F D t t +=88.75C 提馏段平均温度 /2115F W m t t t =+=提（）℃ 3.4.3 平均摩尔质量计算
1、塔顶平均摩尔质量计算
由986.01==y x D ，查平衡曲线，见图3-1，得1x =0.935
kmol kg M VD m /59.7856.112)986.01(11.78986.0=⨯-+⨯= kmol kg M LD m /35.8056.112)935.01(11.78935.0=⨯-+⨯=
2、 进料板平均摩尔质量计算 查平衡曲线，见图3-1，得
0.878F y =，0.602F x =
0.87878.11(10.878)112.5682.31/VFm M kg kmol =⨯+-⨯= 0.60278.11(10.602)112.5691.82/LFm M kg kmol =⨯+-⨯=
3、塔底平均摩尔质量计算 查平衡曲线，见图3-1，得
072.01=y ，014.01==W x x
kmol kg M VWm /08.11056.112)072.01(11.78072.0=⨯-+⨯= kmol kg M LWm /08.11256.112)014.01(11.78014.0=⨯-+⨯=
4、精馏段平均摩尔质量
m 78.5982.31
80.45/2V M kg kmol +==（精）
Lm 80.3591.82
86.09/2
M kg kmol +=
=（精）
5、提馏段平均摩尔质量
m 110.0882.31
91.20/2
V M kg kmol +==（提）
Lm 112.0891.82
101.95/2
M kg kmol +=
=（提）
3.4.4 平均密度计算
1、气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，即
m 3m ()105.180.45
2.81/8.31488.7527
3.15V Vm m P M kg m RT ρ⨯=
=
=⨯+（精）精精
（）
（3-7）
m 3m ()107.591.2 3.04/8.314115273.15V Vm m P M kg m RT ρ⨯=
==⨯+（提）提提（）
（3-8）
2、液相平均密度计算
液相平均密度依式3-9计算，即
1//Lm i i ρρ=α∑ （3-9）
（1）塔顶液相平均密度的计算
由D t =82.5C ︒=355.65K ，查《化学化工物性数据手册》得
3812.5/A kg m ρ=，31039.7/B kg m ρ=，故
31
816.07/(0.98/812.50.02/1039.7)
LDm kg m ρ=
=+
（2）进料板液相平均密度的计算 由F t =95C ︒=368K ，查《化学化工物性数据手册》得
3792.1/A kg m ρ=，31019.7/B kg m ρ=
进料板液相的质量分率
0.60278.11
0.5120.60278.11(10.602)112.56
A ⨯α=
=⨯+-⨯
31
888.92/(0.512/792.1(10.512)/1019.7)
LFm kg m ρ=
=+-
（3）塔底液相平均密度的计算
由W t =135C ︒=408.15K ，查《化学化工物性数据手册》得
3750.4/A kg m ρ=，3979.4/B kg m ρ=，故
31
870.39/(0.01/750.4(10.01)/979.4)
LWm kg m ρ=
=+-
精馏段液相平均密度为
3m 816.07888.92852.50/2
L kg m ρ+=
=（精）（）
提馏段液相平均密度为
3m 852.50870.39919.94/2
L kg m ρ+=
=（提）（）
3.4.5 液体平均表面张力计算
液相平均表面张力依式3-10计算，即
Lm i i x σσ=∑ （3-10）
1、塔顶液相平均表面张力的计算
由D t =82.5C ︒=355.65K ，查《化学化工物性数据手册》得
20.82/A mN m σ=，26.04/B mN m σ=
0.98620.820.01426.0420.89/LDm mN m σ=⨯+⨯=
2、进料板液相平均表面张力的计算
由F t =95C ︒=368K ，查《化学化工物性数据手册》得
18.60/A mN m σ=，23.96/B N m σ=
0.60218.6(10.602)23.9620.73/LFm mN m σ=⨯+-⨯=
3、塔底液相平均表面张力的计算
由W t =135C ︒=408.15K ，查《化学化工物性数据手册》得14.48/A mN m σ=，
20.06/B N m σ=
0.01414.480.98620.0619.98/LWm mN m σ=⨯+⨯=
精馏段液相平均表面张力为
()m 20.8920.73220.81/L mN m σ=+=（精）
提馏段液相平均表面张力为
()m 20.7319.98220.36/L mN m σ=+=（提）
3.4.6 液体平均粘度计算
液相平均粘度依式3-11计算，即
lg lg Lm i i x μμ=∑ （3-11）
1、塔顶液相平均粘度的计算
由D t =82.5C ︒=355.65K ，查《化学化工物性数据手册》得
0.312A mPa s μ=⋅，0.424B mPa s μ=⋅，故
lg 0.986lg(0.312)0.014lg(0.424)LDm μ=+
解出0.313LDm mPa s μ=⋅ 2、进料板液相平均粘度的计算
由F t =95C ︒=368K ，查《化学化工物性数据手册》得
0.261A mPa s μ=⋅，0.364B mPa s μ=⋅，故
lg 0.602lg(0.261)0.398lg(0.364)LWm μ=+
解出0.297LWm mPa s μ=⋅ 3、塔底液相平均粘度的计算
由W t =135C ︒=408.15K ，查《化学化工物性数据手册》得
0.191A mPa s μ=⋅，0.280B mPa s μ=⋅，故
lg 0.014lg(0.191)0.986lg(0.28)LWm μ=+
解出0.279LWm mPa s μ=⋅ 精馏段液相平均表面张力为
()m 0.3130.29720.305L mpa s μ=+=⋅（精）
提馏段液相平均表面张力为 ()m 0.297
0.27920.288
L m p a s μ=+=⋅（提） 3.5 精馏塔的塔体工艺尺寸的计算
3.5.1 塔径的计算
1、精馏段塔径
精馏段气、液相体积流率为
344.2480.45
0.352/36003600 2.81VM s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ （3-12）
316.5986.09
0.00047/36003600852.50
LM s Lm LM L m s ρ⨯=
==⨯ （3-13）
由 m a x u =C
L V
V
ρρρ- 式中C 由式2
.02020⎪⎭⎫
⎝⎛=σC C 计算，其中错误！未找到引用源。

由图3-2查取，图
的横坐标为
1/2
1/2
0.00473600852.500.0230.3523600 2.81h L h V L V ρρ⎛⎫⨯⎛⎫== ⎪ ⎪⨯⎝⎭
⎝⎭
初选板间距0.40T H m =，取板上液层高度m h L 06.0=，故
0.400.060.34T L H h m -=-=
查Smith 关联图，见图3-2，得C 20=0.072
图3-2 Smith 关联图
依式3-14校正物系表面张力为20.81/mN m 时的C
2
.02020⎪⎭
⎫
⎝⎛=σC C （3-14）
0.2
0.2
2020.810.0720.07262020C C σ⎛⎫
⎛⎫
==⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
最大空塔气速
max 852.50 2.81
0.0726 1.262/2.81
L V V u C
m s ρρρ--==⨯= （3-15） 可取安全系数为0.70（0.6~0.8），则空塔气速为
max 0.700.70 1.2620.884/u u m s ==⨯= （3-16）
故 440.3520.7120.884
S V D m u ππ⨯===⨯ （3-17） 塔径圆整为0.8m 塔截面积为
2220.80.5024
4
T A D m π
π
=
=
⨯= （3-18）
实际空塔气速为
0.3520.701/0.502
S T V u m s A =
== （3-19） 2、提馏段塔径
精馏段气、液相体积流率为
344.2491.20
0.369/36003600 3.04
VM s Vm V M V m s ρ'⨯=
==⨯ （3-20）
3110.8101.95
0.0034/36003600919.94
LM s Lm L M L m s ρ'⨯=
==⨯ （3-21）
初选板间距0.40T H m =，取板上液层高度m h L 06.0=，故
0.400.060.34T L H h m -=-=
由 m a x u =C
L V
V
ρρρ- 式中C 由式2
.02020⎪⎭⎫
⎝⎛=σC C 计算，其中错误！未找到引用源。

由图3-2查取，图
的横坐标为
1
12
2
0.00343600919.940.1600.3693600 3.04h L h v L V ρρ⎛⎫⎛⎫⨯⎛⎫
=⨯= ⎪⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭⎝⎭
查Smith 关联图，见图3-2，得C 20=0.061
依式3-14校正物系表面张力为20.36/mN m 时的C
0.2
0.2
2020.360.0610.06122020C C σ⎛⎫
⎛⎫
==⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
最大空塔气速
max 919.94 3.04
0.0612 1.063/3.04
L V V u C
m s ρρρ--==⨯= 可取安全系数为0.70（0.6~0.8），则空塔气速为
max 0.700.70 1.0630.744/u u m s ==⨯=
故 440.369
0.7950.744
S V D m u ππ⨯=
==⨯ 查《压力容器公称直径[S]》,塔径圆整为0.8m 为统一精馏段和提馏段塔径，取为D=0.8m 塔截面积为
2220.80.5024
4
T A D m π
π
=
=
⨯=
实际空塔气速为
0.369
0.735/0.502
S T V u m s A =
== 3.5.2 精馏塔有效高度计算
1、精馏段有效高度为
()()1310.40.8T Z N H m =-=-⨯=精精 （3-22）
2、提馏段有效高度为
()()1710.4 2.4T Z N H m =-=-⨯=提提 （3-23）
在进料板上方、塔下部各开一人孔，其高度为0.75m 3、塔底空间
塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。

其值由如下因素决定：
● 塔底储液空间依储存液量停留3~8min （易结焦物料可缩短停留时间）而定； ● 再沸器的安装方式及安装高度；
● 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m 的间距。

取储存液量停留停留5min W =66.64kmol/h ，3979.4Kg /B m ρ= 则塔底空间高度
31066.64112.56
5 1.2760979.4600.502
B B B T W M H t m A ρ⨯⨯⨯=⨯=⨯=⨯⨯⨯⨯ （3-24）
取B H =1.8m 。

4、塔顶空间
塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。

为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5~2.0）H T 。

若需要安装除沫器，
要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距。

本设计中因有除沫器，按其要求取塔顶空间高度D H =1.1m 。

封头高度H 1=（0.200+0.025）⨯2=0.45m
3.6 塔板主要工艺尺寸的计算
3.6.1 溢流装置计算
由于塔径D =0.8m ，故采用单溢流,内弓形降液管，平行受液盘及平行溢流堰，设进口堰。

各项计算如下：
1、精馏段溢流装置计算 （1）溢流堰长w l
对于单溢流 D l W )8.0~6.0(=,w l 为0.66D ，即
w l ﹦0.66×
0.8﹦0.528m （2）出口堰高W h 出口堰高W h 由式3-26计算
OW L W h h h -= （3-26）
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式3-27计算
2/3
2.84()1000h OW W
L h E l =
（3-27） 近似取E=1，则
2
23
32.84 2.840.0004736001()0.0062100010000.528
h OW
W L h E m l ⎛⎫⨯==⨯⨯= ⎪⎝⎭ 取板上清液层高度60L h mm = 故0.060.00620.054w h m =-=
（3）进口堰高W
h ' 一般取W
h '=W h ，即W h '=0.054 （4）降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由66.0/=D l w 查图3-3
图3-3 弓形降液管的参数
得124.0/=D W d ，0722.0/=T f A A 故0.1240.1240.80.090d W D m ==⨯=
20.07220.07220.5020.0362f T A A m =⨯=⨯=
为使液体中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。

有实践经验可知，液体在降液管内的停留时间不应小于3~5s ，对于高压下操作的塔及易起泡的物系，停留时间应更长一些。

为此，在确定降液管尺寸后，应按式3-28验算降液管内液体的停留时间θ。

36003~5f T
h
A H L θ=
/ （3-28）
由式3-29计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即
360036000.03620.40
30.850.000473600
f T
h
A H s s L θ⨯⨯=
=
=>⨯ （3-29）
符合要求
（5）降液管底隙高度o h 降液管底隙高度o h 由式3-30计算
03600u l L h W h
'⨯⨯=
（3-30）
取0
u '=0.08m/s (一般为0u '=0.07~0.25m/s )，则 00.000473600
0.0336000.5280.08
h m ⨯=
=⨯⨯
00.0540.0110.0430.006W h h m m -=-=>
故降液管底隙高度设计合理 2、提馏段溢流装置计算 （1）溢流堰长w l
取w l =0.66D ，即w l ﹦0.66×0.8﹦0.528m （2）出口堰高W h 出口堰高W h 由式3-26计算
选用平直堰，堰上液层高度OW h 由式3-27计算 近似取E=1，则
2
2
3
32.84 2.840.003436001()0.029*********.369
h OW
W L h E m l ⎛⎫⨯==⨯⨯= ⎪⎝⎭ 取板上清液层高度60L h mm = 故0.060.0290.031w h m =-=
（3）进口堰高W
h ' 一般取W
h '=W h ，即W h '=0.031 （4）降液管的宽度d W 与降液管的面积f A 由66.0/=D l w 查图3-3，得
124.0/=D W d ，0722.0/=T f A A ，故
0.1240.1240.80.090d W D m ==⨯=
20.07220.07220.5020.0362f T A A m =⨯=⨯=
液体在降液管中停留时间以检验降液管面积
360036000.03620.40
5.1650.00343600
f T
h
A H s s L θ⨯⨯=
=
=>⨯
符合要求
（5）降液管底隙高度o h 降液管底隙高度o h 由式3-30计算
取0
u '=0.08m/s(一般为0u '=0.07~0.25m/s)，则 00.00343600
0.03036000.5280.08
h m ⨯=
=⨯⨯
00.080.03520.006W h h m -=->
故降液管底隙高度设计合理 3.6.2 塔板布置
因800≥D mm ，故塔板采用分块式。

查《化工原理课程设计》表5-3得，塔板分为2块。

1、精馏段塔板布置 （1）边缘区宽度确定
溢流堰前的安定区宽度mm W s 100~70= 进口堰后的安定区宽度mm W s 100~50=' 对于小塔，边缘区宽度c W 一般取30~50mm 故取0.065S S W W m '==，035.0=c W mm （2）开孔区面积计算
开孔区面积a A 按式3-31计算，即
⎪⎪⎭
⎫
⎝
⎛+-=-r x r x r x A a 122
2sin
1802π （3-31） 其中 ()()0.80.0990.065
0.236
22d s D x W W m =
-+=-+= 0.80.0350.36522
C D r W m =
-=-= a A 22212
0.23620.2360.3650.2360.365sin 0.3191800.365m π-⎛⎫=-+⨯= ⎪⎝
⎭
（3）因本设计所处理的物系有腐蚀性，故取mm 4=δ的碳钢板，取筛孔直径
0d =5mm
筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
mm d t 155330=⨯==
塔板上的筛孔数目n 为
022
1.155 1.1550.319
16380.015A n t ⨯=
==个 （3-32） 塔板上开孔区的开孔率为
22
00.0050.907(
)0.907()10.1%0.015
d t φ=== （3-33） 在5%—15%范围内，故开孔率符合要求。

气体通过筛孔的气速为
00.35210.93/0.1010.319
S o V u m s A =
==⨯ （3-34） 2、提馏段塔板布置 （1）边缘区宽度确定
取0.065S S W W m '==，0.035c W =m （2）开孔区面积计算 开孔区面积a A 按式3-31计算 其中 ()()0.80.0990.065
0.236
22
d s D x W W m =
-+=-+= 0.8
0.0350.36522
C D r W m =
-=-= 故 a A 2
2
2
12
0.23620.2360.365
0.2360.365s i n
0.319
180
0.365
m π
-⎛⎫=-+⨯= ⎪⎝
⎭ （3）因本设计所处理的物系有腐蚀性，故取mm 4=δ的碳钢板，取筛孔直径
0d =5mm 。

筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为
mm d t 155330=⨯==
塔板上的筛孔数目n 为
022
1.155 1.1550.319
16380.015
A n t ⨯=
==个 塔板上开孔区的开孔率为
22
00.0050.907(
)0.907()10.1%0.015
d t φ===（在5%—15%范围内）
气体通过筛孔的气速为
00.36911.45/0.1010.319
S o V u m s A =
==⨯ 3.7 筛板的流体力学验算
3.7.1 塔板压降
1、精馏段塔板压降 （1）干板阻力c h 计算 干板阻力c h 由式3-35计算，即
200.051(
)()V
c o L
u h c ρρ= （3-35） 由0/5/4 1.25d δ==，查图3-4，得o c
=0.79
图3-4 干筛孔的流量系数
故 210.93 2.81
0.051(
)()0.03220.79852.5
c h m =⨯=液柱 （2）气体通过液层的阻力1h 计算 气体通过液层的阻力1h 式3-36计算，即
1()L W OW h h h h ββ==+ （3-36）
0.3520.756/0.5020.0362
s a T f V u m s A A =
==-- （3-37）
1/21/200.756 2.81 1.267/()a v F u kg s m ρ===⋅
查图3-5，得0.61β=
图3-5 充气系数关联图
故 ()0.61(0.0540.0062)L W O W h h h m
β=+=+=液柱 （3）液体表面张力的阻力h σ计算
液体表面张力所产生的阻力h σ由式3-38计算
4L
L h gd σσρ=
（3-38） 故 3
04420.81100.002852.59.810.005L L h m gd σσρ-⨯⨯===⨯⨯液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 可按式3-39计算
1p c h h h h σ=++ （3-39）
即 0.03220.03670.0020p h m =++=液柱
气体通过每层塔板的压降为
0.0709852.50
9.81592.9p p L h h g P a K P a
ρ∆==⨯⨯=<（设计允许值） 2、提馏段塔板压降 （1）干板阻力c h 计算 干板阻力c h 由式3-35计算
由0/5/4 1.25d δ==，查图3-4，得，o c =0.79
故 211.45 3.04
0.051(
)()0.03540.79919.94
c h m =⨯=液柱 （2）气体通过液层的阻力1h 计算 气体通过液层的阻力1h 式3-36计算
0.369
0.792/0.5020.0362
s a T f V u m s A A =
==--
1/21/200.792 3.04 1.38/()a v F u kg s m ρ===⋅
查图3-5，得0.60β=
故 ()0.60(0.0310.029)L W O W h h h m
β=+=⨯+=液柱 （3）液体表面张力的阻力h σ计算
液体表面张力所产生的阻力h σ由式3-38计算
即 304420.36100.0018919.949.810.005L L h m gd σσρ-⨯⨯===⨯⨯液柱
气体通过每层塔板的液柱高度p h 可按式3-39计算 即 0.03540.0360.00180p h m =++=液柱
气体通过每层塔板的压降为
0.0732919.949.81660.600.7p p L h h g Pa KPa ρ∆==⨯⨯=<（设计允许值） 3.7.2 液面落差
对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。

3.7.3 液沫夹带
1、精馏段液沫夹带
液沫夹带量由式3-40计算，即
6
3.25.710(
)a
V L
T f
u e H h σ-⨯=
- （3-40）
其中 2.5 2.50.060
f L h h ==⨯=m 故 6
3.23
5.710
0.756
()0.00920.8110
0.400.15
V e -⨯=⨯=⨯-kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气 故在本设计中液沫夹带量V e 在允许范围内。

2、提馏段液沫夹带 液沫夹带量由式5-41计算
其中 2.5 2.50.060
f L h h ==⨯=m 即 6
3.235.710
0.792
()0.01120.3610
0.400.15
V e -⨯=
⨯=⨯-kg 液/kg 气<0.1kg 液/kg 气。