苯和二甲苯物系分离系统设计书

苯和二甲苯物系分离系统设计书第一章绪论
1.1 分离方法的选择
分离方法的选择：精馏分离法，由于苯和对二甲苯所具有的物理性质不同，且满足于精馏分离的条件，在精馏分离中，多级分离过程，即混合液进行部分汽化和部分冷凝，故可使混合液得到近乎完全分离。

1.2设计流程
1.3设备初选
1.3.1 塔板类型的选择：
常见的塔板有泡罩塔板，筛板，浮阀塔板和喷射型塔板。

其中泡罩塔板的优点是：因升气管高出液层，不易发生漏液现象，有较好的操作弹性，即当汽液负荷有较大的波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；塔板不易堵塞，适合处理各种物料。

缺点是：塔板结构复杂，金属耗量大，造价高；板上液层后，气体流径曲折，通过塔板的压降加大，兼因雾沫夹带现象严重，限制了气速的提高，致使生产能力及板效率均较低，所以我们不作考虑。

筛板的优点是结构简单，造价低廉，气体压降小，板上液面落差也较小，生产能力及板效率均
较泡罩塔高。

主要缺点是：操作弹性小，筛孔小时容易堵塞，若筛孔大时，由于气速的提高，生产能力增大，所以我们也不做考虑。

浮阀塔的优点：①生产能力大；②操作弹性大；
③塔板效率高；④塔板压降及液面落差小；⑤塔的造价低。

浮阀塔致使不宜处理结焦或黏度大稍大及有一般聚合现象的系统。

所以我们觉得浮阀塔是最合适的。

喷射型塔板生产能力大，操作弹性大，压降小，液面落差小，但是有漏液和“吹干”现象，所以也不作考虑。

1.3.2 换热器的选择
换热器的分类主要有管式换热器形式，板式换热器形式和热管换热器的结构形式。

管式换热器，当两流体的温度较大，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，所以在这里不作考虑。

板式换热器，因为其效率高，热损失小，结构紧凑轻巧，占地面积小，安装清洗方便，运用广泛，寿命长。

所以我们是可以考虑的。

热管换热器，其功能上和板式换热器差不多，但是由于它的价钱一般来说比板式换热器的贵，所以我们在这次实验中选择板式换热器。

1.3.3离心泵的选择
常见的泵有很多种，有往复泵，旋转泵，漩涡泵，离心泵等，我们这次选择的是离心泵，因为它具有以下有点：①结构简单，操作容易，便于调节和自控；②流量均匀，效率高；
③流量和压头的适用范围广；④适用于输送腐蚀性或含有悬浮物的液体。

1.3.4管路的选择
所选择的是无缝钢管，适合石油，化工，窝炉行业的耐高温，耐低温，耐腐蚀。

1.4操作条件
1.4.1操作压力的选择
塔内操作压力的选择不仅涉及到分离问题，而且与塔顶和塔底的温度有关。

应根据所处理的物料性质，并兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑。

加压蒸馏可提高设备的处理能力，但会增加塔壁的厚度，使设备费用增加。

另外，压力增加使溶液的泡点和露点温度均增加，物系的相对挥发度减小，使物系分离困难。

减压蒸馏不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下其体积增大，需要的塔径增加，因此设备费用增加。

对热敏性物料可采用减压蒸馏，所以为了有效的降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。

1.4.2加料方式
加料方式有两种：高位槽加料和泵加料。

加料方式可以用加料泵直接加料也可以用高位槽加料。

用泵直接加料,简单易行,但用高位槽加料流量稳定,以免受泵操作波动的影响，依靠重力流动方式可省去一笔操作费用，但是设施的建设费用会相应增加，所以本实验选择用泵加料方式。

1.4.3 进料热状态的选择:
进料热状态有五种：冷液进料，泡点进料，气液混合进料，露点进料，加热蒸汽进料。

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。

和泡点进料相比，若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需要预热器，但塔釜热负荷(一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下。

所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。

泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

1.4.3 塔底加热方式的选择
塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。

直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。

但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。

因为此操作是用于分离苯和对二甲苯，不适合使用直接蒸汽加热，所以采取间歇蒸汽加热方法。

1.4.4 回流方式的选择
液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。

采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。

本次方案设计要求回流比R控制为最小回流比的1.6倍
第二章精馏塔的工艺计算
2.1基础数据
表2-1-1苯和对二甲苯的物理性质
物性密度熔点沸点相对分子质量临界压力在水的溶解
度折射率
T/℃ T/℃ M P/MPa g/ml
苯 878.6 5.51 80.1 78.11 4.92 0.0018 1.50108
对二甲苯 861 13.2 138.5 106.17 3.51 不溶
1.49575
表2-1-2 苯和对二甲苯的密度
温度T/℃80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯㎏/m3 816 810 805 799 793 788 782 776 770 对二甲苯㎏
810 805 800 796 791 786 782 777 772 /m3
图2-1 苯和对二甲苯的温度密度曲线
其中苯的回归方程为：ρ苯=-1.1643T+909.52；另外ρ对二甲苯
=-0.9515T+886.09
表2-1-3 苯和对二甲苯的黏度
温度T/℃80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯μ/μPa 311.8 299 286 272 260 247 235 228 220 对二甲苯μ/μ
349 335 324 310 299 290 280 269 259 Pa
图2-2 苯和对二甲苯的温度黏度曲线
表2-1-4 苯和对二甲苯的表面张力
温度T/℃80 85 90 95 100 105 110 115 120 苯σ/mN/m 21.14 20.51 19.89 19.28 18.66 18.05 17.45 16.85 16.25
对二甲苯σ
21.94 21.41 20.88 20.26 19.84 19.32 18.8 18.29 17.78 /mN/m
图2-3 苯和对二甲苯的温度黏度曲线
2.2常压下苯和对二甲苯的汽液平衡数：
表2-2-1 苯和对二甲苯的Antoine 常数
组分 A B C 苯 6.90565 1211.033 220.79 对二甲苯 6.99052 1453.43 215.307 Antonie 公式T
C B
A P +-
=lg ,其中P 是饱和蒸汽压，单位是mmHg,温度T 的单位是℃。

表2-2-2 汽液平衡数
温度T/℃ 80 85 90 95 100 105 110 115 120
α
6.467 6.233 6.013 5.809 5.618 5.439 5.272 5.115 4.968 苯P/Kpa 101 11
7.5 136.1 156.9 180 205.8 234.2 265.5 300 对二甲苯P/Kpa 15.62 1
8.86 22.64 27.01 32.05 37.83 44.42
51.9 60.37
x 0.988 0.822 0.682 0.562 0.46 0.37 0.293 0.225 0.165 y
0.998 0.967 0.928 0.882 0.828 0.762 0.686 0.596 0.495
②由以上数据可得318.5.....131321==αααα
③
图2-4 苯和对二甲苯的T-X-Y 曲线
④
图2-5 苯和对二甲苯的X-Y 曲线
⑤因为苯的进料组成是40%，所以
4753.0106
/6078/4078
/40=+=
x F
查图2-4可得 其泡点约为95℃，露点为122.5℃。

2.3物料衡算：
1、组成
① ∵塔顶馏出液苯的质量分数为90% ∴9244.0106
/1078/9078
/90=+=
x D
∵塔釜液中苯的质量分数为2% ∴0270.0106
/9878/278
/2=+=
x w
②塔顶馏出液的平均相对分子质量 1168.801060756.0789244.0=⨯+⨯=M D 塔釜混合液的平均相对分子质量 244.105106973.0780270.0=⨯+⨯=M N 料液的平均相对分子质量 6916.921065247.0784753.0=⨯+⨯=M F ③原料液流量 h kmol F /492.76916
.92243001000
5000=⨯⨯⨯=
2、全塔物料衡算
D+W=F=7.492 （a) x x x F W D F W D =+ 即0.9244D+0.0270W=7.492×0.4753 (b) 联立a 、b ，解得D=3.7427 kmol/h W=3.7493 kmol/h 3、R min ，R 的确定
①x
y y x R q
q
q
D
--=
min
（a)（2-1）
x x y q
q q
a a )1(1-+=
(b)（2-2）
联立a 、b 得 ］［x x x x R q
D q D a a ----=
1)1(11min ∵饱和液体进料 ∴x x F q = 故］
［x x x x R F
D F a a ----=
1)
1(11D min （c) 把a =5.318，x D =0.9244，x F =0.4753代入C ，解得273.0min =R ②R =1.8R min =0.4914
2.4精馏段、提馏段操作线方程
精馏段操作线方程 x x y D
n n R R R 11
11
+++=
+=0.329x n +0.671
提馏段操作线方程
027.0750
.350.7743.3464.0750.3750.350.7743.3464.050.7743.3464.0'1
x w x w
W
qF L W x m W
qF L qF L y m -+⨯--+⨯+⨯=-+-
-++=
+
∴ 0185.0683.1'
1
-=+x y w m
2.5塔板数和进料塔位置
①简捷法 吉利兰图如下：
全塔理论板层数 由芬斯克方程式知
60.2132
.5lg )027.0027
.01)(92.0192.0(
lg 1lg )-1)1lg W
min =---=
--=
］
［］（［（
a
x x x x N m
W
D D
且 (R-Rmin)/(R+1)=0.2184
由吉利兰图查得(N-Nmin)/(N+2)=0.457即(N-2.60)/(N+2)=0.457 解得 N=6.47(不包括再沸器） 所以理论塔板数为7
精馏段理论板层数 509.0132
.5lg )]
48.048
.01)(92.0192.0lg[(
1lg )]1)(
1lg[('min
=---=
---=
a x
x x x N m
F
F
D
D
前已查出 (N-Nmin)/(N+2)=0.457 ∴N=2.62 故进料塔位置为从塔顶往下的第3层理论板。

②作图法
图2-6 求理论板数的图解法
从图可得，塔板的理论板数是6，其中进料是从第2块塔板开始。

2.6全塔效率的确定
∵047.0=x w 966.0=x D ∴由图2-4 苯-对二甲苯混合液的t-x-y 图 可得塔釜的温度Tw=126.02℃，塔顶的温度T D =102.35℃。

因为其是在泡点进料，所以T F =99℃。

所以平均温度T=109.12℃，所以
F +-X =0.47530.2436+-=L F X μμμ=⨯⨯⨯⨯苯对二甲苯（1）（10.5246）0.28910.2631mpa s 所以0.2450.49()0.451T L E αμ-=⨯= 实际塔板数N p N p =7/0.451=16
第三章 精馏塔主要尺寸计算
3.1 塔的工艺条件及物性数据
3.1.1.工艺条件：①操作压强即塔顶压强：100kPa;压强降是0.7P kPa ∆= ②操作温度：,,.D w F T T T .
2.已知D X =0.9244，W X =0.027，F X =0.4753，由苯和对二甲苯的T-X-Y 图，可以推出
D T =92.41℃，w T =129.88℃，F T =103.90℃.
所以精馏段的温度 98.162D F
n T T T +=
=℃ 提馏段的温度 116.892
w F m T T
T +==℃
3.1.2物性数据：
1.平均分子量： 塔顶：1y =D X =0.9244 由1
1
1)1(1x x y -+=αα，且α=5.318，所以1x =0.6971
气相:= kg/kmol
液相:
kg/kmol.
进料：F X =0.4753，0.8281(1)F
F F
X y X αα==+-;
气相： kg/kmol; 液相：
kg/kmol
塔釜： =0.027，0.1291(1)W
W W
X y X αα=
=+-；
气相：()0.12980.1168(10.129)105.244101.985VW Fi i M y M ==⨯+-⨯=∑； 液相：()0.02780.1168(10.027)105.224104.546LW Fi i M X M ==⨯+-⨯=∑. 所以精馏段气相：2
vD vF
nv M M M +=
= 83.498
液相2
LD LF
nL M M M +=
=90.515 提馏段气相：2
vw vF
mv M M M +== 93.212
液相：2
Lw LF
mL M M M +==98.924
2平均密度：
①精馏段气相：10083.498
2.7068.314(27398.16)
nv nv n PM RT ρ⨯=
==⨯+3/m kg ; 提馏段气相：10093.212
8.314(273116.89)
mv mv m PM RT ρ⨯==⨯+=2.8763/m kg ②液相：
已知'x F =40% ，'x D =90% ，'x W =2%，
塔顶：T D =92.41℃ 由物性手册查得 ρ苯=798.6483/m kg ，
ρ对二甲苯=798.2453/m kg ；
1
798.7220.90.1798.648798.245
D ρ=
=+
3/m kg ,
进料：T F =103.90℃ 由物性手册查得ρ苯=799.923/m kg ，
ρ对二甲苯=787.4423/m kg ；
1
792.3930.40.6
799.92787.442
F ρ=
=+
3/m kg ；
塔釜：T W =129.88℃ 由物性手册查得ρ苯=757.8583/m kg ，
ρ对二甲苯=762.1693/m kg ；
1
762.0850.020.98
757.858762.169
w ρ=
=+
3/m kg
所以精馏段平均密度795.5582F
w
nL ρρρ+==3/m kg ， 提馏段平均密度777.2392
F w
mL ρρρ+==3/m kg
3液体的表面张力：
塔顶：T D =92.41℃ 由物性手册查得σ苯=3/m N ，
σ对二甲苯=3/m N ； σD =
333
1
11.791100.90.1
19.5961020.57210=⨯+
⨯⨯3/m N ;
进料：T F =103.90℃ 由物性手册查得σ苯=3/m N ，
σ对二甲苯=3/m N ； σF =
33
1
0.40.6
18.1881019.43310+
⨯⨯=3/m N
塔釜：T w =129.88℃ 由物性手册查得σ苯=3/m N ，
σ对二甲苯=3/m N ；
w 33
1
=
0.020.98
+
15.0831016.79710σ⨯⨯=3/m N
所以精馏段的平均表面张力σn L =
F
+2D σσ=3/m N ;
提馏段的平均表面张力σm L =2
w F
σσ+=17.8373/m N
4液体粘度：
塔顶：T D =92.41℃ 由物性手册查得μ苯=279.611μPa ，
μ对二甲苯=317.252μPa ； μD =
1
0.90.1
279.611317.252
+
=282.965μPa;
进料：T F =103.90℃ 由物性手册查得μ苯=250.016μPa ，
μ对二甲苯=291.802μPa ； μF =
1
0.40.6
250.016291.802
+
=273.58μPa
塔釜：T w =129.88℃ 由物性手册查得μ苯=210.623μPa ，
μ对二甲苯=185.8μPa ； μw =
10.020.98
210.623185.8
+
=160.668μPa
所以精馏段的平均粘度μn L =
2
D F
μμ+=278.273μPa;
提馏段的平均μm L =
2
w F
μμ+=217.124μPa.
5体积流率：
由于R=0.4914，
① 精馏段 L =RD=h kmol /=1.839h kmol / V =（R+1）D==5.582h kmol / 又M n V =83.498kmol kg /，M n L =90.515kmol kg / ρn V = =2.7063/m kg ，ρn L =795.5583/m kg ； 所以质量流量：L n = M n L • L=h kg /=166.457h kg / V n = M n V •V==466.086h kg /. 所以体积流量：L h n =
166.457
759.558
n
nL
L ρ=
=0.219h m /3
V h n =
466.086
2.706
n
nv
V ρ=
=172.242h m /3
L s n =
3600hn
L =6.083s m /3 V s n = 3600
hn V
=0.0478s m /3
② 提馏段：因为是饱和液体进料，所以q=1
所以质量流量：L ‘=L+qF=1.839+7.492= 9.331h kg / V ’=V+(q-1)F=5.582h kg /
又M m V =93.212kmol kg /，M m L =98.924kmol kg / ρm V =2.8763/m kg ，ρm L =777.2393/m kg ； 所以质量流量：L m = M m L • L’=h kg /=923.060h kg / V m = M m V •V’==520.309h kg / 所以体积流量：L h m =
923.060
777.239
m
mL
V ρ=
=1.188h m /3
V h m =
520.309
2.876
m
mv
V ρ=
=180.914h m /3
L s m =
3600hm
L =3.3-410 s m /3 V s m = 3600
hm V
=0.0503s m /3
列表3-1 物性数据
精馏段 提留段
气相
液相
气相
液相
平均分子量kg/kmol
83.498 90.515 93.212 98.924 平均密度 kg/m3 2.706 795.56 2.876
777.239 表面张力N/m3 15.353*103
17.837*103
液体粘度μPa
278.273
217.124 体积流率 m3/h
172.242 0.219 180.914 1.118 体积流率m3/S
0.0478
6.083*103
0.0503
3.3*10-4
3.2精馏塔主要尺寸的计算
3.2.1塔径的计算： 1精馏段：
已知Vs=0.0478s m /3,Ls=s m /3, σn =15.353 mN/m . ρn v =2.7063/m kg , ρn L =795.5583/m kg ，
液气动能参数 11
522
Ls 6.08310795.558()()0.02180.0478 2.706nL nv
Vs ρρ-⨯⨯=⨯=
取H T =0.25，h l =0.08,安全系数为0.6，则H T - h l =0.17，查史密斯关系图得C 20=0.038. 所以0.20.2
2015.353(
)0.038()0.0362020
n
C C σ=⨯=⨯=
max 0.0360.616U C ===s m / max 0.60.60.6160.3696n U U =⨯=⨯=s m /
0.406n D m ==
按标准塔径圆整为0.5m,横截面积 2
0.19634
T D A π=
=2m
空塔气速0.04780.24350.1963
s n T V U A =
==s m / 2提馏段：
已知 s V =0.0503s m /3,4
3.310s L -=⨯ s m /3, σm =17.837mN/m .
ρm v =2.8763/m kg , ρm L =777.2393/m kg ，
液气动能参数：0.5()s mL s mv
L V ρρ⨯=40.5
3.310777.239()0.1080.0503 2.876-⨯⨯=
取H T =0.25，h l =0.08,安全系数为0.6，则H T - h l =0.17，查史密斯关系图得
C 20=0.038. 所以0.220()20m
C C σ=⨯=0.2
17.8370.038()0.037120
⨯= 0.5
max
777.239 2.8760.0371()0.6092.876
U -=⨯= s m /
max 0.6m U U =⨯=0.60.6090.3654⨯=s m /
m D =
=0.419m 按标准塔径圆整为0.5m,横截面积2
0.19634
T D A π=
=2m
空塔气速 s m T V U A =
=0.05030.2560.1963
=s m / 3.2.2浮阀塔的塔板和结构与设计 1. 堰长w l
因为D=0.5m ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘 （1）堰长w l 取w l =0.65D=0.65⨯0.5=0.325m （2）溢流堰高度w h
由ow L w h h h -= 选用平直堰，堰上液层高度为：3/2)(100084
.2w
h ow l L E h = 取E 为1 精馏段：3/2)(100084
.2w h ow l L E h ==
2
332.840.219() 2.181010000.325
-⨯=⨯m ow L w h h h -=30.08 2.18100.0778-=-⨯=m
提馏段: 3/2)(100084
.2w h ow l L E h =2
-332.84 1.188() 6.741010000.325
=
⨯=⨯m
ow L w h h h -=-30.088.55100.0733m
=-⨯=
2. 弓形降液管的宽度和横截面
因为65.0=D l w , 查3-12 163P *
图（ 下），得124.0=D W D 0721.0=T
f A A
则f A =0.0721⨯0.1963=0.0142 0.1240.50.062D W =⨯= 精馏段：5
0.01420.25
58.366.08310f T s A H s L θ-⨯=
=
=⨯
提留段：4
0.01420.25
10.76' 3.310
f T s
A H s L θ-⨯=
=
=⨯
停留时间5,s θ>故降液管可使用 3.降液管底隙高度h
取0.07/o u m s =，006.00-=w h h 则 （1）精馏段：
h o =0.0778-0.006=0.0718m （2）提留段：
h’o =0.0733-0.006=0.0673m
因为降液管的高度设计要大于20mm ，所以此设计合理。

3.2.3塔板布置 1.塔板分布：
本设计塔径D=0.5m ，采用整体块式塔板。

2.浮阀数目与排列 （1）精馏段
取阀孔动能因子0F =12，则孔速：
7.295/on U m s =
=
= 每层塔板上浮阀数目为：
20.0478
5.48860.7850.0397.295
N =
==⨯⨯个
取边缘区宽度0.03m c W = 破沫区宽度0
.05m s W =
计算塔板上的鼓泡区面积，即
22[arcsin()]180a x
A R R
π
= 并且0.172s D R W =-=,()0.10042d s D
x W W m =-+=
所以最后可计算出=a A 0.0642m
浮阀排列方式采用正三角形叉排，取同一个横排的孔心距为t=95mm 则排间距=
=
Nt A t a
'0.06460.095
⨯=0.1123m=112.3mm -3
0.0478
6.5510
7.295
s o on V A U =
==⨯
==0
907.0A A d t a
理论0.0390.1161m=116.1mm = 则按t=95mm 为一边的正三角形叉排方式作图，按N=6重新换算孔速及阀孔动能因子，
2240.0478
' 6.672/0.7850.0396
s on V U m s d N π=
==⨯⨯
''on on F U =
=6.67210.975= 阀孔动能因子变化不大，仍在9~13范围内 塔板开孔率'n on U U =
=0.5065
7.59%6.672
= （2）提馏段
取阀孔动能因子012F =，则孔速：
7.076/on U m s =
=
= 每层塔板上浮阀数目为：
20.0503
5.9560.7850.0397.076
N =
==⨯⨯个
==0
'
907.0A A d t a
理论0.0390.1114111.4m mm == 浮阀排列方式与提留段一样，采用正三角形叉排方式作图 按N=6重新核算孔速及阀孔动能因子
2240.0503
'7.021/0.7850.0396
sm on V U m s d N =
==⨯⨯
''11.907om om F U ===
阀孔动能因子变化不大，仍在9~13范围内 塔板开孔率0.5051
7.19%'7.021
m om U U =
== 3.2.4塔板的流动性能的校核：
1.气相通过浮阀塔板的压强降，可根据h p =h c +h l +h σ， (1)精馏段 ①干板阻力
hc
6.087/oc U m s === 因U on =
7.295>U oc ，则h cn =25.342vn on
Ln U g
ρρ=22.7067.2955.340.04932795.5589.81m m ⨯⨯
=⨯⨯ ②板上充汽液层阻力，取ε=0.4，h L =0.08,则hl 2=ε•h L =0.4⨯0.08=0.032m ③液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为h pn =cn Ln h h +=0.0493+0.032=0.0813m (单板压降0.0813795.5589.81634.5pn L P h g Pa ρ==⨯⨯=) （2）提馏段 ①干板阻力
hc
5.888/oc U m s ===因U om =7.076> U oc ，则 2
2.8767.0765.340.05042777.2399.81
cm h m ⨯=⨯=⨯⨯
②板上充汽液层阻力，取ε=0.4，h L =0.08,则hl 2=ε•h L =0.4⨯0.08=0.032m ③液面表面张力造成的阻力，此阻力很小，可忽略不计，因此气体流经一层浮阀塔的压强降所相当的液柱高度为h pm =m c Lm h h +=0.0504+0.032=0.0824m (单板压降0.0824777.2399.81628.28pm L P h g Pa ρ==⨯⨯=) 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 +h w ）.则H d =h p +h L ,+h d.
（1）精馏段
① 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度
h pn =0.0813m
② 体通过压降管的压头损失
522
66.083100.153()0.153() 1.039100.3250.0718
s dn w o L h l h --⨯=⨯=⨯=⨯⨯
③ 板上的液层高度h L =0.08，H d =h p +h L ,+h d =0.0813+0.08+61.03910-⨯=0.161m
取φ=0.6.已选定H T =0.25，h w =0.0778,所以 φ（H T +h w ）=0.6（0.0778+0.25）=0.1967m 可见H d ＜φ（H T +h w ）所以符合淹塔的要求。

（2）提馏段
④ 单层气体通过塔板的压降相当的液柱高度
H pm =0.0824m/s
⑤ 体通过压降管的压头损失
4
2253.3100.153()0.153() 3.48100.3250.0673
s dn w o L h l h --⨯=⨯=⨯=⨯⨯
⑥ 板上的液层高度h L =0.08，H d =h p +h L ,+h d =0.0824+0.08+53.4810-⨯=0.162m
取φ=0.6.已选定H T =0.25，h w =0.0733,所以 φ（H T +h w ）=0.6（0.25+0.0733）=0.194m 可见H d ＜φ（H T +h w ）所以符合淹塔的要求。

3.雾沫夹带
（1）精馏段:
泛液率100%F b
=
板上液体流经长度： 20.520.0620.376L D Z D W m =-=-⨯= 板上液流面积：220.196320.01420.1679b T F A A A m =-=-⨯=
取物性系数K=1，泛点负荷系数0.103F C =
所以泛液率100%F b
=
100%16.31%=
对于小塔，为避免过量的雾沫夹带，应控制泛点率不超过70%，由上可知，
雾沫夹带能满足气）的要求（液＜kg /kg 11.0V e 。

（2）提馏段：取物性系数K=1，泛点负荷系数0.098F C =
泛液率100%F b
=
100%18.72%= 3.2.5塔板的负荷性能图
（1）雾沫夹带线，
泛点率100%F b
=，据此可作出负荷性
能图，按泛点率的70%计算 ①精馏段
0.7=
整理得：0.0120.0580.51s s V L =+ 即：0.2078.79s s V L =-
由上式知雾沫夹带为直线，则在操作范围内任取两个s L ，都可知两个s V 。

②提馏段
0.7=
整理得：0.0120.06'0.511's s V L =+ 即：'0.28.52's s V L =-
在操作范围内，任取两个's L ，都可知两个's V 。

结果如表3-2所示：
精馏段 提馏段
s L -3110⨯ -4210⨯ -3110⨯ -4210⨯ s V 0.198 0.205 0.191 0.198
（2）液泛线
d l L c d L p w T h h h h h h h h h H ++++=++=+σφ)( 由上式确定液泛线。

忽略式中h σ，则
])3600(100084.2)[1()(153.0234.5)(3
/202020w
S w w S L V w T l L E h h l L g h H ++++=+ερμρφ
① 精馏段
2
222
2.7060.1967 5.340.153()2795.5589.81(0.7850.0396)0.3250.0718
S S V L =+⨯⨯⨯⨯⨯⨯ + 2
336002.84(10.5)0.0778()10000.325s L ⎡⎤++⨯⎢⎥⎣⎦
即222/30.01115.610.124S S S V L L =++ 整理得：222/30.01115.610.124S S S V L L =-- ② 提馏段
2222
2.8760.194 5.340.153()2777.2399.81(0.7850.0396)0.3750.0673
S S
V L ⨯=+⨯⨯⨯⨯⨯⨯
2
336002.84(10.5)0.073310000.325s L ⎡⎤⎛⎫⎢⎥+++ ⎪⎢⎥⎝⎭⎣⎦
222/319.62240.21 2.23S S S V L L =++ 整理得：222/30.009912.240.11S S S V L L =-- （3）液相负荷上限
液体降液管内停留时间 ==
L H A s
T F θ3～5s
已θ=5s 时作为液体在降液管内停留时间的下限，则
()
40.01420.25
7.110/5
mas
m s s L -⨯=
=⨯
（4）漏液线
对于F 1型重阀，依F 0=5
作为规定气体最小负荷的标准，且0u =则N d V u s 02
04
π
=
①精馏段
23min ()0.03960.0218/4
sn V m s π
=⨯⨯=
②提馏段
23min ()0.03960.0211/4
sm V m s π
=⨯⨯=
（5）液相负荷下限线 取堰上液层高度
3
2.1810ow
m h -=⨯ 作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线， 该线为气相流量无关的竖直线()2
3
3
2.84min 2.18101000w
3600s E
L l -=⨯⎡⎤
⎢
⎥⎣
⎦
取E=1.0，则
()3
2
-5
min
3
6.0710
m /s
36002.181010002.84w
s l
L -==⨯⎛⎫⨯⨯ ⎪⎝⎭
（6）负荷性能图如下：
精馏段液相负荷性能图
提馏段的负荷性能图
3.2.6塔的总高度
1.塔顶部空间高度
m H H T D 5.025.020.2=⨯==
2.塔底高度
设储存液量停留5min ，塔底液面与最下层塔板间距1.5m
3.7493/W kmol h = 10
4.546/w M kg kmol = 3762.085/w kg m ρ=
则5min 内塔底储存液的体积为：
33.74931
(560)104.5460.0429*******.085V m =⨯⨯⨯⨯= 塔底液面高度： 0.04290.21850.1963
T V h m A =
== 塔底空间高度：
1.50.2185 1.7185B H =+=m
3.人孔
因为D=0.5m ，太小了，所以不宜设计人孔。

4 . 进料板处板间距F
H
1000m m F H =
5. 塔高
封头高度： 1500m m H = 裙座： 21500m m H =
21)1(H H H H H n H n H n n n H B D P P F F T P F ++++++---=
=(18-1-0-1)×0.25+1+0+0.5+1.7185+0.5+1.5=9.2185m
第四章 附属设备及接管的选取
4.1 原料预热器的设计
（设原料由25℃预热到进料泡点温度，采用200KPA 下120℃饱和水蒸气加热；蒸气走壳层，原料走管层，逆流操作） 4.1.1 物性数据
定性温度下流体物性如下表：
表4-1-1 定性温度下流体物性表
项目 t/℃ ρ/kg/m ³ µ/μPa ·s Cp/kJ/kg ·℃
λ/mW/m ·℃ r/kJ/kg 水蒸汽 120 943.1 0.2373 4.360 0.06862 2205.20 苯
62
836.8
385.3
1.855
0.152
402.3
对二甲苯 62 824.0 412 1.862 0.153 40.0 原料料
62
829.07
.99.31
1.859
0.153
36.764
定性温度：2599
t=
622
+=℃ 查得=1.855/(k)p C KJ kg 苯，=1.862/()p C KJ kgk 对二甲苯
所以流体的平均比热容 1.8550.4 1.862(10.4) 1.859KJ/(kgk)p C =⨯+⨯-= 流体的流量 92.69167.492694.45/0.193/F W M F kg h kg s =⨯=⨯== 4.1.2 计算热负荷Q 及蒸汽用量
()0.193 1.859(9925)26.55kw h ph b F Q W c T T =-=⨯⨯-=
饱和蒸汽冷凝速率26.55360043.34/2205.2
h Q W kg h r ⨯=== 4.1.3 计算平均温度
1212
(12025)(12099)
49.0312025
ln ln
12099m
t t t t t ∆-∆---'∆===∆--∆℃ 4.1.4 初选换热器规格 初选K=300 W/m 2·℃，故：
3
226.5510 1.805m 30049.03
m Q S K t ⨯===∆⨯
由于1201209925
585022
m m T t ++-=
-=＞℃，因此需要考虑热补偿，由换热器系列标准（参见附录二十八）中选定F B 600Ⅱ—2.5—33.1型换热器，有关参数如下：
表4-1-2 F B 600Ⅱ—2.5—33.1型换热器相关参数
若用此传热面积的换热器，则要求过程的总全热系数是300 W/m 2·℃
4.2 塔顶冷凝器热负荷及冷却水用量
4.2.1计算热负荷C Q
本设计冷凝器与被冷凝液体的温差不大。

所以选择壳式冷凝器，被冷凝的气体走管间，以便及时排除冷凝液。

在92.41D t =℃下，根据温度与汽化潜热的关系曲线，得
365KJ/kg r =苯，324KJ/kg r =对二甲苯
又0.9244D x =，得
3650.9244324(10.9244)361.90KJ/kg C r =⨯+⨯-=
所以塔顶热负荷D h h Q =Q =W 0.0478 2.706361.9046.81c sn sn c r V r kw ρ⨯=⨯⨯=⨯⨯=
4.2.2冷却水的用量C W 已知125t =℃，245t =℃得，2545
352
t +=
=℃ 查得 4.175kg/(kg )P C =⋅℃，所以
2146.813600
2018.64kg/h () 4.174(4525)
C C P Q W C t t ⨯=
==-⨯-
4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸气用量
4.3.1再沸器热负荷B Q
129.88W t =℃，根据温度与汽化潜热的关系曲线，得
362KJ/kg r =苯'，354KJ/kg r =对二甲苯'
因为0.027W x =，得
3620.027(10.027)354354.22KJ/kg B r =⨯+-⨯=
又0.5L B Q Q =％，所以
'0.50.0503354.22 2.876B B B Q Q V r -==⨯⨯％，得
51.27KJ/h B Q =
4.3.2水蒸气用量h W
由4-1-1物性数据可知饱和水蒸气的2205.2KJ/kg 故51.270.1448kg/h 354.22
B h B Q W r =
== 4.4 进料泵的估选
进料泵的流速：
22
447.49292.6916
1.32m/s 36003600829.07 3.140.015
F F F F FM u d ⨯⨯=
==ρπ⨯⨯⨯ 液面至加料孔为5.0m ，管长为8.0m
90°弯头两个， 6.4ζ=，截止阀（全开）一个，0.75ζ=
0.75 6.4213.55∑ζ=+⨯=
35350.0150.524m e F L d ==⨯=
又3829.07kg/m F ρ=，399.31Pa s F μ=μ⋅，则有
3
0.015 1.32829.07
41109.87399.3110F F F e F d u R -ρ⨯⨯=
==μ⨯ 故，0.250.250.316R 41109.870.3160.0222N/e --λ==⨯=℃
22
8.50.524 1.320.022213.55 2.39m 20.01529.81e F f F L L u h d g ⎛⎫++⎛⎫∑=λ+ζ=⨯+⨯= ⎪ ⎪⨯⎝⎭⎝⎭
又取5m z ∆=，得
2
2
1.325
2.397.48m 229.81
F e f u H z h g =∆++∑=++=⨯
流量：37.49292.6916
Q=
0.7826m /h 829.07
F F FM ⨯==ρ 所选泵型号为：IS 50-32-125
4.5主要接管尺寸的选取
4.5.1进料管
已知7.492Kmol/h F =， 3F 829.07kg/m ρ=，92.6916kg/Kmol F M = 体积流率：37.49292.6916/829.070.7826m /h F V =⨯= 取管内流速：0.8m/s F u =，则有 进料管直径：
0.019m F d =
==
取进料管尺寸：φ32×6.5mm 4.5.2釜液出口管
已知 3.7493Kmol/h W =，3W 762.085kg/m ρ=，104.546kg/Kmol W M = 体积流率：33.7493104.546/762.0850.5438m /h W V =⨯= 取管内流速：
W u 0.8m/s =，则有
釜液出口管径：
0.0155W d m =
==
取釜液出口管尺寸：φ32×8mm 4.5.3塔顶蒸汽管
已知30.219m /h D V =，取管内流速15m/s D u =，则有 塔顶蒸汽管径：
0.136m D d =
==
取塔顶蒸汽管尺寸：φ148×6mm
设计结果汇总所设计筛板的主要结果汇总于下表所示：
主要符号说明
英文字母
A
a—
塔板开孔区面积,m2；
A
f —
降液管截面积,m2；
A
0 —
筛孔总面积,m2；
A
T —
塔截面积,m2；
c
0 —
流量系数,无因次；
C ——计算u
max
时的负荷系数,m/s；
C
S —
气相负荷因子,m/s；
d
——
填料直径,m；
d
0——
筛孔直径,m；
D
——
塔径,m；
e
v—
液体夹带量,kg（液）/kg（气）；
E
——
液流收缩系数,无因次；
E
T—
总板效率,无因次；
F
—
气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2）；
F
0—
筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；
g
——
重力加速度,9.81m/ s2；
h
——
填料层分段高度,m；
h
1—
进口堰与降液管间的水平距离,m；
h
c—
与干板压降相当的液柱高度,m液柱；
h
d—
与液体流过降液管的压降相当的液柱
h
f—
塔板上鼓泡层高度,m；
h
1 —
与板上液层阻力相当的液柱高度,m；
h
L—
板上清液层高度,m；
h
0—
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；
h,
W—
进口堰高度,m；
h
б——
与阻力表面张力的压降相当的液柱高度,m液柱；
H
——
板式塔高度,m；
H
d——
降液管内清液层高度,m；
H
D——
塔顶空间高度,m；
H
F——
进料板处塔板间距,m；
H
P——
人孔处塔板间距,m；
H
T——
塔板间距,m；
K
——
稳定系数,无因次；
L
W—
堰长,m；
L
h —
液体体积流量,m3/h；
L
s —
液体体积流量,m3/s；
L
w —
润湿速率,m3/(m·s)；
m
——
相平衡系数,无因次；
n
——
筛孔数目；
N
T——
理论板层数；
P
——
操作压力,Pa；
△P
—
压力降,Pa；
△P
P
气体通过每层筛板的降压,Pa；
t
——
筛孔的中心距,m；
u
——
空塔气速,m/s；
u
F—
泛点气速,m/s；
u
0—
气体通过筛孔的速度,m/s；
u 0,
min—
漏液点气速,m/s；
u′
0—
液体通过降液管底隙的速度,m/s；
V
h——
气体体积流量,m3/h；
V
s——
气体体积流量,m3/s；
w
L——
液体质量流量,kg/s；
w
V—
气体质量流量,kg/s；
W
c——
边缘无效区宽度,m；
W
d——
弓形降液管宽度,m；
W
s——
泡沫区宽度,m；
x
—
液相摩尔分数；
y
——
气相摩尔分数；
Z
——
板式塔的有效高度,m；
填料层高度,m。

下标
max
—
最大的；
min
—
最小的；
L
——
液相的；
V
——气相的θ
——
液体在降液管内停留时间,s；
μ
——
粘度,mPa·s；
Φ
—
开孔率或孔流系数，无因次；
σ
——
表面张力,N/m；
ρ
——
密度,kg/m3；
参考文献
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[2] 姚玉英，刘邦孚，陈常贵等.化工原理(下册修订版).天津:天津科学技术出版社,2009
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[11]刘小年,刘庆国.工程制图.北京：高等教育出版社,2004
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