塔体工艺尺寸计算
浮阀塔塔板工艺尺寸计算
因 ﹥ ，故 =5.34 =5.34× =0.051m液住
2板上充气液层阻力：本设备分离正戊烷和正己烷的混合液，即液相为碳氢化合物，可可取充气系数 =0.5
塔板工艺尺寸计算
(1)塔径 欲求塔径应先求出空塔气速u，而
u=(安全系数)×
=
式中C可由史密斯关联图查出，其横坐标的数值为
取板间距 =0.45m，取取板上液层高度 =0.05m，则
- =0.5-0.05=0.45m
查得 =0.1
C= =0.1× =0.093
= =0.093 =1.25m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
按t=75mm， =65mm以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数366个。
按N=366重新核算孔速及阀孔动能因数：
= = =6.11m/s
= =6.11× =10.69
阀孔动能因数 变化不大，仍在9～12范围内
塔板开孔率= = ×100%=13.91%
塔板流体力学验算
(1)气相通过浮阀塔板的压强降
=
1干板阻力
=2[x ]
R= - =0.94m
x= -( )=0.65m
=2[0.65 ]=2.23
浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距t=0.075m，估算排间距 ，即
= = =0.076m
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式踏板，而各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用76mm，而应小于此值，故取 =65mm
④降液管底隙高度 ： = =
取降液管底隙处液体流速 =0.13m/s，则
= =0.055m
(3)塔板布置及浮阀数目与排列取阀孔动能因子 =10
乙醇_水精馏塔设计说明
符号说明：英文字母Aa---- 塔板的开孔区面积，m2A f---- 降液管的截面积, m2A T----塔的截面积 mC----负荷因子无因次C20----表面张力为20mN/m的负荷因子d o----阀孔直径D----塔径e v----液沫夹带量 kg液/kg气E T----总板效率R----回流比R min----最小回流比M----平均摩尔质量 kg/kmolt m----平均温度℃g----重力加速度 9.81m/s2F----阀孔气相动能因子 kg1/2/(s.m1/2)h l----进口堰与降液管间的水平距离 mh c----与干板压降相当的液柱高度 mh f----塔板上鼓层高度 mh L----板上清液层高度 mh1----与板上液层阻力相当的液注高度 m ho----降液管底隙高度 mh ow----堰上液层高度 mh W----溢流堰高度 mh P----与克服表面张力的压降相当的液注高度 mH-----浮阀塔高度 mH B----塔底空间高度 mH d----降液管内清液层高度 mH D----塔顶空间高度 mH F----进料板处塔板间距 m H T·----人孔处塔板间距 mH T----塔板间距 ml W----堰长 mLs----液体体积流量 m3/sN----阀孔数目P----操作压力 KPa△P---压力降 KPa△Pp---气体通过每层筛的压降 KPa N T----理论板层数u----空塔气速 m/sV s----气体体积流量 m3/sW c----边缘无效区宽度 mW d----弓形降液管宽度 mW s ----破沫区宽度 m希腊字母θ----液体在降液管内停留的时间 s υ----粘度 mPa.sρ----密度 kg/m3σ----表面张力N/mφ----开孔率无因次X`----质量分率无因次下标Max---- 最大的Min ---- 最小的L---- 液相的V---- 气相的m----精馏段n-----提馏段D----塔顶F-----进料板W----塔釜一、概述乙醇~水是工业上最常见的溶剂，也是非常重要的化工原料之一，是无色、无毒、无致癌性、污染性和腐蚀性小的液体混合物。
填料塔工艺尺寸的计算
填料塔工艺尺寸的计算包括塔径的计算、填料能高度的计算及分段塔径的计算1. 空塔气速的确定——泛点气速法 对于散装填料，其泛点率的经验值u/u f =~贝恩（Bain ）—霍根（Hougen ）关联式 ，即：2213lg V F L L u a gρμερ⎡⎤⎛⎫⎛⎫⎢⎥⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎣⎦=A-K 1418V L V L w w ρρ⎛⎫⎛⎫ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭ （3-1） 即：112480.23100 1.18363202.59 1.1836lg[()1]0.0942 1.759.810.917998.24734.4998.2Fu ⎛⎫⎛⎫⎛⎫=- ⎪ ⎪ ⎪⎝⎭⎝⎭⎝⎭所以：2F u /（100/3）（）=UF=3.974574742m/s其中：f u ——泛点气速，m/s;g ——重力加速度，9.81m/s 2 23t m /m α--填料总比表面积，33m /m ε--填料层空隙率33V 998.2/1.1836kg /m l kg m ρρ==液相密度。
气相密度W L =㎏/h W V =7056.6kg/h A=； K=；取u= F u =2.78220m/s0.7631D === （3-2）圆整塔径后 D=0.8m 1. 泛点速率校核：260003.31740.7850.83600u ==⨯⨯ m/s3.31740.83463.9746F u u ==则Fuu 在允许范围内 2. 根据填料规格校核：D/d=800/50=16根据表3-1符合 3. 液体喷淋密度的校核：(1) 填料塔的液体喷淋密度是指单位时间、单位塔截面上液体的喷淋量。
(2) 最小润湿速率是指在塔的截面上，单位长度的填料周边的最小液体体积流量。
对于直径不超过75mm 的散装填料，可取最小润湿速率()3min 0.08m /m h w L ⋅为。
()32min min 0.081008/w t U L m m h α==⨯=⋅ （3-3）225358.895710.6858min 0.75998.20.7850.8L L w U D ρ===>=⨯⨯⨯⨯ （3-4） 经过以上校验，填料塔直径设计为D=800mm 合理。
精馏塔设计-苯和甲苯..
P苯
P 甲苯
x苯
y苯
80.02 84.0 88.0 92.0 96.0 100.0 104.0 108.0 114.0
760 850 957 1078 1204 1344 1495 1659 1748
300 333 379.5 432 492.5 559 625 704.5 760
1.000 0.823 0.659 0.508 0.376 0.256 0.155 0.058 0
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
精馏段的平均摩尔质量 Mvm=(78.35+84.34)/2=81.34 kg/kmol MLm=(78.68+87.43)/2=83.06kg/kmol 提馏的平均摩尔质量 Mvm=(91.49+84.34)/2=87.92 kg/kmol MLm=(91.80+87.43)/2=89.62kg/kmol
物料衡算
2.原料液、塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
进料板平均摩尔质量 由XF =0.336代入气液平衡方程得yF=0.556 MvFm= yFMA+(1-yF)MB =0.556×78.11+(1-0.556)×92.14=84.34kg/kmol MLFm= xFMA+(1-xF)MB =0.336×78.11+(1-0.336)×92.14=87.43kg/kmol 塔底平均摩尔质量 由xw=0.024代入气液平衡方程得yw=0.046 MvFm= ywMA+(1-yw)MB =0.046×78.11+(1-0.046)×92.14=91.49kg/kmol MLFm= xwMA+(1-xw)MB =0.024×78.11+(1-0.024)×92.14=91.80kg/kmol
精馏塔主要尺寸的计算
第三章 精精馏塔工艺尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由第二章可知80.07D t C =︒，95.79F t C =︒，108.5W t C =︒精馏段温度：()11()80.0795.7987.94361.0922n D F n t t t C T k =+=+=︒⇒=提馏段温度：()11()95.79108.5102.145375.29522m w F m t t t C T k =+=+=︒⇒=3.1.2平均分子量由第二章可知，塔顶馏出液，进料液及塔底残液的液相分子量分别为=78.35kg /kmol M L ，D ，=86.68kg /kmol M L ，F ，,=91.8kg/kmol L W M精馏段液相平均分子量:,1(78.3586.68)82.522L n M =+=提馏段液相平均分子量:,1(86.6891.8)89.242L m M =+=由第二章可知0.9932,0.0518,0.61D W F y y y === 塔顶馏出液，进料液及塔底残液的气相分子量1ni iii M y M ==∑ （3.1）由式（3.1）得塔顶馏出液的气相分子量,0.993278.11-=V D M =⨯+⨯（10.9932）92.1378.21由式（3.1）得进料液的气相分子量,0.6178.11+-=V F M =⨯⨯（10.61）92.1383.58由式（3.1）得塔底残液的气相分子量,0.051878.11(10.0518)92.1391.4V W M =⨯+-⨯=精馏段气相平均分子量,1(78.2183.58)80.862V n M =+=提馏段气相平均分子量,1(83.5891.4)84.82V m M =+= 3.1.3平均气相密度根据任务书的要求，塔顶表压为4 kPa ，压降为0.7 kPa 则塔顶压力：104,D p kPa =进料压力：1040.716115.2F p kPa =+⨯=塔底压力：1040.725121.5,W p kPa =+⨯=精馏段压力：1(104115.2)109.6,2n p kPa =+=提馏段压力：1(121.5115.2)118.35,2m p kPa =+=pM RT ρ= （3.2）精馏段密度：,,109.680.642.948.314361.09V nn 3V n n p M kg /m RT ρ⨯===⨯提馏段段：, 3.383V m kg /m ρ=3.1.3.1平均液相密度由任务得：98%,35%,2%D F W a a a ===利用表1.3的数据用插值法求得苯和甲苯在塔顶、塔底及进料温度时的密度其中,a D ρ表示苯在塔顶温度下的密度，,b D ρ表示甲苯在塔顶温度下的密度。
精馏塔工艺工艺设计计算
第三章 精馏塔工艺设计计算塔设备是化工、石油化工、生物化工、制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形势穿过板上的液层，进行传质与传热，在正常操作下，气象为分散相，液相为连续相，气相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。
本次设计的萃取剂回收塔为精馏塔，综合考虑生产能力、分离效率、塔压降、操作弹性、结构造价等因素将该精馏塔设计为筛板塔。
3.1 设计依据[6]3.1.1板式塔的塔体工艺尺寸计算公式 （1） 塔的有效高度T TTH E N Z )1(-= （3-1） 式中 Z –––––板式塔的有效高度，m ； N T –––––塔内所需要的理论板层数； E T –––––总板效率； H T –––––塔板间距，m 。
（2） 塔径的计算uV D Sπ4=（3-2） 式中 D –––––塔径，m ；V S –––––气体体积流量，m 3/s u –––––空塔气速，m/su =（0.6~0.8）u max （3-3） VVL Cu ρρρ-=m a x （3-4） 式中 L ρ–––––液相密度，kg/m 3V ρ–––––气相密度，kg/m 3C –––––负荷因子，m/s2.02020⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σ （3-5）式中 C –––––操作物系的负荷因子，m/sL σ–––––操作物系的液体表面张力，mN/m 3.1.2板式塔的塔板工艺尺寸计算公式 (1) 溢流装置设计W O W L h h h += (3-6) 式中 L h –––––板上清液层高度，m ； OW h –––––堰上液层高度，m 。
32100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=Wh OWl L E h （3-7）式中 h L –––––塔内液体流量，m ； E –––––液流收缩系数，取E=1。
hTf L H A 3600=θ≥3~5 (3-8)006.00-=W h h (3-9) '360000u l L h W h=(3-10)式中 u 0ˊ–––––液体通过底隙时的流速，m/s 。
塔板式精馏塔设计(图文表)
（一）设计方案的确定本设计任务为乙醇-水混合物。
设计条件为塔顶常压操作，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
酒精精馏与化工精馏过程不同点就在于它不仅是一个将酒精浓缩的过程，而且还担负着把粗酒精中50多种挥发性杂质除去的任务，所以浓缩酒精和除去杂质的过程在酒精工业中称为精馏。
物料中的杂质基本上是在发酵过程中生成的，只是很少数的杂质是在蒸煮和蒸馏过程中生成的。
本次设计的精馏塔用板式塔，内部装有塔板、降液管、各种物料的进出口及附属结构（如全凝器等）。
此外，在塔板上有时还焊有保温材料的支撑圈，为了方便检修，在塔顶还装有可转动的吊柱。
塔板是板式塔的主要构件，本设计所用的塔板为筛板塔板。
筛板塔的突出优点是结构简单造价低，合理的设计和适当的操作能使筛板塔满足要求的操作弹性，而且效率高，并且采用筛板可解决堵塞问题，还能适当控制漏液。
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人精馏塔内。
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。
该物系属不易分离物系，最小回流比较小，采用其1.5倍。
设计中采用图解法求理论塔板数，在溢流装置选择方面选择单溢流弓形降液管。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔顶产品经冷却后送至储罐。
（二）精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率乙醇的摩尔质量 M 乙醇=46kg/kmol纯水的摩尔质量 M 水 =18kg/kmolx F =18/65.046/35.046/35.0+=0.174x D =18/1.046/9.046/9.0+=0.779x W =46/995.018/005.018/005.0+=0.0022.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.174×46＋18×(1-0.174)= 22.872 kg/kmol M D =0.779×46＋18×(1-0.779)= 39.812 kg/kmol M W =0.002×46＋18×(1-0.002)= 18.056 kg/kmol3.物料衡算 D=30024812.3948000000⨯⨯=167.454 kmol/hF=D+WF ·x F =D ·x D +W ·x W解得 F=756.464 kmol/h W=589.01 kmol/h｛（三）塔板数的确定1.回流比的选择由任务书提供的乙醇-水物系的气液平衡数据绘出x-y 图；由于设计中选用泡点式进料，q=1，故在图中对角线上自点a（x D,x D）作垂线，与Y轴截距oa=x D/(R min+1)=0.415 即最小回流比R min=x D/oa-1=0.877取比例系数为1.5，故操作回流比R为R=1.5×0.877=1.3162.精馏塔的气液相负荷的计算L=RD=1.316×167.454=220.369 kmol/hV=L+D=(R+1)D=2.316×167.454=387.823 kmol/h L ’=L+qF=220.369+756.464=976.833 kmol/h V ’=V+(q-1)F=V=387.823 kmol/h3.操作线方程精馏段操作线方程为 y=1+R R x+11+R x D =1316.1316.1+x+11.3161+×0.779即：y=0.568x+0.336提馏段操作线方程为y=F q D R qF RD )1()1(--++x-F q D R DF )1()1(--+-x W=1.316*167.454+1*756.464(1.316+1)*167.454x-756.464167.454(1.3161)*167.454-+×0.002 即：y=2.519x-0.0034.采用图解法求理论塔板数总理论塔板层数 N T=13进料板位置 N F=第10层5.全塔效率的计算查上图可知，t D=78.43 o C t W=99.53 o Ct平均= t D t W=88.35 o C塔顶P乙醇=101.749 KPa P水=44.607 KPaα顶=2.281塔底P乙醇=222.502 KPa P水=99.754 KPaα底=2.231α平均=α顶α底=2.256平均温度下μA=0.38 mPa·sμB=0.323 mPa·sμL=x AμA+(1-x A)μB=0.079×0.38+(1-0.079)×0.323=0.327 mPa·s 查蒸馏塔全塔效率图，横坐标为α平均μL=0.738可查得E T=52％6.实际板层数求取精馏段实际板层数N精=9/0.52=17.31≈18提馏段实际板层数N提=4/0.52= 7.69≈8（四）精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1.操作压力计算塔顶操作压力P D=101.3 KPa单板压降△P=0.7 kPa进料板压力P F=0.7×18+101.3=113.9 kPa塔底操作压力P W=101.3+0.7×26=119.5 kPa精馏段平均压力P m=(101.3+113.9)/2=107.6 kPa 压力P m=(113.9+119.5)/2=116.7 kPa2.操作温度计算计算全塔效率时已知塔顶温度t D=78.43 o C进料板温度 t F=83.75 o C塔底温度t W=99.53 o C精馏段平均温度t m=(t D+t F)/2=(78.43+83.75)/2=81.09 o C提馏段平均温度t m=(t W+t F)/2=(99.53+83.75)/2=91.64 o C3.平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算由x D=y1=0.779 查上图可得x1=0.741M VDm=0.779×46+(1-0.779)×18=39.812 g/molM LDm=0.741×46+(1-0.741)×18=38.748 g/mol进料板平均摩尔质量计算 t f=83.74 o C由y F=0.518 查上图可得x F=0.183M VFm =0.518×46+(1-0.518)×18=32.504 g/mol M LFm =0.183×46+(1-0.183)×18=23.124 g/mol 精馏平均摩尔质量M Vm =( M VDm + M VFm )/2=36.158 g/molM Lm =( M LDm + M LFm )/2=30.936 g/mol4.平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即ρVm =RT PMv =)15.27309.81(314.8158.366.107+⨯⨯=1.321 kg/m 3 液相平均密度计算液相平均密度依1/ρLm =∑αi /ρi 计算 塔顶液相平均密度计算t D =78.43 o C 时 ρ乙醇=740 kg/m 3 ρ水=972.742 kg/m 3ρLDm =)742.972/1.0740/9.0(1+=758.14 kg/m 3进料板液相平均密度计算t F =83.75 o C 时 ρ乙醇=735 kg/m 3 ρ水=969.363 kg/m 3ρLFm =)363.969/636.0735/364.0(1+=868.554 kg/m 3塔底液相平均密度计算t W =99.53 o C 时 ρ乙醇=720 kg/m 3 ρ水=958.724 kg/m 3ρLWm =)724.958/995.0720/005.0(1 =957.137 kg/m 3精馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLDm )/2=(758.14+868.554)/2=813.347 kg/m 3提馏段液相平均密度计算ρLm =(ρLFm +ρLWm ）/2=(957.137+868.554)/2=912.846 kg/m 35.液体平均表面张力计算液体平均表面张力依σLm =∑x i σi 计算 塔顶液相平均表面张力计算t D =78.43时 σ乙醇=62.866 mN/m σ水=17.8 mN/m σLDm =0.779×17.8+0.221×62.886=84.446 mN/m 进料板液相平均表面张力计算t F =83.75时 σ乙醇=61.889 mN/m σ水=17.3 mN/m σLFm =0.183×17.3+0.817×61.889=53.729 mN/m 塔底液相平均表面张力计算t W =99.53时 σ乙醇=58.947 mN/m σ水=15.9 mN/m σLWm =0.005×15.9+0.995×58.947=58.732 mN/m 精馏段液相平均表面张力计算σLm =(84.446+53.729)/2=69.088 mN/m 提馏段液相平均表面张力计算σLm =(58.732+53.729)/2=56.231 mN/m6.液体平均粘度计算液体平均粘度依lgμLm=∑x i lgμi计算塔顶液相平均粘度计算t D=78.43o C时μ乙醇=0.364mPa·s μ水=0.455 mPa·s lgμLDm=0.779lg(0.455)+0.221lg(0.364)=-0.363μLDm =0.436 mPa·s进料液相平均粘度计算t F=83.75 o C时μ乙醇=0.341mPa·s μ水=0.415 mPa·s lgμLFm=0.183lg(0.415)+0.817lg(0.341)=-0.452μLFm=0.353 mPa·s塔底液相平均粘度计算t W=99.53 o C时μ乙醇=0.285mPa·s μ水=0.335 mPa·s lgμLWm=0.002lg(0.335)+0.998lg(0.285)=-0.544μLWm=0.285 mPa·s精馏段液相平均粘度计算μLm=(0.436+0.353)/2=0.395 mPa·s提馏段液相平均粘度计算μLm=(0.285+0.353)/2=0.319 mPa·s（五）精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段的气液相体积流率为V S =ρ3600VM =2.949 m 3/sL S =ρ3600LM =0.0023 m 3/s查史密斯关联图，横坐标为Vh Lh (v l ρρ)21=949.20023.0(321.1347.813) 1/2=0.0196取板间距H T =0.45m ，板上液层高度h L =0.06m ， 则H T -h L =0.39m 查图可得C 20=0.08 由C=C 20(20Lσ)0.2=0.08(69.088/20)0.2=0.103u max =C (ρL -ρV )/ ρV =2.554 m/s 取安全系数为0.7，则空塔气速为 u=0.7u max =1.788 m/s D=4V s /πu=788.1/14.3/949.2*4=1.39 m 按标准塔径元整后 D=1.4 m塔截面积A T =(π/4)×1.42=1.539 ㎡实际空塔气速为 u=2.717/1.539=1.765 m/s2.精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z 精=（N 精-1）H T =7.65 m 提馏段有效高度为Z 提=（N 提-1）H T =3.15 m 在进料板上方开一人孔，其高度为 1m 故精馏塔的有效高度为Z=Z 精+Z 提+1=7.65+3.15+1=11.8 m（六）塔板主要工艺尺寸的计算1.溢流装置计算因塔径D=1.4 m ，可选用单溢流弓形降液管 堰长l W =0.7×1.4=0.98 m 2.溢流强度i 的校核i=L h /l W =0.0023×3600/0.98=8.449≤100~130m 3/h ·m 故堰长符合标准 3.溢流堰高度h W平直堰堰上液层高度h ow =100084.2E （L h /l W ）2/3由于L h 不大，通过液流收缩系数计算图可知E 近似可取E=1h ow =100084.2×1×（L h /l W ）2/3=0.0119 mh W =h L -h ow =0.06-0.0119=0.0481 m 4.降液管尺寸计算查弓形降液管参数图，横坐标l W /D=0.7 可查得A f /A T =0.093 W d /D=0.151 故 A f =0.093A T =0.143 ㎡ W d =0.151W d =0.211 ㎡留管时间θ=3600A T H T /L H =27.64 s ＞5 s 符合设计要求 5.降液管底隙高度h oh O =L h /3600l W u 0’=0.0023/0.98×0.08=0.03 m h W -h O =0.0481-0.03=0.0181 m ＞0.006 m6.塔板布置塔板的分块 D=1400 mm ＞800 mm ，故塔板采用分块式。
完整计算
苯摩尔质量 M 78.11 (Kg / Kmol) ，甲苯摩尔质 M 92.13 (Kg / Kmol)
A
B
x
A /MA
(0.41 78.11) (0.41 78.11 0.59 92.13) 0.45
F
A
/
M
A
B
/
M
B
x
A /MA
(0.96 78.11) (0.96 78.11 0.04 92.13) 0.966
VS
V MVm,精 3600Vm,精
214.29 80.85 3600 2.94
1.64（m3
/ s)
L RD 2.205 66.86 147.43 (Kmol / h)
LS
L M Lm,精 3600 Lm ,精
147.43 82.74 3600 803.4
0.0042（m3
/ s)
PM m V ,m
/
RTm
(109.580.85) [8.314 (89.65
273.15)]
2.94
(KgBiblioteka /m3 )提馏气相密度：
V ,m
Pm MV ,m
/
RTm
(120.7 87.40) [8.314 (103.4
273.15)]
3.44
(kg
/ m3)
5.液相表面张力
n
由公式 m xi i 计算，查苯—甲苯的液体表面张力可得如下数据： i 1
得： t 81.5℃ D
t 97.8℃ F
t 109℃ W
精馏段平均温度： (81.5 97.8) 2 89.65（℃）
提馏段平均温度： (109 97.8) 2 103.4（℃）
稳定塔计算
1.1 稳定塔（T101）设计 1.1.1 流体力学数据由Aspen plus 模拟的T101塔的各塔板上的物性参数可知，选取塔板上气液相负荷最大的第28块塔板进行手工计算和校核；第28块板的流体力学数据如下：表4-3-1-1 稳定塔（T101）第10块塔板流体力学数据液相流量 m 3/s 气相流量 m 3/s 液相密度 kg/ m 3 气相密度 kg/ m 3 液相黏度 mPa•s 液相表面张力mN/m 0.1130.326593.99518.3060.1479.2281.1.2 塔体工艺尺寸设计塔径：根据流量公式可算塔径，即πu V 4S=D V V L C u ρρρ-=max，其中的C 由2.02020⎪⎪⎭⎫⎝⎛=σC C 计算，C 20可由史密斯关联图查得，图的横坐标为97.118.306593.995326.0113.02/12/1=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛VLhhV Lρρ图1-1-2-1 史密斯关联图取板间距H T =0.8m ，取板上液层高度h L =0.1m ，则m h H L T 7.01.08.0=-=-查图得C 20=0.081，则066.020267.7081.0202.02.020=⎪⎪⎭⎫⎝⎛⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=L C C σs m U /348.0462.1919.462-561.758066.0max ==，取安全系数0.7，则空塔气速s m u u /2436.0348.07.07.0max =⨯==所以m D 21.32436.014.3965.14=⨯⨯=，按标准塔径圆整后m D 4.3=塔截面积为：2220746.94.3785.04m D A T =⨯==π实际空塔气速为s m u /217.00746.9965.1==1.1.3 塔板工艺尺寸设计 （1）溢流装置计算本设计采用双溢流弓形降液管，不设进口堰； ① 堰长l w取堰长m D l W 244.24.366.066.0=⨯== ② 溢流堰高度W h 由 W O L W h h h -=计算选用平直堰，堰上液层高度h ow 由下式计算，即 mm m l L E h Wh OW121121.0244.23600174.01100084.2100084.23/23/2==⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯⨯=⎪⎪⎭⎫⎝⎛=由前面已知板上清液层高度 mm h L 100=，故：mm h h h OW L W 51051.0019.007.0==-=-=② 弓形降液管宽度d W 和截面积f A 由66.0=D l W ，查图得 072.0=Tf A A，124.0=D W d所以 20567.0785.0072.0m A f =⨯= mm m W d 124124.00.1124.0==⨯=根据hTf L H A 3600=θ验算降液管停留时间，即s s L H A hTf 523.836000031.045.00567.036003600>=⨯⨯⨯==θ，符合要求④ 降液管底隙高度h 0降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，降液管高度应小于出口堰高度，才能保证降液管底端有良好的液封，一般按下式计算：OW hO u l L h '=3600，取s m u O/15.0='则 mm m u l L h O W h O 31031.015.066.0360036000031.03600==⨯⨯⨯='=m m h h O W 006.0020.0031.0051.0>=-=-故降液管底隙高度设计合理 （2）塔板布置① 塔板的分块因为D ≥800mm ，采用分块式塔板，查下表得，塔板分为3块表4-3-3-1 单溢流型塔板分块数塔径/mm 800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分块3456② 边缘区宽度确定取破沫区宽度： m W W S S 065.0='=，取边缘区宽度： m W C 035.0= ③ 开孔区面积计算对于单溢流塔板，开孔区面积按下式计算，即⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛+-=r x r x r x Aa arcsin 1802222π 其中：()()m W W Dx d S 311.0124.0065.02.12=+-=+-=m W Dr C 465.0035.02.12=-=-=代入数据，得2222532.0465.0311.0arcsin 465.0180311.0465.0311.02m Aa =⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯+-⨯=π④ 阀孔计算及其排列取阀孔动能因子100=F ，用下式求孔速s m F u V/97.3344.61000===ρ所以，塔板上浮阀数为6097.3039.0785.0284.04220=⨯⨯==u d V N S π浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距m mm t 075.075==，则可按下式估算排间距t '，即mm m Nt Aa t 12012.0075.060532.0==⨯==' 考虑到塔的直径比较大，必须采用分块式塔板，而分块式板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用120mm ，因小于此值，取mm t 100='按mm t 75=，mm t 100='，等腰叉排重新排得阀数为64个。
填料塔计算部分
填料吸收塔设计任务书一、设计题目填料吸收塔设计二、设计任务及操作条件１、原料气处理量：5000m3/h。
２、原料气组成：98％空气＋2.5％的氨气。
３、操作温度：20℃。
４、氢氟酸回收率：98％。
５、操作压强：常压。
６、吸收剂：清水。
７、填料选择：拉西环。
三、设计内容1.设计方案的确定及流程说明。
2.填料吸收塔的塔径，填料层的高度，填料层的压降的计算。
3.填料吸收塔的附属机构及辅助设备的选型与设计计算。
4.吸收塔的工艺流程图。
5.填料吸收塔的工艺条件图。
目录第一章设计方案的简介 (4)第一节塔设备的选型 (4)第二节填料吸收塔方案的确定 (6)第三节吸收剂的选择 (6)第四节操作温度与压力的确定 (7)第二章填料的类型与选择 (7)第一节填料的类型 (7)第二节填料的选择 (9)第三章填料塔工艺尺寸 (10)第一节基础物性数据 (10)第二节物料衡算 (11)第三节填料塔的工艺尺寸的计算 (12)第四节填料层压降的计算 (16)第四章辅助设备的设计与计算 (16)第一节液体分布器的简要设计 (16)第二节支承板的选用 (17)第三节管子、泵及风机的选用 (18)第五章塔体附件设计 (20)第一节塔的支座 (20)第二节其他附件 (20)第一章设计方案的简介第一节塔设备的选型塔设备是化工、石油化工、生物化工制药等生产过程中广泛采用的气液传质设备。
根据塔内气液接触构件的结构形式，可分为板式塔和填料塔两大类。
1、板式塔板式塔为逐级接触式气液传质设备，是最常用的气液传质设备之一。
传质机理如下所述：塔内液体依靠重力作用，由上层塔板的降液管流到下层塔板的受液盘，然后横向流过塔板，从另一侧的降液管流至下一层塔板。
溢流堰的作用是使塔板上保持一定厚度的液层。
气体则在压力差的推动下，自下而上穿过各层塔板的气体通道（泡罩、筛孔或浮阀等），分散成小股气流，鼓泡通过各层塔板的液层。
在塔板上，气液两相密切接触，进行热量和质量的交换。
化工原理筛板塔设计方案
化工原理筛板塔设计方案第一部分概述一、设计题目：筛板塔设计二、设计任务：苯-甲苯精馏塔设计三、设计条件：1、年处理含苯41%（质量分数，下同）的苯-甲苯混合液3万吨；2、产品苯含量不低于96%；3、残液中苯含量不高于1%；4、操作条件：精馏塔的塔顶压力：4kPa（表压）进料状态：自选回流比：自选加热蒸汽压力：101.33kPa（表压）单板压降：不大于0.7kPa（表压）全塔效率：E T=52%5、设备型式：筛板塔6、设备工作日：300天/年，24h连续运行四、设计内容和要求：五、工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。
操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。
塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。
并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。
为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。
产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。
且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。
以测量物流的各项参数。
见附图。
第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。
对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。
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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。
该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
二、精馏塔的物料衡算1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 M =78.11kg /mol A 甲苯的摩尔质量 M =92.13kg /mol BF 0.41/78.11X 0.4500.41/78.110.59/92.13==+ D 0.96/78.11X 0.9660.96/78.110.04/92.13==+W 0.01/78.11X 0.0120.01/78.110.99/92.13==+ 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量()0.45078.1110.45092.1385.82kg /mol F M =⨯+-⨯=()0.96678.1110.96692.1378.59kg /mol D M =⨯+-⨯= ()W M 0.01278.1110.01292.1391.96kg /mol =⨯+-⨯= 3.物料衡算原料处理量33000101F=48.72kmol /h 30002485.52⨯⨯=⨯总物料衡算 48.72D W =+苯物料衡算 48.720.450.9660.012D W ⨯=+联立解得 22.37kmol /h25.21kmol /h D W ==三、塔板数的确定 1.理论板层数T N 的求取苯-甲苯属理论物系，可采用图解法求理论板层数。
苯—甲苯精馏分离板式塔设计
一设计题目：苯—甲苯精馏分离板式塔设计二、设计任务及操作条件1、设计任务：生产能力（进料量）7000吨／年操作周期300天／年进料组成35%（质量分率，下同）塔顶产品组成99.8%塔底产品组成0.2%2、操作条件操作压力 4 kPa （表压）进料热状态泡点进料单板压降≯0.7 kPa回流比： R=2Rmin 由设计者自选塔顶采用全凝器泡点回流塔釜采用间接饱和水蒸气加热全塔效率为0.63、设备型式筛板精馏塔4、厂址荆门地区三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）塔和塔板主要工艺结构的设计计算（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4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、对本设计的评述或对有关问题的分析与讨论。
四、设计要求1、设计程序简练清楚，结果准确并有汇总表。
2、计算公式、图表正确并注明来源，符号和单位要统一。
五、设计时间：四周注意事项：1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；2、每项设计结束后，列出计算结果明细表3、图、表分别按顺序编号4、按规定的时间进行设计，并按时完成任务四、要求（1）对精馏过程进行描述（2）对精馏过程进行物料衡算和热量衡算（3）对精馏塔进行设计计算（4）对精馏塔的附属设备进行选型（5）画一张精馏塔的装配图（6）编制设计说明书符号说明英文字母－阀孔的鼓泡面积m2Aα－降液管面积 m2Af－塔截面积 m2ATb －操作线截距c －负荷系数（无因次）c－流量系数（无因次）D －塔顶流出液量 kmol/hD －塔径 md－阀孔直径 m－全塔效率（无因次）ETE －液体收缩系数（无因次）e－物沫夹带线 kg液/kg气vF －进料流量 kmol/h－阀孔动能因子 m/sFg －重力加速度 m/s2H－板间距 mTH －塔高 mH－清液高度 md－与平板压强相当的液柱高度 mhc－与液体流径降液管的压降相当液柱高度 m hd－与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度 m hr－板上鼓泡高度 mhf－板上液层高度 mhL－降液管底隙高度 mhh－堰上液层高度 m02v－与板上压强相当的液层高度 mhp－与克服液体表面张力的压降所相当的液柱高度 m hσ－溢液堰高度 mh2vK －物性系数（无因次）－塔内下降液体的流量 m3/sLs－溢流堰长度 mLwM －分子量 kg/kmolN －塔板数－实际塔板数Np－理论塔板数NTP －操作压强 PaΔP－压强降 Paq －进料状态参数R －回流比－最小回流比Rminu －空塔气速 m/sw －釜残液流量 kmol/h－边缘区宽度 mwc－弓形降液管的宽度 mwd－脱气区宽度 mwsx －液相中易挥发组分的摩尔分率y －气相中易挥发组分的摩尔分率z －塔高 m希腊字母α－相对挥发度μ－粘度 Cpρ－密度 kg/m3σ－表面张力下标r －气相L －液相l －精馏段q －q线与平衡线交点min－最小max－最大A －易挥发组分B －难挥发组分化工原理课程设计----------筛板塔的设计第一章流程及生产条件的确定和说明第一节概述流程示意图冷凝器→塔顶产品冷却器→苯的储罐→苯↑↓回流原料→原料罐→原料预热器→精馏塔↑回流↓再沸器←~ 塔底产品冷却器→氯苯的储罐→氯苯精馏塔是现在化工厂中必不可少的设备，因此出现了很多种的精馏塔。
化工原理课程设计--分离苯—甲苯混合液的筛板精馏塔
设计题目：分离苯—甲苯混合液的筛板精馏塔生产能力：年处理苯—甲苯混合液30000t（开工率300天/a）;原料：组成为45%（苯的质量分数）的苯—甲苯混合液；分离要求：塔顶流出液的组成为0.92，塔底釜液的组成为0.02。
设计条件:1、处理量： 30000 （吨/年）。
2、进料组成：甲苯、乙苯的混合溶液，含甲苯的质量分数为30%。
3、进料状态：泡点进料4、料液初温： 35℃5、冷却水的温度： 25℃6、饱和蒸汽压强：5Kgf/cm2(1Kgf/cm2=98.066)KPa7、精馏塔塔顶压强: 4 KPa(表压)8、单板压降不大于 0.7 kPa9、总塔效率为 0.5210、分离要求：塔顶的甲苯含量不小于92%(质量分数),塔底的甲苯含量不大于2%(质量分数)。
11、设备热损失为加热蒸汽供热量的5%12、年开工时间： 300（天）13、完成日期： 2011 年 12 月 25 日14、厂址：湖北荆门地区（大气压为760mmHg）一、精馏塔的物料衡算(1)原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量 MA=78.11kg/kmol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13 kg/kmol x F =13.92/55.011.78/45.011.78/45.0+= 0.491x D =13.92/08.011.78/92.011.78/92.0+= 0.931x w =13.92/98.011.78/02.011.78/02.0+=0.024（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 M F =0.491*78.11+(1-0.491)*92.13=85.24 kg/kmol M D =0.931*78.11+(1-0.931)*92.13=79.08 kg/kmolM W =0.024*78.11+(1-0.024)*92.13=91.80 kg/kmol（3）物料衡算原料处理量 F=3*10^7/(300*24)/85.24=48.88kmol/h 总物料衡算 F=D+W苯物料衡算 48.88*0.491=0.931*D+0.024*W D=25.17kmol/hW=23.71kmol/h二、塔板数的确定(1)理论板层数NT 的求取苯-甲苯物系在某些温度下的α值取α=2.48①二元物系的相平衡方程： y=x*48.11x*48.2+②求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。
填料塔设计
填料塔的设计本章符号说明英文字母a——填料的有效比表面积，m2/m3a t——填料的总比表面积，m2/m3a W——填料的润湿比表面积，m2/m3A T——塔截面积，m2；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——塔径，m；DL——液体扩散系数，m2/s；Dv——气体扩散系数，m2/s ；ev——液沫夹带量,kg(液)/kg(气)；E——液流收缩系数，无因次;E T——总板效率，无因次；g——重力加速度，9.81 m/s2；h——填料层分段高度，m；HETP关联式常数；h max——允许的最大填料层高度，m；H B——塔底空间高度，m；H D——塔顶空间高度，m；H oG——气相总传质单元高度，m；H1——封头高度，m；H2——裙座高度，m；HETP——等板高度，m；k G——气膜吸收系数，kmol/(m2·s·kPa)；k L——液膜吸收系数，m/s；K G——气相总吸收系数，kmol/(m2·s·kPa)；l W——堰长，m；L b——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——相平衡常数，无因次；n——筛孔数目；N OG——气相总传质单元数；P——操作压力，Pa；△P——压力降，Pa；u——空塔气速，m/s；u F——泛点气速，m/su0.min——漏液点气速，m/s；u′0——液体通过降液管底隙的速度，m/s；U——液体喷淋密度，m3/(m2·h)U L——液体质量通量，kg/(m2·h)U min——最小液体喷淋密度，m3/(m2·h)U v——气体质量通量，kg/(m2·h)V h——气体体积流量，m3/h；V S——气体体积流量，kg/s；w L——液体质量流量，kg/s；w V——气体质量流量，kg/s；x——液相摩尔分数；X——液相摩尔比Zy——气相摩尔分数；Y——气相摩尔比；Z——板式塔的有效高度，m；填料层高度，m。
塔和塔板主要工艺尺寸计算
塔和塔板主要工艺尺寸计算精馏段塔和塔板主要工艺计算（一）、塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(45.1003993.0)(94.2.76580)2/1=0.0456查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2062.20)2.0=0.0724 u max =CVV L ρρρ-=0.072494.294.2.76580-=1.196 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.196=0.837 m/s所以 D=u 4V s π=378.014.345.14⨯⨯=1.485m 按标准，塔径圆整为D=1.6m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.345.1=0.72m/s（二）、溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。
各项计算如下。
1、溢流堰长l w取堰长l w 为0.7D ，即l w =0.7×1.6=1.12m2、出口堰高h wh w =h L -h ow由l w /D=1.12/1.6=0.7 h L / l w 5.2=14.37/1.125.2=10.8 查液体收缩系数计算图可知E=1.023h ow =3/2w h )l L (E 100084.2 =3/2)12.1.3741(023.1100084.2⨯⨯=0.016m h w =0.06-0.016=0.044m3、降液管的宽度W d 与降液管的面积A f由l w /D=1.12/1.6=0.7 查弓形降液管的宽度与面积图，可得W d /D=0.412 A f /A T=0.0834所以 W d =0.142D=0.142×1.6=0.227mA f =0.0834×2D 4π=0.1677 m 2 由式sTf L H A =τ计算液体在降液管中停留的时间以检验降液管面积，即 sT f L H A =τ=003993.04.01677.0⨯=16.80s (＞5s 符合要求) 4、降液管低隙高度h o取液体通过降液管低隙的流速o u '为0.08m/s ，即h o =ow su l L '⋅=0.0812.1003993.0⨯=0.045m （三）、塔板布置（1）取边缘区宽度W c =0.035m 、安定区宽度W s =0.065m (2)开孔区面积A a =2[x 22x R -+2R 180⨯πsin 1-Rx] =2[0.50822085.0657.0-+20.765180⨯πsin 1-0.7650.508]=1.431 m 2其中 x=D/2 – (W d +W C )=1.6/2 –(0.227+0.065)=0.508mR=D/2 - W C =1.6/2 -0.035=0.765m（四）、筛孔数n 与开孔率ϕ取筛孔的孔径d o 为5mm,正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为3mm ， 取t/ d o =3.0 所以孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm塔板上筛孔数n,即n=(23t 101158⨯) A a =2315101158⨯×1.431=7365 个 塔板上开孔率ϕ，即 ϕ=a 0A A ﹪=2o )d /t (907.0﹪=23907.0﹪=10.1﹪ （在5-15﹪范围内）每层塔板上的开孔面积A O 为，A O =ϕA a =0.101×1.431=0.1445 m 2 气体通过筛孔的气速 u o =V s / A O =1.45/0.1445=10.03 m/s （五）、塔的有效高度Z （精馏段） Z=（10-1）×0.4=3.6m提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径 D初选板间距 H T =0.40m,取板上液层高度h L =0.06m,所以 H T - h L =0.40-0.06=0.34m (s s V L )(VL ρρ)2/1=(24.1004358.0)( 3.23790.98)2/1=0.0480查Smith 关联图得C 20=0.072C= C 20(20σ)2.0=0.072(2019.50)2.0=0.0716 u max =CVV L ρρρ-=0.0716 3.233.23790.98-=1.118 m/s取安全系数为0.70，则u=0.70u max =0.70×1.118=0.783 m/s所以 D=u 4V s π=783.014.324.14⨯⨯=1.52m 按标准，塔径圆整为D=1.2m ，则空塔气速为V 空=2sD 4V π=26.1414.342.1=0.71m/s(二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。
板式塔的工艺计算及设备的结构设计步骤
板式塔的工艺计算及设备的结构设计步骤
一、塔的物料衡算
二、塔板数的确定
1、理论板数的确定N T
2、板效率E T，求出实际板数（精、提）
三、塔的工艺条件（精、提）
1、操作压强
精、提平均压强
2、温度
塔顶、塔底、加料板
3、平均分子量
精馏段M m
提馏段M m
4、平均密度
1）精馏段
液相ρLm、气相ρVm
2）提馏段
液相ρLm、气相ρVm、
5、表面张力
精馏段σm
提馏段σm
6、粘度
精馏段μLm
提馏段μLm
7、气液负荷
精馏段Vs、Ls
提馏段
四、塔体的工艺尺寸计算
1、塔径
2、板间距的确定
人孔板间距
人孔个数
加料板
3、塔底、塔顶空间
4、塔的有效高度
五、塔板的主要工艺尺寸计算
1、溢流装置
1）出口堰高h w、长l w
2）降液管底隙高度h o
3）降液管的宽度w d、面积A f 2、塔板布置
无效区（边缘区）宽度：
安定区：
开孔区（鼓泡区）
3、筛孔排布及开孔率筛板塔
浮阀塔
五、塔板流体力学验算
1、压降
2、雾沫夹带
3、淹塔（液泛）
4、漏液
六、负荷性能图
1、雾沫夹带线
2、液泛线
3、漏液线
4、液相负荷上限线
5、液相负荷下限线
附图
①t-x-y
②N T
③阀孔排布图
④负荷性能图。
塔的工艺计算
塔的工艺计算已知参数：苯、氯苯混合液处理量，F ＝30000t/a ；66.0=F x ；97.0=D x ；02.0=W x ；回流比R （自选）；进料热状况：饱和蒸汽进料即q=0；塔顶压强，kPa P 4=塔顶。
表4.1苯和氯苯的物理性质[12]表4.2 苯和氯苯的饱和蒸汽压温度C 0A P ，mmHg 0B P ，mmHgxy 80.1 757.62 147.44 1 1 85 889.26 179.395 0.818 0.957 90 1020.9 211.35 0.678 0.911 95 1185.65 253.755 0.543 0.847 100 1350.4 296.16 0.440 0.782 105 1831.7 351.355 0.276 0.665 110 2313 406.55 0.185 0.563 115 2638.5 477.125 0.131 0.456 120 2964 547.7 0.0879 0.343 125 3355 636.505 0.0454 0.201 130 3746 725.31 0.0115 0.0566 131.754210760项目 分子式分子量M 沸点（K ） 临界温度t C （℃）临界压强P C （atm ）苯A 氯苯BClH C H C 566678.11 112.6353.3404.9562.1632.448.344.6表4.3 液体的表面张力温度 60 80 100 120 140 苯，mN/m 23.74 21.27 18.85 16.49 14.17 氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32表4.4 苯与氯苯的液相密度温度(℃) 60 80 100 120 140 苯，kg/3m 836.6 815.0 792.5 768.9 744.1 氯苯，kg/3m1064.01042.01019.0996.4972.9表4.5 液体粘度µL温度(℃) 60 80 100 120 140 苯（mP a .s ） 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184 氯苯（mP a .s ）0.5150.4280.3630.3130.2744.1塔的物料衡算30000t /a=794.70Kg /h （按300天计算） 1）料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率979.06.112/31.78/971.78/97=+=D x028.06.112/981.78/0.21.78/0.2=+=W x2）平均分子量Kmol Kg M F /17.876.112)737.01(1.78737.0=⨯-+⨯= Kmol Kg M D /82.786.112)979.01(1.78979.0=⨯-+⨯= KmolKg M W /61.1116.112)0286.01(1.780286.0=⨯-+⨯=737.06.112/341.78/661.78/66=+=F x4.2全塔物料衡算总物料衡算 70.3494''=+W D （1） 易挥发组分物料衡算 70.379466.0'02.0'97.0⨯=+W D （2） 联立上式（1）、（2）解得： h kg F 70.3794'= h kg D 43.2556'= h kg W 27.1238'=则： 43.5387.173794.70F =='=F M F h Kmol / 32.4378.822556.43D =='=D M D h Kmol /11.09111.6127.1238W =='=W M W h Kmol / 4.3塔板数确定4.3.1塔板数N T 的计算在本设计中，因苯—氯苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数T N 。
浮阀塔计算
1、塔板工艺尺寸计算（1）塔径欲求塔径应先求出空塔气速U,而U=(安全系数)×u maxu=依式3-3知U max=max式中C可由史密斯关联图（图3-5）查处，横坐标的数值为=0.071取板间距H T=0.3m h L=0.06m 则图中参数值为H T-h L=0.3-0.06=0.24m根据以上数值，由图3-5差得C20=0.08.因物系表面张力为20.176mN/m,很接近20mN/m,故无需矫正，即C20=0.05，则U max=0.772m/s取安全系数为0.6，则空塔气速为U=0.6 u max=0.46m/s塔径=0.6226m按标准塔径圆整为D=0.6,则实际空塔气速U=0.14/0.2826=0.4953m/s（2）溢流装置选单溢流弓形降液管，不设进口堰。
各项计算如下①堰长lw:取堰长=0.6DLw=0.36m②出口堰高hw=h L－how采用平直堰，堰上液层高度how可依式3-6计算，即h ow=2.84/1000×E×(Lh/lw)(2/3)取取E=1，由3-9查出h ow因Lw=0.36m Lh=2.304差得h ow=0.008m，则hw=0.052m③弓形降液管宽度w d和面积Af，用图3-10求取w d及Af，因为lw/D=0.36/0.6=0.6 由该图查得Af/A T=0.055，Wd/D=0.11则Af=0.055×0.28=0.0154 m2Wd=0.11×0.6=0.066m7.218 sh0=0.025m0.07m/s210.04m0.04m0.26m0.164m0.1585m2浮阀塔排列方式采用等边三角形=11F阀空动能因数F0变化不大，仍在9-12范围内7.5％=5.56因U o﹥U0c,故按公式=0.5×0.06=0.03m液柱hp=0.043＋0.03=0.073m则单板压降0.073m=0.000302m0.06 0.073＋0.06＋0.000302=0.133m取φ=0.6H T=0.3 hw=0.052m则0.6×(0.3+0.052)=0.211m12Z=D-2Wd=0.6-2×0.066=0.468Ab=A T-2Af=0.2826-2×0.0154=0.2518m2苯和甲苯为正常系统，可按表3-5取物性系数K=1.0又由图3-13查得泛点负荷系数C F=0.097，将以上数值代入泛点率公式1，得泛点率=38.78％由泛点率公式2得泛点率=42.40％根据式1和式2 计算出泛点率都在80％以下，故可知物沫夹带量能够满足ev=0.1液/Kg(气)的要求整理得0.065Vs+0.636Ls=0.0195Vs=0.3-9.78Ls得Vs=0.049-702.19L2s-0.74L2/3s2(3)液相负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管仲停留时间不低于3-5s。
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塔体工艺尺寸计算
1 精馏段塔径的计算
精馏段的气、液相体积流率计算为
3600Vm
S Vm
VM V ρ=
⨯ （5.1）
3441.828.08
3.326/36003600 1.036
Vm S Vm VM V m s ρ⨯=
==⨯⨯
3600Lm
Lm
LM Ls ρ=
（5.2）
3283.424.73
0.0019/36003600976.4
Lm Lm LM Ls m s ρ⨯=
==⨯
由：
max μ= （5.3）
式中C 由上式计算，其中的20C 査取，图的横坐标为：
1/2
1/2
30.00193600976.40.018/3.3263600 1.036h L h V L m s V ρρ⎛⎫⨯⎛⎫== ⎪ ⎪⨯⎝⎭
⎝⎭
取板截距T H =450m m ，板上液层高度L h =80m m 则，
0.450.080.37T L H h m -=-=
由史密斯查图的， 20C =0.075 /m s
max 2.585/m s μ===
取安全系数为0.6，则空塔气速为
max 0.60.6 2.585 1.55μμ==⨯=
D =
（5.4）
1.653D m =
== 按标准塔径圆整后为：D=1.8m 塔截面积为：
2
4
T A D π=
（5.5） 2221.8 2.54344
T A D m ππ
=
=⨯= 实际空塔气速为：
S
T
V A μ=
（5.6） 3.326 1.3082.543
S T V A μ===/m s
5.1.2 精馏塔的有效高度
(1)T Z N H =- （5.8）
(1)(81)0.45 3.15T Z N H m =-=-⨯=精精
第5.2节 提馏段的计算
5.2.1 提馏段塔径的计算
提馏段的气、液相得体积流率为
''
'3'
441.822.62
3.2.61/360036000.8513Vm S
Vm V M V m s ρ⨯===⨯⨯ '''3'
844.319.30.004688/36003600965.5Lm
s
LM LM L m s ρ⨯===⨯
由'max C μ=式中0.2
'
''2020L C C σ⎛⎫= ⎪⎝⎭其中'20C 可由史密斯关联图査取，图的横坐标为：
1/2
1/2
''
3''0.0046883600965.50.04842/3.26136000.8513h L
h V L m s V ρρ⎛⎫⨯⎛⎫
== ⎪ ⎪
⨯⎝⎭
⎝⎭
取板截距为'L H =450m m ，板上液层高度为'
L h =80m m ，则 ''0.450.080.37L L H h m -=-=
查史密斯图得， '20C =0.0685
所以， 0.2
0.2
'
''2054.830.06850.079532020L C C σ⎛⎫⎛⎫
==⨯= ⎪
⎪
⎝⎭
⎝⎭
'max 2.6769/C m s μ===
取安全系数为0.6 ，则空塔的气速为：
''
max 0.60.6 2.6796 1.6061μμ==⨯=/m s
'
1.6083D m ===
按标准塔径圆整后为 'D =1.8m
塔截面积为 '
'2221.8 2.54344
T A D m ππ
=
=⨯= 实际空塔气速为： ''
' 3.261
1.282/
2.543S T V m s A μ===
5.2.2 提馏段的有效高度
'''(1)(141)0.45 5.85T Z N H m =-=-⨯=提提
在进料板上方开三个人孔，每个人孔高为0.8m ，其高度为2.4m
5.2.3 塔的有效高度
Z=Z
精+'Z
提
+2.4=3.15+5.85+2.4=11.4m
第5.3节封头的选型及其计算
5.3.1 封头的选型
封头按其形状可分为三类：凸形封头、锥形封头、平板形封头。
其中凸形封头包括
半球形风头、球冠形封头、蝶形封头、椭圆形风头。
本设计选用的是椭圆形封头
椭圆形封头因边缘应力小，承压能力强，获得广泛的应用，椭圆形封头有两部分组
成，半椭球和高度为h的直边。
设置由直边部分是椭球壳和圆筒连接边缘与封和圆
筒焊接连接的接头错开，避免了边缘应力与热应力叠加的现象，改善了封头与圆筒
连接处受力状况。
5.3.2 封头的计算
直边高度h的大小按封头的直径的厚度的不同，有25m m、
40m m、50m m三种取边高为h=50m m。
1/22D h = （5.10）
1/4 1.8/40.45h D m === 110.050.450.5H h h m =+=+=
椭圆形封头的应力分布较好，且封头得壁厚与相连接的筒体壁厚大致相等，便于焊接，经济合理。
第5.4节 支座的选型及其计算
5.4.1 支座的选型
容器支座有两种，卧式容器支座和立式容器支座。
立式容器支座有腿式支座、支承式支座、耳式支座、裙式支座 本设计采用裙式支座中的圆形支座
圆形支座制造方便，构造简单，经济实惠，用运广泛。
对于高而细的塔，为了防止风载荷或地震载荷使设备倾覆，需配置数量较多的地脚螺栓。
5.4.2 支座的计算
裙座的高度为：2H 则，
2H =（Z 精+'Z 提+2.4+2⨯0.5）⨯10%=1.24m
第5.2节 精馏塔的总高度
Z=Z 精+'Z 提+2⨯0.8+1H +2H =3.15+5.85+2.4+2⨯0.5+1.24=13.44m。