苯-甲苯

襄樊学院
化工原理课程设计
论题：分离苯-甲苯混合物的精馏塔设计
系别：化学工程和食品科学学院
班级：化学工程和工艺0711
指导老师：田志高
学生姓名：张力
学号： 07115042
目录
一、前言 (1)
（一）塔设备设计概述： (1)
（二）板式精馏塔设备选型及设计 (1)
二、设计方案的确定 (2)
三、精馏塔的工艺计算和论叙 (3)
（一）精馏塔的物料衡算 (3)
（二）塔板数的确定 (4)
（四）.塔体工艺尺寸的计算: (7)
（五）板式塔的塔板工艺尺寸计算： (9)
四、筛板的流体力学验算 (12)
五、塔板负荷性能图： (14)
1、漏夜线： (14)
2、液沫夹带线： (15)
3、液相负荷下限线： (16)
4、液相负荷上限线： (16)
5、液泛线： (17)
6、负荷性能图： (18)
六、板式塔的结构和附属设备： (18)
（一）塔顶结构： (18)
七、塔体设计总表： (19)
八、方案优化 (20)
一、前言
（一）塔设备设计概述：
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：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大；3、流体流动阻力小；4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节和检修容易。

（二）板式精馏塔设备选型及设计
因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。

因而本课程设计要求设计板式塔。

1、工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：
Ⅰ、浮阀塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的阀片，浮阀可随气体流量的变化自动调
节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。

Ⅱ、筛孔塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故使用广泛。

Ⅲ、泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。

但泡罩塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。

综合考虑最终选择筛孔式精馏塔。

2、设计板式塔的要求及简易流程
首先应根据已给定的操作条件，由图解法或分析法求得理论塔板数、选定或估算塔板效率，从而测得实际塔板数，然后对以下内容进行设计或计算：
Ⅰ、塔高的计算：包括塔的主体高度、顶部和底部空间的高度，以及裙座的高度
Ⅱ、塔径的计算。

Ⅲ、塔内件的设计：主要是塔盘的工艺和结构设计，此多此还包括，塔的进出口、防冲档板、防涡器、除沫器等的设计计算。

设计流程简略图流程：装置的有关操作条件→给定的塔板设计条件→确定塔径→溢流区的设计→气液接触区的设计→各项核对计算。

二、设计方案的确定
1.操作压力：
蒸馏操作可在常压、加压或减压下进行，应该根据处理物料的性能和设计总原则来确定操作压力。

例如对于热敏感物料，可采用减压操作。

本次设计为一般物料因此，采用常压操作。

2.进料状况：
进料状态有五种：过冷液，饱和液，气液混合物，饱和气，过热气。

但在实际操作中一般将物料预热到泡点或近泡点，才送入塔内。

这样塔的操作比较容易控制。

不受季节气温的影响，此外泡点进料精馏段和提馏段的塔径相同，在设计和制造上也叫方便。

本次设计采用泡点进料即q=1。

3.加热方式
蒸馏釜的加热方式一般采用间接加热方式，若塔底产物基本上就是水，而且在浓度极稀时溶液的相对挥发度较大，便可以直接采用直接加热。

直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热，在釜内只需安装鼓泡管，不需安装庞大的传热面，这样，操作费用和设备费用均可节省一些，然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断涌入，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，塔釜中易于挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍微有增加。

但对有些物系，当残液中易挥发组分浓度低时，溶液的相对挥发度大，容易分离故所增加的塔板数并不多，此时采用直接蒸汽加热是合适的。

4.冷却方式
塔顶的冷却方式通常水冷却，应尽量使用循环水。

如果要求的冷却温度较低。

可考虑使用冷却盐水来冷却。

5.热能利用
蒸馏过程的特性是重复进行气化和冷凝。

因此，热效率很低，可采用一些改进措施来提高热效率。

因此，根据上叙设计方案的讨论及设计任务书的要求，本设计采用常压操作，泡点进料，间接蒸汽加热以及水冷的冷却方式，适当考虑热能利用。

三、精馏塔的工艺计算和论叙
（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：M B=78kg/kmol
甲苯的摩尔质量：M B=92kg/kmol
摩尔分率: X F=0.5 X D=0.99 X W=0.01
2、相对挥发度α的计算：
①、各温度下苯和甲苯的饱和蒸汽压列表：
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6
P A0
苯
(P A0)
101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2 240.0
P B0甲苯
(P B0)
40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86 101.33
②、计算得出各温度下苯的气液相百分比列表：
计算公式为：
B
A
B
P P
X
P
-
=
；
A A
A
P X
Y
P
=
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6 X A 1 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0
Y A 1 0.900 0.777 0.633 0.456 0.262 0 ③、计算各温度下的苯对甲苯的相对挥发度：
计算公式为：
(1)
(1)
A A
A A
Y X
Y X
α
-
=
-
A
B
P
P
α=
或
理想状态下相对挥发度:
温度（o C）80 85 90 95 100 105 110.6 X A 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0
α 2.54 2.51 2.46 2.41 2.37
苯的相对挥发度一般使用各温度下的挥发度的几何平均值或者算术平均值表示，本设计中使用个温度下的几何平均值来表示,
α=2.45
3、原料液及塔顶、塔液产品的平均摩尔质量：
料液的平均摩尔质量M F=0.5*78+(1-0.5)*92=85kg/kmol
塔顶产品的平均摩尔质量M D=0.99*78+(1-0.99)*92=78.14 kg/kmol
塔液产品的平均摩尔质量M W=0.01*78+(1-0.01)*92=91.86kg/kmol
4、物料衡算：
料液流量 F=110000000/300/24/85 =179.74 Kmol/h;
总物料衡算: F=D+W
苯物料衡算: F* X F =D* X D +W* X W
代入数值解方程组得：
塔顶产品(馏出液)流量D=89.87 Kmol/h；
塔底产品(釜液)流量W=89.87 Kmol/h。

（二）塔板数的确定
1、理论板层数的求取
苯－甲苯属于理想物系，可以用图解法求理论板数。

（1）、求最小回流比及操作线回流比。

进料状态的选择：饱和液体进料（q＝1）。

进料状态有五种，即过冷液体进料（q>1)、饱和液体进料（q＝1）、气液混合进料（1>q>0)、饱和蒸汽进料（q＝0）和过热蒸汽进料(q<0).。

基于工程和经济得综合考虑，这里选择饱和液体进料，其主要原因是：
A、保证塔的操作稳定；
B、避免季节气温的影响；
C、为使精馏段、提馏段保持相同的路径，便于制造。

已设：饱和液体进料（q=1）
则X P= X F=0.5；
Yp=āX p/[1+(ā-1) X p]=2.45*0.5/[1+(2.45-1)*0.5]=0.71
R min=(X D-Y P)/(Y P-X P)=(0.99-0.71)/(0.71-0.5)=1.33
根据作图（1－5）和吉利兰关联图法综合得：为最理想选择,即R=2.75。

用逐板法计算理论板数如下：
a、求精馏段得气液相负荷
所以精馏段液相质量流量：L( Kmol/h)= RD＝2.75*89.87=247.143;
精馏段气相质量流量：V( Kmol/h)＝(R+1)D＝3.75*89.87=337.013
所以精馏段操作线方程:Yn+1=R* Xn /(R+1)+X D/(R+1) =0.73Xn+0.27;
因为泡点进料，所以进料热状态 q=1
所以，提馏段液相质量流量: L'( Kmol/h)＝L+qF＝247.143+1*179.74=426.883;
提馏段气相质量流量: V'( Kmol/h)＝V-(1-q)F=V=337.013;
所以，提馏段操作线方程:Ym+1' = L' Xm / (L'-W)-WXw/ (L'-W) =1.27Xm-0.04。

b、逐板法计算如
2、理论塔板数的计算
（1）联立精馏段和提馏段操作线方程解得Xn=0.57且前面已算得Xw=0.01; （2）用逐板计算法计算理论塔板数
第一块板的气相组成应和回流蒸汽的组成一致，所以Y1=X D,然后可以根据平衡方程可得 X1,从第二块板开始使用精馏段操作线方程求 Yn,用平衡方程求Xn. 第一板 Y1= X D 0.99
X1=Y1/[a -(a-1)Y1] 0.9730
第二板 Y2=0.73Xn+0.27 0.98
X2= Y2/[a -(a-1)Y2] 0.9568
第三板 Y3=0.73Xn+0.27 0.96
X3= Y3/[a -(a-1)Y3] 0.8971
第四板 Y4= 0.73Xn+0.27 0.92
X4= Y4/[a -(a-1)Y4] 0.8070
第五板 Y5=0.73Xn+0.27 0.85
X5= Y5/[a -(a-1)Y5] 0.6732
第六板 Y6= 0.73Xn+0.27 0.76
X6= Y6/[a -(a-1)Y6] 0.5352
第七板 Y7= 0.73Xn+0.27 0.65
X7= Y7/[a -(a-1)Y7] 0.4031<0.5
第八板 Y8=1.50Xm-0.50 0.2043
X8= Y8/[a -(a-1)Y8] 0.04070
第九板 Y9= 1.50Xm-0.50 0.1181
X9= Y9/[a -(a-1)Y9] 0.0295
第十板 Y10= 1.50Xm-0.50 0.0424
X10= Y10/[a -(a-1)Y10] 0.0099<0.01
因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9块塔板。

N=10；进料板位置Nf=5;
如上图得：总理论板数
T
(3)实际塔板数的计算
根据内插法，可查得：苯在泡点时的黏度μa(mPa.s)＝0.25，
甲苯在泡点是的黏度μb(mPa.s)＝0.30，
所以：平均黏度μav(mPa.s)＝μa*xf+μb*(1-xf)＝0.25*0.5+0.30*（1-0.5）=0.275; 所以：总板效率 Et=0.49 (a*μav)¯0.245＝0.4674
实际板数 Ne=Nt/Et＝21.4＝22
实际精馏段塔板数为 Ne1=10.69=11
实际提馏段塔板数为 Ne2=10.69=11
由上可知，在求取实际板数时，以精馏段，提馏段分别计算为佳。

而且设计时，往往精馏段、提馏段都多加一层至几层塔板作为余量，以保证产品质量，并便于操作及调节。

（三）计算操作温度：
a、塔顶温度:t D,
已知p=101.325kpa=759.94mmHg
x1＝0.92，苯的沸点80.10C, 甲苯的沸点131.80C
设t=1000C,查表得P A0=1350mmHg, P B0=293mmHg,
X A =(759.94-293)/(1350-293)=0.442<0.92
设t=900C,查表得P A0=1025mmHg, P B0=205mmHg,
X A =(759.94-205)/(1025-205)=0.677<0.92
设t=800C,查表得P A0=760mmHg, P B0=148mmHg,
X A =(759.94-148)/(760-148)=1.000>0.92
作图内插法得：t D=82.90C
b、进料板温度:t F
P=(101.325+0.7*4)kpa=104.125kpa=780.94mmHg X F=0.5
设t=1000C, P A0=1350mmHg, P B0=293mmHg,
X A=(780.94-293)/(1350-293)=0.462<0.5
设t=900C, P A 0=1025mmHg, P B 0=205mmHg, X A =(780.94-205)/(1025-205)=0.702>0.5 设t=1100C, P A 0=1760mmHg, P B 0=400mmHg, X A =(780.94-400)/(1760-400)=0.280<0.5 作图内插法得：t F =100.60C c 、进料板温度:t w
P=(101.325+0.7*9)kpa=107.625kpa =807.19mmHg X A = X W =0.01
设t=1000C, P A 0=1350mmHg, P B 0=293mmHg, X A =(807.19-293)/(1350-293)=0.486>0.01 设t=1300C, P A 0=2840mmHg, P B 0=719mmHg, X A =(807.19-719)/(2840-719)=0.042>0.01
设t=131.80C, P A 0=2900mmHg, P B 0=760mmHg, X A =(807.19-760)/(2900-760)=0.022<0.5
设t=1100C, P A 0=1760mmHg, P B 0=400mmHg, X A =(807.19-400)/(1760-400)=0.299
设t=1200C, P A 0=2250mmHg, P B 0=543mmHg, X A =(807.19-543)/(2250-543)=0.155 作图内插法得：t W =133.10C
综上所述：
0)(82.9100.6)/291.9D F m t t t C +=+=精＝（0)(133.1100.6)/2116.8W F m t t t C
+=+=提＝（
d 、平均摩尔质量的计算:
Y 1= X D = 0.99______相平衡方程_____ X 1=0.96 X F = 0.50______相平衡方程_____ Y F =0.82 X W = 0.01______相平衡方程_____ Y W =0.04
料液的平均摩尔质量M LFM =0.5*78.11+(1-0.5)*112.56=95.335 kg/kmol
M VFM =0.82*78.11+(1-0.82)*112.56=84.311 kg/kmol
塔顶产品的平均摩尔质量M LDM =0.96*78.11+(1-0.96)*112.56=79.49 kg/kmol
M VDM =0.99*78.11+(1-0.99)*112.56=78.45 kg/kmol
塔液产品的平均摩尔质量M LWM =0.01*78.11+(1-0.01)*112.56=111.43kg/kmol
M VWM =0.04*78.11+(1-0.04)*112.56=111.182kg/kmol
精馏段平均摩尔质量: M VM 精=(78.45+84.311)/2=81.38kg/kmol M LM 精=(79.49+95.335)/2=87.41 kg/kmol 提馏段平均摩尔质量: M VM 提=(111.43+84.311)/2=97.87kg/kmol M LM 提=(111.182+95.335)/2=103.58 kg/kmol
e.平均密度的计算
精馏段平均压力: P1m=(101.325+104.125)/2=102.73KPa
P2m=(104.125+107.625)/2=105.88KPa
精馏段气体密度 ρvm= P1m M VM 精/RT1m=2.893 kg/m 3 Ρvm ’= P2m M VM 精/RT2m=3.322 kg/m 3
033033033
1//)
82.9813.4/1035.7/100.6792.3/1017.4/133.1753.4/981.7/Lm i i D B F B W B a t C kg m kg m t C kg m kg m t C kg m kg m ρρρρρρρρ=∑=========A A A 液体的平均密度：（时（时（时（3
3
3
1
833.1/0.89/0.11/1
913.6/0.40/0.60/1
972.9/0.03/0.97/LDm A B
LFm A B
LWm A B
kg m kg m kg m ρρρρρρρρρ=
=+==+=
=+所以3300(833.1913.6)/2873.4/(972.9913.6)/2943.2/.)
82.921.02/.25.98/0.92*21.020.08*25.9821.42/100.617.00/.22.40Lm i i D A B LDm F A B kg m kg m f x t C mN m mN m
mN m t C mN m mN ρρσσσσσσσ+=+==∑====+====Lm 精Lm 提所以精馏段平均密度：
＝＝液体的平均张力：（时：时：0/0.49*17.000.51*22.4018.22/133.115.00/.20.10/0.04*15.000.96*20.1019.90/LFm W A B LWm m
mN m t C mN m mN m
mN m σσσσ=+=====+=时：
18.2221.42/18.2219.90/Lm Lm mN m
mN m
σσ++精提所以：＝（）/2＝19.82＝（）/2＝19.06
g.气液相的体积
33351.52*81.74
0.404/36003600*2.893
26.51*88.30
/36003600*873.4'51.52*95.89
0.413/36003600*3.322
'78.75*103.48
36003600*94vm s vm Lm s Lm vm s vm Lm s Lm vM v m s
LM L m s
v M v m s
L M L ρρρρ精精精
精-4精精
提
提提
提提提
对精馏段：＝＝
＝＝
＝
＝7.44*10对提馏段：＝＝
＝＝
＝
3/3.2
m s
-3＝2.37*10
（四）.塔体工艺尺寸的计算:
1. 精馏段塔径计算:
因为液流量不大，所以选取单流型，因为提馏段液相流量较大，所以以提馏段的数据确定全塔数据更为安全可靠。

所以 ：气相体积流量 Vh(m3/h)＝3325.713219，Vs(m3/s)＝0.923809227， 液相体积流量 Lh(m3/h)＝25.123146， Ls(m3/h)＝0.006978652。

查表得，液态苯的泡点密度ρa(Kg/ m3)＝792.5， 液态甲苯的泡点密度ρb(Kg/ m3)＝790.5， 根据公式 1/ρl=x1/ρa+(1-x1)/ρb 得，
液相密度ρl(Kg/ m3)＝791.1308658，
根据公式 苯的摩尔分率＝(y1'/78)/[yi'/78+(1-yi')/92] M’=苯的摩尔分率*M 苯＋甲苯的摩尔分率*M 甲苯 ρv=M’/22.4*273/(273+120)*P/P0 得 气相密度ρv(Kg/ m3)＝2.742453103。

气液流动参数，Flv=Lh/Vh*(ρl/ρv)^0.5＝0.12830506， 根据试差法，设塔径 D(m)＝1.2，根据经验关系: 可设板间距 Ht ＝0.45m,
清液层高度 Hl[常压塔（50～100mm)）]取为５０mm, 所以液体沉降高度 Ht-hl ＝０.４m 。

41/21/2
7.44*10*3600873.4()*()0.03200.404*3600 2.893
h L h v L v ρρ-== 塔径Dm 0.3-0.5 0.5-0.8 0.8-1.6 1.6-2.0 2.0-2.4 >2.4
板间距H T
200-300
300-350
350-450
450-600
600-800
≥800
T L L H T －h L =0.41-0.06=0.35mm 查图(1-1)得:C 20=0.075
C=C 20*(l σ/20)0.2=0.075×(19.82/20)0.2=0.0749
max 873.4 2.893
u =C
0.794 1.299/2.893
L v v m s ρρρ--== 取安全系数为0.7(一般0.60.8),则空塔气速为:
u=0.7×1.099=0.909m/s
44*0.404
0.752×0.909
s
v D m u ππ=
==,不在0.8m 1.6m 范围,不符合
若取:H T =0.36m, h L =0.06m H T -h L =0.30m 查图(1-1)得:C 20=0.062 C=C 20*0.2(
)20
l
σ=0.062×(19.82/20)0.2=0.0619
max 873.4 2.893
u =C
0.0619 1.074/2.893
L v v m s ρρρ--== u=0.7*1.074=0.752m/s
40.404*4
0.827/×0.752
s v D m s u ππ=
== 经标准圆整后:D=0.8m
222
T max A *0.80.5034
4
0.4040.803/0.750.503D m m s u π
π
=
=
====s T V 实际空塔气速为：u=符合
A
1/22*3600943.2(0.09670.413*3600 3.3220.41,0.060.050.08)
0.410.060.35L v T L T L H m h m H h mm
ρρ===-=-=-31/2
h h L 、提馏段塔径的计算：
L 2.37*10）＝（）＝V 若取：（一般取h
0.20.2
20max 0.06819.06()0.068*()0.06732020
943.2 3.322
1.132/3.322
l
L v v C C u c
m s σρρρ====--===20查图(1-1)得：C
max 0.70.792/u u m s ==
44*0.413
0.8150.326s v D m u ππ
=
==
22
0.810.5034T D m
A D m
π===经标准圆整后： max 0.413
0.821/0.725(0.503
m s u ===s T v 实际空塔气速为：u=
符合）
A （五）板式塔的塔板工艺尺寸计算：
1、溢流装置的计算：
①、选择单溢流弓型降液管
原因：单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，液体流径较大，塔
板效率较高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2 m 的塔中广泛使用。

工业上使用最广的降液管是弓型降液管。

②、计算堰长l w : a 、精馏段：
0.7*0.80.56.0.7*0.80.56w w l m b l m
精提＝＝提馏段＝＝
2/3
2.84()10001w l ow h ow w
h h L Fransic h E l E =-=
③溢流堰高度：h 公式：一般取＝便可满足工业误差要求.即E=1
42/3
2.847.44*10*3600*1*0.008110000.56
600.060.060.00810.052m
mm m
m -===-=ow 精L w L ow a.精馏段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件
32/3
2.84 2.37*10*3600*1*0.01710000.56
600.060.060.0170.043m
mm m
m -===-=ow 提L w L ow b.提留段：h ＝（）＝已取h ＝h h -h 符合条件 /0.70.094,/0.158w d L D W D ===d f
f
T
④弓型降液管宽度W 和截面积A A 查图（1-2）得
A
2.*0.0940.503*0.0940.0473f T a A A m ===精馏段：
*0.1580.8*0.1580.126d W D m ===
4
36003600*0.047*0.36
22.8953600*7.44*10f T
h
A H s s L θ-=
=
=>故符合
23
*0.0940.503*0.0940.0473*0.1580.8*0.1580.12636003600*0.043*0.41
6.9753600*2.37*10f T d f T
h
A A m W D m
A H s L θ-======
=
=>b.提馏段：＝故符合
.:
6,0.0520.0060.046,0.0430.0060.037,
mm m m --00w 0精0提⑤降液管底隙高度h 因为降液管底隙高度为h 应低于出口堰高度h 才能保证降液管底端有良好的液封，一般不应低于所以：
h ＝＝h ＝＝
50mm ='w 又因塔径大于0.6m,所以采用凹形受液盘，深度h
2. 塔板布置。

（1）.塔板的分块.
0.8 1.2,m D m ≤≤因故采用分块板式塔板。

查下表 塔径mm
塔板分块数
3
4
5
6
得塔板分为3块
（2）边缘区宽度的确定。

,70100,'50100s s w mm w mm
==一般情况下：而对于小直径的塔板的塔（D<1m),因塔板面积小，定区要相应减小,所以，对于精馏段：
,0.052350.035.(3050,5070)s s c w w m
w mm m mm mm ====小塔大塔
对于提馏段：
,'0.075600.06s s c w w m w mm m
====
（3）开孔区面积计算:2
22
12(sin )180a r x A x r x r
π-=- 222
12
()1/2*0.8(0.1260.052)0.2222
1/2*0.80.0350.3652
0.3650.2222(0.2220.3650.212sin 0.3031800.365d s c a D
a x W W m D
r W m A m π-=--=-+==
-=-==-=、精馏段：故： 222
12
()1/2*0.8(0.1260.075)0.1992
1/2*0.80.0600.342
0.340.1992(0.1990.340.199sin 0.2541800.34
d s c a D
x W W m D
r W m A m π-=-+=-+==
-=-==-+=b 、提留段：故：
（4）筛板孔的计算及其排列：
因苯－甲苯系腐蚀性，可用炭钢板，取δ＝3.5m ， 0d =4mm,采用正三角形排列。

孔中心距：t=30d =3*4=12mm=0.012,孔数目为n
221.155 1.155*0.3032430.3124310.012a A a t =
==≈、精馏段：n 个个 2000.97)10.1%a A d A t
φ=
==开孔率（ 气体通过阀孔的气速：
000.40413.20/0.101*0.303
S V u s A =
== b 、对提馏段：n=
2
1.155 1.155*0.254
2037.320380.122a A t ===个个 开孔率：φ22004
=
0.907*()0.907()10.1%12
a A d A t === 000.41316.099/0.101*0.25
s V u m s A =
==
四、筛板的流体力学验算
1．塔板压降
（1）.平板阻力000.051(
)()V
c L
u h c ρρ= 由
4/3.5 1.143d δ==.查图（1-3）
00.81c =故有：
2213.2 2.893
0.051*0.04490.818730416.099 2.893
0.051*0.070960.81943.2
c c h m h m 精提＝（）（）＝液柱
＝（）（）＝液柱
（2）.气体通过液层的阻力l h 的计算：l h ＝L h β 对精馏段: 0.404
0.8860.5030.0473
s a v u =
==--T f A A m/s
1/21/2
00.886 2.893 1.507
v Kg F u sm ρ===
查图表得: β=0.56
故l h ＝L h β＝0.56*0.06＝0.0336m 液柱 对提馏段： 0.413
0.906/0.5030.0473
s a v u m s =
==--T f A A
1/21/2
00.906 3.322 1.651
v Kg F u sm ρ===
查图表得: β=0.57
故l h ＝L h β＝0.57*0.06＝0.0342m 液柱 (3) 液体表面张力的阻力h σ计算：0
4l
l h gd σσρ=
对精馏段：3
3044*19.82*10 2.313*10873.4*9.81*0.004
l l h m gd σσρ--===液柱
对提馏段：04l l h gd σσρ=＝
3
34*19.82*10 2.060*10943.2*9.81*0.004
m --=液柱 综上（1），（2），（3）得：
p c l h h +h +h 0.04490.03360.0023130.0808m σ==++=对精馏段：液柱
0.0808*873.4*9.81692.300.7(p p l p h g pa kpa ρ∆==<＝设计允许值）
p c l h h +h +h 0.07960.03420.0020600.07459m σ==++=对提留段：液柱
0.07459*943.2*9.81690.160.7(p p l p h g pa kpa ρ∆==<＝设计允许值）
2、液相落差：对于筛板塔，液面落差很小，且苯设计的塔径和液流量均不大，故可以忽略液面误差的影响。

3、液沫夹带：
6
3.2
6 3.2
3
5.7*10(
). 2.5*0.060.155.7*100.8860.00288//19.82*100.360.15
.a
v L
T f
f v v u e H h a h m
Kg Kg Kg Kg b σ---=
-=L 对精馏段：＝2.5h ＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。

对提馏段：
6 3.2
3
2.5*0.060.155.7*100.9060.0162//19.06*100.410.15
f L v h h m
Kg Kg Kg Kg --=＝2.5＝故e ＝（）＝液气<0.1液气－ v 故在本设计中液沫夹带管e 在允许范围内。

4、漏液.
对筛板塔漏液气速：
34.4(0.00560.13)/. 4.4*0.81(0.00560.13*0.06 2.313*10)873.4/2.893
l L V
c h h a σρρ-=+-=+-0min 0min u 对精馏塔：u 6.520/13.20/m sL m s =<=0u
稳定系数: 13.20
2.02 1.56.520
k =
==>00min u u 故在精馏段无明显漏液。

b.对提馏段：34.4*0.81(0.00560.13*0.06 2.313*10)873.4/2.893-=+-0min u 6.385/16.099/m sL m s =<=0u
稳定系数：16.099
2.52 1.56.385
k =
==>00min u u 故在提馏段无明显漏液。

5、 液泛：为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd 应该服从以下关系：
()0.50.360.0520.412T w d p L d
H h m H ϕ++ a 、对精馏塔：＝（）＝液柱而：＝h ＋h ＋h
因选用凹型受液盘，故不需设置进口堰，则：
433607.44*100.153()0.153() 3.686*100.56*0.046
s d w L h m l h --===液柱
60.08080.06 3.686*100.1408d H m -++≈＝液柱
()d T w H H h ϕ<+所以符合，故在精馏段无液泛现象。

333
404()0.50.410.0430.4532.37*100.153()0.153() 2.290*100.56*0.0370.074590.06 2.290*100.1348()T w d p L d
s d w d d T w H h m H L h m l h H m H H h ϕϕ---++===++≈<+ b 、对提馏段：＝（）＝液柱 而：＝h ＋h ＋h 液柱
＝液柱所以符合，故在提馏段无液泛现象。

五、塔板负荷性能图：
1、漏夜线：
2/3.min 04.4(0.00560.13)/2.84,,()
1000l l v s h L w ow ow w
c h h V L h h h h E A l σρρ=+-=+=0min 0min u u ＝ 2/3
.min 0 2.844.4*{0.00560.13[()]}/1000h s w L V w
L V C A h E h l σρρ++-得：＝ .min 2/3
2/3
. 4.4*0.81*0.101*0.303*36002.84{0.00560.13[0.052()]0.002313}873.4/2.89310000.56
1.8760.010050.1276s s s a V L E L =++
-=+、对精馏段：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.193
0.197
0.203
0.211
0.218
.min 2/32/3
36002.84
{0.00560.13[0.043*1*()]0.00206}943.2/3.32210000.56
1.5410.009130.1276s s s L L ++
-=+ 3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.152
0.155
0.160
0.167
0.173
2、液沫夹带线：
0.1/v s e kg kg V =以液气为限，求－L 关系如下：
2.1940.5030.0473
v f
s s
s
f e H h V V V A A σ=-==---6
3.2
a L
T a T u 5.7*10（
）
u ＝
2.5 2.5()f L w ow h h h h =+＝
a 、对精馏段：w h =0.052
2/32/336002.84
*1*()0.9810000.56
s ow s L h L =
=
故h 2/3*f s L ＝0.13+2.45
2/32/3
6 3.232/30.360.13 2.450.23 2.452.1945.7*10()0.1/19.82*100.23 2.45T f S S
s v S
H h L L V e Kg Kg L ---=--=-==-液气
2/30.652 6.951s S V L -＝
操作范围内，任取数值作Ls,依上述计算得出Vs 值，列出下表：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.621
0.597
0.561
0.507
0.462
b.对提馏段：w h =0.043
2/3
2/32.843600*1*()0.9810000.16
ow s h L =
= 故：h 2/3
*f s
L ＝0.11+2.45
6 3.2
32/3
2.1945.7*10()0.1/19.06*100.30 2.45s v S
V e Kg Kg L --==-液气 2/30.841 6.867s S V L -＝
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.810
0.787
0.751
0.698
0.654
3、液相负荷下限线：
对于平直堰，取堰上液层高度ow h ＝0.006m 作为最小液体负荷标准。

ow h ＝
2/3
36002.84()0.0061000s w
L E m l = 3/23min 0.06*10000.56
1(
)0.00048/2.843600
s E L m s ===取时
4、液相负荷上限线：
以θ＝4s 作为液体在降液管中停留时间为下限.即θ＝4f T s
A H L =
=，故：
a.对精馏段：3max 0.0473*0.36
0.00426/4
4
f T s A H L m s =
=
=
b.对提馏段：3max 0.0473*0.41
0.00485/4
4
f T s A H L m s ==
=
5、液泛线：
令 )d T w H H h ϑ
=+（ ''''''2'22/31)(1),,d p l ol p c l l l d p l ol p c l l l ow
l T ow c ol ow s d s l s s S s ow
l H h h h h h h h h h H h h h h h h h h h h h H h h h h h h h h h h v v b c L d L h h σσσσββϑϑββ++++++++++--=++++'''=--+w w w 由：＝；＝；＝；
由：＝；＝；＝；＝h 联立得：（h 忽略，将与与和得关系式，带入公式得： a ＝h 2'22/3
1)(1),,T ow c ol ow s d s l s s S s
H h h h h h h h h h h v v b c L d L σσϑϑββ+--=++++'''=--w 联立得：（h 忽略，将与与和得关系式，带入公式得：
a
其中：()2
0()V
l
C ρρ'00.051a =
A ()2
02/3
1)2.843600*1*(1)()1000T w
b H h d l ϑϑββ'=+--''=
+w （h c =0.153/l
()
2
2.893(
)0.275873.4
0.101*0.303*0.81a '=、对于精馏段：0.051
a =
0.5*0.36(0.50.561)0.0520.125b '=+--=
()2
230.568'=c =0.153/0.56*0.046
2/3
222/3
222/32.843600*1*(10.56)() 1.53210000.56
0.2750.125230.568 1.5320.454838.429 5.571s S s
s S s
d v L L v L L '=
+==--=-- 故：即：
列表计算：
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.655
0.640
0.616
0.574
0.534
b 、对于提馏段
()
()2
2
2/3
222/3
2 3.322
(
)0.416943.2
0.101*0.254*0.810.5*0.41(0.50.571)0.0430.159356.3792.843600*1*(10.57)() 1.5410000.56
0.4160.159356.379 1.540.382856.6s S s s b d v L L v '='=+--='='=
+==--=-0.051
a =
c =0.153/0.56*0.037故：即：22/3800.370S s
L L -
3(/)s L m s 0.0003 0.0007 0.0015 0.0030 0.0045 3(/)s V m s
0.617
0.615
0.612
0.605
0.595
6、负荷性能图：
在图上，作出操作点A,连接OA ，即作出操作线，可以得出：设筛板的操作上限为液泛 控制，下限为漏液控制，查图得。

33max min max min 33max min max min 0.589/,0.192/0.589
3.0680.192.0.600/,0.155/0.600
3.8710.155
s s s s s s s s a v m s v m s v v b v m s v m s v v ========、对精馏段： 故操作线弹性为
、对提馏段： 故操作线弹性为
六、板式塔的结构和附属设备：
（一）塔顶结构：
1、塔的空间：塔顶空间指塔内最上层塔板和塔顶的间距，为利于让塔气体夹带的液滴沉降，其高度应该大于板间距，设计中通常取塔顶间距为（1.5～2.0)HT 若需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶间距
对于精馏塔：H T ＝0.36m ，塔顶空间应取0.54～0.72m 对于提馏段：H T ＝0.41m 塔顶空间应取0.615～0.82m 综合以上考虑可以取：塔顶空间为0.70m
2、塔底空间：塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距其值由下列因素决定：①塔底储液空间依储存液量停留3～8mm （易结焦物可缩短停留时间）而定，②再沸器的安装方式及安装高度；③塔底液向最下层塔板之间要留有1～2m 的间距
综合以上因素，塔底空间取1.8m
3、人孔：对于D≥1000mm的板式塔。

一般每隔6～8层塔板设一人孔。

人孔直径一般450mm～600mm其伸长塔体的同体长为200～250mm人孔中心距操作平台约为800～1200mm没人孔处的板间距应等于或大于600mm
本设计中：D＝0.8m，总板数为14块设只能在进料板上方设一人孔，直径为550mm伸长塔体的筒体长200mm人孔中心距操作平台1000mm并将进料板处间距设为0.8m
4、塔高
H＝（n－n F－n P－1）H T＋n F H F＋n p H p+H D+H B+H1＋H2
其中其中：H—塔高，m；
n—实际踏板数
n F—进料板数
H F—进料板处板间距m
n p—人孔数
H B－塔底的空间高度m
H p—设人孔处的板间距，m
H D—塔顶空间高度，m;
H1—封头高度，m；
H2—裙座高度，m；取封头高度为H1＝D/2+D/6＝0.53m
H＝5*0.36+7*0.41+0.8*1+0.7+1.8+0.53+1.5＝10m塔的结构：因D＝0.8m选取单流型塔板，板块数为3
七、塔体设计总表：
序号项目精馏数值提馏数值
1 平均温度：t m,0C 91.9 116.8
2 平均压力：P m,kPa 107.42 112.325
3 气相流量：V S,m3/s 0.40
4 0.413
4 液相流量：L S,m3/s7.44*10-4 2.37*10-3
5 实际塔板数：N T 11 11
6 有效段高度：m 1.8 2.87
7 塔径，m .08 0.8
8 板间距,m 0.36 .0.41
9 溢流形式单溢流单溢流
10 降液管形式弓形降液管弓形降液管
11 堰长,m 0.56 0.56
12 堰高,m 0.052 0.043
13 板上液层高度,m 0.06 0.06
14 堰上液层高度,m 0.0081 0.017
15 降液管底隙高度,m 0.046 0.037
16 安定区宽度,m 0.052 0.075
17 边缘区宽度,m 0.035 0.060
18 开孔区面积,m20.303 0.254
19 筛孔直径,m 0.004 0.004
20 筛孔数目2431 2038
21 孔中心距,m 0.012 0.012
22 开孔率,% 10.1 10.1
23 空塔气速,m/s 0.803 0.821
24 筛孔气速,m/s 13.20 16.099
25 稳定系数 2.02 2.52
26 每层塔板压降,Pa 692.30 690.16
27 负荷上限液沫控制液泛控制
28 负荷下限漏夜控制漏夜控制
29 液沫夹带,kg液/kg气0.00288 0.0162
30 气相负荷上限,m3 0.589 0.600
31 气相负荷下限,m3 0.192 0.155
32 操作弹性 3.068 3.871
八、方案优化
在本次设计中涉及各方面的设备，也涉及各方面的问题，从而有一个方案优化问题：
1.塔的设计和性能
本塔设计对残液要求高，在求理论板数进行了放大处理，由于计算这两段塔注相差不大，在符合要求的情况下，可取为相同，对制造有利。

从负荷性能图上看，精馏段操作弹性为3.068，提馏段为3.871均较合适，在负荷性能图上，液泛线超出了雾沫夹带线表明雾沫夹带控制，不会出现液泛。

2.原料泵的选择
送原料泵的扬程一般要比实际大，这样可以防止当输送中断时，原料槽液面下降出现混浊产生空转，另外，在所有的泵设备中都需要有备用泵，防止突发事故。

3.关于能量的综合利用
在本工艺流程过程设计中，多处用到换热器，且用处各不相同，有的用于加热，有的用于冷却，因而应该考虑换热器间物料和能量的综合利用，塔顶蒸汽冷凝时放出的能量可利用于原料的预加热或其他方面的加热，而且，由于塔釜液的流量，温度均比塔顶高，能量更多
直接排放不仅浪费而且不安全，这部分能量也可以回收利用通过热量的充分利用和回收，可节省大量的蒸汽永良，从而节省经费。