苯、甲苯、二甲苯分离过程工艺设计说明书

化工过程及CAD课程设计任务书
项目一、CAD
1.题目
化工单元操作设备CAD 图（以化工原理课程设计手工图纸为基础）
2.提交材料
1）电子版图纸（图幅：A1；文件格：*.dwg；CAD 版本：2010及以前的版本）
2）纸质材料：将电子版A1 图纸用A3 制进行打印。

项目二、化工过程设计（工作间：330d/a）
题目
4）苯、甲苯、二甲苯分离过程设计（进料：苯含量20‐40%；甲苯：15‐30%；分离后苯的纯度不小于98%；甲苯纯度不小98%；二甲苯纯度不小97%）。

2.要求
1）查阅文献资料，完成工艺流程设计，按化工制图中对流程图的要求绘制工艺流程图；2）采用流程模拟软件，进行全流程流程模拟；
3）编辑得到流程模拟的物料平衡表、热量平衡表；
4）对其中一个精馏塔进行塔体工艺尺寸计算，以及敏感性分析；
5）编制工艺设计报告应报包括：文献调研情况，设计依据——
年工作时间、原料规格、加热蒸汽机冷却水规格等、工艺流程设计——
工艺流程图及工艺流程简述，全流程模拟结果——物料平衡与热量平
衡，塔设备工艺尺寸结果，塔设备敏感性分解结果图表。

6）格式与排版要求：见附件
年处理量18.86万吨三苯分离项目工艺设计说明书
第一章总论
1.1 项目概况
本项目为在任务书的要求下设计一个简单的三苯分离工艺。

由于苯、甲苯、二甲苯之间沸点温差相差明显，存在较大温差，故可用传统精馏操作即可分离，无需太过复杂的工艺要求。

对于三元混合物的分离，应采用连续精馏流程。

连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点。

采用全凝器为主，以使于准确的控制回流比。

利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分的分离。

1.2 设计依据
化工过程及CAD课程设计任务书；
1.3 生产工艺及全厂总流程
1.3.1 生产工艺
蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发的不同并借助于多次不分汽化和部分冷凝达到轻，重组分分流的方法。

蒸馏操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要的地位。

蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。

本设计采用连续精馏工艺。

设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。

1.3.2精馏原理及其在工业生产中的应用
精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。

在精馏塔中，再沸器或塔釜产精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。

因此可是混合物得到几乎完全的分离。

精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。

精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。

进行精馏操作的设备叫做精馏塔。

在精馏塔中生的蒸汽沿塔逐渐上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质、传热，重组分下降，使混合液达到一定程度的分离。

如果离开某一块塔板（或某一段填料）分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计的气相和液相的组成达到平衡，则该板（或该段填料）称为一块
理论板或一个理论级。

然而，在实际操作的塔板上或一段填料层中，由于气液两相接触时间有限，气液两相不到平衡状态，即一块实际操作的塔板（或一段填料层）的分离效果常常达不到一块理论板或一个理论级的作用。

要想达到一定的分离要求，实际操作的塔板数总要比理论的板数多，或所需的填料层高度要比理论上的要高。

1.3.3精馏操作的特点及其对塔设备的要求
精馏操作的特点
从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。

但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点：
1)沸点升高
精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。

在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。

2)物料的工艺特性
精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。

如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。

3)节约能源
精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。

如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题
精馏操作对塔设备的主要要求
1：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。

2：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。

3：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时易于达到所要求的真空度。

4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而不会使效率发生较大的变化。

5：结构简单，造价低，安装检修方便。

6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。

1.3.4设计总流程
本设计采用连续精馏工艺。

设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。

图1-1工艺总流程
1.4 建设规模和产品方案
1.4.1 建设规模
本项目为年处理20万吨三苯混合物的精馏分离。

1.4.2 产品方案
本设计采用连续精馏工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计得到的产品规格如下表:
产品规格
纯度
（mole百分含量）
产量
（万吨/年）
苯优等品99.99甲苯优等品98.04二甲苯优等品98.63
1.5 主要原料、燃料规格及消耗
本设计采用连续精馏工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计原料消耗及其组成如下表：
名称
成分及其含量
（mole百分含量）
消耗量
（万吨/年）
三苯混合物
苯35%
18.86甲苯18%
邻二甲苯13%
间二甲苯24%
对二甲苯10%
本设计内部设备换热量较大，内部物流换热后，不足热量采用公用工程补助，公用工程规格如下表：
序号公用工程名称规格
1冷凝水25-30℃
2低压蒸汽125℃
第二章工艺流程
2.1 工艺方案
2.1.1 工艺流程概述
本项目为三元混合物的分离，对于三元混合物的分离，采用连续精馏流程，设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。

本采用连续精馏流程，在T0401中分离出苯产品，塔底物流换热后进入T0402分离甲苯与二甲苯，设计全流程图如下图所示：
图2-1 三苯分离全流程图
2.1.2 工艺流程模拟
在模拟过程中，原料由原料泵P0401进入进料加热器E0401加热到107.5℃后由甲苯塔进料泵P0202鼓入甲苯塔T0401进料，经过调试优化得到T0401的模拟参数：
塔板数进料位置回流比采出率塔顶全凝器压强全塔压降
3018 1.80.4150.137MPa0.0124MPa
模拟得到塔顶苯产品的纯度达到99.37%，苯的分离率接近100%；
塔顶苯产品经冷却器E0402冷却后进入储罐，塔底物流进入冷却器E0403冷却至128℃。

由甲苯塔进料泵P0403抽入甲苯塔T0402进料。

调试优化得到甲苯塔的模拟参数：
塔板数进料位置回流比采出率塔顶全凝器压强全塔压降
4021 4.050.3030.134MPa0.019MPa
模拟之后得到塔顶甲苯产品纯度99.26%，甲苯分离率达到99.9%。

模拟流程图如下：
图2-2 三苯分离模拟流程
2.1.3 工艺流程优化
模拟的最终目的是为了优化流程，以达到某方面的效益最佳，如经济效益最好、节能效果最佳等。

在建立全流程模拟的过程中已经对局部可以寻优的参数进行了寻求最优的求解，这些参数包括各精馏塔的塔板数、回流比、采出率、进料板位置以及萃取剂用量等。

而一些操作参数是根据文献所述确定的最佳操作条件，这些参数无需进行优化。

由于本设计只包含两个常规精馏塔，故对两个塔都进行操作参数的优化。

下面以苯分离塔为例对优化过程进行说明。

对苯分离塔塔板气液相组成分别作图：
图2-3 苯分离塔塔板液相组成分布图
图2-4 苯分离塔塔板气相组成分布图
对于苯分离塔的操作参数优化包括：回流比、理论塔板数、进料板位置以及采出率四个参数的优化。

（1）回流比优化
Aspen plus中采用灵敏度分析模块，分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole 百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以回流比为分析变量；根据简介计算结果得到的回流比作为参考，设置回流比变化区间为1.2~3，变化频率取0.05。

对分析结果作图：
图2-5 苯分离塔回流比对塔分离效果影响
由图中曲线分析，当回流比为1.8之后曲线变化趋于平缓，苯纯度为99.40%，分离率为99.998%，随着回流比变化，这两参数几乎不发生变化。

而再沸器热负荷一直呈线性变化，综合考虑，最优回流比取1.8。

（2）理论塔板数优化
同回流比优化一样，采用灵敏度分析模块，分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以理论塔板数为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为40块之后，设置变化区间为20~40，变化频率为1。

对分析结果作图：
图2-6 苯分离塔理论塔板数对塔分离效果影响
由图分析，当理论塔板数为30块板之后，苯纯度、苯分离率以及再沸器热负荷均趋于水平，几乎不再变化。

此时苯纯度为99.33%；苯分离率为99.92%，再沸器热负荷也为最低。

最终取最优理论塔板数为30.
（3）进料板位置优化
分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以进料板位置为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块，设置进料板变化区间为15~25，变化频率为1；对分析结果作图：
图2-7 苯分离塔进料板位置对塔分离效果影响
在18块板位置之后，可以看到苯分离率与塔顶产物苯纯明显下降，再沸器热负荷明显上升；在第18块板进料时，苯分离率为：99.95%；苯纯度为99.36%。

且再沸器热负荷也较低，故选择第18块板为最佳进料位置。

（3）采出率优化
分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以采出率为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块，设置进料板位置设置为18，设置采出率变化区间为0.35~0.45，变化频率为0.005；对分析结果作图：
图2-8 苯分离塔采出率对塔分离效果影响
由图线可直接看出，为同时考虑到苯纯度与分离率都要达到设计要求，取采出率为0.415为最优采出率。

此时苯分离率为：99.95%；苯纯度为99.36%。

再沸器热负荷也较低。

甲苯塔优化方式与此相同，就不予详细说明，优化结果见表2-2。

第三章物料衡算与能量衡算
3.1 概述
本设计采用连续精馏工艺。

设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。

塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。

设计过程中利用Aspen Plus对全流程进行模拟，并在此基础上完成物料衡算、能量衡算，
Aspen plus模拟流程如图4-1所示。

图4-1 三苯分离模拟流程
本流程为连续生产过程，所需主要设备有、泵、换热器、和普通精馏塔等，涉及到的物料主要有苯、甲苯、二甲苯、以及公用工程的冷却水、加热蒸汽等，输入整个生产系统的能量主要有电能、加热介质带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。

3.2 物料衡算
3.2.1 物料衡算基本原理
系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即：系统累计的质量=输入系统的质量-输出系统的质量+反应生成的质量-反应消耗的质量
假设系统无泄漏，有：dF/dt=F IN-F OUT+C R-C R
当系统无化学反应发生时，有：dF/dt=F IN-F OUT
在稳定状态下，有：dF/dt=F IN-F OUT=0，F IN=F OUT
注：
F IN—进入系统的物料流率；
F OUT—流出系统的物料流率；
C R—反应产生物料速率；
C R—反应消耗物料速率。

3.2.2 物料衡算任务
通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。

3.2.3 系统物料衡算
该系统出塔设备外，其他所有设备物料进出均为一进一出，假设系统无泄漏，故只需对塔设备进行物料衡算，衡算结果如下：
进料物流塔顶出料塔底出料
温度℃107.590.382923143.92931
压力MPa0.160.1370.152
气相分率000总Mole流量kmol/hr256106.24149.76
总质量流量kg/hr23570.22548308.2466315261.9788
总体积流量cum/hr30.064045610.346818720.2984737
各组分Mole流量
kmol/hr
苯105.609966105.5660440.04392297
甲苯46.04532920.6739557445.3713735
邻二甲苯28.8613012 1.628e-0928.8613012
间二甲苯53.28240227.0153e-0753.2824015
对二甲苯22.2010009 3.0756e-0822.2010009各组分Mole分率
苯0.412538930.993656280.00029328
甲苯0.179864570.006343710.30296056
邻二甲苯0.11273946 1.5324e-110.19271702
间二甲苯0.20813438 6.6033e-090.35578527
对二甲苯0.08672266 2.8949e-100.14824386
进料物流塔顶出料塔底出料
温度℃128120.869702156.278759
压力MPa0.160.1340.153
气相分率000总Mole流量kmol/hr149.7645.6768104.0832
总质量流量kg/hr15261.97884212.1738111049.805
总体积流量cum/hr19.858129 5.4720262414.8781948
各组分Mole流量
kmol/hr
苯0.043922970.04392297 4.9774e-11
甲苯45.371373545.34016720.03120624
邻二甲苯28.8613012 3.7179e-0528.861264
间二甲苯53.28240150.2896443652.9927571
对二甲苯22.20100090.0030282422.1979726各组分Mole分率
苯0.000293280.00096160 4.7822e-13
甲苯0.302960560.992630110.00029982
邻二甲苯0.192717028.1395e-070.27729032
间二甲苯0.355785270.006341170.50913843
对二甲苯0.14824386 6.6297e-050.21327143
3.3 能量衡算
3.3.1 基本原理
系统的能量衡算能量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的能量的变化，即：输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量
对于连续系统，有：Q+W=ΣH OUT－ΣH IN
注：
Q—设备的热负荷；
W—输入系统的机械能；
ΣH OUT—离开设备的各物料焓之和；
ΣH IN—进入设备的各物料焓之和。

本项目的能量衡算以单元设备为对象，计算由机械能转换、化学反应释放能量和单纯的物理变化带来的热量变化。

3.3.2 能量衡算任务
(1) 确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。

(2) 确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。

(3)最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。

3.3.3 系统能量衡算
进料物流出料物流
温度C25107.5
压力MPa0.10.16
气相分率00
Mole流量
256256
kmol/hr
质量流量kg/hr23570.225423570.2254
体积流量
27.282121230.0640456
cum/hr
焓值KJ/hr30585156856968
负荷3798453
进料物流塔顶出料塔底出料
温度C107.590.396757143.900737压力MPa0.160.1370.152气相分率000
Mole流量
256106.24149.76 kmol/hr
质量流量kg/hr23570.22548309.2391315260.9863
体积流量
30.064045610.348323420.2964838
cum/hr
焓值KJ/hr685696862138721507031
进料物流出料物流
温度C90.39675725
压力MPa0.1370.1
气相分率00
Mole流量
106.24106.24
kmol/hr
质量流量kg/hr8309.239138309.23913
体积流量
10.34832349.52939637
cum/hr
焓值KJ/hr62138725190472
负荷KJ/hr1023400
进料物流出料物流
温度C143.900737128
压力MPa0.1520.16
气相分率00
Mole流量
149.76149.76
kmol/hr
质量流量kg/hr15260.986315260.9863
体积流量
20.296483819.8569712
cum/hr
焓值KJ/hr5190472958541
负荷KJ/hr4231931
进料物流塔顶出料塔底出料
温度C128120.706111156.258416压力MPa0.160.1340.153气相分率000
Mole流量
149.7645.37728104.38272 kmol/hr
质量流量kg/hr15260.98634179.9605111081.0258
体积流量
19.8569712 5.4290560314.9201212
cum/hr
焓值KJ/hr9585411325307304596
进料物流出料物流
温度C120.70611125
压力MPa0.1340.1
气相分率00
Mole流量
45.3772845.37728
kmol/hr
质量流量kg/hr4179.960514179.96051
体积流量
5.42905603 4.83399113
cum/hr
焓值KJ/hr1325307554959
第四章塔设备设计及选型
4.1 概述
本项目选用了2个精馏塔，分别为苯分离塔与甲苯分离塔，都为普通精馏塔，没有特殊设备。

故选取其中一个进行典型计算。

4.2苯塔（T0401）设计
精馏设备的基本功能是形成气、液两相充分接触的相界面，使质、热的传递快速有效地进行，接触混合与传质后的气、液两相能及时分开、互不夹带等。

气、以为传质设备的类型很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料塔和板式塔分别为其典型代表，在吸收、蒸馏中应用极广。

4.2.1设计任务
设计一个普通精馏塔，并校核其相关参数达到分离苯产品的技术要求。

4.2.2 塔型选择
通过对设计要求的分析我们对工业上广泛应用的塔设备进行比较和选型。

选型的依据是：在保证满足工艺要求的前提上，做到安全生产，稳定操作，较低的设备费用和操作费用。

工业用的精馏塔类型主要有填料塔和板式塔。

两种类型的塔器各有特点：不同任务、操作条件、介质性质情况下，选择合适的精馏塔能够充分发挥塔的作用，既能保证安全稳定生产，又能过降低生产成本。

项目
塔型
板式塔填料塔
压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适合于要求压
力降小的场合
空塔气速空塔气速大空塔气速较大
塔效率效率较稳定，大塔板效率比小塔有
所提高
分离效率较高，塔径1.5m以
下效率高，塔径增大，效率
常会下降
气液比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小
材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料
安装维修较容易较容易
造价直径大时一般比填料塔造价低φ800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显
著增加
重量较轻较重
通过上面的比较，我们可以看出，板式塔虽然压降高，但其空塔气速大、塔效率高且稳定、液气比适用范围较大、安装和检修容易、大直径塔的造价低，这些特点能够的满足我们
设计中处理量大，塔效率高，液气比范围广等要求。

综合考虑，我们优先选择板式塔。

4.2.3 塔盘的类型与选择
塔板上气、液两相在流动中接触传质，按两相相对流动方式，可将塔板分为溢流式和逆流式。

有降液管的溢流式塔板应用很广，按塔板的具体结构形式，又可分为泡罩塔板、筛板
塔板、浮阀塔板、网孔塔板、舌型塔板等。

塔盘形式结构优点缺点用途塔盘形式
泡罩型
圆形泡罩复杂
①弹性好②无
泄漏
①费用高②板间距
大;③压力将比较大
用于具有特定要求
的场合
S形泡罩塔
板
稍简单
简化了泡罩的形
式，因此性能相
似
①费用高②板间距
大;③压力将比较大
用于具有特定要求
的场
浮阀型
条形浮阀简单①操作弹性较好;
②塔板效率较高;
③处
理能力较大
无特别缺点
适用于加压及常压
下的气液传质过程重盘式浮阀有简单的和稍复杂的
T形浮阀简单
穿流型
筛板简单
①正常负荷下效
率高②费用最
低；③压力降小①稳定操作范围窄;
②易堵物料;③容易
发生液体泄漏
适于处理量变动少
且不析出固体物的
系统波纹筛板简单
①比筛板压力降
稍高，但具有同
样的优点；②气
液分布好
栅板简单
①处理能力大；
②压力降小；③
费用便宜
①处理能力大；②压
力降小；③费用便宜
①塔板效率低；②弹
性较小；③处理量少
时，效率剧烈下降由于本设计对产品规格要求有较稳定的分离效果，操作弹性要求也较高，通过
对比浮阀塔、筛板塔、泡罩塔，最终选择浮阀塔，浮阀采用F1重型浮阀。

4.2.4 塔工艺结构计算
1、塔板参数假设及初选
根据Aspen 软件对塔板参数进行模拟，假设塔板上液相流动形式为单溢流；板间距选择0.4m；塔型选择Nutter Float Valve （条形浮阀塔）进行初步模拟计算；
模拟得到的工艺参数如下：
图4-1 塔板初步设计结果参数
得到塔径为1.66m，圆整后取1.8m；
降液管面积/塔盘面积A f/A T=0.1；
侧面降液管速率：0.0886m/s；
溢流堰长：1.066m；
查看分析结果各塔盘水力学参数：
塔板压力液相温度气相温度液相体积
流量
气相体积
流量
液相密度气相密度
单位MPa C C cum/hr cum/hr kg/cum kg/cum 10.13790.38292390.705813634.66184257829.46872802.975958 3.55485502 20.1375172490.705813691.163171324.33523757802.47718802.540637 3.56787505 30.1380344891.163171391.838004124.36554267775.08796801.908924 3.58159198 40.1385517291.838004192.844191724.41257217746.93718800.968881 3.59651261 50.1390689792.844191794.306634624.48619267717.57666799.580942 3.61343216 60.1395862194.306634696.298264524.59903437686.75159797.620646 3.63338716 70.1401034596.298264598.742773824.76222457655.02576795.068749 3.65719446 80.1406206998.7427738101.37032524.97538087624.15271792.102714 3.68451617 90.14113793101.370325103.82427525.2171887595.99597789.080546 3.71335631 100.14165517103.824275105.8500725.45077617570.70322786.378297 3.74102439 110.14217241105.85007107.38755225.64575417547.05983784.213224 3.76570321
120.14268966107.387552108.53008825.79583237524.65726782.596801 3.78701422 130.1432069108.530088109.44852425.89003617499.32879781.400372 3.80550487 140.14372414109.448524110.37272525.93642377469.81673780.433839 3.82203633 150.14424138110.372725111.64256725.92990957432.01602779.466038 3.83741525 160.14475862111.642567113.81969825.84735687377.87667778.201085 3.85242119 170.14527586113.819698117.66643625.66055187295.62367776.257076 3.86909098 180.1457931117.666436121.70181458.188********.65954773.282135 3.93584921 190.14631035121.701814125.17544859.32531637592.86732769.630609 4.00330979 200.14682759125.175448127.78816760.33626417628.23692766.520893 4.06214801 210.14734483127.788167129.59592761.10464777650.41126764.193638 4.10877301 220.14786207129.595927130.8146861.64455187660.20146762.583881 4.1444291 230.14837931130.81468131.67469662.00038297658.04892761.495359 4.17221469 240.14889655131.674696132.38325762.23581547647.25374760.725828 4.19528548 250.14941379132.383257133.1508562.40025467629.31323760.099691 4.21642599 260.14993103133.15085134.2539162.53145487603.7273759.449907 4.23838555 270.150********.25391136.10944162.66804997568.45202758.57714 4.26461982 280.150********.109441139.25171362.88384747523.69941757.208402 4.30030448 290.151********.251713143.9293163.35751617484.19417755.018459 4.35238776 300.152143.92931143.9293120.29847370751.878146
塔径，mm
液体流量，m3/h
U形流单溢流双溢流阶梯流
1000 7以下45以下
1400 9以下70以下
2000 11以下90以下90～160
3000 11以下110以下110～200 200～300 4000 11以下110以下110～230 230～350 5000 11以下110以下110～250 250～400 6000 11以下110以下110～250 250～450 由表4-3可知，各塔板液相负荷最大值为63.35m3/h，根据表4-4，模拟是假设塔盘上液
相流动形式为单溢流的假设是合理的。

且塔径为1.8m时，板间距可取400mm或600mm，板间距设计合理。

再利用ASPEN PLUS软件对塔盘进行详细计算，得到结果如下：
图5-2 塔盘详细计算参数
塔径为：1.8m；最大泛点率为：0.73；全塔压降：0.0124MPa；
2、塔板参数详细计算
由水力学参数表可知，除第一块塔板外，第二块塔板气相负荷最大，选取第二块塔板利用水力学校核软件CUP-tower进行水力学校核，提取第二块塔板详细参数：
图4-3 提取塔板水力学参数
（1）塔板结构设计
受液盘与鼓泡区之间的安定区Ws ’通常取50~100mm ，取80mm ； 鼓泡区与溢流堰之间的安定区Ws 通常取70~100mm ，取80mm ；
边缘区Wc 对塔径在2.5m 以下的塔一般取边宽50mm ，2.5 以上的塔，可取60mm 或更大些，取60mm 。

此外，塔板根据直径的大小可以制造为整块式和分块组装式。

塔径在800mm 以下的塔多采取整块式塔板；塔径大于900mm 的塔多采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。

（2）弓形降液管
由aspen plus 模拟得到以下数据，
A f /A T =0.1；则降液管面积A f=0.1A T =0.1 ⨯0.785D 2=0.254 m 2;
图4-4 弓形降液管参数图
由图查得
72.0/=D l w ,105.0/=D w d
则降液管堰长
m l w 296.172.08.1=⨯=；
得降液管顶部宽度mm w d 274.08.1152.0=⨯=；
为降低气沫夹带，液体在板上须有足够长的时间使气体从液相中分离出， 一般要求τ
不小于3~5s ，为此，必须进行校核。

液体在降液管中的停留时间为
s s L H A s
T
f 554.22>=⨯=
τ
故降液管尺寸合理。

（3）溢流堰
由aspen plus 模拟得到，溢流堰长：1.066m ； （4）降液管底隙高度及受液盘
塔板上接受降液管流下液体的部分为受液盘，常用平行型式，考虑减小液体流动阻力损失和固体杂质可能在底隙处沉积，所以h 0不能太小，一般不小于38mm ，但为防止气体进入降液管间距h 0 不可太大。

根据经验一般取u oL =0.07~0.25m/s ，取u oL =0.20m/s 。

mm mm u l L h ol
w s
38310<==
故降液管低隙高度取38mm 。

受液盘承受来自降液管的液体。

对于大塔（D>800mm),一般采用凹形受液盘。

这种结构在液体流量低时仍能形成良好的液封，凹形受液盘深度一般在50mm 以上。

取50mm 。

（5）浮阀的数目及孔间距
浮阀采用F1重型浮阀，对于F 1 型浮阀，d 0=39mm ；取F 0=12
s m F u /35.60
0==
υ
ρ
每层塔板浮阀数：
6.265785.00
2
==
u D V N s
圆整取266个；浮阀排列采用等腰三角形叉排，它可使相邻的浮阀容易吹开，鼓泡更均匀。

通常将同一横排的阀孔中心距t’定为75mm ，而相邻两排间的距离t 可取65、 80、100mm 等几种规格。

鼓泡区面积：
22212221112sin 2sin 180180a x x A x r x r x r x r r r ππ--⎡⎤
⎡⎤⎛⎫⎛⎫=--- ⎪ ⎪⎢⎥
⎢⎥⎝⎭⎝⎭⎣⎦⎣
⎦
其中：
m W W D
x s d 547.02
=--=
m W x d 0945.02'
1==
m W D
r c 84.02
=-=
计算得到：
278.1m A a =
mm N A t a
73t'
==
根据已经确定的孔距，按等腰三角形叉排方式作图，确切排出在鼓泡区内可以布置的浮阀总数为264。

图4-5 浮阀排布图
阀孔气速：
s m N
V u s /13.50.785d 2
00==
校核动能因子：
08.1000==υρu F
符合9~12的要求，浮阀数满足要求；
则塔板开孔率为：
%39.12%10022
0=⨯=D
N
d ϕ
一般对常压塔或减压塔ɸ=10%~14% 故设计合理。

3、利用CUP —Tower 对塔板参数校核 输入塔板信息：
图4-5 输入塔板信息
输入塔操作工艺条件：
图4-6 输入塔板工艺条件
输入塔板结构参数以及降液管尺寸输入，输入降液管尺寸后点击计算，计算降液管详细尺寸。

图4-7 输入塔板结构参数
所有数据输入完毕，点击检验，没有提示错误或漏输入，然后点击开始计算，计算完成得到塔板结构参数与工艺参数的校核结果。

图4-8 塔板结构参数校核结果。