苯-甲苯连续精馏浮阀塔课程设计

设计任务书
设计题目：
苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计
设计条件：
常压： 1p atm =
处理量： 100Kmol h
进料组成： 0.45f x =
馏出液组成： 98.0=d x
釜液组成： 02.0=w x （以上均为摩尔分率）
塔顶全凝器： 泡点回流
回流比： min (1.1 2.0)R R =-
加料状态： 0.96q =
单板压降： 0.7a kp ≤
设 计 要 求 ：
(1) 完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。

(2) 画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。

(3) 写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。

目录
摘要.................................................. 错误!未定义书签。

绪论.................................................. 错误!未定义书签。

设计方案的选择和论证 .................................... 错误!未定义书签。

第一章塔板的工艺计算 ................................... 错误!未定义书签。

基础物性数据 ......................................... 错误!未定义书签。

精馏塔全塔物料衡算 ................................... 错误!未定义书签。

已知条件 .......................................... 错误!未定义书签。

物料衡算 .......................................... 错误!未定义书签。

平衡线方程的确定 .................................. 错误!未定义书签。

求精馏塔的气液相负荷 .............................. 错误!未定义书签。

操作线方程 ........................................ 错误!未定义书签。

用逐板法算理论板数 ................................ 错误!未定义书签。

实际板数的求取 .................................... 错误!未定义书签。

精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算.................. 错误!未定义书签。

操作压力的计算 .................................... 错误!未定义书签。

平均摩尔质量的计算 ................................ 错误!未定义书签。

平均密度计算 ...................................... 错误!未定义书签。

液体平均表面张力计算 .............................. 错误!未定义书签。

液体平均粘度计算 .................................. 错误!未定义书签。

精馏塔工艺尺寸的计算 ................................ 错误!未定义书签。

塔径的计算 ........................................ 错误!未定义书签。

精馏塔有效高度的计算 .............................. 错误!未定义书签。

塔板主要工艺尺寸的计算 .............................. 错误!未定义书签。

溢流装置计算 ...................................... 错误!未定义书签。

浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 ......................... 错误!未定义书签。

塔板流体力学验算 ..................................... 错误!未定义书签。

计算气相通过浮阀塔板的静压头降h f................... 错误!未定义书签。

计算降液管中清夜层高度Hd .......................... 错误!未定义书签。

塔板负荷性能图 ....................................... 错误!未定义书签。

雾沫夹带线 ........................................ 错误!未定义书签。

液泛线 ............................................ 错误!未定义书签。

液相负荷上限线 ................................... 错误!未定义书签。

漏液线 ............................................ 错误!未定义书签。

液相负荷下限线 .................................... 错误!未定义书签。

小结................................................. 错误!未定义书签。

第二章热量衡算 ......................................... 错误!未定义书签。

相关介质的选择 ....................................... 错误!未定义书签。

加热介质的选择 .................................... 错误!未定义书签。

冷凝剂 ............................................ 错误!未定义书签。

热量衡算............................................. 错误!未定义书签。

第三章辅助设备 ......................................... 错误!未定义书签。

冷凝器的选型 ......................................... 错误!未定义书签。

冷凝器的计算与选型 ................................ 错误!未定义书签。

冷凝器的核算 ......................................... 错误!未定义书签。

管程对流传热系数α1................................ 错误!未定义书签。

计算壳程流体对流传热系数α0........................ 错误!未定义书签。

污垢热阻 .......................................... 错误!未定义书签。

核算传热面积 ...................................... 错误!未定义书签。

核算压力降 ........................................ 错误!未定义书签。

第四章塔附件设计 ....................................... 错误!未定义书签。

接管................................................. 错误!未定义书签。

进料管 ............................................ 错误!未定义书签。

回流管 ............................................ 错误!未定义书签。

塔底出料管 ........................................ 错误!未定义书签。

塔顶蒸气出料管 .................................... 错误!未定义书签。

塔底进气管 ........................................ 错误!未定义书签。

筒体与封头 ........................................... 错误!未定义书签。

筒体.............................................. 错误!未定义书签。

封头.............................................. 错误!未定义书签。

除沫器............................................... 错误!未定义书签。

裙座................................................. 错误!未定义书签。

人孔................................................. 错误!未定义书签。

塔总体高度的设计 ..................................... 错误!未定义书签。

塔的顶部空间高度 .................................. 错误!未定义书签。

塔的底部空间高度 .................................. 错误!未定义书签。

塔立体高度 ........................................ 错误!未定义书签。

设计结果汇总 ............................................ 错误!未定义书签。

结束语.................................................. 错误!未定义书签。

参考文献................................................ 错误!未定义书签。

主要符号说明 ............................................ 错误!未定义书签。

附录.................................................. 错误!未定义书签。

摘要
化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。

精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。

为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。

塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。

本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。

此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。

本设计书对苯和甲苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。

采用浮阀精馏塔，塔高13.11米，塔径米，按逐板计算理论板数为25。

算得全塔效率为。

塔顶使用全凝器，部分回流。

精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为12。

实际加料位置在第13块板(从上往下数)，操作弹性为。

通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。

塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。

再沸器采用卧式浮头式换热器。

用140℃饱和蒸汽加热，用15℃循水作冷凝剂。

饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。

关键词：苯__甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构
绪论
化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。

互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。

蒸
馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工
生产过程的主要单元操作。

为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用
的核心问题，为此而提出了精馏过程。

精馏的核心是回流，精馏操作的实质是
塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。

我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新
的能力。

课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分
利用这样的机会去认真去对待。

而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的
设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。

浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。

这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。

由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。

气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。

操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。

具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。

设计方案的选择和论证
1 设计流程
本设计任务为分离苯__甲苯混合物。

对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。

设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。

塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。

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。

连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图
图1-1 流程图
2 设计思路
在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。

实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。

蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。

蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。

热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。

在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。

要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。

塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。

在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。

此次设计是在常压下操作。

因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。

回流比是精馏操作的重要工艺条件。

选择的原则是使设备和操作费用之和最低。

在设计时要根据实际需要选定回流比。

塔板工艺计算
图1-2 设计思路流程图
1、本设计采用连续精馏操作方式。

2、常压操作。

3、泡点进料。

4、间接蒸汽加热。

5、选R=。

6、塔顶选用全凝器。

7、选用浮阀塔。

在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。

另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。

浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。

近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。

从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。

而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。

气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

第一章塔板的工艺设计
基础物性数据
表1-1 苯、甲苯的粘度
表1-2 苯、甲苯的密度
1-3 苯、甲苯的表面张力
表
kmol k
()
表1-5 苯、甲苯的汽化潜热
物料衡算
1.2.1塔的物料衡算
（1）苯的摩尔质量：78.11A M =/kg kmol
甲苯的摩尔质量：B M =92.13/kg kmol
（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：
0.4578.11(10.45)92.1385.82/0.9878.11(10.98)92.1378.39/0.0278.11(10.02)92.1391.86/D W M kg kmol
M kg kmol M kg kmol
=⨯+-⨯==⨯+-⨯==⨯+-⨯=F
（3）物料衡算
总物料衡算：W D F +=
即 100D W += …………………………………………（1） 易挥发组分物料衡算： F w D Fx Wx Dx =+
即 0.980.021000.45D W ⨯+⨯=⨯ (2)
塔的物料衡算
总物料衡算：D+W=100
苯物料衡算：+=⨯
解得： D=44.79/kmol h W=55.21 /kmol h
1.2.2平衡线方程的确定
由文献[1]中苯与甲苯的汽-液平衡组成可以找出101021αααα =m 算出。

如
表1-6 苯—甲苯（）的t-x-y 相平衡数据
1α=B A B A y y x x //=)
088.01/(088.0)212.01/(212.0--=79.2 同理可算出其它的α
从而推出50.2=m α
所以平衡线方程x
x x x y 5.115.2)1(1+=-+=αα 因为q=即F e x =α
39.142.0672.0672.098.0672.045.05.1145.05.2min
=--=--==⨯+⨯=e e e D e x y y x R y 取操作回流比78.22min ==R R 。

1.2.4求精馏塔的气液相负荷
h kmol D R L /52.12479.4478.2=⨯=⨯=
h kmol D R V /31.16979.44)178.2()1(=⨯+=+=
h kmol F L L /52.22410052.124'=+=+=
h kmol V V /31.169'==
1.2.5操作线方程 精馏段操作线方程为：1
78.298.0178.278.2111+++=+-+=+n D n n x R x x R R y 259.0735.01+=+n n x y 提馏段操作线方程为：0065.0326.102.031
.16921.5531.16952.224'''1-=⨯-=-=+n n w n n x x V Wx x V L y 1.2.6用逐板法算理论板数
951.098
.05.15.298.0)1(5.115.2)1(111111111=⨯-=--=⇒+=-+==D D
x y x x x x x y x y αααα 901.0958
.05.15.2958.0)1(958
.0259.0951.0735.02222=⨯-=--==+⨯=y y x y αα 同理可算出如下值：
02
.00187.0;0454.00392
.0;0931.00664
.0;151.0119
.0;253.0196
.0;379.0291.0507
.05.15.2507.0;507.00065.0387.0326.1745
.0387.0;612.0480
.0;698.0597
.0;787.0719
.0;865.0824
.0;921.0131312121111101099887766554433=<===========⨯-==-⨯==<==========w f x x y x y x y x y x y x y x x y x y x y x y x y 据代入提馏段方程中。

块板上进料，以后将数所以第 所以总理论板数为=T N 13块（包括再沸器），第7块板上进料。

1.2.7实际板数的求取
由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。

由图可知02.0=w x 对应的温度为塔底温度，查得为6.109=W t ℃。

由它们的安托因方程[2]5.219134508.6log 8.2201211
031.6log 00+-=+-
=t p t P B A 甲苯：苯： 98.0000=--=B
A B D P P p p x 假设一个泡点t,代入上式检验，可知只有48.80=D t ℃时，算出的98.0=D x ，所以塔顶的温度为48.80=D t ℃。

这样，平均塔温为）（6.10948.80t +=-℃04.952/=℃。

由经验式[3]245.0)(49.0-=μαT E
式中，μ—相对挥发度；
α—加料液体的平均粘度；
α及μ为塔顶及塔底平均温度时的数值。

在04.95℃苯的粘度：268.0厘泊。

甲苯的粘度：276.0厘泊。

加料液体的平均粘度：
272.02
276
.0268.0=+厘泊
538.0)5.2272.0(49.0245.0=⨯⨯=-T E 。

精馏段实际板层数 13538.0/7N ≈=精 提馏段实际板层数 12538.0/6N ≈=精
精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1.3.1进料温度的计算
依式T E =（L αμ）245.0-
查苯—甲苯的气液平衡数据，由内插法求得
F t ：
.200.452
.1020.200.302.1026.98--=--F t 20.99=⇒F t ℃
48.80=D t ℃ 6.109=W t ℃
精馏段平均温度： C t m 84.892)
2.9948.80(1=+=
提馏段平均温度： C t m 4.1042
)
60.10920.99(2=+=
1.3.2 操作压强
塔顶压强D P =
取每层塔板压降ΔP=，进料板压强：F P =+13×= 塔底压强：w P =+25×= kPa 精馏段平均操作压力：1(101.3110.4)
105.9kPa 2m P +=
=
提馏段平均操作压力： 2(110.4118.8)
114.6kPa 2
m P +==
1.3.3平均摩尔质量的计算 塔顶： X D =Y 1=，X 1=
-1-1
0.9878.11(10.98)92.1378.39kg mol 0.95178.11(10.951)92.1378.80kg mol
VDm LDm M M =⨯+-⨯=⋅=⨯+-⨯=⋅
进料板：Y F =0.612，X F =0.387
-1-1
0.61278.11(10.612)92.1383.55kg mol 0.38778.11(10.387)92.1386.71kg mol
VFm LFm M M =⨯+-⨯=⋅=⨯+-⨯=⋅
塔釜： X W =，Y W =0.0454
-1-1
0.045478.11(10.0454)92.1391.50kg mol 0.018778.11(10.0187)92.1391.88kg mol
VWm LWm M M =⨯+-⨯=⋅=⨯+-⨯=⋅
精馏段平均摩尔质量：-1178.3983.55
80.97g mol 2
Vm M K +=
=⋅
-1178.8086.71
82.76kg mol 2
Lm M +=
=⋅
提馏段平均摩尔质量：-1291.5083.55
87.53kg mol 2
Vm M +=
=⋅
-1286.7191.88
89.30kg mol 2
Lm M +==⋅
平均密度计算
(1)气相平均密度Vm ρ计算
理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度：3111/84.2)
15.27384.89(314.897
.809.105m kg RT M P m vm ml vm =+⨯⨯=⨯=
ρ
提留段气相密度：32222/196.3)
15.2734.104(314.853
.876.114m kg RT M P m vm m vm =+⨯⨯=⨯=
ρ
(2)液相平均密度Lm ρ计算
由式 1A B i Lm i LA LB
αα
αρρρρ==+∑ 求相应的液相密度。

当80.48D t C ︒=时,用内插法求得下列数据
()0.9878.11
0.9760.9878.1110.9892.13
AD a ⨯=
=⨯+-⨯
33
3
814.46/809.53/0.9760.024
1/(
)813.01/814.46809.53
A B LDm kg m kg m kg m ρρρ===+=
对于进料板：99.2F t C ︒=用内插法求得下列数据
3
3
792.5/790.2/A B kg m kg m
ρρ==
()0.38778.11
0.35
0.38778.1110.38792.13
AF a ⨯=
=⨯+-⨯
30.350.65
1/(
)791.14/792.5790.2
LFm kg m ρ=+= 对于塔底：109.6W t C ︒=
33
780.69/781.56/A B kg m kg m
ρρ==
()0.0278.11
0.0170.0278.1110.0292.13
AF a ⨯=
=⨯+-⨯
30.0170.983
1/(
)781.25/780.69781.56
LWm kg m ρ=+= 精馏段平均密度：-31813.01791.14
802.08kg m 2
2
LDm LFm
Lm ρρρ++==
=⋅
提馏段平均密度：-32791.14781.25
786.20kg m 2
2
LWm LFm
Lm ρρρ++=
=
=⋅
1.3.5液体平均表面张力计算 液体表面张力σM
Lm σ=i i x σ∑ 由80.48D t C ︒= 查手册得
-1-120.82mN m ,21.01mN m LA LB σσ=⋅=⋅
-10.9821.21(10.98)21.6421.22mN m LDm σ=⨯+-⨯=⋅
由20.99=F t ℃ 查手册得
-1-118.95mN m ,19.58mN m LA LB σσ=⋅=⋅
-10.38718.95(10.387)19.5819.33mN m LFm σ=⨯+-⨯=⋅
由109.6W t C ︒=查手册得
-1-117.49mN m ,18.25mN m LA LB σσ=⋅=⋅ -10.0217.49(10.02)18.2518.23mN m LDm σ=⨯+-⨯=⋅
精馏段平均表面张力： -1L 121.2219.33
20.28mN m 2
m σ+=
=⋅
提馏段平均表面张力： -1L 219.3318.25
18.79mN m 2
m σ+==⋅
1.3.6液体平均粘度计算
塔顶液相平均的黏度的计算 由80.48W t =℃ 查表得：
B 0.307mPa s
0.310mPa s
A μμ=⋅=⋅
0.980.3070.020.310LDm Lg Lg Lg μ=+ 0.307.LDm mPa s ⇒μ=
进料板液相平均黏度的计算
由99.2F t =℃ 查表得：
0.259.A mPa s μ= 0.278.B mPa s μ=
同理可得⇒0.270.LFm mPa s μ=
由109.6W t =℃ 查表得：
0.236.0.247.A B mPa s
mPa s
μ=μ=
同理可得0.247.LWm mPa s μ⇒=
(0.3070.2700.247)
0.275.3
Lm mPa s ++μ=
=
精馏塔工艺尺寸的计算 1.4.1塔径的计算 精馏段气液相体积流率为
精馏段 31111169.3180.97
1.341m s 36003600
2.84
Vm S Vm V M V ρ-⋅⨯=
==⋅⋅⨯
311S11124.5282.76
L 0.00357m s 36003600802.08
Lm Lm L M ρ-⋅⨯=
==⋅⋅⨯
提馏段 31222169.3187.53
1.29m s 36003600 3.196
Vm S Vm V M V ρ-⋅⨯=
==⋅⋅⨯
312S22124.5289.30
L 0.00393m s 36003600786.20
Lm Lm L M ρ-⋅⨯=
==⋅⋅⨯
（1）精馏段塔径计算，由
max u C =（由式0.2L 20()20
C C σ
=）
20C 由课程手册108页图5-1查图的横坐标为
1122
,0.00357802.08()()0.04471.341 2.84
h L L V h V L F V ρρ=
=⨯= 选板间距0.45T H m =，取板上液层高度 L h =0.06m ， 故0.450.060.39T L H h m -=-=
以,L V F 为横坐标查图5-1得到200.084C =
0.20.2
2020.28(
)0.084(
)0.084220
20
L
C C σ==⨯=
-1max 0.0842 1.4125m s u ==⋅
取安全系数为0.7，则空塔速度为
-1max 0.700.70 1.41250.989m s u u ==⨯=⋅
塔径
1.314m D =
== 按标准塔径圆整为 1.4m D = （2）提馏段塔径计算
0.220C (
)20
L
C C σ=式中由计算 其中的20C 查图，图的横坐标为
22
1122
,0.00393786.20()()0.04781.29 3.196
h L L V h V L F V ρρ==⨯=
取板间距0.45T H m = 板上液层高度0.06L h m = 则 0.450.060.39T L H h m -=-= 查图5-1得到200.084C =
0.20.2
2018.79(
)0.07()0.06912020
L
C C σ==⨯=
-1max 0.0691 1.082m s u ==⋅
取安全系数为0.7，则空塔速度为
-1max 0.700.70 1.0820.757m s u u ==⨯=⋅
塔径 1.35m D =
== 按标准塔径圆整为 1.4m D =
根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 1.4m D = 塔截面积为2221.4 1.539m 44
T A D π
π
=
=
⨯=
以下的计算将以精馏段为例进行计算： 实际空塔气速为 ,1-10.871m s s T
V u A =
=⋅
1.4.2精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为
T N 1H 1310.45 5.4m Z =-⨯=-⨯=精精（）（）
提馏段有效高度为
T N 1H 1210.45 4.95m Z =-⨯=-⨯=提提（）（）
在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m 。

故精馏塔的有效高度为
Z Z Z 0.8 5.4 4.950.811.15m =++=++=精提
塔板主要工艺尺寸的计算 1.5.1溢流装置计算
因塔径D=可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。

各项计算如下： （1）溢流堰长w l
取堰长w l 为，即w l 0.66 1.40.924m =⨯= （2）溢流堰堰高h w
ow L w h h h -=
查1－10[1]图得，取E=，则
223
3
3336000.003572.8410() 2.84101()0.01640.924
h OW
W L h E mzh l --⨯=⨯⋅=⨯⨯⨯=
取板上清液层高度 60mm L h =
故 0.060.0160.044m W L OW h h h =-=-= （3）降液管的宽度W d 和降液管的面积f A
由
66.0=D l w ，查图得0722.0,124.0==t
f d A A D W
故 0.1240.124 1.40.1736m d W D ==⨯=
0.07220.0722 1.5390.1111m f T A A ==⨯=
计算液体在降液管中停留时间
11
1
360036000.11110.45
13.995s 0.003573600
f T
f T h S A H A H s L L θ⨯⨯=
==
=>⨯
故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速0u'为s 依式1－56计算降液管底隙高度h 0，即：
S10100.003573600
0.0351m 0.9240.113600
W L h l u ⨯=
=='⨯⨯⨯ 1010.0440.03510.0089m 0.006m W h h -=-=>
故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度mm h W
50'
=
浮阀数目、浮阀排列及塔板布置 （1）塔板的分块
本设计塔径为 1.4D m =，因800mm D ≤，故塔板采用分块式。

由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。

（2）边缘区宽度确定
取0.065m s s W W '== 0.035m c W = 。

（3）开孔区面积计算
212(sin )180a x
A r r π
-=⋅⋅
其中：
() 1.4(0.17360.065)0.4614m 22
1.40.0350.665m
22d S C D x W W D r W =
-+=-+==-=-=
故
2123.140.6650.4614
2sin ()] 1.12m 1800.665
a A -⨯=⨯⋅= （4）浮阀数计算及其排列
预先选取阀孔动能因子F 10=,由F 0=v u ρ0可求阀孔气速u ， 即s m F u v
/93.584
.210
0==
=
ρ
每层塔板上浮阀个数为
19093
.5)039.0(4
341
.14
20
2
0≈⨯=
=
π
π
u d V N s
浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。

现按'7565t mm t mm ==、的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为
'220
1.341 5.911/1900.785(0.039)4
s V u m s N d ===π⨯⨯0
阀孔动能因数为
0 5.91110.57F u ===
所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

22
000.039/(
)190()0.1471.4
T d A A N D ϕ===⨯= 此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。

所以这样开孔是合理的。

塔板流体力学验算
1.7.1计算气相通过浮阀塔板的静压头降f h 每层塔板静压头降可按式P c l h h h h σ=++计算。

(1)计算干板静压头降c h
由式825
.11
.73v
c U ρ=可计算临界阀孔气速oc U ，即
s m U v
oc /93.584
.21
.731
.73825
.1825
.1===ρ c U U 00≥，可用L
v
c c g U h ρρ⨯⨯⨯
=234.50算干板静压头降，即 m h c 034.008
.80284
.28.92)93.5(34.52=⨯⨯⨯=
(2)计算塔板上含气液层静压头降f h
由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数5.00=ε，已知板上液层高度 ,06.0=L h 所以依式L l h h 0ε=
m h l 03.006.05.0=⨯=
(3)计算液体表面张力所造成的静压头降σh
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。

这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降f h 为
m h h h h l c f 064.003.0034.0=+=++=σ
换算成单板压降Kpa Pa g h P L f f 7.006.5038.908.802064.0≤=⨯⨯==∆ρ(设计允许值) 降液管中清夜层高度d H 式ow d w f d h h h h h H +∆+++=
(1)计算气相通过一层塔板的静压头降f h 前已计算m h f 064.0=
(2)计算溢流堰（外堰）高度w h
前已计算m h w 044.0=
(3)液体通过降液管的静压头降d h
因不设进口堰，所以可用式2
153.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛=h
L L h w s
d 式中m h m L m L w s 0351.0,924.0,00357.00===
00185.00351.0924.000357.0153.02
=⎪⎭
⎫
⎝⎛⨯⨯=d h m
(4)塔板上液面落差h ∆
由于浮阀塔板上液面落差h ∆很小，所以可忽略。

(5)堰上液流高度ow h 前已求出m h ow 0164.0=
这样 m h h h h h H ow d w f d 126.00164.000185.0044.0064.0=+++=+∆+++=
为了防止液泛，按式：)(w T d h H H +≤ϕ，取校正系数5.0=ϕ，选定板间距45.0=T H ,
m h w 044.0=
m h H w T 247.0)044.045.0(5.0)(=+⨯=+ϕ
从而可知m h H m H w T d 247.0)(126.0=+<=ϕ，符合防止液泛的要求。

(6) 液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。

本
设计
'0.11110.45
14.00s 0.00357
f T s
A H L θ⨯=
=
=>5 s
可见，所夹带气体可以释出。

1.7.3计算雾沫夹带量V e （1）雾沫夹带量V e
判断雾沫夹带量V e 是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率1F 来完成的。

泛点率的计算时间可用式：
%10036.11⨯+-=
p F L
s v
L v s
A Kc Z L V F ρρρ和%10078.01⨯-=
T
F v
L v s
A Kc V F ρρρ
塔板上液体流程长度
m W D Z d L 053.11736.0240.12=⨯-=-=
塔板上液流面积
2317.11111.02539.12m A A A f T p =⨯-=-=
苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K 值，K=,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数0.127F C =,将以上数值分别代入上式，得泛点率F 1为
%89.50%100539
.1127.01053
.100357.036.184.208.80284
.2341.11=⨯⨯⨯⨯⨯+-⨯=
F
及%
48.52%100539
.1127.00.178.084.208.80284
.2341.11=⨯⨯⨯⨯-⨯
=F
为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。

从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足干气）（液）/kg(1.0kg e V
<的要求。

（2）严重漏液校核
当阀孔的动能因数0F 低于5时将会发生严重漏液，前面已计算010.57F =，可见不会发生严重漏液。

精馏段塔板负荷性能图 雾沫夹带上限线
对于苯—甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值干气）（液）/kg(1.0kg e V
=所对应的泛点率1F (亦为上限值),利用式
%10036.11⨯+-=
p F L
s v
L v s
A Kc Z L V F ρρρ和%10078.01⨯-=
T
F v
L v s
A Kc V F ρρρ便可作出此线。

由于塔径
较大，所以取泛点率180F =%，依上式有
8.0317
.1127.00.1053
.136.184.208.80284
.2=⨯⨯⨯+-s s
L V 整理后得0.0597 1.4320.134s s V L +=
即 2.24523.99s s V L =- 即为负荷性能图中的线(1)
此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。

所以在操作范围内任取两个s L 值便可依式 2.24523.99s s V L =-算出相应的s V 。

利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。

s L
s V
1.8.2液泛线
由式)(w T d h H H +≤ϕ，ow d w f d h h h h h H +∆+++=，f c l h h h h σ=++ 联立。

即
ow d w l c ow d w f w T h h h h h h h h h h h h h H +∆+++++=+∆+++=+σϕ)(
式中， g
U h L v c ρρ234.5可用 干板静压板静2
0= ，板上液层静压头降L l h h 0ε=
从式ow w L h h h +=知，L h 表示板上液层高度，3
2100084.2⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛=w s ow
l L E h 。

所以板上
⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣
⎡
⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛+=+==3
2
000100084.2)(液层层静压头降w
s
w ow w L l l L E h h h h h εεε 液体表面张力所造成的静压头σh 和液面落差h ∆可忽略
液体经过降液管的静压头降可用式2
02.0⎪⎪⎭⎫
⎝⎛=h l L h w S d
则L d c d L L c w T h h h h h h h h H ）（＋＋001)(εεϕ++
=++=+ ⎥⎥⎦
⎤⎢⎢⎣
⎡⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛
+++⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛+=3
2
02
02
3600100084.21153.0234.5w
S w w S L v
l L h h l L g U
）
（ερρ 式中阀孔气速U 0与体积流量有如下关系 N
d V U S
2
004
π=
式中各参数已知或已计算出，即
;190;/08.802;/84.2;5.0;044.0;45.0;5.0330=======N m kg m kg m h m H l v w T ρρεϕ
0 5.93/U m s =；00.0351h m =；00.039d m =代入上式。

整理后便可得s V 与s L 的关系，即32
2228.56066.50718656.9S S S L L V --=
此式即为液泛线的方程表达式。

在操作范围内任取若干s L 值，依
32
2
228.56066.50718656.9S S S L L V --=
s L
s V
用上述坐标点便可在s s L V 负荷性能图中绘出液泛线，图中的(2)。

1.8.3 液相负荷上限线
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s 。

所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。

由式秒～53≥⨯=S
T
f L H A τ可知，
液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。

取5s τ=为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量max s L ,即液相负荷上限，于是可得5
/01.0545.01111.05
max 3
max T f s T
f s H A L s m H A L ⨯==⨯=⨯=
显然由式所得到
的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(3)。

气体负荷下限线（漏液线）
对于F1型重阀，因0F <5时，会发生严重漏液，故取05F =计算相应的气相流量'min ()s V
'2230min 0()0.0391900.673/4
4 2.84
s V V d N m s ππ=
=⨯⨯⨯=ρ 1.8.5液相负荷下限线
取堰上液层高度0.006ow h m =作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线
为与气相流量无关的竖直线。

006.03600100084.23
2=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛w
S
l L E 1.0E =取、代入w l 的值则可求出()
min
s
L 为
s m l E L w s /000895.03600924
.0184.21000006.0360084.21000006.0323
2
3min
=⨯
⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯=⨯⎪⎭
⎫ ⎝⎛⨯= 上式后得
按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(5). 所的负荷性能图如下：
小结
1. 从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P 在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限max s V =1.58 m 3
/s,气相负荷下限 min s V ≤0.46 m 3/s ，所以可得
43.346
.058
.1min max ===
s s V V 操作弹性 塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。

第二章 热量衡算 相关介质的选择 2.1.1加热介质的选择
选用饱和水蒸气，温度140℃,工程大气压为atm 。

原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道。

饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减少，但水蒸气压力不宜太高。

2.1.2冷凝剂
选冷却水，温度20℃，温升15℃。

原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择15℃。

蒸发潜热衡算
表2—1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度
塔顶热
量
(1)()C VD LD Q R D I I =+⨯⨯-
其中 (1)VD LD D VA D VB I I X H X H -=⨯∆--⨯∆
0.38
2211
1(
)1r V V r T H H T -∆=∆⨯- 则: 80.48D t =0C 苯:
物质 沸点0C 蒸发潜热KJ/Kg 临界温度T C /K
苯
394
甲苯
363
21(80.48273.15)/288.5 1.23(80.1273.15)/288.5 1.22
r r T T =+==+=
蒸发潜热0.380.38
221111 1.23(
)394()400.71/11 1.22
r V V r T H H kJ kg T --∆=∆⨯=⨯=-- 甲苯:
21(80.48273.15)/318.57 1.11(110.63273.15)/318.57 1.2
r r T T =+==+=
蒸发潜热0.380.38
221111 1.11(
)363()289.23/11 1.2
r V V r T H H kJ kg T --∆=∆⨯=⨯=--
'
44.79/44.7978.393511.09/D D M kg mol
D M D kJ kg
==⨯=⨯=
(1)0.98400.71(10.98)289.23
386.92/VD LD D VA D VB
I I X H X H kJ kg
-=⨯∆--⨯∆=⨯--⨯=
'6(1)()
3.783511.09386.92
5.1410/C VD LD Q R D I I kJ kg
=+⨯⨯-=⨯⨯=⨯
塔底热量
(1)()C VD LD Q R D I I =+⨯⨯-
其中 (1)VD LD D VA D VB I I X H X H -=⨯∆--⨯∆
0.382211
1(
)1r V V r T H H T -∆=∆⨯- 则: 109.6W t =0C
苯:
21(109.6273.15)/288.5 1.33(80.1273.15)/288.5 1.22
r r T T =+==+=
蒸发潜热0.380.38
221111 1.33(
)394()454.28/11 1.22
r V V r T H H kJ kg T --∆=∆⨯=⨯=-- 甲苯:
21(109.6273.15)/318.57 1.2015(110.63273.15)/318.57 1.2047
r r T T =+==+=
蒸发潜热0.380.38
221111 1.2015(
)363()360.83/11 1.2047
r V V r T H H kJ kg T --∆=∆⨯=⨯=--
'91.88/91.8855.215072.69/W W M kg mol
D M W kJ kg
==⨯=⨯=
(1)(10.02)360.830.02454.28
344.53/VD LD D VB D VA I I X H X H kJ kg
-=-⨯∆-⨯∆=-⨯-⨯=
'6(1)()
3.785072.6934
4.53
6.6110/C VD LD Q R D I I kJ kg
=+⨯⨯-=⨯⨯=⨯
焓值衡算
由前面的计算过程及结果可知：塔顶温度80.48D t =℃，塔底温度109.6w t =℃，进料温度99.20F t =℃。

80.48D t =℃下: C p1=KJ )(K kmol ⋅ C p2=KJ )(K kmol ⋅ )1(21D P D P p x C x C C -⋅+⋅==
08.036.12492.014.99⨯+⨯=16.101=KJ /)(K kmol ⋅
109.6w t =℃下：93.1061=P C KJ /)(K kmol ⋅ 50.1332=P C KJ /)(K kmol ⋅
)
1(21W P W P PW x C x C C -⋅+⋅=
95.050.13305.093.106⨯+⨯=
17.132= )/(K kmol KJ ⋅
80.48D t =℃下：kg KJ /18.3931=γ kg KJ /63.3782=γ
kg
KJ x x D D /02.39208.063.37892.018.393)
1(21=⨯+⨯=-+=γγγ kmol kg x M x M D D /23.7908.013.9292.011.78)1(M 21D =⨯+⨯=-+=塔顶
(1)0℃时塔顶气体上升的焓Q V
塔顶以0℃为基准。

D D P V M V t C V Q ⋅⋅+⋅⋅=γ
h KJ /45.462353023.7902.39371.11725.8116.10171.117=⨯⨯+⨯⨯=
(2)回流液的焓R Q
注：此为泡点回流，据t-x-y 图查得此时组成下的泡点t D ,用内插法求得回流液组成下的t D ’，
t D ’=80.5℃。

得到此温度下：C P1=KJ )(K kmol ⋅ C P2=KJ )(K kmol ⋅
)1(21D P D P P x C x C C -⋅+⋅=
)
/(16.10108
.036.12492.014.99K kmol KJ ⋅=⨯+⨯=
注：回流液组成与塔顶组成相同。

'
D P R t C L Q ⋅⋅=
5.801
6.10169.83⨯⨯= h KJ /50.689985=
(3)塔顶馏出液的焓D Q
因馏出口与回流口组成一样，所以)/(16.101K kmol KJ D C ⋅=-
D D D t C D Q ⋅⋅=
h KJ /89.27961825.8116.10102.34=⨯⨯=
(4)冷凝器消耗的焓C Q
Q C =Q V -Q R -Q D
=进料口的焓F Q
99.20F t =℃下：C P1=)/(K kmol KJ ⋅ C P2=)/(K kmol KJ ⋅
)1(21F P F P P x C x C C -⨯+⋅=
)
/(59.119)
389.01(71.129389.070.103K kmol KJ ⋅=-⨯+⨯=
所以 F P F t C F Q ⋅⋅=
h
KJ /72.92179935
.9659.11980=⨯⨯=
(6)塔底残液的焓W Q
W W W t C W Q ⋅⋅=
h
KJ /07.6563350.10817.13298.45=⨯⨯=
(7)再沸器B Q (全塔范围内列衡算式) 塔釜热损失为10%，则η=
设再沸器损失能量Q 损=，Q B +Q F =Q C +Q W +Q 损+Q D 加热器实际热负荷
=Q C +Q W +Q D -Q F =++ Q B ==h
h
第三章 辅助设备 冷凝器的选型
本设计冷凝器选用重力回流直立或管壳式冷凝器
原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式冷凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。

冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。

取进口（冷却水）温度为t 1=20℃(夏季)
冷却水可来自松花江，冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t 2=35℃。

泡点回流温度t D ’=80.5℃.t D =81.25℃ 被冷凝的气体的平均温度C o 88.802
25
.815.80=+=
，冷凝水的平均温度C o 5.272
35
20=+=。

在此前提下，
)/(277.1)23.79/(16.101)/(16.101K kg KJ K kg KJ K kmol KJ C P ⋅=⋅=⋅=
表3-1 各自对应的相关物性数据
3.1.1计算冷却水流量
h kg t t C Q G P c c /58332)2035(10176.41001.3653926)(3
3
12=-⨯⨯⨯=-⨯=
3.1.2冷凝器的计算与选型 冷凝器选择列管式，逆流方式。

C t t t t t t t t t o
D D D D m 06.53]
)
()(ln[)()(21'
21'=-----=∆ m
C t KA Q ∆=
K=550⋅⋅h m kcal 2/(℃)=2302KJ/⋅⋅h m 2(℃)
2
91.2906.53230201
.3653926m t K Q A m C =⨯=∆⋅=
按双管程计时，初步选定换热器，其具体参数见表3-2：
冷凝器的核算
3.2.1管程对流传热系数α1
该型号换热器总管数为136根，由于双管程，所以管程的截面积A 1为
s m A /760.02
136
02.04
21=⨯
⨯=
π
这样，管内冷却水的实际流速
158332
0.760/996.336000.0214u m s
=
=⨯⨯
61.56293
.0108453.010176.43
31
11=⨯⨯⨯==
-λ
μP r C P
对流传热系数
0.80.4
10.023Re Pr d
λ
α=
11
13
0.020.760996.3
Re 179160.845310du ρμ
-⨯⨯=
=
=⨯
33
11 4.176100.845310P 5.61
0.6293P r C μ
λ
-⨯⨯⨯=
=
对流传热系数
0.80.4
10.023e r R P d
λ
α=
)/(344661.51791602
.06293
.0023.024
.08.0K m w ⋅=⨯⨯⨯
= 3.2.2计算壳程流体对流传热系数0α
14
.0003
100155
.000036.0⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭
⎫ ⎝⎛⎪
⎪⎭
⎫ ⎝⎛=w P e C u d μμλμμρα
取换热列管中心距t=32mm 。

流体通过管间的最大截面积，壳程的流通截面积A 为。