化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)

课程设计说明书

课程设计名称 化工原理课程设计

课程设计题目 苯-氯苯混合液浮阀式精馏塔设计

姓 名 学 号 专 业 班 级 指导教师 提交日期

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化工原理课程设计任务书

(一)设计题目 苯-氯苯连续精馏塔的设计 (二)设计任务及操作条件 设计任务

(1)原料液中含氯苯35% (质量)。

(2)塔顶馏出液中含氯苯不得高于2％(质量)。 (3)年产纯度为99.8％的氯苯吨41000吨 操作条件

(1)塔顶压强4KPa(表压)，单板压降小于0.7KPa。 (2)进料热状态 自选。 (3)回流比R=（1.1-3）Rmin。

(4)塔底加热蒸汽压强506 KPa(表压) 设备型式 F1型浮阀塔

设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。

（三）设计内容

1）．设计说明书的内容 1) 精馏塔的物料衡算； 2) 塔板数的确定；

3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算； 5) 塔板主要工艺尺寸的计算； 6) 塔板的流体力学验算；

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7) 塔板负荷性能图；

8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。 9) 辅助设备的设计与选型 2．设计图纸要求： 1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 （四）参考资料

1． 2．

物性数据的计算与图表 化工工艺设计手册

3．化工过程及设备设计 4．化学工程手册 5．化工原理

苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据

其他物性数据可查有关手册。

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目录

前 言 ................................................................................................................................................................ 6 1．设计方案的思考 ................................................................................................................................................ 6 2.设计方案的特点 .................................................................................................................................................... 6 3．工艺流程的确定 ................................................................................................................................................ 7 一．设备工艺条件的计算 ............................................................................................................................ 8 1．设计方案的确定及工艺流程的说明 ........................................................................................................... 8 2．全塔的物料衡算 ................................................................................................................................................ 8

2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 ..................................................................................................... 8

2.2 平均摩尔质量 ............................................................................................................................................... 9 2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 ............................................................................................................... 9 3．塔板数的确定 ..................................................................................................................................................... 9 3.1理论塔板数NT的求取 .............................................................................................................................. 9

3.2 确定操作的回流比R ............................................................................................................................... 10 3.3求理论塔板数 ............................................................................................................................................. 12 3.4 全塔效率ET ............................................................................................................................................. 14

3.5 实际塔板数Np（近似取两段效率相同） ..................................................................................... 15

4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 .................................................................................................... 15

4.1平均压强pm .............................................................................................................................................. 15

4.2 平均温度tm ............................................................................................................................................... 16

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4.3平均分子量4.4平均密度Mm ........................................................................................................................................ 16

ρm ............................................................................................................................................... 17

σm ...................................................................................................................... 18

............................................................................................................................. 19

4.5 液体的平均表面张力4.6 液体的平均粘度μL,m4.7 气液相体积流量........................................................................................................................................ 20 6 主要设备工艺尺寸设计 .................................................................................................................................. 21 6.1 塔径 ............................................................................................................................................................... 21 7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 ................................................................................................................ 23 7.1 溢流装置 ..................................................................................................................................................... 23 7.2 塔板布置 ..................................................................................................................................................... 25

二 塔板流的体力学计算 ........................................................................................................................... 28 1 塔板压降 .............................................................................................................................................................. 28 2 液泛计算 .............................................................................................................................................................. 30 3雾沫夹带的计算 ................................................................................................................................................. 32 4塔板负荷性能图 ................................................................................................................................................. 33

4.1 雾沫夹带上限线........................................................................................................................................ 33 4.2 液泛线 .......................................................................................................................................................... 34 4.3 液相负荷上限线........................................................................................................................................ 35 4.4 气体负荷下限线（漏液线） ................................................................................................................ 36 4.5 液相负荷下限线........................................................................................................................................ 37

三 板式塔的结构与附属设备 ................................................................................................................... 39 1 塔顶空间 .............................................................................................................................................................. 39 2 塔底空间 .............................................................................................................................................................. 40 3 人孔数目 .............................................................................................................................................................. 40 4 塔高 ....................................................................................................................................................................... 40 浮阀塔总体设备结构简图： ..................................................................................................................... 42 5接管 ........................................................................................................................................................................ 42

5.1 进料管 .......................................................................................................................................................... 42 5.2 回流管 .......................................................................................................................................................... 43 5.3 塔顶蒸汽接管 ............................................................................................................................................ 44 5.4 釜液排出管 ................................................................................................................................................. 44 5.5 塔釜进气管 ................................................................................................................................................. 45 6法兰 ........................................................................................................................................................................ 45 7 筒体与封头.......................................................................................................................................................... 46 7.1 筒体 ............................................................................................................................................................... 46 7.2 封头 ............................................................................................................................................................... 46 7.3 裙座 ............................................................................................................................................................... 47 8 附属设备设计 ..................................................................................................................................................... 47

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8.1 泵的计算及选型........................................................................................................................................ 47 8.2 冷凝器 .......................................................................................................................................................... 48 8.3 再沸器 .......................................................................................................................................................... 49

四 计算结果总汇 ........................................................................................................................................ 49 五 结束语 .................................................................................................................................................... 51 六 符号说明： ............................................................................................................................................ 52

前 言

1．设计方案的思考

通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。

2.设计方案的特点

浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却

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时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。

3．工艺流程的确定

原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

以下是浮阀精馏塔工艺简图

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一．设备工艺条件的计算

1．设计方案的确定及工艺流程的说明

本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），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。

2．全塔的物料衡算

2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率

苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。

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xF65/78.110.728

65/78.1135/112.6198/78.11xD0.986

98/78.112/112.610.2/78.11xW0.00288

0.2/78.1199.8/112.612.2 平均摩尔质量

MF ＝78.11×0.728＋(1－0.728)112.61＝87.50kg/kmol

MD78.110.98610.986112.6178.59kg/kmol MW78.110.0028810.00288112.61112.5kg/kmol

2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率

依题给条件：一年以330天，一天以24小时计，有：

W,41000000kg/(33024h)5176.77kg/h,全塔物料衡算：

釜液处理量 W5176.7746.02kmol/h

112.5 总物料衡算 FDW

苯物料衡算 0.728F0.986D0.00288W

联立解得 D  129.34 kmol/h F  175.36 kmol/h

3．塔板数的确定

3.1理论塔板数NT的求取

苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取NT，步骤如下：

1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取x~y

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/pApB，ypAx/pt，将所得计算结果列表如下： 依据xptpB 表3-1 相关数据计算

温度/℃ 苯 80 760 148 1 90 1025 205 100 1350 293 110 1760 400 120 2250 543 130 2840 719 140 2900 760 0 pi 氯苯 两相摩尔分率 相对挥发度 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0 x 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 PAooPB 5.135135 5 4.607509 4.4 4.143646 3.94993 3.815789 本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。

平均相对挥发度4.436，则，汽液平衡方程为：

yx4.436x

1(1)x13.436x3.2 确定操作的回流比R

将表3-1中数据作图得x~y曲线。

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10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.5x0.60.70.80.91y=xf(x)y

图3-1 苯—氯苯混合液的x—y图

在x~y图上，因q1，查得ye0.926，而xexF0.728，xD0.986。故有：

RmxDye0.9860.9260.303

yexe0.9260.728考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2.485倍，即：R2.485Rm2.4850.3030.753

求精馏塔的汽、液相负荷

LRD0.753129.3497.39 kmol/h

V(R1)D(0.7531)129.34226.77 kmol/hL，LF97.39175.36272.75 kmol/h V，V226.77 kmol/h

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3.3求理论塔板数

RxxD0.430x0.568 R1R1LW提馏段操作线：yxxw1.203x0.000584

VV精馏段操作线：y

提馏段操作线为过0.00288,0.00288和0.737,0.881两点的直线。

采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。从xD(0.986,0.986)开始，在精馏段操作线与平衡线之间绘由水平线和铅垂线构成的梯级。当梯级跨过两操作线交点d(0.737,0.890)时，则改在提镏段与平衡线之间绘梯级，直至梯级的铅垂线达到或越过点

xW(0.002888,0.00288)为止。用Excel作图，各梯级的坐标如下：

表3-2 相关数据计算

精馏段 提镏段

x

0.986 0.94344 0.94344 0.873063 0.873063 0.762776 0.762776 0.62883

y

0.986 0.986 0.9677184 0.9677184 0.937488 0.937488 0.8901142 0.8901142

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0.62883 0.400507 0.400507 0.171981 0.7558743 0.7558743 0.4812013 0.4812013

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x<0.00288 0.171981 0.053891 0.053891 0.013589 0.013589 0.003068 0.003068

0.002473

0.2062848 0.2062848 0.0642218 0.0642218 0.0157384 0.0157384 0.0030813 0.010878

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10.90.80.70.60.50.40.30.20.1000.10.20.30.40.50.60.70.80.9x1f(x)精馏段提镏段y=x水平铅锤线y

图3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

按上法图解得到：

总理论板层数 NT9块（包括再沸器） 加料板位置 NF4 3.4 全塔效率ET

选用ET0.170.616logμm公式计算。该式适用于液相粘度为0.07~1.4mPa·s的烃类物系，式中的μm为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。

查图一，由xD=0.986 xW=0.00288查得塔顶及塔釜温度分别为：

tD=80.43℃ tW=138.48℃，

全塔平均温度 tm=(tD+tW)/2=(80.43+138.48)/2=109.5℃

根据表3-4

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表3-4 苯-氯苯温度粘度关系表

温度℃ 苯 粘度mPa·s 氯苯 粘度mPa·s 20 0.638 0.75 40 0.485 0.56 60 0.381 0.44 80 0.308 0.35 100 0.255 0.28 120 0.215 0.24 140 0.184 0.

利用差值法求得：μA0.24mPas，B0.261mPas。

mAxFB1xF0.240.7280.2610.7280.25

ET0.170.616logm0.170.616log0.250.53

3.5 实际塔板数

Np（近似取两段效率相同）

精馏段：Np13/0.535.66块，取Np16块 提馏段：Np27/0.5313.21块，取Np214块 总塔板数NpNp1Np220块

4．操作工艺条件及相关物性数据的计算

4.1平均压强pm

取每层塔板压降为0.7kPa计算。 塔顶：pD101.34105.3kPa

加料板：pF105.30.76109.5kPa 塔底： pW109.50.714119.3kPa 精馏段平均压强p105.3109.5/2107.4kPa 提镏段平均压强p'109.5119.3/2114.4kPa

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4.2 平均温度tm

利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得 塔顶温度

t808090D,tD80.43℃

10.6770.9861t808090F，tF88.14℃

10.6770.7371加料板

塔底温度

tW130130140，tW138.48℃

0.01900.002880.019精馏段平均温度 Tm80.4388.14/284.29℃ 提镏段平均温度 Tm138.4888.14/2113.3℃

'4.3平均分子量Mm 精馏段： Tm84.29℃

液相组成：

908084.2980，x10.861

0.6771x11908084.2980，y10.963

0.9131y11气相组成：所以

ML78.110.861112.6110.86182.91kg/kmol

MV78.110.963112.6110.96379.39kg/kmol 提镏段：Tm113.3℃

液相组成：

110120113.3110，x20.219

0.2650.0127x20.265110120113.3110，y20.535

0.6140.376y20.614'气相组成：

所以 ML'78.110.219112.6110.219105.5kg/kmol

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MV'78.110.535112.6110.53594.15kg/kmol 4.4平均密度ρm 4.4.1 液相平均密度ρL,m

表4-1 组分的液相密度ρ（kg/m3） 温度，（℃） 苯 ρ

80 817 1039 90 805 1028 100 793 1018 110 782 1008 120 770 997 130 757 985 140 745 975 氯苯 纯组分在任何温度下的密度可由下式计算

苯 ： ρA9121.187t 推荐：ρA912.131.1886t 氯苯 ： ρB11271.111t 推荐：ρB1124.41.0657t 式中的t为温度，℃

塔顶：LD,A912.131.1886t912.131.188680.43816.5kg/m3

LD,B1124.41.0657t1124.41.065780.431038.7kg/m3

1LD,maALD,AaBLD,B0.980.02LD,m820.0kg/m3 816.51038.7进料板：LF,A912.131.1886t912.131.188688.14807.4kg/m3

LF,B1124.41.0657t1124.41.065788.141030.5kg/m3

1LF,maALF,AaBLF,B0.660.34LF,m871.6kg/m3 807.41030.5 塔底： LW,A912.131.1886t912.131.1886113.3777.5kg/m3

LW,B1124.41.0657t1124.41.0657113.31003.7kg/m3

1LW,m.

aALW,AaBLW,B0.0020.998LW,m1003.1kg/m3 777.51003.7.

精馏段：L820.0871.6/2845.8kg/m3 提镏段：L'871.61003.1/2937.4kg/m3 4.4.2汽相平均密度ρV,m

精馏段：vpmMV,mRTmpmMV,mRTm''107.479.392.87kg/m3

8.31427384.29114.494.153.35kg/m3

8.314273113.3提镏段：v'4.5 液体的平均表面张力σm

表5-1 组分的表面张力σ

σA σB

液体平均表面张力依下式计算，即

温度 苯 氯苯 80 21.2 26.1 85 20.6 25.7 110 17.3 22.7 115 16.8 22.2 120 16.3 21.6 131 15.3 20.4 Lmxii

塔顶液相平均表面张力的计算 由tD80.43℃，用内插法得

808580.4380，D,A21.15N/m

21.220.6D,A21.2808580.4380 , D,B26.07mN/m

26.125.7D,B26.1LDm0.98621.150.01426.0721.22mN/m

进料板液相平均表面张力的计算

由tD88.14℃，用内插法得

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8511088.1485，F,A20.19N/m

20.617.3F,A20.68511088.1485 , F,B25.32mN/m

25.722.7F,B25.7LFm0.73720.190.26325.3221.54mN/m

塔底液相平均表面张力的计算 由tW113.3℃，用内插法得

110115113.3110，W,A16.97N/m

17.316.8W,A17.3110115113.3110 , W,B22.37mN/m

22.722.2W,B22.7LWm0.0028816.970.9971222.3722.35mN/m

精馏段液相平均表面张力为

L(21.2221.54)/221.38mN/m

提镏段液相平均表面张力为

L'(22.521.54)/222.02mN/m

μL,m4.6 液体的平均粘度

表三 不同温度下苯—氯苯的粘度 温度t，℃ 苯mPas 氯苯mPas 60 0.381 0.515 80 0.308 0.428 i100 0.255 0.363 i120 0.215 0.313 140 0.184 0.274 液相平均粘度可用 lgLm4.6.1 塔顶液相平均粘度

xlg 表示

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1008080.4380，A0.307mPa•s

0.2550.308A0.3081008080.4380，B0.427

0.3630.428B0.428lgLD,m0.986lg0.307(10.986)lg0.426，LD,m0.308mPa•s

4.6.2 进料板液相平均粘度

1008088.1480，A0.286mPa•s

0.2550.308A0.3081008088.1480，B0.402mPa•s

0.3630.428B0.428lgLF,m0.737lg0.286(10.737)lg0.402，LF,m0.313mPa•s

4.6.3 塔底液相平均粘度

100120113.3100， A0.228mPa•s

0.2550.215A0.255100120113.3100，B0.332mPa•s

0.3630.313B0.363lgLF,m0.00288lg0.228(10.00288)lg0.332,LF,m0.332mPa•s

4.7 气液相体积流量

精馏段：

汽相体积流量VsVMV,m3600V,m226.7779.391.742m3/s

36002.87汽相体积流量Vh1.742m3/s6271.2m3/h 液相体积流量LsLML,m93.3982.910.00254m3/s

3600L,m3600845.8液相体积流量Lh0.0024m3/s9.15m3/h

.

.

提镏段：

汽相体积流量Vs'V'MV,m3600V,m226.7794.151.770m3/s

36003.35汽相体积流量Vh'1.770m3/s6372m3/h

L'ML,m272.75105.5液相体积流量Ls0.00853m3/s

3600W,m3600937.4'液相体积流量Lh0.00853m3/s30.7m3/h

'6 主要设备工艺尺寸设计

6.1 塔径

精馏段：

初选塔板间距HT450mm及板上液层高度hL60mm，则：

HThL0.450.060.39m

按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

LsVsLV0.50.0024845.81.7422.870.50.0237

查Smith通用关联图得C200.085

负荷因子CC2020泛点气速：umaxC0.221.380.085200.20.086

LV/V0.086845.82.87/2.871.47m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为 u0.7umax1.03m/s 精馏段的塔径 D4Vs/u41.742/(3.141.03)1.47m 按标准塔径圆整取D1.6m 提镏段：

.

.

初选塔板间距HT450mm及板上液层高度hL60mm，则：

HThL0.60.060.39m

按Smith法求取允许的空塔气速umax（即泛点气速uF）

Ls'L'V''sV0.50.00853937.41.7703.350.50.08061

查Smith通用关联图得C200.082

'负荷因子CC20L20泛点气速：umax'C0.222.020.082200.20.084

L'V'/V'0.084937.43.35/3.351.4026m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为u'0.7umax0.98m/s 精馏段的塔径D'4Vs/u41.770/(3.140.98)1.52m 按标准塔径圆整取D1.6m

'.

.

7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算

7.1 溢流装置

因塔径为1.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。 7.1.1 溢流堰长（出口堰长）lw 取lw0.8D0.81.61.28.m

精馏段堰上溢流强度Lh/lw8.64/1.286.75m3/mh100~130m3/mh,满足强度要求。

提镏段堰上溢流强度Lh/lw30.8/1.2823.43m3/mh100~130m3/mh,满

'足强度要求。 7.1.2出口堰高hw

hwhLhow

对平直堰how0.00284ELh/lw2/3

2.58.64/1.282.54.45，精馏段：由lw/D0.8及Lh/lw查化工原理课程设计图5-5

得E1，

.

.

于是：

how0.002841(8.64/1.28)2/30.014m0.006m（满足要求）

hwhLhow0.060.01040.0496m

验证：0.05howhw0.1how (设计合理) 提镏段：由lw/D0.8及，Lh/lw图5-5得E1，于是：

2.530.6/1.282.516.51查化工原理课程设计

how'0.00284130.8/1.282/30.0237m0.006m（满足要求）

hw'hLhow0.060.02370.0363m

验证：0.05howhw0.1how (设计合理) 7.1.3 降液管的宽度Wd和降液管的面积Af

'''由lw/D0.8，查化工原理课程设计

Wd/D0.21,Af/AT0.14，即：

P112图5-7得

Wd0.336m，AT4D22.0096m2，Af0.281m2。

.

.

液体在降液管内的停留时间

精馏段：AfHT/Ls0.300.45/0.0024056.25s5s（满足要求） 提镏段：'AfHT/Ls0.300.45/0.0085615.775s（满足要求） 7.1.4 降液管的底隙高度ho

0.07m/s，则有： 精馏段：取液体通过降液管底隙的流速uo'h0Ls0.00240.0268m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要1.280.07lwuo求）

hwh00.04960.02680.0228m0.006m 故合理 0.25m/s，则有： 提镏段：取液体通过降液管底隙的流速uoho'Ls0.008560.0268m（ho不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要1.280.25lwuo求）

hw'h0'0.03640.02680.0096m0.006m 故合理

'选用凹形受液盘，深度hW50mm

7.2 塔板布置

7.2.1 塔板的分块

本设计塔径为D1.6m1600mm1200mm，故塔板采用分块式，塔板分为4块。

.

.

7.2.2 边缘区宽度确定 取Ws0.08m Wc0.05m 7.2.3 开孔区面积计算

xr2sin1)180r

D1.6其中：x(WdWs)(0.3360.08)0.384m

22

D1.6 rWc0.050.75m

22 Aa2(xr2x23.140.7520.384sin1()]1.10m2 故 Aa2[0.3840.750.3841800.75227.2.4 浮阀数计算及其排列 精馏段：

预先选取阀孔动能因子F012,由F0=u0v可求阀孔气速u， 即u0F0v127.08m/s 2.87F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

N4Vsd0u021.7424207

(0.039)27.08浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm

则排间距t'Aa1.100.071 tN0.075207考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.071m,而应小一点，故取t'65mm，按

t75mm，t'65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N206

.

.

实际孔速 u0'Vs1.7427.08m/s 222060.785(0.039)0.785Nd0阀孔动能因数为

F0u0'v,'7.082.8711.99

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

A0/ATN(d020.0392)206()0.1224 D1.6此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 提镏段：

'预先选取阀孔动能因子F012,由F0=u0v可求阀孔气速u0

即u0'F0v'126.56m/s 3.35F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

N4Vsd0u021.7704223

(0.039)26.65浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心t75mm

则排间距t'Aa1.100.066 tN0.075223考虑到塔径比较大，而且采用塔板分块，各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因而排间距不宜采用0.066m,而应小一点，故取t'65mm，按

t75mm，t'65mm以等腰三角叉排方式作图得阀孔数N206 Vs1.7707.19m/s 实际孔速 u0'222060.785(0.039)0.785Nd0'.

.

阀孔动能因数为

F0u0'v,'7.193.3513.15

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

A0/ATN(d020.0392)206()0.1224 D1.6此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。

阀孔排列

二 塔板流的体力学计算

1 塔板压降

精馏段

（1）计算干板静压头降hc 由式Uc1.82573.1v可计算临界阀孔气速Uoc，即

.

.

Uoc1.82573.1v1.82573.15.89m/s 2.872UU0U0c，可用hc5.340cv算干板静压头降，即

2gL(5.89)22.87hc5.340.014m

29.8845.8（2） 计算塔板上含气液层静压头降hf

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00.5，已知板上

液层高度 hL0.06,所以依式hl0hL

hl0.50.060.03m

（3）计算液体表面张力所造成的静压头降h

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hp为 hphchlh0.0140.030.044m pphp1L1g0.044845.89.8364.7Pa 提镏段：

(1)计算干板静压头降hc 由式Uc1.825

73.1可计算临界阀孔气速Uoc，即 v'Uoc'1.82573.11.82573.15.42m/s v'3.35U0c'2v'U0U0c'，可用hc5.34算干板静压头降，即 2gL'(5.42)23.35hc'5.340.029m

29.8937.4(2)计算塔板上含气液层静压头降hf

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00.5，已知板上

液层高度 hL0.06,所以依式hl0hL

.

.

hl'0.50.060.03m

(3)计算液体表面张力所造成的静压头降h

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hp为

hp'hc'hl'h'0.0290.030.059m

pp'hp2L2g0.059937.49.8542.0Pa

2 液泛计算

式HdhphdhL 精馏段

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP 前已计算hp0.044m

(2)液体通过降液管的静压头降hd

Ls因不设进口堰，所以可用式hd0.153Lhw0 2式中Ls0.00254m3/s,lw1.28m,h00.0268m

0.00254hd0.1530.000839m

1.280.0268(3)板上液层高度：hL0.06m

则 Hd10.0440.0008390.060.1048m

为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取安全系数0.5，选定板间距

HT0.45,hw0.0496m

2(HThw)0.5(0.450.0496)0.250m

从而可知Hd0.1048m(HThw)0.250m，符合防止液泛的要求 (4) 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

AfHTLs0.2810.4549.78s5s

0.00254可见，所夹带气体可以释出。 提镏段

(1)计算气相通过一层塔板的静压头降hP 前已计算hp'0.059m

(2)液体通过降液管的静压头降hd

Ls' 因不设进口堰，所以可用式hd'0.153Lh'w0式中Ls'0.00853m3/s,lw1.28m,h0'0.0268m

20.00853hd'0.1530.0095m

1.280.0268(3)板上液层高度：hL'0.06m，则Hd'0.0590.00950.060.129m 为了防止液泛，按式：Hd(HThw)，取安全系数0.5，选定板间距

HT0.60,hw'0.0304m

2(HThw')0.5(0.450.0363)0.243m

从而可知Hd'0.129m(HThw)0.243m，符合防止液泛的要求 (4) 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

'AfHTLs'0.2810.4514.8s5s

0.00856可见，所夹带气体可以释出。

.

.

3雾沫夹带的计算

判断雾沫夹带量eV是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点率的计算时间可用式：

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%

KcFAp0.78KcFAT塔板上液体流程长度

ZLD2Wd1.620.3360.928m

塔板上液流面积

ApAT2Af2.009620.2811.4476m2

精馏段：

苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.127,将以上数值分别代入上式

1.742F2.871.360.00240.928845.82.87100%56.93%

10.1271.44762.87845.82.87100%51.06% 及F0.781.00.1272.00961.742.

.

提镏段：

苯和氯苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF0.140,将以上数值分别代入上式

1.770F'3.351.360.008560.928937.43.35100%57.63%

10.1401.44763.35937.43.35100%48.30% 及F'0.781.00.1402.00961.770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eV0.1kg（液）/kg(干气）的要求。

4塔板负荷性能图

4.1 雾沫夹带上限线

对于苯—氯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eV0.1kg（液）/kg(干气）所对应的泛点率F1 (亦为上限值),利用式

VsF1vLv1.36LsZL100%和F1VsvLv100%便可作出此线。

KcFAp0.78KcFAT由于塔径较大，所以取泛点率F180，依上式有

Vs2.871.36Ls0.928845.82.870.8

1.00.1271.410精馏段：

整理后得0.0583Vs1.262Ls0.143

即Vs2.4121.65Ls 即为负荷性能图中的线(y1) 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Ls.

.

值便可依式Vs2.4521.65Ls算出相应的Vs。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。

Ls 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025 Vs

2.431 2.345 2.236 2.128 2.0199 1.912

Vs'3.351.36Ls'0.928937.43.350.8

1.00.1401.410提镏段：

整理后得0.0599Vs'1.262Ls'0.158

’

即Vs'2.6421.07Ls' 即为负荷性能图中的线(y1)

Ls' 0.001 0.005

Vs' 2.619

0.01 0.015 0.02 0.025

2.534 2.429 2.323 2.219 2.113

4.2 液泛线

由式Hd(HThw)，Hdhphwhdhhow， hphchlh 联立。即

(HThw)hphwhdhhowhchlhhwhdhhow

vU02式中， 干板静压板静 可用hc5.34 ，板上液层静压头降hl0hL

2Lg从式hLhwhow知，hL表示板上液层高度，how2.84LsE1000lw3。所以板2322.84LsE上液层层静压头降hl0hL0(hwhow)0hw1000lw 液体表面张力所造成的静压头h和液面落差h可忽略

LS液体经过降液管的静压头降可用式hd0.153lhw0 2（10）hL 则(HThw)hc0hLhL＋hdhc＋hd.

.

LSu 5.34v0.1532Lglwh0202hw2.843600LS（10）1000lwVS23 式中阀孔气速u0与体积流量有如下关系 u04

2d0N精馏段：

式中各参数已知或已计算出，即

0.5;HT0.45m;hw0.0472m;00.5;v2.87kg/m3;l845.8kg/m3;N206;lw1.28m；h00.0268m；d00.039m代入上式。

2整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS211.62278499.2141LS55.4855LS3 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干Ls值，依

2VS211.62278499.2141LS55.4855LS3

22Ls 0 0.005 Vs

0.01 0.015 0.02 0.025

2.03 1.25

3.41 3.13 2.86 2.52

用上述坐标点便可在Ls提镏段：

Vs负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2)。

0.5;HT0.45m;hw'0.0304m;00.5;v'3.35kg/m3;L'937.4kg/m3;N206;lw1.28m；h0'0.0266m；d00.039m代入上式

2整理后便可得Vs与Ls的关系，即VS211.05028078.357LS52.7417LS3

2Ls' 0.001 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025

Vs' 3.243 3.051 2.792 2.455 1.983 1.221

用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(y2’)。

4.3 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AfHTLS液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。取3～5秒可知，

5s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Lsmax,

即液相负荷上限，于是可得 精馏段：LsmaxAfHT5AfHT0.2810.450.025m3/s显然由式Lsmax所55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(y3)。

提镏段：Lsmax'AfHT5AfHT0.2810.450.025m3/s显然由式Lsmax' 55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(y3)。

’

4.4 气体负荷下限线（漏液线）

对于F1型重阀，因F0<5时，会发生严重漏液，故取F05计算相应的气相流量(Vs)min 精馏段：(Vs)min4d0N2F0v0.7850.039222652.870.80m3/s,即负荷性

能图中的线(y4)。 提镏段：(Vs)min'4d0N2F0v'0.7850.039222653.350.74m3/s,即负荷

性能图中的线(y4’)。

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4.5 液相负荷下限线

取堰上液层高度how0.006m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。

2.843600LsE1000lw2/30.006 取E1.0、代入lw的值则可求出Lsmin和Lsmin

'精馏段：

Lsminlw0.00610000.006100021.280.00109m3/s 36002.84136002.84E233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). 提镏段：

Lsmin'lw0.006100020.006100021.280.00109m3/s 36002.84136002.84E33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(y5’).

精馏段负荷性能图如下：

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在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，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。

按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax2.38m3/s,气相负荷下限Vsmin0.80m3/s，所以可得

操作弹性Vsmax2.382.98 Vsmin0.80提馏段负荷性能图如下：

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在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-2可知，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。

按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax'2.40m3/s,气相负荷下限Vsmax'0.81m3/s所以可得

操作弹性Vsmax2.403.24 Vsmin0.74三 板式塔的结构与附属设备

1 塔顶空间

塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为600mm。

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故取塔顶空间为：

HD2.0HT0.62.00.450.61.5m 2 塔底空间

塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留1～2m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：

取HBLs't0.008510601.52.1m 2A3.141.63 人孔数目

人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求， 对于D≥1000mm的板式塔， 每隔6～8块塔板设置一个人孔；且裙座处取2个人孔。本塔中共20块塔板，因此，在精馏段和提留段各设置一个人孔。每个孔直径为450mm，厚t10mm，高52mm。在设置人孔处，板间距为600mm，裙座上应开2个人孔，直径为450mm ，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此

4 塔高

板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：

' HHD(Np2S)HTSHTHFHBH1H2

式中 HD——塔顶空间，m；

HB——塔底空间，m；

HT——塔板间距，m；

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HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段板间距，m； Np——实际塔板数；

S ——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔） H1——封头高度；m H2——裙座高度；m 塔体总高度：

H1.5(2022)0.4520.60.62.10.4316m

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浮阀塔总体设备结构简图：

5接管

5.1 进料管

进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：F  175.36 kmol/h, LF,m871.6kg/m3,

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MLF0.72878.11（1-0.728）112.6187.50kg/kmol

则体积流量VFFMLFmLFm175.3687.5017.60m3/h

871.6取管内流速u1.6m/s 则管径D4VF/3600u417.60/36000.06239m62.39mm

3.141.6查无隙钢管标准，取进料管规格Φ70×3 则管内径d=64mm

4VF417.60/36001.52m/s 进料管实际流速u22d0.0645.2 回流管

采用直管回流管， 回流管的回流量D138.97kmol/h,平均密度

LD,m820.0kg/m3，

塔顶液相平均摩尔质量

MLD0.98678.110.014112.6178.59kg/kmol

则液体流量

LD取

DMLDLD,m内

138.9778.5913.32m3/h

820.0流

速

管

u1.6m/s，则回流管直径

dR4LD/3600u413.32/36000.05219m52.19mm

3.141.6查无隙钢管标准，取回流管规格Φ60×4 则管内直径d=52mm

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回流管内实际流速u4LD413.32/36001.74m/s 22d0.0525.3 塔顶蒸汽接管

塔顶汽相平均摩尔质量

MVD0.99778.110.003112.6178.21kg/kmol

塔顶汽相平均密度

V顶mMVDR(t0273)105.378.212.80kg/m3

8.314(80.43273)VMVD则蒸汽体积流量：VVV顶227.0878.216342.83kg/h

2.80取管内蒸汽流速u30m/s 则d4VV/360046342.83/36000.274m

u3.1430查无隙钢管标准，取回流管规格Φ299×12 则实际管径d=275mm

46342.83/360029.68m/s 塔顶蒸汽接管实际流速u4Vv/d20.27525.4 釜液排出管

塔底W47.14kmol/h ，塔顶汽相平均摩尔质量

MVW0.0028878.110.99712112.61112.51kg/kmol

平均密度LW,m1003.1kg/m3 体积流量：LWWMVWLW,m47.14112.515.29m3/h

1003.1.

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取管内流速u1.6m/s 则d4LW/3600u45.29/36000.03420m34.20mm

3.141.6查无隙钢管标准，取回流管规格382.5 则实际管径d=33mm

45.29/36001.72m/s 塔顶蒸汽接管实际流速u4LW/d23.140.03325.5 塔釜进气管

V，227.08 kmol/h，塔顶汽相平均摩尔质量

MVW0.00597778.110.994023112.61112.40kg/kmol

塔釜蒸汽密度V釜pmMVDM117.9112.403.874kg/m3

RT8.314(138.48273)VMVW则塔釜蒸汽体积流量：VV取管内蒸汽流速u30m/s 则dV釜227.08112.406588.49kg/h

3.8744Vv/3600u46588.49/36000.279m

3.1430可取回流管规格Φ299×10 则实际管径d=280mm

2塔顶蒸汽接管实际流速u4Vv/d46588.49/360029.74m/s 23.140.2806法兰

由于常压操作，设计压力为0.4MPa，故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压

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力，即PN=0.6

根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下： 进料管接管法兰：PN0.6DN70 HG 5010 回流管接管法兰：PN0.6DN50 HG 5010 塔釜出料管接法兰：PN0.6DN80 HG 5010 塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN500 HG 5010 塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN500 HG 5010

7 筒体与封头

7.1 筒体

精馏段D=1600mm，取壁厚8mm， 材质：Q235 提馏段D=1600mm，取壁厚8mm， 材质：Q235

7.2 封头

封头采用椭圆形封头。

塔顶：由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3 选用封头 DN1600×8，JB/T 4746-2002

塔釜：由公称直径DN=1600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=400mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=2.901m2 容积V=0.8586m3 选用封头 DN1600×8，JB/T 4746-2002

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7.3 裙座

由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm

基础环内径：Dbj(1600216)0.3101332mm 基础环外径：Dbo(1600216)0.3101932mm 圆整Dbj1400mm Dbo2000mm

基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直径取M30

338 附属设备设计

8.1 泵的计算及选型

进料温度tq88.14℃

LF,A807.4kg/m3 LF,B1030.5kg/m3 LF,m871.6kg/m3

uA0.286 mpa•s uB0.402mpa•s uLF0.313mpa•s

已知进料量

VFFMLFmLFm175.3687.5017.60m3/h

871.6取管内流速u1.6m/s，则

则管径D4VF/3600u417.60/36000.06240m62.40mm

3.141.6故可采用故可采用Φ68×3的离心泵。 则内径d=62mm，得：

u4VF/3600D2417.601.62m/s 236003.140.062

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