苯甲苯连续精馏塔设计
设计务书
() 设计题目
试设计座苯－甲苯连续精馏塔求年产纯度 95 苯 2952 万吨年塔顶馏出液中含苯低 95 塔釜馏出液中含苯高 2 原料液中含苯 39 （均质量分数）
(二) 操作条件
1) 塔顶压力 常压
2) 进料热状态 选
3) 回流 选
4) 塔底加热蒸气压力 05Mpa（表压）
5) 单板压降 ≤07kPa
6) 塔顶操作压力4kPa
(三) 塔板类型
选
(四) 工作日
年工作日300天天24时连续运行(7200时)
(五) 设计说明书容
1 设计容
(1) 流程工艺条件确定说明
(2) 操作条件基础数
(3) 精馏塔物料衡算
(4) 塔板数确定
(5) 精馏塔工艺条件关物性数计算
(6) 精馏塔塔体工艺尺寸计算
(7) 塔板工艺尺寸计算
(8) 塔板流体力学验算
(9) 塔板负荷性图
(10) 工艺接尺寸计算选取（进料回流釜液出口塔顶蒸汽孔等）
(11) 塔板结构参数表
(12) 设计程评述关问题讨
2 设计图纸求：
1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）
2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）
目 录
1 流程工艺条件确定说明 1
2 操作条件基础数 1
21 操作条件 1
22 基础数 1
3 精馏塔物料衡算 1
31 原料液塔顶塔顶产品摩尔分率 1
32 原料液塔顶塔底产品均摩尔质量 2
33 物料衡算 2
4 塔板数确定 2
41 理塔板层数NT求取 2
411 绘txy图xy图 2
412回流操作回流确定 4
413精馏塔气液相负荷确定 4
414 求操作线方程 4
415 图解法求理板层数 4
42 实际塔板数求取 4
5 精馏塔工艺条件关物性计算 4
51 操作压力计算 5
52 操作温度计算 5
53 均摩尔质量计算 5
54均密度计算 5
541 气相均密度计算 5
542 液相均密度计算 6
55 液体均表面张力计算 6
56液体均黏度计算 7
57 全塔效率计算 7
571 全塔液相均粘度计算 7
572 全塔均相挥发度计算 8
573 全塔效率计算 8
6 精馏塔塔体工艺尺寸计算 8
61 塔径计算 8
62 精馏塔效高度计算 9
7 塔板工艺尺寸计算 10
71 溢流装置计算 10
711 堰长lW 10
712 溢流堰高度hW 10
713 弓形降液宽度Wd截面积Af 10
714 降液底隙高度h0 11
72 塔板布置 11
721 塔板分布 11
722 边缘区宽度确定 11
723 开孔区面积计算 11
724 筛孔计算排列 11
8 筛板流体力学验算 12
81 塔板压降 12
811 干板阻力hc计算 12
812 气体通液层阻力h1计算 12
813 液体表面张力阻力hσ计算 12
82 液面落差 13
83 液沫夹带 13
84 漏液 14
85 液泛 14
9 塔板负荷性图 14
91 漏液线 14
92 液沫夹带线 15
93 液相负荷限线 16
94液相负荷限线 16
95液泛线 16
10 工艺接尺寸计算选取 18
101 塔顶蒸气出口直径dV 18
102 回流直径dR 19
103 进料直径dF 19
104 塔底出料直径dW 19
11 塔板结构参数表 19
12 设计实验评 20
13参考文献 21
14 附图（工艺流程简图体设备设计条件图） 21
1 流程工艺条件确定说明
设计务分离苯—甲苯混合物二元混合物分离应采连续精馏流程设计中采泡点进料原料液通预热器加热泡点送入精馏塔塔顶升蒸气采全凝器冷凝冷凝液泡点部分回流塔余部分产品冷凝冷送储罐该物系属易分离物系回流较操作回流取回流14倍塔釜采间接蒸汽加热塔底产品冷送储罐
2 操作条件基础数
21 操作条件
塔顶压力 常压 4kPa
进料热状态 泡点进料
回流 1759倍
塔底加热蒸气压力 05Mpa（表压）
单板压降 ≤07kPa
22 基础数
进料中苯含量（质量分数） 39
塔顶苯含量（质量分数） 95
塔釜苯含量（质量分数） 2
生产力（万吨年） 2952
3 精馏塔物料衡算
31 原料液塔顶塔顶产品摩尔分率
甲醇摩尔质量 MA7811 kgkmol
水摩尔质量 MB9213 kgkmol
xF0430
xD0957
xW0024
32 原料液塔顶塔底产品均摩尔质量
MF 0430×7811+（10430）×92138610kgkmol
MD 0957×7811+（10957）×92137871 kgkmol
MW 0024×7811+（10024）×92139179 kgkmol
33 物料衡算
生产力F4762 kmolh
总物料衡算 4762D+W
苯物料衡算 4762×04300957D+002W
联立解
D2072 kmolh
W2690 kmolh
4 塔板数确定
41 理塔板层数NT求取
苯—甲苯属理想物系采图解法求理板层数
411 绘txy图xy图
手册[1]查甲醇水物系气液衡数
表 苯—甲苯气液衡[苯（1013KPa）（mol）]
沸点℃
11056
10571
10178
9825
9524
9243
气相组成
00
208
372
507
619
713
液相组成
00
100
200
300
400
500
沸点℃
8982
8732
8497
8261
8124
8001
气相组成
791
857
912
959
980
1000
液相组成
600
700
800
900
950
1000
数绘出txy图xy图
图
图二
412回流操作回流确定
采作图法求回流泡点进料xF xq图二中角线点（04300430）作垂线进料线（q线）该线衡线交点坐标
yq 0654 xq0430336
回流
Rmin1353
操作回流
R 13Rmin 13×13531759
413精馏塔气液相负荷确定
LRD1759×20723645 kmolh
V(R+1)D（1759+1）×20725717 kmolh
L′L+F3645+47628407 kmolh
V′V5717 kmolh
414 求操作线方程
相衡方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
415 求理板层数
1)采图解法求理板层数图二示求解结果
总理塔板数 NT16（包括沸器）
进料板位置 NF9
2) 逐板计算求理塔板数
x
y
x
y
1
0901
0957
9
0364
0586
2
0827
0922
10
0308
0524
3
0738
0875
11
0242
0441
4
0645
0818
12
0176
0345
5
0560
0759
13
0117
0247
6
0491
0704
14
0072
0161
7
0440
0660
15
00406
0095
8
0406
0628
16
00198
0048
x8x1642 实际塔板数求取
全塔效率假设054
塔实际板数 N(161)05428
实际进料板位置 NmNR+116
精馏段实际板层数 N精805415
提馏段实际板层数 N提705413
5 精馏塔工艺条件关物性计算
51 操作压力计算
塔顶操作压力 PD10130 + 4 10530 kPa
层塔板压降 ΔP070 kPa
进料板压力 PF10130+070×1511580 kPa
精馏段均压力 Pm(10530+11580) 211060 kPa
52 操作温度计算
1）图二出
塔顶温度 tD822 ºC
进料板温度 tF996 ºC
精馏段均温度 tm（822+996）2909 ºC
2）示差法计算
操作压力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托尼方程计算计算程略计算结果：
塔顶温度 tD＝822℃
进料板温度 tF＝996℃
精馏段均温度 tm＝（822＋996）2 909℃
53 均摩尔质量计算
1）塔顶均摩尔质量计算
xDy10957逐板计算
x10901
MVDm0957×7811+（10957）×92137871 kgkmol
MLDm 0901×7811+（10901）×92137951 kgkmol
2）进料板均摩尔质量计算
逐板计算解理板
yF0628 xF0406
MVFm0628×7811+（10628）×9213 8332 kgkmol
MLFm0406×7811+（10406）×9213 8644 kgkmol
3）精馏段均摩尔质量
MVm（7871+8332）28102 kgkmol
MLm（7951+8644）28298 kgkmol
54均密度计算
541 气相均密度计算
理想气体状态方程计算
Vm kgm3
542 液相均密度计算
液相均密度式计算
1Lm
塔顶液相均密度计算
tD822 ºC查手册[2]
A8127 kgm3 B8079 kgm3
LDm kgm3
进料板液相均密度计算
tF996 ºC查手册[2]
A7931 kgm3 B7908kgm3
进料板液相质量分率
αA
LFm kgm3
精馏段液相均密度
Lm（81249+79164）280207 kgm3
55 液体均表面张力计算
液相均表面张力式计算
塔顶液相均表面张力计算
tD822 ºC查手册[2]
A2124 mNm B2142 mNm
LDm0957×2124+0043×21422125 mNm
进料板液相均表面张力计算
tF996 ºC查手册[2]
A1890 mNm B2004 mNm
LFm0406×1890+0594×20041958 mNm
精馏段液相均表面张力
Lm （2125+1958）22042 mNm
56液体均黏度计算
液相均粘度式计算
塔顶液相均粘度计算
tD822 ºC查手册[2]
μA0302 mPa·s μB0306 mPa·s
解出LDm0302 mPa·s
进料板液相均粘度计算
tF996 ºC查手册[2]
A0256 mPa·s B0265 mPa·s
解出LFm0261 mPa·s
精馏段液相均粘度
Lm（0302+0261）20282
57 全塔效率计算
571 全塔液相均粘度计算
塔顶液相均粘度 LDm0302 mPa·s
塔釜液相均粘度计算
tW1172ºC查手册[2]
A022 mPa·s B024 mPa·s
解出LWm024 mPa·s
全塔液相均粘度
L（0302+024）2027 mPa·s
572 全塔均相挥发度计算
相挥发度式计算
（理想溶液）
塔顶相挥发度计算
tD822 ºC查手册[2]
PA°10480 KPa PB°40 KPa
tW1172 ºC查手册[2]
PA°250 KPa PB°10060 KPa
全塔相挥发度
573 全塔效率计算
查精馏塔全塔效率关联图[3]全塔效率E0＇050
筛板塔校正值11
E011E0＇11×050055
假定值相接计算正确
6 精馏塔塔体工艺尺寸计算
61 塔径计算
精馏段气液相体积流率
m3s
m3s
umax
式中C02查手册史密斯关联图[4]
中横坐标
0039
取板间距HT045 m板液层高度hL006m
HThL045006039m
查史密斯关联图
C200082
C020082×00823
umax00823×1387ms
取安全系数07空塔气速
u 07umax070×13870971ms
D0774m
标准塔径圆整 D080 m
塔截面积
AT m2
实际空塔气速
u0910 ms
62 精馏塔效高度计算
精馏段效高度
Z精(N精1)×HT(151)×045630 m
提馏段效高度
Z提(N提1)×HT(131)×045540 m
进料板方开孔高度080 m
精馏塔效高度
Z Z精+ Z提 +080630+540+0801250 m
7 塔板工艺尺寸计算
71 溢流装置计算
塔径D080 m选单溢流弓形降液采凹形受液盘项计算：
711 堰长lW
取 lW0726D0726×080 0581 m
712 溢流堰高度hW
hWhLhOW
选直堰堰液层高度hOW23
hOW00101m
取板请液层高度 hL006m
hWhLhOW0060010100499m 符合加压情况40~80mm范围
713 弓形降液宽度Wd截面积Af
lWD0726
查手册弓形降液参数图[4]
Af0050 m2
0125 m
验算液体降液中停留时间
θ2143 s > 5 s
降液设计合理
714 降液底隙高度h0
取 u0006 ms
00301m 符合塔径h025mm求
hWh0004990030100198m＞0006m
降液底隙高度设计合理
选凹形受液盘深度50mm
72 塔板布置
721 塔板分布
D080m采分块式查手册[4]塔板分3块
722 边缘区宽度确定
取安定区006m边缘区Wc005m
723 开孔区面积计算
开孔区面积Aa式计算
中 x(0125+005)0225m
r005035m
Aa0292 m2
724 筛孔计算排列
苯—甲苯体系处理物系腐蚀性选δ3mm碳钢板取筛孔直径d05mm
筛孔正三角排列取孔中心距t
t25 d025×5125mm
筛孔数目n
n2165
开孔率
φ0907（）209071451
气体通阀孔气速
u0ms
8 筛板流体力学验算
81 塔板压降
811 干板压降hd计算
干板压降式计算
hd
d0δ53167查手册干筛孔流量系数图[4]孔流系数C0078
hdm液柱
812 气体通液层阻力hL计算
uams
Fakg12（s·m12）
查手册充气系数关联图[4]
059
hL(hw+how)059（00499+00101）0035m液柱
813 液体表面张力阻力hσ计算
液体表面张力产生阻力hσ式计算
hσm液柱
气体通层塔板液柱高度hp式
hp h1+ hσ+ hc0034+0035+0002100711m液柱
气体通层塔板压降
ΔPp hpg00711×80207×98155944 Pa<700Pa（设计允许值）
82 液面落差
液面落差式计算
均液流宽度
m
塔板鼓泡层高度
m
外堰间距离
m
液相流量
000105 m3s
m
0050014<05
液面落差符合求
83 液沫夹带
液沫夹带量式计算
hf25hL25×003500875
kg液kg气<01 kg液kg气
设计中液沫夹带ev允许范围
84 漏液
筛板塔漏液点气速u0min式算
520 ms
实际孔速u01079ms>u0min 计算正确
稳定系数
设计中明显漏液
85 液泛
防止塔发生液泛降液液层Hd高应服式
苯—甲苯物系属般物系取05
05（045+00499）025m
Hdhp+ hL+ hd
板设计进口堰hd式算
m液柱
Hd 00711+0035+000960116m液柱
设计中会发生液泛现象
9 塔板负荷性图
91 漏液线
u0min
hLhOW +hW
hOW23
44×078×0292×01451
×
整理
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表二
表二
Lsm3s
00070
0010
0030
0060
Vsm3s
133
137
156
175
表作出漏液线1
92 液沫夹带线
ev01 kg液kg气限求VsLs关系：
ua
hf25hL25（hOW +hW）
hW0036
hOW
hf009+122Ls23
HT－hf06－（009+122Ls23 ）051－122Ls23
01
整理
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表三
表三
Lsm3s
00070
0010
0030
0060
Vsm3s
903
880
761
627
表作出液沫夹带线2
93 液相负荷限线
直堰取堰液层高度hOW0006m作液体负荷标准式
hOW230006
取E1
Lsmin m3s
作出气体流量关垂直液相负荷限线3
94液相负荷限线
θ4s作液体降液中停留时间限式
θ4
Lsmax m3s
作出气体流量关垂直液相负荷限线4
95液泛线
令
Hdhp+ hL+ hdhp h1+ hσ+ hch1βhLhLhOW +hW
联立
忽略hσhOWLshdLshcVs关系代入式整理
式中
关数代入
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表四
表四
Lsm3s
00070
0010
0030
0040
Vsm3s
932
913
706
507
表数作出液泛线5
根线方程作出筛板塔负荷性图：
负荷性图作出操作点A连接OA作出操作线图知改筛板操作限液泛控制限漏液控制图
118 m3s 783 m3s
操作弹性
664
10 工艺接尺寸计算选取
101 塔顶蒸气出口直径dV
操作压力常压时蒸气导中常流速12~20 ms蒸气直径 中dV塔顶蒸气导径m Vs塔顶蒸气量m3s取uv1500 ms
m
选取接外径×厚度 630×20mm
102 回流直径dR
塔顶冷凝器械安装塔顶台时回流液重力流入塔流速uR取02~05 ms取uR03 ms
m
选取接外径×厚度25×2mm
103 进料直径dF
采高位槽送料入塔料液速度取uF04~08 ms取料液速度uF 05 ms
m
选取接外径×厚度219×14mm
104 塔底出料直径dW
般取塔底出料料液流速UW05~15 ms循环式沸器取10~15 ms(设计取塔底出料料液流速UW08 ms)
m
接外径×厚度133×55mm
11 塔板结构参数表
表五筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
均温度 tm ℃
8928
2
均压力 Pm kPa
10515
3
气相流量 Vs m3s
425
4
液相流量 Ls m3s
0011
5
实际塔板数
38
6
效段高度 Z m
2220
7
精馏塔塔径 m
2
8
板间距 m
060
9
溢流形式
单溢流
10
降液形式
弓形
11
堰长 m
160
12
堰高 m
0036
13
板液层高度 m
0060
14
堰液层高度 m
0024
15
降液底隙高度 m
0028
16
安定区宽度 m
0060
17
边缘区宽度 m
0030
18
开孔区面积 m2
228
19
筛孔直径 m
0004
20
筛孔数目
6145
21
孔中心距 m
0012
22
开孔率 ％
1450
23
空塔气速 ms
136
24
筛孔气速 ms
1295
25
稳定系数
216
26
精馏段层塔板压降 Pa
67516
27
负荷限
液泛控制
28
负荷限
漏液控制
29
液液沫夹带 ev (01kg液kg气)
0016
30
气相负荷限 m3s
0070
31
气相负荷限 m3s
136×103
32
操作弹性
169
12 设计实验评
苯煤干馏石油催化裂解催化重整常含芳香族系物噻吩饱烃等常采取精馏方法分离提纯苯苯色透明液体芳香族特气味难水苯危险特性属第32类中闪点易燃液体苯蒸气强烈毒性急性中毒时出现酒醉状态晕眩瞳孔放网膜出血皮肤苍白体温血压降脉搏微弱终呼吸麻痹痉挛死亡工业常作合成燃料医药农药相胶片石油化工制品原料清漆硝基纤维稀释剂脱漆剂树脂造革等溶剂
设计进行苯甲苯分离采直径2m精馏塔选取效率较高塔板结构简单加工方便单溢流方式采弓形降液盘该设计优点：
1操调节检修方便
2制造安装较容易
3处理力效率较高压强较低降低操作费
4操作弹性较
该设计缺点：
设备计算选型较误差存选取操作点范围影响设计优良性
13参考文献
[1] 程林溶剂手册北京：化学工业出版社2002
[2] 刘光启等化工物性算图手册 2002
[3] 杨祖荣化工原理北京：化学工业出版社2009
[4] 贾邵义 柴诚敬化工原理课程设计天津：天津学出版社2002
[5] 国家医药理局海医药设计院化学工艺设计手册第二版册北京：化学工业出版社19962200
14 附图（工艺流程简图体设备设计条件图）
附图附件
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设计务书
() 设计题目
试设计座苯－甲苯连续精馏塔求年产纯度 95 苯 2952 万吨年塔顶馏出液中含苯低 95 塔釜馏出液中含苯高 2 原料液中含苯 39 （均质量分数）
(二) 操作条件
1) 塔顶压力 常压
2) 进料热状态 选
3) 回流 选
4) 塔底加热蒸气压力 05Mpa（表压）
5) 单板压降 ≤07kPa
6) 塔顶操作压力4kPa
(三) 塔板类型
选
(四) 工作日
年工作日300天天24时连续运行(7200时)
(五) 设计说明书容
1 设计容
(1) 流程工艺条件确定说明
(2) 操作条件基础数
(3) 精馏塔物料衡算
(4) 塔板数确定
(5) 精馏塔工艺条件关物性数计算
(6) 精馏塔塔体工艺尺寸计算
(7) 塔板工艺尺寸计算
(8) 塔板流体力学验算
(9) 塔板负荷性图
(10) 工艺接尺寸计算选取（进料回流釜液出口塔顶蒸汽孔等）
(11) 塔板结构参数表
(12) 设计程评述关问题讨
2 设计图纸求：
1) 绘制生产工艺流程图（A3号图纸）
2) 绘制精馏塔设计条件图（A3号图纸）
目 录
1 流程工艺条件确定说明 1
2 操作条件基础数 1
21 操作条件 1
22 基础数 1
3 精馏塔物料衡算 1
31 原料液塔顶塔顶产品摩尔分率 1
32 原料液塔顶塔底产品均摩尔质量 2
33 物料衡算 2
4 塔板数确定 2
41 理塔板层数NT求取 2
411 绘txy图xy图 2
412回流操作回流确定 4
413精馏塔气液相负荷确定 4
414 求操作线方程 4
415 图解法求理板层数 4
42 实际塔板数求取 4
5 精馏塔工艺条件关物性计算 4
51 操作压力计算 5
52 操作温度计算 5
53 均摩尔质量计算 5
54均密度计算 5
541 气相均密度计算 5
542 液相均密度计算 6
55 液体均表面张力计算 6
56液体均黏度计算 7
57 全塔效率计算 7
571 全塔液相均粘度计算 7
572 全塔均相挥发度计算 8
573 全塔效率计算 8
6 精馏塔塔体工艺尺寸计算 8
61 塔径计算 8
62 精馏塔效高度计算 9
7 塔板工艺尺寸计算 10
71 溢流装置计算 10
711 堰长lW 10
712 溢流堰高度hW 10
713 弓形降液宽度Wd截面积Af 10
714 降液底隙高度h0 11
72 塔板布置 11
721 塔板分布 11
722 边缘区宽度确定 11
723 开孔区面积计算 11
724 筛孔计算排列 11
8 筛板流体力学验算 12
81 塔板压降 12
811 干板阻力hc计算 12
812 气体通液层阻力h1计算 12
813 液体表面张力阻力hσ计算 12
82 液面落差 13
83 液沫夹带 13
84 漏液 14
85 液泛 14
9 塔板负荷性图 14
91 漏液线 14
92 液沫夹带线 15
93 液相负荷限线 16
94液相负荷限线 16
95液泛线 16
10 工艺接尺寸计算选取 18
101 塔顶蒸气出口直径dV 18
102 回流直径dR 19
103 进料直径dF 19
104 塔底出料直径dW 19
11 塔板结构参数表 19
12 设计实验评 20
13参考文献 21
14 附图（工艺流程简图体设备设计条件图） 21
1 流程工艺条件确定说明
设计务分离苯—甲苯混合物二元混合物分离应采连续精馏流程设计中采泡点进料原料液通预热器加热泡点送入精馏塔塔顶升蒸气采全凝器冷凝冷凝液泡点部分回流塔余部分产品冷凝冷送储罐该物系属易分离物系回流较操作回流取回流14倍塔釜采间接蒸汽加热塔底产品冷送储罐
2 操作条件基础数
21 操作条件
塔顶压力 常压 4kPa
进料热状态 泡点进料
回流 1759倍
塔底加热蒸气压力 05Mpa（表压）
单板压降 ≤07kPa
22 基础数
进料中苯含量（质量分数） 39
塔顶苯含量（质量分数） 95
塔釜苯含量（质量分数） 2
生产力（万吨年） 2952
3 精馏塔物料衡算
31 原料液塔顶塔顶产品摩尔分率
甲醇摩尔质量 MA7811 kgkmol
水摩尔质量 MB9213 kgkmol
xF0430
xD0957
xW0024
32 原料液塔顶塔底产品均摩尔质量
MF 0430×7811+（10430）×92138610kgkmol
MD 0957×7811+（10957）×92137871 kgkmol
MW 0024×7811+（10024）×92139179 kgkmol
33 物料衡算
生产力F4762 kmolh
总物料衡算 4762D+W
苯物料衡算 4762×04300957D+002W
联立解
D2072 kmolh
W2690 kmolh
4 塔板数确定
41 理塔板层数NT求取
苯—甲苯属理想物系采图解法求理板层数
411 绘txy图xy图
手册[1]查甲醇水物系气液衡数
表 苯—甲苯气液衡[苯（1013KPa）（mol）]
沸点℃
11056
10571
10178
9825
9524
9243
气相组成
00
208
372
507
619
713
液相组成
00
100
200
300
400
500
沸点℃
8982
8732
8497
8261
8124
8001
气相组成
791
857
912
959
980
1000
液相组成
600
700
800
900
950
1000
数绘出txy图xy图
图
图二
412回流操作回流确定
采作图法求回流泡点进料xF xq图二中角线点（04300430）作垂线进料线（q线）该线衡线交点坐标
yq 0654 xq0430336
回流
Rmin1353
操作回流
R 13Rmin 13×13531759
413精馏塔气液相负荷确定
LRD1759×20723645 kmolh
V(R+1)D（1759+1）×20725717 kmolh
L′L+F3645+47628407 kmolh
V′V5717 kmolh
414 求操作线方程
相衡方程
精馏段操作线方程
提馏段操作线方程
415 求理板层数
1)采图解法求理板层数图二示求解结果
总理塔板数 NT16（包括沸器）
进料板位置 NF9
2) 逐板计算求理塔板数
x
y
x
y
1
0901
0957
9
0364
0586
2
0827
0922
10
0308
0524
3
0738
0875
11
0242
0441
4
0645
0818
12
0176
0345
5
0560
0759
13
0117
0247
6
0491
0704
14
0072
0161
7
0440
0660
15
00406
0095
8
0406
0628
16
00198
0048
x8
全塔效率假设054
塔实际板数 N(161)05428
实际进料板位置 NmNR+116
精馏段实际板层数 N精805415
提馏段实际板层数 N提705413
5 精馏塔工艺条件关物性计算
51 操作压力计算
塔顶操作压力 PD10130 + 4 10530 kPa
层塔板压降 ΔP070 kPa
进料板压力 PF10130+070×1511580 kPa
精馏段均压力 Pm(10530+11580) 211060 kPa
52 操作温度计算
1）图二出
塔顶温度 tD822 ºC
进料板温度 tF996 ºC
精馏段均温度 tm（822+996）2909 ºC
2）示差法计算
操作压力泡点方程通试差法计算出泡点温度中苯甲苯饱蒸气压安托尼方程计算计算程略计算结果：
塔顶温度 tD＝822℃
进料板温度 tF＝996℃
精馏段均温度 tm＝（822＋996）2 909℃
53 均摩尔质量计算
1）塔顶均摩尔质量计算
xDy10957逐板计算
x10901
MVDm0957×7811+（10957）×92137871 kgkmol
MLDm 0901×7811+（10901）×92137951 kgkmol
2）进料板均摩尔质量计算
逐板计算解理板
yF0628 xF0406
MVFm0628×7811+（10628）×9213 8332 kgkmol
MLFm0406×7811+（10406）×9213 8644 kgkmol
3）精馏段均摩尔质量
MVm（7871+8332）28102 kgkmol
MLm（7951+8644）28298 kgkmol
54均密度计算
541 气相均密度计算
理想气体状态方程计算
Vm kgm3
542 液相均密度计算
液相均密度式计算
1Lm
塔顶液相均密度计算
tD822 ºC查手册[2]
A8127 kgm3 B8079 kgm3
LDm kgm3
进料板液相均密度计算
tF996 ºC查手册[2]
A7931 kgm3 B7908kgm3
进料板液相质量分率
αA
LFm kgm3
精馏段液相均密度
Lm（81249+79164）280207 kgm3
55 液体均表面张力计算
液相均表面张力式计算
塔顶液相均表面张力计算
tD822 ºC查手册[2]
A2124 mNm B2142 mNm
LDm0957×2124+0043×21422125 mNm
进料板液相均表面张力计算
tF996 ºC查手册[2]
A1890 mNm B2004 mNm
LFm0406×1890+0594×20041958 mNm
精馏段液相均表面张力
Lm （2125+1958）22042 mNm
56液体均黏度计算
液相均粘度式计算
塔顶液相均粘度计算
tD822 ºC查手册[2]
μA0302 mPa·s μB0306 mPa·s
解出LDm0302 mPa·s
进料板液相均粘度计算
tF996 ºC查手册[2]
A0256 mPa·s B0265 mPa·s
解出LFm0261 mPa·s
精馏段液相均粘度
Lm（0302+0261）20282
57 全塔效率计算
571 全塔液相均粘度计算
塔顶液相均粘度 LDm0302 mPa·s
塔釜液相均粘度计算
tW1172ºC查手册[2]
A022 mPa·s B024 mPa·s
解出LWm024 mPa·s
全塔液相均粘度
L（0302+024）2027 mPa·s
572 全塔均相挥发度计算
相挥发度式计算
（理想溶液）
塔顶相挥发度计算
tD822 ºC查手册[2]
PA°10480 KPa PB°40 KPa
tW1172 ºC查手册[2]
PA°250 KPa PB°10060 KPa
全塔相挥发度
573 全塔效率计算
查精馏塔全塔效率关联图[3]全塔效率E0＇050
筛板塔校正值11
E011E0＇11×050055
假定值相接计算正确
6 精馏塔塔体工艺尺寸计算
61 塔径计算
精馏段气液相体积流率
m3s
m3s
umax
式中C02查手册史密斯关联图[4]
中横坐标
0039
取板间距HT045 m板液层高度hL006m
HThL045006039m
查史密斯关联图
C200082
C020082×00823
umax00823×1387ms
取安全系数07空塔气速
u 07umax070×13870971ms
D0774m
标准塔径圆整 D080 m
塔截面积
AT m2
实际空塔气速
u0910 ms
62 精馏塔效高度计算
精馏段效高度
Z精(N精1)×HT(151)×045630 m
提馏段效高度
Z提(N提1)×HT(131)×045540 m
进料板方开孔高度080 m
精馏塔效高度
Z Z精+ Z提 +080630+540+0801250 m
7 塔板工艺尺寸计算
71 溢流装置计算
塔径D080 m选单溢流弓形降液采凹形受液盘项计算：
711 堰长lW
取 lW0726D0726×080 0581 m
712 溢流堰高度hW
hWhLhOW
选直堰堰液层高度hOW23
hOW00101m
取板请液层高度 hL006m
hWhLhOW0060010100499m 符合加压情况40~80mm范围
713 弓形降液宽度Wd截面积Af
lWD0726
查手册弓形降液参数图[4]
Af0050 m2
0125 m
验算液体降液中停留时间
θ2143 s > 5 s
降液设计合理
714 降液底隙高度h0
取 u0006 ms
00301m 符合塔径h025mm求
hWh0004990030100198m＞0006m
降液底隙高度设计合理
选凹形受液盘深度50mm
72 塔板布置
721 塔板分布
D080m采分块式查手册[4]塔板分3块
722 边缘区宽度确定
取安定区006m边缘区Wc005m
723 开孔区面积计算
开孔区面积Aa式计算
中 x(0125+005)0225m
r005035m
Aa0292 m2
724 筛孔计算排列
苯—甲苯体系处理物系腐蚀性选δ3mm碳钢板取筛孔直径d05mm
筛孔正三角排列取孔中心距t
t25 d025×5125mm
筛孔数目n
n2165
开孔率
φ0907（）209071451
气体通阀孔气速
u0ms
8 筛板流体力学验算
81 塔板压降
811 干板压降hd计算
干板压降式计算
hd
d0δ53167查手册干筛孔流量系数图[4]孔流系数C0078
hdm液柱
812 气体通液层阻力hL计算
uams
Fakg12（s·m12）
查手册充气系数关联图[4]
059
hL(hw+how)059（00499+00101）0035m液柱
813 液体表面张力阻力hσ计算
液体表面张力产生阻力hσ式计算
hσm液柱
气体通层塔板液柱高度hp式
hp h1+ hσ+ hc0034+0035+0002100711m液柱
气体通层塔板压降
ΔPp hpg00711×80207×98155944 Pa<700Pa（设计允许值）
82 液面落差
液面落差式计算
均液流宽度
m
塔板鼓泡层高度
m
外堰间距离
m
液相流量
000105 m3s
m
0050014<05
液面落差符合求
83 液沫夹带
液沫夹带量式计算
hf25hL25×003500875
kg液kg气<01 kg液kg气
设计中液沫夹带ev允许范围
84 漏液
筛板塔漏液点气速u0min式算
520 ms
实际孔速u01079ms>u0min 计算正确
稳定系数
设计中明显漏液
85 液泛
防止塔发生液泛降液液层Hd高应服式
苯—甲苯物系属般物系取05
05（045+00499）025m
Hdhp+ hL+ hd
板设计进口堰hd式算
m液柱
Hd 00711+0035+000960116m液柱
设计中会发生液泛现象
9 塔板负荷性图
91 漏液线
u0min
hLhOW +hW
hOW23
44×078×0292×01451
×
整理
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表二
表二
Lsm3s
00070
0010
0030
0060
Vsm3s
133
137
156
175
表作出漏液线1
92 液沫夹带线
ev01 kg液kg气限求VsLs关系：
ua
hf25hL25（hOW +hW）
hW0036
hOW
hf009+122Ls23
HT－hf06－（009+122Ls23 ）051－122Ls23
01
整理
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表三
表三
Lsm3s
00070
0010
0030
0060
Vsm3s
903
880
761
627
表作出液沫夹带线2
93 液相负荷限线
直堰取堰液层高度hOW0006m作液体负荷标准式
hOW230006
取E1
Lsmin m3s
作出气体流量关垂直液相负荷限线3
94液相负荷限线
θ4s作液体降液中停留时间限式
θ4
Lsmax m3s
作出气体流量关垂直液相负荷限线4
95液泛线
令
Hdhp+ hL+ hdhp h1+ hσ+ hch1βhLhLhOW +hW
联立
忽略hσhOWLshdLshcVs关系代入式整理
式中
关数代入
操作范围取Ls值式计算出Vs值计算结果表四
表四
Lsm3s
00070
0010
0030
0040
Vsm3s
932
913
706
507
表数作出液泛线5
根线方程作出筛板塔负荷性图：
负荷性图作出操作点A连接OA作出操作线图知改筛板操作限液泛控制限漏液控制图
118 m3s 783 m3s
操作弹性
664
10 工艺接尺寸计算选取
101 塔顶蒸气出口直径dV
操作压力常压时蒸气导中常流速12~20 ms蒸气直径 中dV塔顶蒸气导径m Vs塔顶蒸气量m3s取uv1500 ms
m
选取接外径×厚度 630×20mm
102 回流直径dR
塔顶冷凝器械安装塔顶台时回流液重力流入塔流速uR取02~05 ms取uR03 ms
m
选取接外径×厚度25×2mm
103 进料直径dF
采高位槽送料入塔料液速度取uF04~08 ms取料液速度uF 05 ms
m
选取接外径×厚度219×14mm
104 塔底出料直径dW
般取塔底出料料液流速UW05~15 ms循环式沸器取10~15 ms(设计取塔底出料料液流速UW08 ms)
m
接外径×厚度133×55mm
11 塔板结构参数表
表五筛板塔设计计算结果
序号
项目
数值
1
均温度 tm ℃
8928
2
均压力 Pm kPa
10515
3
气相流量 Vs m3s
425
4
液相流量 Ls m3s
0011
5
实际塔板数
38
6
效段高度 Z m
2220
7
精馏塔塔径 m
2
8
板间距 m
060
9
溢流形式
单溢流
10
降液形式
弓形
11
堰长 m
160
12
堰高 m
0036
13
板液层高度 m
0060
14
堰液层高度 m
0024
15
降液底隙高度 m
0028
16
安定区宽度 m
0060
17
边缘区宽度 m
0030
18
开孔区面积 m2
228
19
筛孔直径 m
0004
20
筛孔数目
6145
21
孔中心距 m
0012
22
开孔率 ％
1450
23
空塔气速 ms
136
24
筛孔气速 ms
1295
25
稳定系数
216
26
精馏段层塔板压降 Pa
67516
27
负荷限
液泛控制
28
负荷限
漏液控制
29
液液沫夹带 ev (01kg液kg气)
0016
30
气相负荷限 m3s
0070
31
气相负荷限 m3s
136×103
32
操作弹性
169
12 设计实验评
苯煤干馏石油催化裂解催化重整常含芳香族系物噻吩饱烃等常采取精馏方法分离提纯苯苯色透明液体芳香族特气味难水苯危险特性属第32类中闪点易燃液体苯蒸气强烈毒性急性中毒时出现酒醉状态晕眩瞳孔放网膜出血皮肤苍白体温血压降脉搏微弱终呼吸麻痹痉挛死亡工业常作合成燃料医药农药相胶片石油化工制品原料清漆硝基纤维稀释剂脱漆剂树脂造革等溶剂
设计进行苯甲苯分离采直径2m精馏塔选取效率较高塔板结构简单加工方便单溢流方式采弓形降液盘该设计优点：
1操调节检修方便
2制造安装较容易
3处理力效率较高压强较低降低操作费
4操作弹性较
该设计缺点：
设备计算选型较误差存选取操作点范围影响设计优良性
13参考文献
[1] 程林溶剂手册北京：化学工业出版社2002
[2] 刘光启等化工物性算图手册 2002
[3] 杨祖荣化工原理北京：化学工业出版社2009
[4] 贾邵义 柴诚敬化工原理课程设计天津：天津学出版社2002
[5] 国家医药理局海医药设计院化学工艺设计手册第二版册北京：化学工业出版社19962200
14 附图（工艺流程简图体设备设计条件图）
附图附件
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