1、以1h进料量为基准。年产6.5万吨 即WF=0.40 WD=0.95 WW=0.05 对全塔进行物料衡算有F=D+W F=D+W即 94.65=D+W94.650.4402=D0.9573+W0.0584解得 D=40.20kmol/h W= 54.45kmol/h2.2 平衡关系和塔操作温度的确定表2-1 苯-甲苯物系在总压101.3kPa下的平衡数据溫度PA0/kPaPB0/kPax=（P-PB0）/（PA0-PB0）y=PA0x/P80.1101.339.012.59784114.144.50.8160.9192.56488128.450.80.6510.8252.52892144.15
2、7.80.5040.7172.49396161.365.60.3730.5942.459100180.074.20.2560.4552.426104200.383.60.1520.3002.396108222.494.00.0570.1252.366110.6237.72.346=（2.564+2.366）/2=2.465根据表中数据画t-x-y图。由XF=0.4402 查图可得tF=94由XD=0.9573查图可得tD=81.13由XW=0.0584 查图可得tW=108.08则塔的定性温度t=（81,13+108.08）/2=94.612.3 回流比的确定进料方程： x=xF=0.4402
3、平衡方程 联立两方程组可得 y=yq=0.6592得Rmin=1.3612取R=1.6Rmin=2.17792.4 理论板数的计算由图解法求理论塔板数，见图 精馏段操作线方程 由图可得共有12.5块理论塔板，精馏段有6块，提馏段有6.5块（包括再沸器）。2.5实际板数的计算2.5.1全塔效率由塔定性温度为94.61，可查得苯=0.270mPa.s ，甲苯=0.278mPa.s则L=0.44020.2710-3+（1-0.4402）0.27810-3=0.2745 mPa.s则L=2.460.2745=0.6752由此查精馏塔效率关联图可得E=0.51取浮阀塔的系数为1.2，ET=0.511.2
4、=0.6122.5.2实际板数精馏段塔板数为6/0.612=9.8 圆整10块提馏段塔板数为5.5/0.612=8.99 圆整10块则第11块板为加料板。3.精馏塔设备设计3.1 塔盘结构设计计算精馏段操作数据如下：物料 苯分子量 78操作压力 101.325kPa操作温度 86.8 液相密度L 807.5kg/m3气相密度v 2.66 kg/m3液相表面力 20.3mN/m液体最大流量LS 0.0023 m3/s 气体最大流量VS 1.040m3/s 精馏塔的气相负荷;（1）L=RD=87.55kmol/hLS=LM/3600L=0.0023 m3/s（2）V=（R+1）D=127.75 k
5、mol/hVS =VM/3600V=1.040m3/s3.1.1 塔板初步设计（1）暂定溢流型式初选单溢流，取板间距HT=400mm。（2）估计塔径0.04板间距HT=0.400m，取板上液层高度hL=0.06m则 HT-hL=0.40-0.06=0.34m根据以上数据，可由史密斯关联图查得C20=0.08又物系表面力=20.3mN/m，无需校正，即C=C20=0.08则 极限空塔气速1.3916m/s取安全系数为0.8，则空塔气速u=0.8umax=0.83m/s则塔径按标准塔径可圆整为D=1.4m，则塔截面积AT=实际空塔气速u=VS/AT=0.68m/s塔径D=1.4m2.2m，单溢流合
6、适；D1.5m，HT=0.40m合适。3.1.2 溢流装置计算由于圆形降液管只适用于小直径塔，且易造成液相流量增大，形成淹塔，故选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。各项计算如下：（1）堰长lw取堰长lw=0.60D，即lw=0.601.4=0.84m（2）出口堰高hwhw=hL-how采用平直堰，则取E=1hw=hL-how=0.06-0.023=0.037m（3）弓形降液管宽度Wd和截面积Aflw/D=0.6，由图可查得Af/AT=0.055，Wd/D=0.11则 Af=0.0551.54=0.0847m2 ，Wd=0.111.4=0.154m 液体在降液管中的停留时间5s 降液管尺寸合理。（
7、4）降液管底隙高度hoho=hW -0.006=0.046-0.006=0.040m3.1.3浮阀数目及排列（1）浮阀数此次实际采用的是F1型重阀，Fo912时，板上所有阀全开，操作性能好。初取阀孔动能因数FO=10则 do=0.039m （2）浮阀的排列取无效区宽度WC=0.05m，安定区宽度WS=0.075m由于塔径D=1.3m，需采用分块式塔板四块浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，因为这种叉排方式气液接触效果较好。取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而分块式的支承与衔接也要占用一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜太大，故可取t=65mm=0.065
8、m按t=75mm，t=65mm以等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图，见图5，排得阀孔数为140个，按N=140重新核算孔速及阀孔动能因子其中，仍在912围，作出的阀数能满足要求。塔板的开孔率 在10%14%围，合适。3.2 塔板流体力学验算3.2.1 塔板压力降hphp=h板+h液+h表（1）干板压降h板（2）板上充气液层阻力h液本物系是苯和甲苯的混合液，液相为碳氢化合物，可取充气系数o= 0.5h液=ohL=0.50.06=0.030m液柱（3）液体表面力所造成的阻力h表对于浮阀塔，此阻力很小，可忽略不计。因此hp= 0.035+0.030=0.065m液柱3.2.2液泛为了防止液泛现象的发生
9、要求控制降液管中清液层高度Hd（HT+hw）Hd=hp+ hd +hL（1）hp=0.065m液柱（2）液体通过降液管的压头损失 因不设进堰口，故按下式计算（3）板上液层高度 前已选定板上液层高度为hL= 0.06m则 Hd = 0.065+0.00685+0.06=0.193 m液柱取=0.5，又已选定HT=0.40m，hw=0.046则 （HT+hw）=0.5（0.40+0.046）=0.223 m可见，Hd（HT+hw），符合防止液泛的要求，降液管高度足够，HT=0.40m合适。3.2.3 雾沫夹带板上液体流径长度ZL=D-2Wd= 1.0-20.154=1.092m板上液流面积Ab=A
10、T-2Af=1.54-20.0847=1.3706 m2 苯和甲苯物系为正常系统，按物性参数表中K=1.0，又查得负荷系数CF=0.125（差法）由于泛点率80%，故可知雾沫夹带量能够满足ev0.1kg（液）/kg（气）的要求。3.2.4漏液6，故不漏液。3.2.5液面落差对于浮阀塔板，在塔径不很大时可忽略液面落差。3.3塔板负荷性能图3.3.1雾沫夹带线 按泛点率为80%计算并化简结果如下：VS= 40.9LS+4.39 由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作围任取两个LS值，依式算出相应的VS值，LS=0时VS=4.39m/s， LS=0.008m/s时VS=3.44m/s。因此可作出雾沫夹带
11、线。 3.3.2 液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管中停留时间下限求出的值为常数，在负荷性能图上为一条竖直线。3.3.3液相负荷下限线取堰上液层高度how=0.006m作为液相负荷下限的条件即 值为常数，在负荷性能图上该线也为一条竖直线。3.3.4液泛线液泛线由下式确定（HT+hw）=hp+hd+hL= +ohL + hL即0.5（0.40+0.046）=+0.50.06+0.07则可将上式简化为：Vs2= 10.64-26103.02LS2-64.77LS2/3在操作围，任取若干个LS值，列于表3-1中，据表中数据做出液泛线。液泛线的VS LS关系 LS/（m3/s）0.0020.004
12、0.0060.008VS/ （m3/s）2.882.742.572.363.3.5漏液线取Fo=5作为发生漏液的下限据此可做出与液体流量无关的水平漏液线。将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的负荷性能图（见）。将设计点（0.0022，0.9605）标绘在中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。4 结果与讨论4.1设计结果现将计算结果汇总于表4-1中。表4-1 浮阀塔工艺设计计算结果总表项目计算数值及说明备注塔径D/m1.40板间距HT/m0.40实际塔板数20空塔气速u/（m/s）068溢流型式单溢流降液管型式弓形降液管堰长lw/m0.84堰高hw/m0.046降液管宽度Wd
13、/m0.07降液管底隙高度ho/m0.041浮阀排列形式等腰三角形叉排浮阀数N/个140阀孔气速uo/（m/s）6.99阀孔动能因数FO11.40孔心距t/m0.075指同一横排的孔心距排心距t/m0.080相邻横排中心线距离单板压降hp/ m液柱液体在降液管停留时间/s15.3降液管清液层高度Hd/m0.148泛点率/%39.8气相负荷上限（Vs）max/（m3/s）液泛控制气相负荷下限（Vs）min/（m3/s）0.728漏液控制操作弹性3.774.2讨论任务规定的气液负荷下的操作点P（实际点），在适宜的操作区：塔板的气相负荷上限由液泛线控制，下限由漏液线控制；由图可查出塔板的气相负荷上限（VS）max=2.57m3/s气相负荷下限（VS）min=0.681m3/s操作弹性=2.57/0.681=3.77参考文献1国家医药管理局医药编化工工艺设计手册：化学工业2卢焕章石油化工基础数据手册化学工业3黄璐，王保国化工设计化学工业4夏清，常青化工原理（上下册） XX大学
