、塔径、进料位置。 • 4.根据题意，设计一合理的工艺流程，并绘
制带有主要参数控制点的工艺流程图。
•
•5.计算所设计流程的冷热公用工程用量。并对 工艺流程中的任一台换热器进行计算，要求采用 列管式换热器，计算其主要参数，包括管长、管 子规格、壳程直径、管程数、壳程数、管子数目 等。画出换热的简图，表明接管尺寸。 •6.如果采用离心泵输送原料，试确定适用的离 心泵型号，并确定离心泵的安装高度。
•
•5.2列管式换热器的主要工艺参数的计 算
•
•
•
第六章 离心泵的确定
•
•
•工艺流程简图
•
•
所选设计筛板塔的主要结果汇总表
• 序号
项目
1
平均温度
2
平均压力
3
气相流量
4
液相流量
5
实际塔板数
•6
有效段高度
17
塔径
28
板间距
39
空塔气速
4 10
塔截面积
• 11
实际加料版
1 12 全塔回流比R
•
Np=NT/ET
•①塔板效率
•精馏段的塔板效率Et精=0.45×(2.46 ×0.291)-0.245=0.532 •提馏段的塔板效率Et提=0.45 ×(2.46 ×0.266)-0.245=0.544
•
•②实际塔板数的计算
• 精馏段实际塔板数的计算:
•
Np,精=NT精/Et精=5/0.532=10块
•
第二章 设计任务及要求方案
（一）设计任务
某工厂采用石脑油为原料生产对二苯（px）时产生了一股 物流，含有苯40%（质量分数，下同)、甲苯60%.设计一 座常压精馏塔对上述混合物进行分离，要求塔顶流出液中 苯的回收率为95%，釜残液中甲苯的回收率为97%，该工 艺物流的处理量为1.5万吨/年。产品均需要冷却到40℃， 塔釜采用外置再沸器，热公用工程为饱和水蒸汽，蒸汽压 力0.4Mpa（表压），冷公用工程为循环水（20℃-30 ℃） ，环境温度为20 ℃。
(2)溢流高度hw 选用平直堰
一般取E=1 取板上清液层高度hL=60mm
•
（3）降液管的宽度 和降液管的面积Af
由
，查图得
验算液体在降液管中停留时间
可以满足要求。
（4）降液管的底隙高度
液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通
过降液管底隙的流速，
则有：
•
所以降液管底隙高度设计合理
2.塔板布置 （1）边缘区宽度的确定
边缘区宽度 ：塔径小于1.5m时，一般取30~50mm;
安定区宽度 :规定
（2）开孔区面积
m时，一般取60~75mm;
•
（4）筛孔计算及其排列
由于处理的物系无腐蚀性，可先用
碳钢板，取筛孔
直径
，筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：
每层塔板的开孔数为：
每层塔板的开孔率为：
2. 液面落差和液沫夹带
对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不 大，故可忽略液面落差的影响
•
液沫夹带量由公式计算，即
=2.5×0.06=0.15
3.漏液
漏液点的气速u0min ，可由下式计算：
=0.003kg液/kg气
实际孔速 u0min=8.9m/s＞u0,m 筛板的稳定性系数:
即不会产生过量液漏。
精馏段的气、液相体积流率为
提馏段的气、液相体积流率为
•
精馏段塔径的计算
由
公式计算，其中C20由化工原理课程设计教
材负荷系数图查取，图的横坐标为
取板间距HT=0.4m，板上液层高度hL=0.06m，则HThL=0.40-0.06=0.34m 查负荷系数图得C20=0.075
•
按标准塔径圆整后为：D=0.7m 同法算得提留段塔径 D=0.7m 2.塔截面积为： AT=π/4×D2=0.5m2 3.实际空塔气速为:
•精馏段操作线方程为y=0.67x+0.32
•提馏段操作线方程为y=1.39x-0.015
•
•根据各操作线方程做X-Y图
•图4-1 图解法求理论塔板数示意图
•
•理论塔板数的计算
•由上图可知
• 总理论塔板数：NT=12块（包括再沸器） • 精馏段理论塔板数：Nt精=5块 • 提馏段理论塔板数：Nt提=7块（包括再沸器） •实际塔板数的计算
4.精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=10×0.3=3m 提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（13-1）×0.3=3.6m 全塔有效高度：Z=3.6+3=6.6m
•
4.5 塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.溢流装置的设置
因塔径D=0.7m，可选用单溢流弓形降 （1）溢流堰长
0.5 • 27
筛孔气速/m/s
11 19 28 塔板压降/pa
2 • 29 液沫夹带kg液/kg气
单溢流 • 30
稳定系数
方形
• 31 负荷上限
•
4. 液泛
为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度 般物系取φ=0.5，易发泡物系φ=0.3~0.4不发泡物系
φ=0.6~0.7
板上不设进口堰，
成立，故不会产生液泛。 4.7塔板负荷性能图
就是找出塔内液相流量与气相流量的关系。
1.漏液线
漏液点气速
<0.225m
•
μ0min=Vs,m/A0
对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷 标准。由公式得，并取E=1则:
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（3）
4 .液相负荷上限线
以θ=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得
所以：
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（4）
• 5.液泛线
令
由
联立得：
2 13 溢流形式
3
降液官形式
数值 • 序号
项目
93.76
19 液体在降液管中
101.3
20
的停留时间/s
0.28
• 20
降液管底隙高度h0 /m
1.07×10^-3 • 21
安定区宽度/m
23
• 22 开孔 面积
10 • 23 开孔率/%
0.8 19 24 筛孔数目
0.4 • 25 筛孔直径/m
0.52 • 26 孔中心距/m
•
H=HD+HB+Z Z指全塔有效高度为6.6m (1)塔顶空间，是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距
离，通常取HD为（1.5～2.0）HT HD=2x0.4=0.8m (2) 塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。
其因素有：塔底储液量的停留时间 再沸器的安装方式和安装高度 塔底液面至最下层塔板之间要留有1~2m的间距。
•
第五章 设计流程的冷热公用工程 的计算
5.1传热面积的计算
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环税走管 程，对于易挥发组分的苯和甲苯混合气走管程。选用 的碳钢管，管内流速取u=0.5m/s
•经查表知总传热系数K=430w/m·℃
•由Q=KA
得
•考虑15%的面积裕度：s=1.26×1.15=1.45 •因此
• 提馏段实际塔板数的计算:
• Np提=Nt提/Et提=7/0.544=13块 •总实际板数:Np=Np精+Np提=23块 •进料位置的确定
•通过上图4-1可知:自塔向下数,第六块板为加料板.
•
4.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
1.操作压力
常压
2.操作温度
由苯-甲苯混合液的沸点组成图 得： 塔顶温度 tD =80.89℃
所以操作弹性为：
•
4.8附属设备的选型及计算
1.塔体总高度 ：
式中 HD——塔顶空间，m； HB——塔底空间，m； HT——塔板间距，m； HT’——开有人孔的塔板间距，m； HF——进料段高度，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
）。其中HT’=0，S=0因为塔径较小，所以没开人孔。
•冷夜进料
•q=1+Cp（Tb-Tf）/r=1.16
则经计算的
•①q线方程为y=7.25x-2.75
•②平衡线方程为y=2.45x/（1+1.45X）
•由① ②的交点坐标（Xe，Ye）；Xe=0.474 Ye=0.690
•最小回流比Rmin=（Xd-Ye）/（Ye-Xe）=1.25
•按照经验值取R=1.6Rmin=1.6×1.25=2.0
•
6.液体平均黏度的计算 lgμLm=∑xilgμi
塔顶 μLD=0.305mPa·s 进料 μLF=0.276mPa·s 塔釜 μLw=0.255mPa·s 精馏段μL=0.29mPa·s 提留段μL=0.266mPa·s 全塔 μLm=0.279mPa·s
•
4.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算
忽略hσ，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得
•
代入数据最后整理的：
在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7
液泛线数据
由上表数据即可作出液泛线（5）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负 荷性能图，如下图所示
•
•
在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线 由图查得：
•一个标准大气压下： •苯 比热容（KJ/kg℃）：1.90 汽化热：394.66KJ/kg •甲苯 比热容（KJ/kg℃）：1.90 汽化热：360.70KJ/kg
•
•Cp=1.90×78.11×0.44+1.90×92.13×0.56=163.3KJ/(kg℃)