3万吨每年粗苯精制工艺设计

河南城建学院专科毕业设计 设计说明 毕 业 设 计 论 文题 目： 3万吨每年粗苯精制工艺设计 学 院： 化学与材料工程学院 专 业： 煤炭深加工与利用 姓 名： 学 号： 指导老师： 完成时间： 2013年5月27日 ii设计说明粗苯精制工艺，是将粗苯经化学加工转换为气体，液体和固体产物，并将气体和液体产物进一步加工成一系列化学产品的过程。目前粗苯精制工艺过程有：酸洗精制法和加氢精制法。酸洗精制法工艺简单，该法在我国焦化厂得到广泛应用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质和自动控制要求高，该法在我国也得到一定的应用。本设计采用酸洗精制对粗苯精制工艺进行了设计计算，着重设计计算了粗苯精制过程的关键设备。主要包括物料衡算，主要塔设备的工艺尺寸计算，并对关键设备进行了机械强度校核。通过物料衡算得到苯每小时产量为4.17 t/h；按清晰分割计算得：轻苯进料量为5.796 t/h；酸洗反应器进料量为5.723 t/h；吹苯塔进料量为5.715 t/h；按非清晰分割计算得：纯苯塔进料量为5.4863 t/h甲苯塔进料量为1.3125 t/h；二甲苯塔进料量为0.5302 t/h。通过对关键设备工艺尺寸计算得到：吹苯塔塔高H=27.45m；纯苯塔塔高为17.966m，塔径为1.1m。通过对关键设备机械强度校核得到：纯苯塔质量载荷为7942.18Kg；风载荷：1-1截面为84503.059 Nm。关键字：粗苯、精制、苯 通过设计计算，得到以下主设备图纸Design specificationCrude benzol refining process, is the chemical processing of crude benzol is converted into a gas, liquid and solid products, and the gas and liquid product is further processed into a series of chemical products . Crude Benzol currently refining process are: Pickling and refined method of hydrogenation. Pickling refined method of simple, but there are liquid waste. The law in Chinas coke plant is widely used. Hydrogenation process of complex, material and equipment for automatic control requirements. The law in China has been applied. This design uses pickling crude benzol refining process of refining a design, the focus on design and calculation of the process of refining crude benzol key equipment. Including material balance, the main tower of the size of equipment, and key equipment to check the mechanical strength. Get through the material balance for the production of benzene 4.17 per hour; Calculated in accordance with a clear division: benzene into the light feed traffic to 5.796; pickling reactor feed traffic to 5.723; benzene tower blown the feed traffic to 5.715; On non-clear segmentation in the calculation: Refining benzene tower into the feed traffic to 5.4863 toluene tap into feed traffic to 1.3125; xylene tower into the feed traffic to 0.5302. Through the key equipment of size calculated: high winds benzene high tower H = 26.35m; Refining benzene high tower as 27.45 m, Tower Drive for 1.1 m. Through the mechanical strength of key equipment check by Refining benzene tower load for the quality of 7942.18 Kg; wind load: a cross-section of 84503.509. Keywords: Crude benzol、Benzene 、Refining河南城建学院专科毕业设计 主要符号说明目 录设计说明IDesign specificationI主要符号说明iv引言11 设计总论21.1概述21.1.1粗苯的主要组分及性质21.1.2粗苯精制产品及用途21.1.3粗苯精制的意义31.2文献综述31.3设计任务的依据31.3.1反应温度31.3.2硫酸浓度41.3.3酸化反应时间41.4主要原材料及公用工程情况42 生产流程确定53 生产流程说明64 物料衡算74.1初馏塔物料衡算74.2酸洗反应器物料衡算84.3吹苯塔物料衡算84.4纯苯塔物料衡算104.4.1纯苯塔产品产量核算114.4.2吹苯塔产品产量核算124.4.3酸洗塔产品产量核算144.5甲苯塔物料衡算154.6二甲苯塔物料衡算175 能量衡算206 塔设备计算206.1吹苯塔计算206.1.1吹苯塔塔径的计算206.1.2吹苯塔塔高的计算216.2纯苯塔的计算216.2.1回流比的计算216.2.2塔板层数的确定236.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算246.3.1操作压力计算246.3.2操作温度计算246.3.3平均摩尔质量的计算246.3.4进料板平均摩尔质量计算246.3.5平均密度计算256.3.6液体平均表面张力计算266.3.7液相平均粘度的计算276.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算276.4.1塔径计算276.4.2精馏塔有效高度得计算286.5塔板主要工艺尺寸的计算296.5.1溢流装置计算296.5.2塔板布置306.6筛板的流体力学验算：316.6.1塔板压：316.6.2液面落差316.6.3液沫夹带316.6.4漏液326.6.5液泛326.7塔板负荷性能图326.7.1漏液线326.7.2液沫夹带线336.7.3液相负荷下限线336.7.4液相负荷上限线346.7.5液泛线347 设备稳定性及机械强度校核计算387.1塔高估算387.2筒体强度计算387.2.1精馏塔壁厚387.2.2封头的选取397.3塔设备所承受的各种载荷计算397.3.1质量载荷397.3.2风载荷40设计结果42主要参数一览表42物料衡算数据一览表42塔设备计算数据一览表43附录45主要参考文献45致谢46河南城建学院专科毕业设计 主要符号说明主要符号说明项目符号单位平均压强PmmmHg平均温度Tm流量气相VSKmol/s液相LSm3/s实际塔板数N块板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm空塔气速um/s堰长lwm堰高hwm溢流堰宽度wdm管底与受液盘距离h0m板上清液层高度hlm孔径d0mm孔间距tmm孔数n个开孔面积Aam2筛孔气速u0m/s塔板压降hpKPa液体在降液管中停留时间S降液管内清液高度Hdm雾沫夹带kg液/kg气气相最大负荷LS,maxm3/s液相最大负荷LS,maxm3/s河南城建学院专科毕业设计 引言引言粗苯是煤炼焦过程的副产品，其中含有苯、甲苯、二甲苯等工业原料和大量杂质，粗苯精制就是通过物理或化学方法去除这些杂质，得到高纯度的苯类产品的过程。我国传统的粗苯精制的方法是酸洗法，由于酸洗精制法工艺简单，该法在我国焦化厂得到广泛应用。焦化粗苯加工和分离是一个极其复杂的工艺过程，粗苯中除含有苯、甲苯、二甲苯等主要成分外，可定量的其余组分就有九十多种。焦化粗苯经初步预精馏得到的轻苯馏分中含有的不饱和化合物及硫化物的沸点与苯、甲苯的沸点相差很小，不能通过精馏法进行分离。当前脱除不饱和化合物及硫化物的主要方法有硫酸精制法和催化加氢精制法。硫酸精制法的优点是试剂便宜、过程设备简单和操作方便等，在早期的国内外焦化粗苯加工中应用十分广泛，工艺比较成熟。 酸洗法就是混合馏分（BTX）用含量为93%95%的硫酸洗涤时不饱和化合物及硫化物发生化学反应，生成复杂的产物。不饱和烃在硫酸作用下发生聚合反应，生成酸式酯，此反应还可以深度进行，生成三聚物和和深度聚合物。聚合物呈现黑褐色，简称酸焦油，密度较大，可从混合物中分离。 噻吩能与硫酸发生磺化反应，但是苯，甲苯，二甲苯的磺化反映速率很慢。同时噻吩还能与其他不饱和化合物反应生成稳定的烷基化噻吩，其沸点毕本的沸点高6070。噻吩主要集中在苯馏分中，其中不饱和化合物较少，故其中噻吩很难除去。这时可以对苯、甲苯、二甲苯的混合馏分进行酸洗，其中不饱和化合物的含量为4%6%，已将噻吩及其同系物除去，切硫酸耗量少，焦油生成量也少。45河南城建学院专科毕业设计 设计总论1 设计总论1.1概述粗苯精制的生产工艺，是以粗苯为原料，经化学加工转换为气体，液体和固体产物，并将气体和液体产物进一步加工成一系列化学产品的过程。目前粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗精制法工艺简单，但有液体废物产生。该法在我国焦化厂得到广泛应用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质和自动控制要求高，所得产品质量好，没有液体废物产生，有利于环境保护。该法在我国也得到了应用。1.1.1粗苯的主要组分及性质粗苯中的苯、甲苯和二甲苯含量约占90%以上，是粗苯精制的主要产品。此外，还有不饱和化合物及少量含硫、氮、氧的化合物。苯类产品是易流动，几乎不溶于水，而溶于乙醇、乙醚等多种有机溶剂的无色透明液体，极易燃烧，其蒸汽与空气能形成爆炸性混合物。粗苯中所含的不饱和化合物的含量主要取决于炭化温度，温度越高，不饱和化合物的含量就越低。不饱和化合物在粗苯馏分中的分布不均匀。粗苯中所含的不饱和化合物主要是带有一个或两个双键的环烯烃和直链烯烃，它们、极易聚合，易和空气中的氧形成深褐色的树脂状物质，并能溶于苯内产品，使之变成棕色。故在生成过程中，需将不饱和化合物除去。粗苯中的硫化物主要是二硫化碳、噻吩及其同系物。此外还有硫醇、硫化氢等，但含量一般很少。硫化氢在粗苯储存过程中，逐渐被氧化成单体硫。硫化物在粗苯精制过程中作为有害杂质脱除。粗苯中尚含有吡啶碱类和酚类，因含量甚少，不作为产品提取。1.1.2粗苯精制产品及用途为了得到合格的苯类产品，首先将粗苯分离为轻苯和重苯。苯、甲苯、二甲苯的绝大部分、硫化物的大部分和近一半的不饱和化合物则集中于轻苯中。苯乙烯、古马隆及茚等高沸点不饱和化合物则集中于重苯中。轻苯和重苯需分别加工。本次设计中是利用粗苯中分离出来的轻苯进行加工，最终得到所需产品。苯的最大用途是作为生产苯乙烯的单体原料。环已烷和苯酚也是苯重要消费领域。此外，苯也是染料、塑料、合成橡胶、合成树脂、合成纤维、合成药物和农药等的重要原料，也是涂料、橡胶、胶水等的溶剂，也可以作为燃料。甲苯用于制造糖精、染料、药物和炸药等，并用作溶剂。二甲苯广泛用于有机溶剂和合成医药、涂料、树脂、染料、炸药和农药等。精制在145-180范围内馏出的混合产品称为溶剂油。溶剂油主要用作油漆和颜料工业中的溶剂。溶剂油经分离所得的二甲苯同分异构体及三甲苯同分异构体可分别用于生产树脂、染料和药物。以粗苯的初馏分为原料，经热馏和热聚合得二聚环戊二烯，可用于制取单体环戊二烯。二聚物和单体物可制取合成树脂、农药、香料和杀菌剂。古马隆和茚制取的树脂可用于制造油漆、塑料和绝缘材料。苯乙烯经过聚合可制成用于生产绝缘材料的无色树脂。二硫化碳可用作溶剂、硫化促进剂，还可用以生产农药和磺酸盐。噻吩可用于生产染料、医药、耐急冷急热塑料、高活性溶剂、生物活化物质、增亮剂及化妆品等。1.1.3粗苯精制的意义资源、环境和人口是当前困扰人类社会发展的三大突出问题，这三大问题与能源都有密切关系。能源本身就是资源，而且是重要的资源；能源大量和非洁净的消费造成了环境的破坏；人口的增长势必增加对能源的需求。我国是一个煤炭储量丰富而石油和天然气相对贫乏的国家。迄今为止，我国能源一直是以煤为主的多元化结构。预计在今后相当长的一段时间内，这一格局也不会改变。利用我国丰富的煤炭资源，实施“以煤造油”和“以煤代油”是优化终端能源，实现石油供应多元化和保证能源安全的重大决策，符合我国国情和可持续发展的需要。而粗苯是煤造油中主要的附属产品。因此粗苯的精制具有重要的意义。1.2文献综述粗苯精制的方法是根据苯的组成、性质、产品的品种和质量要求而制定的。粗苯的主要成分苯、甲苯、二甲苯等由于相邻的二组分之间的沸点温度相差较大，可用精馏方法进行分离。而有些不饱和化合物及硫化物的沸点与苯类产品之间的沸点温度相差很小，不能用精馏的方法把它们分开，要用化学的方法分离。按除去不饱和化合物和硫化物的方式不同，粗苯精制的方法主要有酸洗精制法和加氢精制法。酸洗精制法具有工艺流程简单、操作灵活、设备投资少、材料易得，常温、常压下运行，但有液体废物产生。该法在中国焦化厂广泛采用。加氢精制法工艺复杂，对设备材质要求较高所得产品质量好，用途广，售价较高，没有液体废物产生，有利于环境保护，宜在粗苯集中加工厂采用。该法在中国焦化厂也有采用。考虑到酸洗精制法的优点，本次设计采用酸洗精制法提取苯类产品。1.3设计任务的依据对混合馏分进行酸洗净化的工艺操作，不仅要求尽可能除去其中所含的硫化物和不饱和化合物，而且要求硫酸含量低、苯族烃损失小，并使反应尽量向形成能溶解于已洗混合馏分中的聚合物方向进行。为此，应对下列因素加以控制：1.3.1反应温度噻吩与不饱和化合物反应的活化能比苯族烃与不饱和化合物反应的活化能小。因此，反应控制在35-45比较低的温度，即保证了噻吩的净化效果，又减少了苯族烃因磺化反应及与不饱和化合物的共聚反应而引起的损失。酸洗反应是放热反应，其放出的热量取决于未洗混合馏分中不饱和化合物的含量及组成。考虑到酸洗过程的热效应，未洗混合馏分温度可取为2530。1.3.2硫酸浓度硫酸浓度的影响可用酸洗甲苯和二甲苯混合物的试验数据说明：随着硫酸浓度的增加，苯族烃与不饱和化合物的共聚反应与磺化反应加剧。但与共聚反应相比，磺化反应仅属于从属地位。在实际生产中，应根据轻苯的组成和质量来确定适宜的硫酸浓度。通常采用硫酸为93 wt%-95 wt%，耗量为5%。1.3.3酸化反应时间延长反应时间，可改善洗涤效果，但同时会加剧磺化反应，增加酸焦油的生成量及苯族烃的损失。尤其对酸焦油的生成量显著。一般反应时间为10min左右。组成（质量含量）：初馏分1%；苯75%；甲苯13.9%；二甲苯3.3%；溶剂油6.8%。纯苯产品组成（质量含量）：苯99.5%；甲苯0.5%。纯苯残油组成（质量含量）：苯99.5% 甲苯0.5%，残油组成中：苯0.5%。塔顶产品中苯流量为：=96.201560.7650.995=73.2025塔底产品中苯流量为：=-=96.201560.765-73.2025=0.3679塔顶产品中甲苯流量为：=96.201560.1400.005=0。0673塔底产品中甲苯流量为：=96.201560.140-0.0673=13.3907非清晰分割的初馏分流量在两产品中的组成由上面计算可得：=将有关数据代入式： 得：对于组分3（二甲苯）可求：则=0.0027其它各组分的值列于下表：产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下表，以苯为例计算如下：=198.97F=D+W=96.201560.765=73.5704 t/h联立上式解得：=73.20256 =0.3679 序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣73.570413.4582.693166.4896.2015614.485.822.41198.970.0050.0002773.20250.06730.0007073.27050.99910.0009001.00000.0367913.39172.69246.4822.9320.01600.58400.1170.2831.00004.4.1纯苯塔产品产量核算年产苯3万吨，一年按300天计算,则每小时苯产量为：则由塔顶产品与塔底产品成比例得：代入数据得：可求得：=0.0210同理可求得纯苯塔中其它成分流量及组成如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.1910.77030.15360.37144.170.0038004.17380.99910.0009001.00000.02100.76650.15360.37141.31250.0160.5840.1170.2831.00004.4.2吹苯塔产品产量核算同理,可求得吹苯塔进料流量及组成。结果如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.26220.79560.18820.32555.57154.1910.77030.15360.31745.43230.77150.14180.02830.05841.00000.07120.02530.03460.00810.13920.51150.18170.24860.05821.0000所以BTX总流量为5.246，占94.16%。溶剂油及残渣流量为0.3255，占5.84%。由吹苯塔塔顶BTX产率为97.5%，塔底残渣产率为2.5%。则由此可求得吹苯塔进料量流量及组成如下表：序号12组成BTX溶剂油及残渣5.3810.3345.7155.2460.32555.57150.94160.05841.00000.1350.00850.14350.94080.05921.0000由最初吹苯塔进料可知。BTX组成如下：序号123组分苯甲苯二甲苯0.8310.1510.0361.000吹苯塔出料BTX组成如下：序号123组分苯甲苯二甲苯0.820.150.031.000则吹苯塔进料量，即：酸洗塔出料量及组成如下：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.3740.8130.1940.3345.7154.26220.79560.18820.32555.57150.7650.1430.0340.0581.0004.4.3酸洗塔产品产量核算在酸洗反应器中进行核算：设：进入酸洗塔之前，溶剂及残渣的流率为x 。其中含噻吩0.5%，含不饱和化合物2%。经酸洗后余噻吩0.11%，余不饱和化合物0.11%。则由上述可列质量守恒方程：解得x=0.342所以酸洗塔进料，即初馏塔出料塔底产品组成如下：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣流量4.3740.8130.1940.3425.7230.7640.1420.0340.0601.004.4.4初馏塔产品产量核算由以上数据可求得初馏塔进料量，组成及各组分含量如下表：序号12345组成初馏分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.0624.3850.8130.1940.3425.7960.0110.7570.1400.0330.0591.0000.0620.0110000.0730.850.150001.00004.3750.8130.1940.3425.72300.7640.1420.0340.0601.000所以由上可知，每年欲得3万吨苯，则：轻苯的进料量及组成如下：F=5.796序号12345组成初馏分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.0110.7570.1400.0330.0591.0004.5甲苯塔物料衡算在此进料时，纯苯塔塔底出料量及组成，即：甲苯塔进料量如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.0210076650153603714131250.01600.58400.1170.2831.0000甲苯塔在110时各组分相对挥发度如下：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油11.735.292.31即：甲苯塔进料量组成相关数据如下表:序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.02100.76650.15360.37141.31250.01600.58400.1170.2831.0000平均相对挥发度11.735.292.31其中塔顶甲苯收率大于99.2%，二甲苯含量小于0.6%。在下面计算中以序号代表组分，根据题意2号关键组分（甲苯）为轻关键组分，3号组分（二甲苯）为重关键组分。塔顶产品中甲苯流量为：塔底产品中甲苯流量为： 塔顶产品中二甲苯流量为：塔底产品中二甲苯流量为：非清晰分割的馏出液流量及各组分在两产品中的组成由上面计算可得：=将有关数据代入式得：则=1698243.6其它各组分列于下表：产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下表：下面以苯为例，计算如下：苯=1698243.6F苯=D苯+W苯=1.31250.0160=0.0210则D=0.0210 序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.02100.76650.15360.37141.312511.735.292.311698243.6124.660.00590.02100.76040.016200.79760.02630.95370.020001.00000.00610.15270.37140.530200.01150.28800.70051.00004.6二甲苯塔物料衡算二甲苯塔在145时各组分相对挥发度如下表：序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣平均相对挥发度5.722.21即：二甲苯塔进料组成相关数据如下表：序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.00610.15270.37140.5302质量分数0.01150.28800.70051.00005.722.21其中塔顶二甲苯收率大于99%，残渣含量小于0.8%。在下面计算中，以序号代表组分，根据实际设计要求，2号关键组分（二甲苯）为轻关键组分，3号组分（溶剂油及残渣）为重关键组分。塔顶产品中二甲苯流量为：t / h塔底产品中二甲苯流为：t / h 塔顶产品中溶剂油及残渣流量为： t / h 塔底产品中溶剂油及渣： t / h 非清晰分割的馏出液流量及各组分在两产品中的组分由上面计算可得： 将有关数据代入式：得：对于组分1(甲苯)可求得则=742.25其它各组分列于下表：产品中各组分流量和可根据分配比和物料衡算求得，计算结果亦列于下表：以甲苯为例，计算如下： =742.25F甲苯=D甲苯+W甲苯=0.53020.0115=0.0061联立上式解得：D=0.0061 序号123组分甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.00610.15270.37140.53025.722.21742.25100.80.00080.00610.15120.00300.16030.03810.94320.01871.00000.00150.36840.369900.0040.9961.0000河南城建学院专科毕业设计 塔设备计算 5 能量衡算因数据不全无法计算。6 塔设备计算6.1吹苯塔计算6.1.1吹苯塔塔径的计算吹苯塔实际上只是一个闪蒸塔，由物料衡算可得吹苯塔中原料液中气相和液相产品质量流量及组成如下：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.26220.79560.18820.32555.57154.1910.77030.15360.31745.43230.76390.14040.02800.06771.00000.07120.02530.03460.00810.13920.51150.18170.24860.05821.0000查化学工程手册得各组分相对分子量如下表：经单位换算后结果亦如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣7892106108895.5139.524.1748.83110871.225.334.68.1139.2由设计条件可知气体，液体均可按常况下计算，查得各组分密度如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣8798678801030由于物料在吹苯塔中共闪蒸5分钟，以苯为例计算则5分钟内共流过苯的体积为：其余各组分计算结果如下表：对气相来说，可按标况下进行计算，以苯为例。则5分钟内共流过气相苯的体积为：其余各组分计算结果亦如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣100.29615.6242.7075.469124.0960.0070.0020.0030.0010.013所以5分钟流过气相液相总体积，即：闪蒸塔的总体积为：取闪蒸塔直径D=2.4 m6.1.2吹苯塔塔高的计算由则闪蒸塔塔高为：m6.2纯苯塔的计算6.2.1回流比的计算对于纯苯塔进料，出料流量及组成如下：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.1910.77030.15360.37145.48364.170.0038004.17380.02100.76650.15360.37141.3125纯苯塔塔顶温度。纯苯塔塔底温度124128。则查得各物质相对挥发度及相对分子量如下表：经单位换算结果亦如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣789210610853.738.371.453.4466.990.8020.1250.0220.0511.00053.460.040053.50.99930.0007001.0000.278.331.453.4413.490.020.6170.1080.2551.00014.485.822.41取q=3.7则可由恩德伍德公式估算2最小回流比。先用试差法求下式中的值：当=6时计算结果表明，初设值偏小，再设若干个值。计算结果列于下表：假设的值66.16.00016.000005-2.69708-1.23669-2.69482-2.69697由以上数据可知=6.000005最小回流比有下式计算，即：则R=1.5=1.50.68=1.026.2.2塔板层数的确定最小理论板层数由芬斯克方程式2计算，即：理论板层数：由吉利兰图2查得解得N=22.46（不包括再沸器）精馏段理论板层数用及代入芬斯克方程2便可求得精馏段所需最小理论板层数。即：由于不变，则纵坐标读数亦不变，即：解得=12.31故加料板为从塔顶往下数第13层理论板，故精馏段塔板数为13层，提馏段塔板数为11层。6.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算6.3.1操作压力计算塔顶操作压力：KPa每层塔板压降：=0.7 KPa进料板压力： KPa精馏段平均压力： KPa6.3.2操作温度计算依据操作压力计算操作温度，结果如下：塔顶温度：进料板温度：精馏段平均温度：6.3.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算：查的数据及液相摩尔分率如下表：用计算液相分率，以苯为例：结果亦如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣2.4910.410.170.99930.0007001.00000.99970.0007001.00046.3.4进料板平均摩尔质量计算气相，液相分率计算：方法同计算塔顶的分率方法，计算结果如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣78921061082.4910.410.170.8020.1250.0220.0511.0000.9100.1250.0090.0091.053精馏段平均摩尔质量：6.3.5平均密度计算气液平均密度计算：由理想气体状态方程计算，即：塔顶液相平均密度的计算：由查手册得：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣712.5722.5733.3856.7进料板液相平均密度的计算：由，查手册得：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣657.7666.9676.9790.8进料板的质量分率如下表:序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣4.1910.77030.15360.37145.48630.76390.14040.02800.06771.000解之得：精馏段液相平均密度为：6.3.6液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即：塔顶液相平均表面张力的计算：，查手册得各组分表面张力如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣21.221.722.231 mN/cm进料板液相平均表面张力的计算：由查手册的各组分表面张力如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣17.618.519.628.9 mN/cm精馏段液相平均表面张力为： mN/cm6.3.7液相平均粘度的计算塔顶液体平均粘度依下式计算：即：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.99930.000700由查手册得各组分粘度如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.3180.3180.3262.25解出：进料板液体平均粘度的计算：由查手册得各组分粘度如下表：序号1234组分苯甲苯二甲苯溶剂油及残渣0.250.250.26215解出：精馏段液相平均粘度为：6.4精馏塔的塔体工艺尺寸计算6.4.1塔径计算精馏段的气，液相的体积流率为：由式中C由式计算其中的由史密斯关联图查取2，图中的横坐标为：取板间距，板上液层高度。则：查史密斯关联图2，得：=0.075取安全系数为0.7，则空塔气速为：按标准塔径圆整后为D=1.1m塔截面积为：实际空塔气速为：6.4.2精馏塔有效高度得计算精馏塔有效高度为： 提馏段有效高度为：在进料板上方开一个人孔，其高度为0.8m故精馏塔得有效高度为：6.5塔板主要工艺尺寸的计算6.5.1溢流装置计算因为塔径D=1.1m，可选用单溢流弓形降液管采用凹形受液盘，各项计算如下：（1）堰长（）取=0.66D=0.661.1=0.726m（2）溢流堰高度（）：由选用平直堰，堰上液层高度可用佛兰西斯公式2计算，即：E值可由液流收缩系数计算图2查取，图中横坐标为：查得E=1.03，所以 取板上清液层高度为 故：（3）弓形降液管宽度和截面积由=0.66查弓形降液管的参数图2得: 故依式 验液体在降液管中停留时间。即：故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度：取则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度6.5.2塔板布置（1）塔板的分块：因为。故塔板采用分块式，查塔板分块数表2得塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定：取 （3）开孔区面积计算：开孔区面积按下式计算，即：其中故（4）筛孔计算及其