苯—甲苯混合液筛板精馏塔设计 课程设计

荆楚理工学院课程设计成果学院班级学生姓名学号设计地点（单位）教学楼A栋设计题目苯甲苯混合液筛板精馏塔设计完成日期年月日指导教师评语成绩五级记分制教师签名目录一序言3二板式精馏塔设计任务书4三设计计算731设计方案的选定及基础数据的搜集732精馏塔的物料衡算1033塔板数的确定1034精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1535精馏塔的塔体工艺尺寸计算2036塔板主要工艺尺寸的计算2237筛板的流体力学验算2538塔板负荷性能图30四设计结果一览表38五板式塔的结构与附属设备4051接管4052冷凝器4253再沸器4354板式塔结构4555加料泵4656高位槽4657贮槽47六参考书目48七设计心得体会49八附录50附录一板式塔结构简图51附录二带控制点的工艺流程图52第3页共52页一序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。工业上对塔设备的主要要求是（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。设计良好的筛板塔具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，所以在本设计中设计该种塔型。第4页共52页二板式精馏塔设计任务书设计题目苯甲苯混合液筛板精馏塔设计学生姓名课程名称化工原理课程设计专业班级地点起止时间设计内容及要求一、设计任务完成精馏塔工艺设计，精馏设备设计，有关附属设备的设计和选用，绘制带控制点工艺流程图，塔板结构简图和塔板负荷性能图，编制设计说明书。二、设计内容1工艺设计（1）选择工艺流程和工艺条件A加料方式B加料状态C塔顶蒸汽冷凝方式D塔釜加热方式E塔顶塔底产品的出料状态塔顶产品由塔顶产品冷却器冷却至常温。（2）精馏工艺计算A物料衡算确定各物料流量和组成。B经济核算确定适宜的回流比根据生产经常费和设备投资费综合核算最经济原则，确定适宜回流比。C精馏塔实际塔板数确定全塔理论塔板数以及精馏段和提馏段各自的理论塔板数。然后根据全塔效率ET，求得全塔、精馏段、提馏段的实际塔板数，确定加料板位置。2精馏塔设备设计1选择塔型和板型采用板式塔，板型为筛板塔。2塔板结构设计和流体力学计算3绘制塔板负荷性能图画出精馏段或提馏段某块的负荷性能图。4有关具体机械结构和塔体附件的选定第5页共52页接管规格根据流量和流体的性质，选取经验流速，选择标准管道。全塔高度包括上、下封头，裙座高度。3附属设备设计和选用1加料泵选型，加料管规格选型加料泵以每天工作3小时计（每班打1小时）。大致估计一下加料管路上的管件和阀门。2高位槽、贮槽容量和位置高位槽以一次加满再加一定裕量来确定其容积。贮槽容积按加满一次可生产10天计算确定。3换热器选型对原料预热器，塔底再沸器，塔顶产品冷却器等进行选型。4塔顶冷凝器设计选型根据换热量，回流管内流速，冷凝器高度，对塔顶冷凝器进行选型设计。4编写设计说明书设计说明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和计算结果；对所选用的物性数据和使用的经验公式图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点工艺流程图，塔板结构简图。5注意事项写出详细计算步骤,并注明选用数据的来源；每项设计结束后,列出计算结果明细表；设计说明书要求字迹工整,装订成册上交。设计参数原始数据年处理量70000吨料液初温35料液浓度50（苯质量分率）塔顶产品浓度98（苯质量分率）第6页共52页塔底釜液含甲苯量不低于98以质量计每年实际生产天数330天（一年中有一个月检修）精馏塔塔顶压强4KPA（表压）冷却水温度30饱和水蒸汽压力25KGF/CM2表压设备型式筛板塔进度要求第一天根据课程设计任务书查阅相关资料。第二天根据设计任务和工艺要求，确定设计方案。第三天确定塔径、塔高等工艺尺寸。第四天进行塔板设计。第五天进行流体力学验算第六天绘制负荷性能图，编写工艺计算结果。第七天进行塔附件设计第八天进行附属设备设计及选型第九天绘制带控制点工艺流程图，整理设计说明书第十天答辩参考资料1马江权等化工原理课程设计M北京中国石化出版社，20092陈英南常用化工单元设备的设计M上海华东理工大学出版社，19933谭天恩化工原理第二版下册北京化学工业出版社，1998其它说明本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，一份由负责教师留用。若填写内容较多可另纸附后。一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。教研室主任指导教师2013年11月18日第7页共52页三设计计算31设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为38MM，筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。筛板塔的缺点是塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。操作弹性较小约23。小孔筛板容易堵塞。第8页共52页数据搜集表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度TC（）临界压强PC（KPA）苯AC6H67811801288568334甲苯BC6H5CH3921311063185741077表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度8018590951001051106,KPA0AP1013311691355155717922042，KPAB4004605406337438602400表3苯和甲苯的液相密度温度8090100110120苯,KG/3M8158039792578037689甲苯,KG/8108002790378037700表4液体表面张力温度8090100110120苯，MN/M21272006188517661649甲苯，MN/M21692059199418411731表5液体粘度L温度8090100110120苯（MPAS）03080279025502330215甲苯（MPAS）03110286026402540228表6苯甲苯物系在总压1013KPA下的关系YXTT/801848892961001041081106X108160651050403730256015200570Y109190825071705940455030001250表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度T液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率Y11056000000第9页共52页109911002501087930071110761500112105051002081027915029410075200372988425044297133005079558350566940940061992694506679140500713901155075580806007918763650825865270085785447508858440800912833385093682259009598111950980806697098880219909961800110001000第10页共52页32精馏塔的物料衡算1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量1178KMOLGMA甲苯的摩尔质量392B5401/78/50FX83929D/0/2WX2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量112853925017850KMOLGMF13979LDKW）（3物料衡算原料处理量1831024301857HKMOLF总物料衡算D苯物料衡算5490W联立解得156HKMOL834733塔板数的确定1理论板层数的求取TN苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数第11页共52页1求最小回流比及操作回流比查得苯甲苯物系的气、液平衡数据（表6），绘出图，YXT采用作图法求最小回流比。泡点进料，在图中对角线上，自点1QYXT0541,0541作垂线即为进料线线，该线于平衡线的交点坐标为FFE0541，07442，E故最小回流比为1754072983MINEDXYR故操作回流比为512IN2求精馏塔的气、液相负荷1603635HKMOLDRL1875121LV420KQF1687HKMOL3求操作线方程精馏段操作线方程为29307111NDNNXRXY第12页共52页提馏段操作线方程为0592511MWMMXVXLY4逐板计算法求理论板层数又根据，可解得FDFDQXXR111MIN）（4692相平衡方程，即，YY4692变形得，YX46912精馏段用精馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，8301DXY950461921YX，965027121822，37023XY57046913YX，8940713424，352045XY672091465YX，764097156826，123067XY4750491677YX提馏段用提馏段操作线方程和相平衡方程进行逐板计算，591025178XY36904169288YX第13页共52页，4570925189XY2540469129YX，3191016100，89052511XY8469211YX，03112041212，50951213XY4691313YX因此，理论板数为（包括再沸器），进料板位置为第七层板，13TN2实际板层数的求取板效率可用奥康奈尔公式计算，24509LTE式中塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度；塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，LSMPA1平均温度利用表7中数据和，由拉格朗日插值可求得、,FXDWFTDWT，FT501490594T3490FT，DT9738697268DT78DT，WT1520310WT1509WT精馏段平均温度36873491T提馏段平均温度422组成第14页共52页精馏段液相组成，1X07584085361X75381X气相组成，1Y291Y1Y提馏段液相组成，2X05847502X26402X气相组成，2Y37291Y92Y3相对挥发度精馏段挥发度由，得，75380AX8710AY2460BX1290BY所以，56273801294ABXY提馏段挥发度由，得，69AY7360BX5910BY所以，36524059174ABXY4粘度精馏段，查手册得，3681T苯SMPAA0甲苯B5故SMPAXBA30924603587031提馏段，查手册得，7492T第15页共52页，SMPAA2630SMPAB26830故SMPAXBA2670732680425板效率精馏段，52030956249049024524501TE提馏段，726实际板层数精馏段实际板层数，125406精N提馏段实际板层数，9提故全塔所需实际塔板数，23提精NP全塔效率,52031PTNE加料板位置为第13块板。34精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算1操作压力计算塔顶操作压力KPAPD31054310每层塔板压降KPA7进料板压力KF725塔底操作压力PAPW413031精馏段平均压力KM5097提馏段平均压力24第16页共52页2平均摩尔质量计算1塔顶平均摩尔质量计算由，可得950X98301Y1,687139257KMOLGMMDL,583V2进料板平均摩尔质量计算由理论板计算，得，4750FX6910FY1,6382184750KMOLGMMFL,41960691V3塔釜平均摩尔质量计算由理论板计算，得，021WX05WY1,84913278021KMOLGMMWL,0515V4精馏段平均摩尔质量116823687KMOLGMML405V5提馏段平均摩尔质量1748291638KMOLGMML964V第17页共52页3平均密度计算1气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段3952173685314409MKGRTMPMVVM提馏段307VVM2液相平均密度计算LBALMA1塔顶，9501XAA041BA由，查手册，得378DT，324MKGA398MKGB则，10481950,DML3,7014MDL进料板，540FAXA4590BA由，查手册，得39T，3678MKGA318MKGB则，8014591,FML3,502MFL塔釜，213XAA97BA由，查手册，得509FT，3478MKGA381MKGB则，789012,WML3,7MWL第18页共52页精馏段361802570814MKGML提馏段7924液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即NIILMX1塔顶液相平均表面张力的计算由，查手册，得3780DT，121MNA1532NB1,0204895MMDL进料板液相平均表面张力的计算由，查手册，得340FT，1819NA1420MNB1,02595MMFL塔釜液相平均表面张力的计算由，查手册，得109WT，157NA1348MNB1,32897052MML精馏段液相平均表面张力为162210NML提馏段液相平均表面张力为1938MML第19页共52页5液体平均粘度计算液相平均黏度依下式计算，即IILMXLGLG塔顶液相平均粘度的计算由，查手册，得3780DT，SMPAA19SPAB320，320LG419LG5LG,DL得，SM30,进料板液相平均粘度的计算由，查手册，得49FT，SPAA280SMPAB290，290LG458LG51LG,MFL得，S9,塔釜液相平均粘度的计算由，查手册，得150WT，SMPAA24SMPAB2460，024LG971LGLG,DL得，SM60,精馏段液相平均粘度为，SMPML3052931提馏段液相平均粘度为ML26840第20页共52页35精馏塔的塔体工艺尺寸计算1塔径的计算对于精馏过程，由于精馏段和提提馏段的气、液相符合及物性数据不同，故设计中两段的塔径应分别计算。（1）精馏段精馏段的气、液相体积流率为1342952360817360SMVMMS13071LMS由VLCUAX式中由式计算，其中由史密斯关系图查取，图的横坐标202L20C为04319526183604217221VLH取板间距，板上液层高度，则MHT0MHLLT查史密斯关系图得7820C0785206078LC1MAX2991875SMUVL取安全系数为07，则空塔气数为第21页共52页1MAX90827107SMUVDS4434（2）提馏段提馏段的气、液相体积流率为13730694817360SMMVMS132152LMS取板间距，板上液层高度，则HT40HL06MHLT346史密斯关系图横坐标为08131579236071221VLH查史密斯关系图得20C07142197700LC1MAX3540SMUVL取安全系数为07，则空塔气数为1MAX7170SMUVDS5030434综上，按标准塔径圆整后为，D61塔截面积为2220178785MAT精馏段空塔气数604SVUTS第22页共52页提馏段空塔气数168201237SMAVUTS2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为MHNZT40121）（精精提馏段有效高度为）（提提在进料板上方开一人孔，其高度为，故精馏塔的有效高度为M8092480提精Z36塔板主要工艺尺寸的计算（1）精馏段1溢流装置的计算因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如MD61下1堰长WL取。M061602溢流堰高度WH由，选用平直堰，堰上液层高度由式OLWHOWH计算，3210842WOWLLEH近似取，则1EMO015061732取板上清液层高度，MHL06故。HOWLW4513弓形降液管宽度和截面积DWFA第23页共52页由，查弓形降液管参数图，得，60DLW072TFA1240DWD则，MWF145027MWD98614验算液体在降液管中停留时间SLHAHTF583607036360故降液管设计合理。4降液管底隙高度0取降液管底隙高度，则1SMUMLLHWH03406373600W6145故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度MHW052塔板布置1塔板的分块。因，故塔板采用分块式。塔板分为4块。D612边缘区宽度确定取，MWSS05C0353开孔区面积计算。开孔区面积按式计算RXXRAA122SIN802其中MDXSD537069MWRC7503082故第24页共52页212225017603SIN76501843570765302MAA筛孔计算及其排列由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径M3。筛孔按正三角形排列，取孔中心距为MD50TDT150筛孔数目为N个70151522TAA开孔率为109907220TDA气体通过筛孔的气速为10037950142SMAVUASS（2）提馏段（1）溢流装置的计算1堰长取。WLMDL2167502溢流堰高度HHOW0221310842取板上清液层高度，MHL06故。HOWLW0383弓形降液管宽度和截面积DWFA由，查弓形降液管参数图，得，750DLW1250TF280DWD第25页共52页则，MAF25101250MWD28061750验算液体在降液管中停留时间SLHHTF9433607203636故降液管设计合理。4降液管底隙高度0取降液管底隙流速，则12SMUMLLHWH0336073600W68故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度MHW052塔板布置塔板布置与精馏段相同，气体通过筛孔的气速为10004951037SMAVUASS37筛板的流体力学验算（1）精馏段1塔板压降干板阻力计算。干板阻力由计算CH2021CUGHLVC第26页共52页由，查干筛孔的流量系数图得671350D，720C故MUGHLVC027470396185912220气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力由下式计算，即LLH1176014502SMAVUFTSA/397621210KGFVMA查充气系数关联图得，故MHL072201液体表面张力的阻力计算H液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即MGDHL0285819602443气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算PHHHCP06728037241气体通过每层塔板的压降为KPAPGLP4531961802液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。第27页共52页3液沫夹带液沫夹带按下式计算气液气液KGKGHHUELTALV/10/0980652407116027552175233636故液沫夹带量在允许的范围内。VE4漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算MIN0U10MIN06952/708140261356724/SHCUVLL实际气速MIN00/39UU稳定系数为5161379MIN,0K故在本设计中无明显漏液。5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式的关系，即DHWTDH苯甲苯物系属一般物系，取，则50MHHWT2504而DLPD塔板不设进口堰，可由下式计算，即MUHLHWSD01531530153015302220第28页共52页129053067DH，故在本设计中不会发生液泛现象。WTH（2）提馏段1塔板压降干板阻力计算。，CH720CMUGHLVC0291704915389121220气体通过液层的阻力计算LH气体通过液层的阻力由下式计算，即LLH11790251037SMAVUFTSA/4921210KGFVMA查充气系数关联图得，6故MHL0301液体表面张力的阻力计算HGDHL019858195724430MHCP67601KPAPLP0262液面落差本设计可忽略液面落差的影响。第29页共52页3液沫夹带气液气液KGKGHHUELTALV/10/010652407912975275233636故液沫夹带量在允许的范围内。VE4漏液10MIN062530/157920861305674/SHCUVLL实际气速MIN00/9UU稳定系数为5162549MIN,0K故在本设计中无明显漏液。5液泛为防止液泛，降液管内液层高WTDHH取，则50MHHWT219038405UHLHWSD62113013220667DH，故在本设计中不会发生液泛现象。WT第30页共52页38塔板负荷性能图（1）精馏段1漏液线由VLOWHHAVU/130564C00MINS,IN0，得OWLHHAA32842WOWLE3232320MIN,08652109526180061104574/82136SSVLWHWSLLHACV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表SSV漏液线计算结果/3SMLS00020000300004000050V0882089809130921由上表数据即可作出漏液线1。2液沫夹带线以为限，求关系如下气液KG/10EVSSLV由236075FTALVHHU323232640160108410842SSWOWLLLEH323/26525SSOLFH第31页共52页32326051870651204SSFTLLHH）（SSFTSAVVAVU4106051287031620752336SVLE整理得39SSV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表SLSV液沫夹带线计算结果/3SMLS00020000300004000050V3079298729042827由上表数据即可作出液沫夹带线2。3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。MHOW060642613010842332SSOWLLH3MIN,9LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，S440145SSTFLLHA故13MIN,045LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。第32页共52页5液泛线令WTDHH由DLCDLPHH1H1OWLH联立解得DCOWTHHH1忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得OWSLDSCSV其中3222SSSCBAV0136680952705108192220LVCAG46450WTHHB79103153013220HLCW04163201108422333WLED将有关的数据代入整理，得322795SSSLV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表，SLS第33页共52页液泛线计算结果/3SMLS00020000300004000050V3127306029942930由上表即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如下图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得SMVS3MIN,860SMVS3MAX,642故操作弹性为0138642IN,AX,S第34页共52页（2）提馏段1漏液线3232320MIN,007821503015792801614654/08213SSVLWHWSLLEHACV漏液线计算结果/3SMLS00055000650007500085V0868087908890899由上表数据即可作出漏液线1。2液沫夹带线由2361075FTALVHHUE3232325910160108410842SSWOWLLLEH323/24789585SSOLFH3232471047109SSFTLLHH）（SSFTSAVVAVU56921047813051975236SVLE整理得22SSV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表SLSV第35页共52页液沫夹带线计算结果/3SMLS00055000650007500085V2803274526892636由上表数据即可作出液沫夹带线2。3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。MHOW06065912136010842323SSOWLLH3MIN,LS据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。4液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，S5540251SSTFLHA故说13MIN,02LS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WTDHH由DLCDLPHH1H1OWLH联立解得DCOWWTHHHH11第36页共52页忽略，将与，与，与的关系式代入上式，并整理得HOWSLDHSCSV3222SSSCBVA其中01435792305108192220LVCAG86450WTHHB06103215013220HLCW945021360110842333WLED将有关的数据代入整理，得3222854SSSLV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表SLS液泛线计算结果/3SMLS00055000650007500085V2956289828382775由上表即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如下图第37页共52页在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板的操作上限为夜沫夹带控制，下限为漏液控制。由图查得SMVS3MIN,8450SMVS3MAX,502故操作弹性为9684502IN,AX,S第38页共52页四设计结果一览表计算数据项目符号单位精馏段提留段平均温度MT85369974平均压力PKPA109511755气相SV13S142202平均流量液相SL0003700072实际塔板数N块1211板间距THM040040塔径D1616塔的有效高度Z4440空塔气速U1S07060682塔板液流形式单流型降液管型式弓形堰长WLM10612堰上液层高度OH00150022板上液层高度L006006堰高W00450038降液管宽度DWM01980280液体在降液管中停留时间S15681394降液管底隙高度0H00340030安定区宽度SM00650035边缘区宽度CW00650035开孔区面积AA2150150孔径0D5050孔数N个77007700孔间距TM1515第39页共52页开孔面积0A2M015015筛孔气速U1S934904塔板压降PPKA05310521降液管内清液层高度DH01290133稳定系数K156161负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制雾沫夹带VEKG液/KG气000980011气相负荷MAX,S13S26642505气相负荷IN,08860846操作弹性301296第40页共52页五板式塔的结构与附属设备51接管1进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。，18310HKMOLF11285KMOLGMF3,51802MKGMFL体积流量3,03HVMFLF管内流速，则管径16SUMDF349036143/30/4查表取M572回流管采用直管回流管,回流管的回流量1056HKMOLD，13978KMOLGMD3,7814GML体积流量1,950HVMDL管内流速，则管径16SURMDRD53406143/9530/4查表取M5第41页共52页3塔釜出料管，18347HKMOLW18591KMOLGMW3,781MKGMWL体积流量3,625734HVML管内流速，则管径16SUWMD35036143/2530/4查表取M54塔顶蒸汽出料管，160187HKMOLV1,3578KMOLGMMDV3,820348KGRTPDVDM体积流量13,750812376HMVV管内气速，则管径120SUMDV298020436/7536/4查表取M1055塔釜进气管，160187HKOLV1,4391KMOLGMMWV3,485270382KGRTPWVWMM第42页共52页体积流量13,8492483916017HMMVMW管内气速，则管径120SUVDW295020436/1936/4查表取M10552冷凝器1热负荷CQ塔顶温度，查该温度下汽化潜热3780DT14KMOLJ1苯R5甲苯平均汽化潜热为1KMOLJ30867519830130789RWHKJ6VQC2冷却水用量2MQ已知冷凝水，取出口温度，301T452T水的比热容KJG84PC1265230516SKGTQQPM3总传热系数K取传热系数WM802第43页共52页4泡点回流时的平均温差MT473453780LNLN21TTM5换热面积A传热面积23076480156/MTKQMC6冷凝器选型查化工原理上册书附录十九选固定管板式换热器的规格如下公称直径，公称压力，管程数，MD50MPAP612N管数，中心排管数，管程流通面积，26N1820M计算换热面积，管长，27AL45管子排列方式正三角形53再沸器1热负荷BQ塔釜温度，1509WT14KMOLJ2苯R3甲苯1KMOLJ3495202319050RKW817HKJ4687VQB第44页共52页2加热蒸汽用量1MQ选用表压，即的饱和蒸汽加热，2KGF/C5MPA250温度为，813T1KGJR18257SRQQBM考虑的热损失，011890SKQM3平均温差T6829150813WMTTT4总传热系数K取传热系数WM9025换热面积A传热面积2310658920517/MTKQMB考虑的热损失，1026A6再沸器选型查化工原理上册书附录十九选固定管板式换热器的规格如下公称直径，公称压力，管程数，MD450MPAP012N管数，中心排管数，管程流通面积，2N16294M计算换热面积，管长，27AL管子排列方式正三角形第45页共52页54板式塔结构1封头本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查得曲面高度MDN160，直边高度，内表面积，容积MH401MH40297F封。选用封头，。367V封1654JB2裙座塔底采用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了支座方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径,故裙座壁厚取。M80M16基础环内径MDBI1320320基础环外径O9裙座高度H86131裙3人孔一般每隔层塔板设一人孔。本塔中共23块板，设置3个人孔，201塔顶和塔底一个，