分离苯和甲苯系统的板式精馏塔设计书.docx

北京理工大学本科生课程设计分离苯和甲苯系统的板式精馏塔设计书1.1 设计题目分离苯甲苯系统的板式精馏塔设计1.2 设计条件分离物系：苯和甲苯原料状态： （质量分率）分离要求：，（质量分率）设计能力： 操作压力：自定操作方式：连续生产，每年300天，每天24小时运行1.3 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图2. 设计条件及设计方案说明2.1 精馏原理精馏是利用混合液中两种液体的沸点差异来分离两种液体的过程。精馏装置有精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。2.2 塔板形式泡罩塔板上由于有升气管，即使在很低的气速下操作，也不至于产生严重的漏液现象，当气液负荷有较大波动时，仍能保持稳定操作，塔板效率不变，即操作弹性较大；塔板不易堵塞，适用于处理各种物料。其缺点是结构复杂、造价高；气体流径曲折，塔板压降大，生产能力及板效率较低。 筛板塔的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。其缺点是筛孔易堵塞，不宜处理易结焦、粘度大的物料。 浮阀塔板的优点是结构简单、制造方便、造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量的变化自由升降，故操作弹性大；因上升气流水平吹入液层，气液接触时间长，故塔板效率高。其缺点是处理易结焦、高粘度的物料时，阀片易与塔板粘结；在操作过程中有时会发生阀片脱落或卡死等现象，使塔板效率和操作弹性下降。本次设计采用浮阀精馏塔。其优点为：1.生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%40%，与筛板塔接近。 2.操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。 3.塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。 4塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高20%30%。5塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%80%，但是比筛板塔高20%30%。2.3 操作压力操作总压强提高，溶质气体分压亦提高，加大吸收过程的推动力，减少吸收剂的单位耗用量，有利于吸收操作，但能耗及设备材料等将增加，真空操作不仅需要增加真空设备的投资和操作费用，而且由于真空下气体体积增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用也会增加。如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。综上所述，根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，此处选择在常压下操作。2.4 进料状态塔板上的液体和蒸汽都是饱和状态，不同的进料热状态，对精馏段和提馏段的下降液体量及上升蒸汽量会有明显的影响，当进料组成一定时，按进料温度从高到低，可以有五种进料状态，不同进料热状态的值不同，故称为进料热状态参数。此五种状态为温度低于泡点的冷液体（），泡点温度下的饱和液体（)，温度介于泡点和露点之间的气液混合物（)，露点下的饱和蒸气（)，温度高于露点的过热蒸气（)。值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量和进料量的比值有关；对于低温精馏，不论值如何，采用较高的值为经济；对于高温精馏，当值大时宜采用较小的值，当值小时宜采用值较大的气液混合物。在本次设计中，为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料。2.5 加热方式常用的加热剂有饱和水蒸气和烟道气两种，其中饱和水蒸气是一种应用最广的加热剂，其冷凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确的控制加热温度。而烟道气燃烧所排放的温度可达，适用于高温加热。缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。除此之外，还可根据工厂的具体情况，采用热水或热空气作为加热剂。在本次设计中，要根据混合液体的沸点准确分离两种液体，故采用蒸汽加热，蒸汽加热又可分为直接蒸汽加热和间接蒸汽加热，塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。2.6 设计方案的确定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。2.7 工艺流程简图根据上面讨论的信息，绘制出工艺流程简图如下：图2-1 苯甲苯精馏工艺流程图3. 物料衡算和能量衡算3.1 原始数据3.1.1 已知参数苯、甲苯混合液处理量: 回流比： 进料热状况：泡点进料（）精馏塔塔顶压强：（表压）饱和水蒸气压力：（表压）混合液体中苯的组成为： 塔顶产品浓度：（苯质量分率）塔底釜液含甲苯量：（甲苯质量分率）3.1.2 苯和甲苯的物理性质表3-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度/临界压强/kPa苯A甲苯B 78.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表3-2 苯甲苯汽液平衡数据沸点/液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率沸点/液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率110.560.000.0090.1155.075.5109.911.002.5088.8060.079.1108.793.007.1187.6365.082.5107.615.0011.286.5270.085.7105.0510.020.885.4475.088.5102.7915.029.484.4080.091.2100.7520.037.283.3385.093.698.8425.044.282.2590.095.997.1330.050.781.1195.098.095.5835.056.680.6697.098.894.0940.061.980.2199.099.6192.6945.066.780.01100.0100.091.4050.071.3表3-3 苯、甲苯液体黏度温度/8090100110120苯/0.3080.2790.2550.2330.215甲苯/0.3110.2860.2640.2540.228表3-4 苯、甲苯的液相密度温度/8090100110120苯/815803.9792.5780.3768.9甲苯/810800.2790.3780.3770.0表3-5 苯、甲苯的液相汽化热温度/8090100110120苯/394.1386.9379.3371.5363.2甲苯/379.9373.8367.6361.2354.6表3-6 苯、甲苯液体表面张力温度/8090100110120苯/21.2720.0618.8517.6616.49甲苯/21.6920.5919.9418.4117.313.2 物料衡算3.2.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量原料中苯的摩尔分率塔顶出口物料中苯的摩尔分率塔釜出口物料中苯的摩尔分率3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液平均摩尔质量塔顶产品的平均摩尔质量塔底产品的平均摩尔质量3.2.3 全塔物料衡算原料处理量： 总物料衡算式： 苯物料衡算： 联合解得：， 3.3 理论塔板数3.3.1 塔温的确定塔顶组成：，查表得塔顶温度为进料组成：，查表得进料温度为塔釜组成： 解得精馏段的平均温度：提馏段的平均温度：3.3.2 求平均相对挥发度全塔平均相对挥发度：取塔顶及塔釜的平均值。由上算得塔顶温度为，塔釜温度为，查得的安托因常数：表3-7 苯、甲苯的安托因常数组分ABC苯6.030551211.033220.79甲苯6.079541344.8219.482塔顶： 由此可知，塔顶的相对挥发度为塔釜： 由此可知，塔釜的相对挥发度为加料处： 由此可知，加料处相对挥发度为因此全塔的平均相对挥发度为：精馏段的平均相对挥发度为：提馏段的平均相对挥发度为：3.3.3 求最小回流比因饱和液体进料即，所以其线方程为：，线为垂直于横坐标的一条直线，其与平衡线（全塔的）的交点为，即, ,此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。最小回流比：图3-1 平衡线方程及q线方程3.3.4 捷算法求全塔最小理论塔板数及精馏段最小理论塔板数在全回流下求出所需理论板数，对于接近理想体系的混合物，可以采用芬斯克方程计算，代入数值求得：对精馏段: ，即精馏段最少理论板数为3.61.3.3.5 捷算法求理论塔板数以计算为例。，可解得对精馏段： 3.3.6 逐板计算法求理论塔板数，则相平衡方程为：精馏段操作线方程:因，其中则则提馏段操作线方程:通过编写C语言程序（见附件1），计算每层理论塔板上的气液相摩尔分率，交替使用相平衡方程与精馏段方程计算如下：表3-8 逐板计算求理论塔板数精馏段/提馏段理论塔板苯气相摩尔分率苯液相摩尔分率精馏段第一层塔板第二层塔板第三层塔板第四层塔板第五层塔板第六层塔板提馏段第七层塔板第八层塔板第九层塔板第十层塔板第十一层塔板第十二层塔板求得理论塔板数（不包括再沸器），与捷算法求得的理论塔板数相吻合。3.3.7 实际塔板数与进料位置塔顶温度，塔釜温度。则塔内平均温度：。查得该温度下苯和甲苯的黏度为， 则平均黏度：则全塔理论塔板数，故实际塔板数为：但实际板数应该取22层。精馏段理论塔板数，故实际塔板数为：取为12层，则实际进料板为第13层。提馏段共层。表3-9 塔板数与进料位置总塔板数精馏段塔板数提馏段塔板数进料位置22层12层10层第13层3.4 能量衡算3.4.1 塔顶冷凝器的热量衡算及冷却水的消耗量理想情况下，对全凝器作热量衡算，若忽略热损失，塔顶冷凝器带走的热量等于物料损失的热量。即：若回流液在泡点温度下进入塔内，则，即塔顶温度：，在该温度下苯的汽化潜热塔顶的质量流率:则冷凝介质为水，其进出冷凝器的温度分别为和，则平均温度下的比热容，则冷却水的消耗量：式中:全凝器的热负荷，；冷却介质消耗量，；冷却介质的比热，；冷却介质在冷凝器进、出口处的温度，。3.4.2 塔釜再沸器的热量衡算及加热蒸汽的消耗量全塔热量衡算式： 式中，表示塔顶蒸汽带出热量；表示釜液带出热量；表示加热介质带出热量；表示热量损失，理想情况下可忽略，其值为0；表示回流液带入的热量；表示原料液带入的热量；表示加热蒸汽带入的热量。取，则塔顶回流量的质量流率：塔顶温度，查表知，则回流液带入的热量：塔顶温度时，塔顶的比汽化热，塔顶上升的蒸汽流量为：则塔顶蒸汽带出热量：加料处的温度，查表得，物料的质量流率。则原料液带入的热量：塔釜的温度，查表得，物料的质量流率：。则原料液带入的热量：则加热蒸汽带入的热量：加热介质为蒸气，塔釜温度，查表用试差法求得：，。则平均汽化热：则加热蒸汽的消耗量：4. 主体设备设计计算和说明4.1 塔设备的工艺参数4.1.1 操作压力的计算塔顶操作压力： 每层塔板压降： 则进料板压力： 塔釜压力： 精馏段的平均操作压力： 提馏段的平均操作压力： 4.1.2 操作温度的计算前面已经计算得出，塔顶温度，进料温度，塔釜温度。则精馏段的平均温度： 提馏段的平均温度：4.1.3 平均摩尔质量的计算由逐板计数法可得出:，；，；，。塔顶的气相摩尔质量：塔顶的液相摩尔质量：加料板的气相摩尔质量：加料板的液相摩尔质量：塔釜的气相摩尔质量：塔釜的液相摩尔质量：精馏段气相、液相的平均摩尔质量：提馏段气相、液相的平均摩尔质量：4.1.4 平均密度计算一、气相密度的计算（由理想气体状态方程计算）精馏段：提馏段：二、液相密度的计算塔顶：，根据内插法， 塔顶物料的质量分率：， 根据计算： 求出塔顶物料的液相平均密度： 进料板：，根据内插法，进料板物料的质量分率：， 根据计算：求出进料板物料的液相平均密度：塔釜：，根据内插法， 塔釜物料的质量分率：， 根据计算： 求出塔釜物料的液相平均密度： 故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：4.1.5 液相平均表面张力的计算由，。根据内插法算得，；，；，。则塔顶物料的平均表面张力：进料板物料的平均表面张力：塔釜物料的平均表面张力：则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：4.1.6 液相平均黏度的计算由，。根据内插法算得，；，；，。则塔顶物料的平均黏度：进料板物料的平均黏度：塔釜物料的平均黏度：则精馏段液相平均黏度：提馏段液相平均黏度：4.1.7 气、液相负荷的计算精馏段：上升的气体物料摩尔流量：上升的气体物料的体积流量为：下降的液体物料摩尔流量：下降的液体物料体积流量：提馏段：上升的气体物料摩尔流量：上升的气体物料的体积流量为：下降的液体物料摩尔流量：下降的液体物料体积流量：4.2 精馏塔的结构设计4.2.1 板间距的选定和塔径计算一、板间距的选定一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，安装检修方便，但会增加塔身的总高和塔的造价。因此，板间距应适当选择。这里选取板间距；取板上液层高度。故： 二、塔内径的确定(初步估算)精馏段：由上面计算得，查史密斯关联图，图的横坐标为：图4-1 史密斯关联图查表得，由，可以得到：式中为精馏段液相平均表面张力，；为气相负荷因子， 因此可得液泛气速：取安全系数为0.8，则操作气速为：则计算得塔径为：按标准塔径圆整后为: 则塔的横截面积为：实际塔速为：（在适宜范围内）提馏段：由上面计算得， 查史密斯关联图，图的横坐标为：查表得，由，可以得到：式中为提馏段液相平均表面张力，；为气相负荷因子，。因此可得液泛气速：取安全系数为0.8，则操作气速为：则计算得塔径为：按标准塔径圆整后为: 则塔的横截面积为：实际塔速为：（在适宜范围内）4.2.2 精馏塔有效段高度、总高度的计算塔总高度（不包括裙座）由下列式子决定。式中 塔高（不包括裙座），m；塔顶空间，m；塔板间距，m；开有人孔的塔板间距，m；进料段高度，m；塔底空间，m；实际塔板数；人孔数目（不包括塔顶和塔底空间的人孔）1. 塔顶空间高度指从第一层塔板到塔顶封头底边的距离，其作用是提供安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中的液体夹带，必要时还可以安装破沫装置。通常取，塔径大时可适当增大。因为该设计中塔径较小，所以取塔顶空间为。2. 人空数目根据物料清洁程度和踏板安装方便而定。该体系中无需经常清洗，可每隔8块板设置一个人孔，则人孔数目（不包括塔顶和塔底空间的人孔）为。3. 人孔的塔板间距开有人孔的塔板间距应大于等于，人孔直径一般，则取。4. 进料段空间高度进料段空间高度，取决于进料口的结构型式和物料状态，一般要比大，有时要大一倍。这里取5. 塔底空间高度塔底空间高度具有中间贮槽的作用，塔釜料液最好能在塔底有1015分钟的储量，以保证塔底料液不致排完。取10分钟储量计算，则塔釜储液的高度为。取塔底页面至最下一层塔板之间的距离为，则塔底空间。综上，可得塔总高度（不包括裙座） 4.2.3 塔盘结构一、塔板形式塔最常用的浮阀型式为F1（国外称V-1）和V-4型。F1型浮阀又分为轻阀与重阀两种。阀的质量直接影响塔内气体的压强降，轻阀压强降小但操作稳定性差，低气速时易漏液。一般情况下都采用重阀，只在处理量大并且要求压强降很低的系统（如减压塔）中采用轻阀。V-4型浮阀适用于减压系统。T型浮阀性能与F1型浮阀相近，但结构较复杂，适于处理含颗粒或易聚合的物料。F1型重阀采用厚度为2mm的薄板冲压制成，重约33g。因此在这里选择F1型重阀。其结构示意图如下：图4-2 F1型（V-1）浮阀二、塔板布置和液流程数塔板有整块式和分块式两种。直径在800mm以内的小塔通常采用整块式塔板；直径在900mm以上通常都采用分块式塔板，以便通过人孔装卸塔板；直径在800mm900mm之间时，可根据制造与安装具体情况，任意选用一种结构。因此选择整块式踏板，整块式塔板又分成若干塔节，塔节之间用法兰连接。塔节长度与塔径有关，由于塔径为500mm，只能伸入手臂安装，则塔节长度选择1000mm。因为塔径为，液体流量小于，塔径在以下时多采用单流型，因此液流程数选择单液流型。图4-3 单液流型4.2.4 溢流装置一、确定降液管结构塔径为500mm，采用整块式的踏板，塔板结构参数化如下表。表4-1 小直径塔板（整块式）5004750.1960284.4308.1331.8355.5379.241.450.961.874.288.80.600.650.700.750.8074.3100.6133.4174.0225.50.03780.05120.06790.08860.1148（1）堰长的选定 查表，堰长（2）降液管的宽度 查表， （3）降液管的截面积 查表，（4）（5）降液管与下层塔板的距离，一般取为（），取为（6）溢流堰高度，常压时，一般取，本设计取为二、降液管的校核精馏段：堰上清液层高度（，满足要求）而溢流强度为（，满足要求）液体在降液管内的停留时间为（，符合要求）提馏段：堰上清液层高度（，满足要求）而溢流强度为（，满足要求）液体在降液管内的停留时间为（，符合要求）三、受液盘及进口堰的设置对于较小塔径以及处理易聚合物系时，要求塔板上没有死角存在，此时采用平型受液盘为宜。因为，入口堰高度可取，则取。四、安定区和边缘区在板上的传质区域与堰之间需要有一个不开孔的区域，称为安定区。入口堰与传质区之间设入口安定区，可使降液管底部流出的清液能均匀地分布在整个塔板上，避免入口处因液压头引起的液体泄漏。安定区宽度是指堰与它最近一排孔的中心线之间的距离。对于浮阀塔的整块式塔板取。安定区宽度取。塔板靠近塔壁部分需留出一圈边缘区域，供支持塔板边梁之用。对于浮阀塔的整块式塔板取。则边缘区宽度。4.2.5 浮阀塔的阀孔数及其排列一、阀孔直径阀孔直径由所选的浮阀的型号所决定。因为选用了F1型重阀，则阀孔直径。二、初算阀孔数一般正常负荷情况下，希望浮阀是在全开时操作。试验结果表明此时阀孔动能因数为。取精馏段孔速 精馏段阀孔数 提馏段孔速 提馏段阀孔数 鼓泡区面积计算：其中，由此可得：三、阀孔数的确定在整块式塔板中，浮阀常以等边三角形叉排型式排列，孔中心距一般有75、125、150几种。按，以等边三角形叉排型式作图如下（利用CAD制图），排得阀孔数目为个。图4-4 单层塔板阀孔布置则开孔总面积： 则孔速为: 则阀孔动能因素: 塔板开孔率因此阀孔动能因素变化不大，仍在的范围内，且塔板的开孔率在之间，因此该阀孔排列是合理的。4.3 浮阀塔的流体力学验算4.3.1 塔板压降气相通过塔板的压降包括：干板压降、液层阻力以及克服液体表面张力的阻力项。最后一项一般很小，可以忽略，故一、干板压降阀门全开后，精馏段:提馏段：二、塔上液层有效阻力精馏段： 提馏段： 三、单板压降精馏段：提馏段： 4.3.2 液泛验算为防止降液管液泛的发生，降液管内液层高应服从如下关系式：，即其中 式中 降液管内清液层高度，m 堰高，m堰上清液层高，m 气相塔板压降，m液柱 液相在降液管内阻力损失，m液柱对于浮阀塔，精馏段：因此 提馏段： 因此 故在本设计中，精馏段和提馏段都不会发生液泛现象。4.3.3 雾沫夹带量的验算浮阀塔一般用泛点百分率作为间接衡量雾沫夹带量的指标。对于塔径小于900mm的塔，小于70%，这样就可以保证雾沫夹带量小于10%。泛点百分率可用下面的经验公式计算：式中 泛点百分率；气相流量，；气相密度，；液相密度，；液相流量，；，；板上液流长度，对单流型塔板，泛点负荷系数，由气相密度及板距可以查取得；系统因素，苯和甲苯可按正常系统查物性系数。计算得： 精馏段：提馏段：因此计算出来的泛点百分率都在70%以下，满足规定的指标。4.4 操作性能负荷图4.4.1 精馏段的操作性能负荷图一、液相上限线取降液管内液体的停留时间，此液体流量为最大允许值。因此，液体流量的上限值可由下式计算：式中 液体流量上限，；板间距，； 降液管截面积，；降液管内液体的停留时间，则 过点作垂直线，即为液相上限线（在图4-5中线）。液相上限线是图中与气相流量无关的垂线，与纵轴平行。二、气相下限线对于F1型重阀，气相负荷下限一般取阀孔动能因子，由此计算出此时的气相负荷，过作水平线，即为浮阀塔的气相下限线。取，则依，可计算得：则 过作水平线，即为气相下限线（在图4-5中线）。气相下限线是图中与液相流量无关的水平线，与横轴平行。三、液相下限线一般以作液相负荷的下限，低于此限时认为塔板上液相流动不能保证均匀分布。由计算，过作垂直线，即为液相下限线。由式得过作垂直线，即为液相下限线（在图4-5中线）。液相下限线是图中与气相流量无关的垂线，与纵轴平行。四、过量雾沫夹带线雾沫夹带量过大，塔板效率严重下降，一般控制使其不大于0.1kg液沫/kg气。因此以kg液沫/kg气为界限，用雾沫夹带量的计算公式，作出和的曲线即为过量雾沫夹带线。一般为计算方便，当作直线处理，由两点连成一直线即可，由雾沫夹带量的计算公式，令，液体量为，计算得气量为，由和定出一点。再设（一般也接近的值），仍以计算得气量为。由和定出另一点，连接两点的直线，即为过量雾沫夹带线。雾沫夹带量的计算式为 式中 雾沫夹带量，kg液沫/kg汽；液相表面张力，； 气速，；气相流量，； 塔横截面积，；板间距，； 板上液层高度， 则 取，则则 求得 取，则则 求得 过、两点连接的直线（在图4-5中线），即为过量雾沫夹带线。五、溢流液泛线对已设计的浮阀塔，当降液管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。由于 所以 取，则则液泛时的干板压降为：则相应的泛点孔速和气体流量为：取，则则液泛时的干板压降为：则相应的泛点孔速和气体流量为：过、两点连接的直线（在图4-5中线），即为液泛线。六、精馏段的操作性能负荷图根据上面计算的结果，作出精馏段的操作性能负荷图。由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点），处在适宜操作区域内的适中位置；塔板的气相负荷上限由过量雾沫夹带线和溢流液泛线控制。由图可知气相负荷上限值为，则操作弹性为：（，满足要求）图4-5 精馏段的操作性能负荷图4.4.2 提馏段的操作性能负荷图一、液相上限线取降液管内液体的停留时间，此液体流量为最大允许值。因此，液体流量的上限值可由下式计算：式中 液体流量上限，；板间距，； 降液管截面积，；降液管内液体的停留时间，则 过点作垂直线，即为液相上限线（在图4-6中线）。液相上限线是图中与气相流量无关的垂线，与纵轴平行。二、气相下限线对于F1型重阀，气相负荷下限一般取阀孔动能因子，由此计算出此时的气相负荷，过作水平线，即为浮阀塔的气相下限线。取，则依，可计算得：则 过作水平线，即为气相下限线（在图4-6中线）。气相下限线是图中与液相流量无关的水平线，与横轴平行。三、液相下限线一般以作液相负荷的下限，低于此限时认为塔板上液相流动不能保证均匀分布。由计算，过作垂直线，即为液相下限线。由式得过作垂直线，即为液相下限线（在图4-6中线）。液相下限线是图中与气相流量无关的垂线，与纵轴平行。四、过量雾沫夹带线雾沫夹带量过大，塔板效率严重下降，一般控制使其不大于0.1kg液沫/kg气。因此以kg液沫/kg气为界限，用雾沫夹带量的计算公式，作出和的曲线即为过量雾沫夹带线。一般为计算方便，当作直线处理，由两点连成一直线即可，由雾沫夹带量的计算公式，令，液体量为，计算得气量为，由和定出一点。再设（一般也接近的值），仍以计算得气量为。由和定出另一点，连接两点的直线，即为过量雾沫夹带线。雾沫夹带量的计算式为 式中 雾沫夹带量，kg液沫/kg汽；液相表面张力，； 气速，；气相流量，； 塔横截面积，；板间距，； 板上液层高度，则 取，则则 求得 取，则则 求得 过、两点连接的直线（在图4-6中线），即为过量雾沫夹带线。五、溢流液泛线对已设计的浮阀塔，当降液管内当量清液高度时，将发生溢流液泛。取，则则液泛时的干板压降为：则相应的泛点孔速和气体流量为：取，则则液泛时的干板压降为：则相应的泛点孔速和气体流量为：过、两点连接的直线（在图4-5中线），即为液泛线。六、提馏段的操作性能负荷图根据上面计算的结果，作出精馏段的操作性能负荷图。由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点），处在适宜操作区域内的适中位置；塔板的气相负荷上限由过量雾沫夹带线和溢流液泛线控制。由图可知气相负荷上限值为，则操作弹性为：（，满足要求）图4-6 提馏段的操作性能负荷图5. 附属设备的选择5.1 再沸器选用卧式U型管换热器，经处理，放在塔釜内，蒸汽选择、的水蒸气，查表得传热系数,间接加热蒸汽量则， 计算得所需要的传热面积为：5.2 冷凝器采用列管式冷凝，逆流方式，取水为冷凝介质，其进出冷凝器的温度分别为和，已知，泡点回流由以上可知冷却水流量则 ；查表则计算得所需要的传热面积为：5.3 确定塔体各接管尺寸5.3.1 塔顶蒸气出口管径本次设计取蒸汽速度圆整后5.3.2 回流液管径取回流速度圆整后5.3.3 加料管径取进料速度圆整后5.3.4 料液排出管径取塔釜料液排出的速度圆整后6. 附录6.1 附件一（程序迭代计算理论塔板数）#include #include using namespace std;#define R 2.2304 /回流比#define q 1#define xq 0.45 /q线方程#define a 2.47 /全塔相对挥发率#define qnd 5.188 /塔顶摩尔流率#define qnw 6.464 /塔底摩尔流率float qnf, xf, xd, xw, qnv, qnl;float x10000,y10000;int main() int nf,nt; cinqnfxfxdxw; qnv=(R+1)*qnd; qnl=qnv-qnd; y0=xd; nf=0; for(int j=0; ;j+) xj= yj/(a-(a-1)*yj); coutxjendl; /可以看出迭代过程； if(xj0.00001) nt=j; break; else if(xj0.00001) yj+1=(qnl+q*qnf)/(qnl+q*qnf-qnw)*xj-(qnw/(qnl+q*qnf-qnw)*xw; /提馏段操作方程； else yj+1=(R/(R+1)*xj+xd/(R+1); /精馏段操作方程； nf+; co