苯、甲苯、二甲苯分离过程工艺设计说明书.docx

化工过程及CAD课程设计任务书项目一、CAD1.题目化工单元操作设备CAD 图（以化工原理课程设计手工图纸为基础）2.提交材料1）电子版图纸（图幅：A1；文件格：*.dwg；CAD 版本：2010及以前的版本）2）纸质材料：将电子版A1 图纸用A3 制进行打印。项目二、化工过程设计（工作间：330d/a）题目4）苯、甲苯、二甲苯分离过程设计（进料：苯含量2040%；甲苯：1530%；分离后苯的纯度不小于98%；甲苯纯度不小98%；二甲苯纯度不小97%）。2.要求1）查阅文献资料，完成工艺流程设计，按化工制图中对流程图的要求绘制工艺流程图；2）采用流程模拟软件，进行全流程流程模拟；3）编辑得到流程模拟的物料平衡表、热量平衡表；4）对其中一个精馏塔进行塔体工艺尺寸计算，以及敏感性分析；5）编制工艺设计报告应报包括：文献调研情况，设计依据年工作时间、原料规格、加热蒸汽机冷却水规格等、工艺流程设计工艺流程图及工艺流程简述，全流程模拟结果物料平衡与热量平衡，塔设备工艺尺寸结果，塔设备敏感性分解结果图表。6）格式与排版要求：见附件年处理量18.86万吨三苯分离项目工艺设计说明书第一章 总论1.1 项目概况本项目为在任务书的要求下设计一个简单的三苯分离工艺。由于苯、甲苯、二甲苯之间沸点温差相差明显，存在较大温差，故可用传统精馏操作即可分离，无需太过复杂的工艺要求。对于三元混合物的分离，应采用连续精馏流程。连续精馏具有生产能力大，产品质量稳定等优点。采用全凝器为主，以使于准确的控制回流比。利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分的分离。1.2 设计依据化工过程及CAD课程设计任务书；1.3 生产工艺及全厂总流程1.3.1 生产工艺蒸馏是利用液体混合物中各组分挥发的不同并借助于多次不分汽化和部分冷凝达到轻，重组分分流的方法。蒸馏操作在化工，石油化工，轻工等工业生产中占有重要的地位。蒸馏过程按蒸馏方式可分为简单蒸馏，平衡蒸馏，精馏和特殊精馏等。本设计采用连续精馏工艺。设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。1.3.2精馏原理及其在工业生产中的应用 精馏是利用混合物中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，再沸器或塔釜产精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。因此可是混合物得到几乎完全的分离。精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。 精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。进行精馏操作的设备叫做精馏塔。在精馏塔中生的蒸汽沿塔逐渐上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质、传热，重组分下降，使混合液达到一定程度的分离。如果离开某一块塔板（或某一段填料） 分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计的气相和液相的组成达到平衡，则该板（或该段填料）称为一块理论板或一个理论级。然而，在实际操作的塔板上或一段填料层中，由于气液两相接触时间有限，气液两相不到平衡状态，即一块实际操作的塔板（或一段填料层）的分离效果常常达不到一块理论板或一个理论级的作用。要想达到一定的分离要求，实际操作的塔板数总要比理论的板数多，或所需的填料层高度要比理论上的要高。1.3.3精馏操作的特点及其对塔设备的要求精馏操作的特点从上述对精馏过程的简单介绍可知，常见的精馏塔的两端分别为汽化成分的冷凝和液体的沸腾的传热过程，精馏塔也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，精馏操作又有如下特点： 1)沸点升高 精馏的溶液中含有沸点不同的溶剂，在相同的压力下溶液的蒸汽压较同温度下纯溶剂的汽化压低，使溶液的沸点高于醇溶液的沸点，这种现象称为沸点的升高。在加热汽化温度一定的情况下，汽化溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。 2)物料的工艺特性精馏溶液本身具有某些特性，如某些物料在加入到溶液中时可与溶液中的某一组分或几组分形成恒沸液等。如何利用物料的特性和工艺要求，选择适宜的精流流程和设备是精馏操作彼此需要知道和必须考虑的问题。3)节约能源精馏汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量提高加热蒸汽的利用率是精馏操作需要考虑的另一个问题精馏操作对塔设备的主要要求 1：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。2：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。3：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时易于达到所要求的真空度。4：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而不会使效率发生较大的变化。5：结构简单，造价低，安装检修方便。6：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。1.3.4设计总流程 本设计采用连续精馏工艺。设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。图1-1工艺总流程1.4 建设规模和产品方案1.4.1 建设规模本项目为年处理20万吨三苯混合物的精馏分离。1.4.2 产品方案本设计采用连续精馏工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计得到的产品规格如下表:表1-1产品规格产品规格纯度（mole百分含量）产量（万吨/年）苯优等品99.99甲苯优等品98.04二甲苯优等品98.631.5 主要原料、燃料规格及消耗本设计采用连续精馏工艺，根据任务书要求以及流程模拟，本设计原料消耗及其组成如下表：表1-2 原料消耗名称成分及其含量（mole百分含量）消耗量（万吨/年）三苯混合物苯35%18.86甲苯18%邻二甲苯13%间二甲苯24%对二甲苯10%本设计内部设备换热量较大，内部物流换热后，不足热量采用公用工程补助，公用工程规格如下表： 表1-3 公用工程消耗序号公用工程名称规格1冷凝水25-302低压蒸汽125第二章 工艺流程2.1 工艺方案2.1.1 工艺流程概述本项目为三元混合物的分离，对于三元混合物的分离，采用连续精馏流程，设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。本采用连续精馏流程，在T0401中分离出苯产品，塔底物流换热后进入T0402分离甲苯与二甲苯，设计全流程图如下图所示：图2-1 三苯分离全流程图2.1.2 工艺流程模拟 在模拟过程中，原料由原料泵P0401进入进料加热器E0401加热到107.5后由甲苯塔进料泵P0202鼓入甲苯塔T0401进料，经过调试优化得到T0401的模拟参数：表2-1 苯分离塔操作参数塔板数进料位置回流比采出率塔顶全凝器压强全塔压降30181.80.4150.137MPa0.0124MPa模拟得到塔顶苯产品的纯度达到99.37%，苯的分离率接近100%；塔顶苯产品经冷却器E0402冷却后进入储罐，塔底物流进入冷却器E0403冷却至128。由甲苯塔进料泵P0403抽入甲苯塔T0402进料。调试优化得到甲苯塔的模拟参数：表2-2 甲苯分离塔操作参数塔板数进料位置回流比采出率塔顶全凝器压强全塔压降40214.050.3030.134MPa0.019MPa模拟之后得到塔顶甲苯产品纯度99.26%，甲苯分离率达到99.9%。 模拟流程图如下：图2-2 三苯分离模拟流程2.1.3 工艺流程优化 模拟的最终目的是为了优化流程，以达到某方面的效益最佳，如经济效益最好、节能效果最佳等。 在建立全流程模拟的过程中已经对局部可以寻优的参数进行了寻求最优的求解，这些参数包括各精馏塔的塔板数、回流比、采出率、进料板位置以及萃取剂用量等。而一些操作参数是根据文献所述确定的最佳操作条件，这些参数无需进行优化。由于本设计只包含两个常规精馏塔，故对两个塔都进行操作参数的优化。下面以苯分离塔为例对优化过程进行说明。对苯分离塔塔板气液相组成分别作图：图2-3 苯分离塔塔板液相组成分布图图2-4 苯分离塔塔板气相组成分布图对于苯分离塔的操作参数优化包括：回流比、理论塔板数、进料板位置以及采出率四个参数的优化。（1）回流比优化Aspen plus中采用灵敏度分析模块，分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以回流比为分析变量；根据简介计算结果得到的回流比作为参考，设置回流比变化区间为1.23，变化频率取0.05。对分析结果作图：图2-5 苯分离塔回流比对塔分离效果影响由图中曲线分析，当回流比为1.8之后曲线变化趋于平缓，苯纯度为99.40%，分离率为99.998%，随着回流比变化，这两参数几乎不发生变化。而再沸器热负荷一直呈线性变化，综合考虑，最优回流比取1.8。（2）理论塔板数优化同回流比优化一样，采用灵敏度分析模块，分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以理论塔板数为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为40块之后，设置变化区间为2040，变化频率为1。对分析结果作图：图2-6 苯分离塔理论塔板数对塔分离效果影响由图分析，当理论塔板数为30块板之后，苯纯度、苯分离率以及再沸器热负荷均趋于水平，几乎不再变化。此时苯纯度为99.33%；苯分离率为99.92%，再沸器热负荷也为最低。最终取最优理论塔板数为30.（3）进料板位置优化分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以进料板位置为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块，设置进料板变化区间为1525，变化频率为1；对分析结果作图：图2-7 苯分离塔进料板位置对塔分离效果影响在18块板位置之后，可以看到苯分离率与塔顶产物苯纯明显下降，再沸器热负荷明显上升；在第18块板进料时，苯分离率为：99.95%；苯纯度为99.36%。且再沸器热负荷也较低，故选择第18块板为最佳进料位置。（3）采出率优化分别设置再沸器热负荷、塔顶产物中苯的mole百分含量、苯的分离率作为分析目标对象，以采出率为分析变量；将塔设置中回流比更改为刚刚优化得到的最优回流比1.8；塔板数更改为优化得到的最优塔板数30块，设置进料板位置设置为18，设置采出率变化区间为0.350.45，变化频率为0.005；对分析结果作图：图2-8 苯分离塔采出率对塔分离效果影响由图线可直接看出，为同时考虑到苯纯度与分离率都要达到设计要求，取采出率为0.415为最优采出率。此时苯分离率为：99.95%；苯纯度为99.36%。再沸器热负荷也较低。甲苯塔优化方式与此相同，就不予详细说明，优化结果见表2-2。第三章 物料衡算与能量衡算3.1 概述本设计采用连续精馏工艺。设计中采用泡点进料，将原料通过预加热至泡点送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分冷却后送至储罐。设计过程中利用Aspen Plus对全流程进行模拟，并在此基础上完成物料衡算、能量衡算，Aspen plus模拟流程如图4-1所示。图4-1 三苯分离模拟流程本流程为连续生产过程，所需主要设备有、泵、换热器、和普通精馏塔等，涉及到的物料主要有苯、甲苯、二甲苯、以及公用工程的冷却水、加热蒸汽等，输入整个生产系统的能量主要有电能、加热介质带入的能量和进入物料的焓，输出的能量有冷却剂带走的能量和输出物料的焓。3.2 物料衡算 3.2.1 物料衡算基本原理 系统的物料衡算以质量守恒为理论基础，研究某一系统内进出物料量及组成的变化，即： 系统累计的质量=输入系统的质量 - 输出系统的质量+反应生成的质量 - 反应消耗的质量 假设系统无泄漏，有： dF/dt=FIN-FOUT+CR-CR当系统无化学反应发生时，有： dF/dt=FIN-FOUT在稳定状态下，有： dF/dt=FIN-FOUT=0，FIN=FOUT注：FIN进入系统的物料流率； FOUT流出系统的物料流率； CR反应产生物料速率； CR反应消耗物料速率。3.2.2 物料衡算任务 通过对系统整体以及部分主要单元的详细物料衡算，得到主、副产品的产量，原料的消耗量，“三废”的排放量以及最后产品的质量指标等关键经济技术指标，对所选工艺路线、设计流程进行定量评述，为后阶段的设计提供依据。3.2.3 系统物料衡算该系统出塔设备外，其他所有设备物料进出均为一进一出，假设系统无泄漏，故只需对塔设备进行物料衡算，衡算结果如下：表4-1 T0401物料衡算进料物流塔顶出料塔底出料温度 107.590.382923143.92931压力 MPa0.160.1370.152气相分率000总Mole流量 kmol/hr256106.24149.76总质量流量 kg/hr23570.22548308.2466315261.9788总体积流量 cum/hr30.064045610.346818720.2984737各组分Mole流量 kmol/hr苯105.609966105.5660440.04392297甲苯46.04532920.6739557445.3713735邻二甲苯28.86130121.628e-0928.8613012间二甲苯53.28240227.0153e-0753.2824015对二甲苯22.20100093.0756e-0822.2010009各组分Mole分率苯0.412538930.993656280.00029328甲苯0.179864570.006343710.30296056邻二甲苯0.112739461.5324e-110.19271702间二甲苯0.208134386.6033e-090.35578527对二甲苯0.086722662.8949e-100.14824386表4-2 T0402物料衡算进料物流塔顶出料塔底出料温度 128120.869702156.278759压力 MPa0.160.1340.153气相分率000总Mole流量 kmol/hr149.7645.6768104.0832总质量流量 kg/hr15261.97884212.1738111049.805总体积流量 cum/hr19.8581295.4720262414.8781948各组分Mole流量 kmol/hr苯0.043922970.043922974.9774e-11甲苯45.371373545.34016720.03120624邻二甲苯28.86130123.7179e-0528.861264间二甲苯53.28240150.2896443652.9927571对二甲苯22.20100090.0030282422.1979726各组分Mole分率苯0.000293280.000961604.7822e-13甲苯0.302960560.992630110.00029982邻二甲苯0.192717028.1395e-070.27729032间二甲苯0.355785270.006341170.50913843对二甲苯0.148243866.6297e-050.213271433.3 能量衡算 3.3.1 基本原理 系统的能量衡算能量守恒为理论基础，研究某一系统内各类型的能量的变化，即： 输入系统的能量=输出系统的能量+系统积累的能量对于连续系统，有：Q+W=HOUTHIN注：Q设备的热负荷；W输入系统的机械能；HOUT离开设备的各物料焓之和；HIN进入设备的各物料焓之和。 本项目的能量衡算以单元设备为对象，计算由机械能转换、化学反应释放能量和单纯的物理变化带来的热量变化。3.3.2 能量衡算任务 (1) 确定流程中机械所需的功率，为设备设计和选型提供依据。 (2) 确定精馏各单元操作中所需的热量或冷量及传递速率，确定加热剂和冷剂的用量，为后续换热和公用工程的设计做准备。 (3) 最终计算出所需的能量和费用，判定工艺过程的经济性。3.3.3 系统能量衡算表4-3 进料加热器E0401焓变表进料物流出料物流温度 C25107.5压力 MPa0.10.16气相分率00Mole流量kmol/hr256256质量流量 kg/hr23570.225423570.2254体积流量 cum/hr27.282121230.0640456焓值 KJ/hr30585156856968负荷3798453表4-4 T0401进出物料焓变表进料物流塔顶出料塔底出料温度 C107.590.396757143.900737压力 MPa0.160.1370.152气相分率000Mole流量kmol/hr256106.24149.76质量流量 kg/hr23570.22548309.2391315260.9863体积流量 cum/hr30.064045610.348323420.2964838焓值 KJ/hr685696862138721507031表4-5 苯产品冷却器器E0402焓变表进料物流出料物流温度 C90.39675725压力 MPa0.1370.1气相分率00Mole流量kmol/hr106.24106.24质量流量 kg/hr8309.239138309.23913体积流量 cum/hr10.34832349.52939637焓值 KJ/hr62138725190472负荷 KJ/hr1023400表4-6 甲苯塔进料冷却器E0403焓变表进料物流出料物流温度 C143.900737128压力 MPa0.1520.16气相分率00Mole流量kmol/hr149.76149.76质量流量 kg/hr15260.986315260.9863体积流量 cum/hr20.296483819.8569712焓值 KJ/hr5190472958541负荷 KJ/hr4231931表4-7 甲苯塔T0402进出物料焓变表进料物流塔顶出料塔底出料温度 C128120.706111156.258416压力 MPa0.160.1340.153气相分率000Mole流量kmol/hr149.7645.37728104.38272质量流量 kg/hr15260.98634179.9605111081.0258体积流量 cum/hr19.85697125.4290560314.9201212焓值 KJ/hr9585411325307304596表4-8 甲苯产品冷却器器E0404焓变表进料物流出料物流温度 C120.70611125压力 MPa0.1340.1气相分率00Mole流量kmol/hr45.3772845.37728质量流量 kg/hr4179.960514179.96051体积流量 cum/hr5.429056034.83399113焓值 KJ/hr1325307554959第四章 塔设备设计及选型4.1 概述 本项目选用了2个精馏塔，分别为苯分离塔与甲苯分离塔，都为普通精馏塔，没有特殊设备。故选取其中一个进行典型计算。4.2苯塔（T0401）设计 精馏设备的基本功能是形成气、液两相充分接触的相界面，使质、热的传递快速有效地进行，接触混合与传质后的气、液两相能及时分开、互不夹带等。气、以为传质设备的类型很多，按接触方式可分为连续接触式和逐级接触式两大类，填料塔和板式塔分别为其典型代表，在吸收、蒸馏中应用极广。4.2.1设计任务设计一个普通精馏塔，并校核其相关参数达到分离苯产品的技术要求。4.2.2 塔型选择 通过对设计要求的分析我们对工业上广泛应用的塔设备进行比较和选型。选型的依据是：在保证满足工艺要求的前提上，做到安全生产，稳定操作，较低的设备费用和操作费用。工业用的精馏塔类型主要有填料塔和板式塔。两种类型的塔器各有特点：不同任务、操作条件、介质性质情况下，选择合适的精馏塔能够充分发挥塔的作用，既能保证安全稳定生产，又能过降低生产成本。表4-1板式塔和填料塔的比较项目塔型板式塔填料塔压力降压力降一般比填料塔大压力降小，较适合于要求压力降小的场合空塔气速空塔气速大空塔气速较大塔效率效率较稳定，大塔板效率比小塔有所提高分离效率较高，塔径1.5m以下效率高，塔径增大，效率常会下降气液比适应范围较大对液体喷淋量有一定要求持液量较大较小材质要求一般用金属材料制作可用非金属耐腐蚀材料安装维修较容易较容易造价直径大时一般比填料塔造价低800mm以下，一般比板式塔便宜，直径增大，造价显著增加重量较轻较重通过上面的比较，我们可以看出，板式塔虽然压降高，但其空塔气速大、塔效率高且稳定、液气比适用范围较大、安装和检修容易、大直径塔的造价低，这些特点能够的满足我们设计中处理量大，塔效率高，液气比范围广等要求。综合考虑，我们优先选择板式塔。4.2.3 塔盘的类型与选择 塔板上气、液两相在流动中接触传质，按两相相对流动方式，可将塔板分为溢流式和逆流式。有降液管的溢流式塔板应用很广，按塔板的具体结构形式，又可分为泡罩塔板、筛板塔板、浮阀塔板、网孔塔板、舌型塔板等。表4-2 各种板式塔的优缺点及用途塔盘形式结构优点缺点用途塔盘形式泡罩型圆形泡罩复杂弹性好 无泄漏费用高 板间距大;压力将比较大用于具有特定要求的场合S形泡罩塔板稍简单简化了泡罩的形式，因此性能相似费用高 板间距大;压力将比较大用于具有特定要求的场浮阀型条形浮阀简单操作弹性较好;塔板效率较高;处理能力较大无特别缺点适用于加压及常压下的气液传质过程重盘式浮阀有简单的和稍复杂的T形浮阀简单穿流型筛板简单正常负荷下效率高 费用最低；压力降小稳定操作范围窄;易堵物料;容易发生液体泄漏适于处理量变动少且不析出固体物的系统波纹筛板简单比筛板压力降稍高，但具有同样的优点；气液分布好栅板简单处理能力大；压力降小；费用便宜处理能力大；压力降小；费用便宜塔板效率低；弹性较小；处理量少时，效率剧烈下降由于本设计对产品规格要求有较稳定的分离效果，操作弹性要求也较高，通过对比浮阀塔、筛板塔、泡罩塔，最终选择浮阀塔，浮阀采用F1重型浮阀。4.2.4 塔工艺结构计算 1、塔板参数假设及初选根据Aspen 软件对塔板参数进行模拟，假设塔板上液相流动形式为单溢流；板间距选择0.4m；塔型选择Nutter Float Valve （条形浮阀塔）进行初步模拟计算；模拟得到的工艺参数如下： 图4-1 塔板初步设计结果参数得到塔径为1.66m，圆整后取1.8m；降液管面积/塔盘面积Af/AT=0.1；侧面降液管速率：0.0886m/s；溢流堰长：1.066m；查看分析结果各塔盘水力学参数：表4-3 各塔盘水力学参数塔板压力液相温度气相温度液相体积流量气相体积流量液相密度气相密度单位MPaCCcum/hrcum/hrkg/cumkg/cum10.13790.38292390.705813634.66184257829.46872802.9759583.5548550220.1375172490.705813691.163171324.33523757802.47718802.5406373.5678750530.1380344891.163171391.838004124.36554267775.08796801.9089243.5815919840.1385517291.838004192.844191724.41257217746.93718800.9688813.5965126150.1390689792.844191794.306634624.48619267717.57666799.5809423.6134321660.1395862194.306634696.298264524.59903437686.75159797.6206463.6333871670.1401034596.298264598.742773824.76222457655.02576795.0687493.6571944680.1406206998.7427738101.37032524.97538087624.15271792.1027143.6845161790370325103.82427525.2171887595.99597789.0805463.71335631100824275105.8500725.45077617570.70322786.3782973.7410243911085007107.38755225.64575417547.05983784.2132243.76570321120387552108.53008825.79583237524.65726782.5968013.78701422130.1432069108.530088109.44852425.89003617499.32879781.4003723.80550487140448524110.37272525.93642377469.81673780.4338393.82203633150372725111.64256725.92990957432.01602779.4660383.83741525160642567113.81969825.84735687377.87667778.2010853.85242119170819698117.66643625.66055187295.62367776.2570763.86909098180.1457931117.666436121.7018145865954773.2821353.93584921190701814125.17544859.32531637592.86732769.6306094.00330979200175448127.78816760.33626417628.23692766.5208934.06214801210788167129.59592761.10464777650.41126764.1936384.10877301220595927130.8146861.64455187660.20146762.5838814.144429123081468131.67469662.00038297658.04892761.495359414889655131.674696132.38325762.23581547647.25374760.7258284.19528548250383257133.1508562.40025467629.31323760.0996914.2164259926015085134.2539162.53145487603.7273759.4499074.2383855527025391136.10944162.66804997568.45202758.577144.26461982280109441139.25171362.88384747523.69941757.2084024.30030448290251713143.9293163.35751617484.19417755.0184594.35238776300.152143.92931143.9293120.29847370751.878146表4-4 液体负荷与板上流型的关系塔径，mm液体流量，m3/hU形流单溢流双溢流阶梯流10007以下45以下14009以下70以下200011以下90以下90160300011以下110以下110200200300400011以下110以下110230230350500011以下110以下110250250400600011以下110以下110250250450由表4-3可知，各塔板液相负荷最大值为63.35m3/h，根据表4-4，模拟是假设塔盘上液相流动形式为单溢流的假设是合理的。且塔径为1.8m时，板间距可取400mm或600mm，板间距设计合理。再利用ASPEN PLUS软件对塔盘进行详细计算，得到结果如下：图5-2 塔盘详细计算参数塔径为：1.8m；最大泛点率为：0.73；全塔压降：0.0124MPa；2、塔板参数详细计算由水力学参数表可知，除第一块塔板外，第二块塔板气相负荷最大，选取第二块塔板利用水力学校核软件CUP-tower进行水力学校核，提取第二块塔板详细参数：图4-3 提取塔板水力学参数（1）塔板结构设计受液盘与鼓泡区之间的安定区Ws通常取50100mm，取80mm ；鼓泡区与溢流堰之间的安定区Ws 通常取70100mm，取80mm；边缘区Wc 对塔径在2.5m 以下的塔一般取边宽50mm，2.5 以上的塔，可取60mm 或更大些，取60mm。此外，塔板根据直径的大小可以制造为整块式和分块组装式。塔径在800mm 以下的塔多采取整块式塔板；塔径大于900mm 的塔多采用分块式，以便通过人孔装拆塔板。（2）弓形降液管由aspen plus模拟得到以下数据，Af/AT=0.1；则降液管面积Af=0.1AT=0.1 0.785D2=0.254 m 2; 图4-4 弓形降液管参数图由图查得,则降液管堰长；得降液管顶部宽度；为降低气沫夹带，液体在板上须有足够长的时间使气体从液相中分离出， 一般要求不小于35s，为此，必须进行校核。 液体在降液管中的停留时间为故降液管尺寸合理。（3）溢流堰 由aspen plus模拟得到，溢流堰长：1.066m；（4）降液管底隙高度及受液盘塔板上接受降液管流下液体的部分为受液盘，常用平行型式，考虑减小液体流动阻力损失和固体杂质可能在底隙处沉积，所以h0不能太小，一般不小于38mm，但为防止气体进入降液管间距h0 不可太大。根据经验一般取uoL=0.070.25m/s，取uoL=0.20m/s。故降液管低隙高度取38mm。受液盘承受来自降液管的液体。对于大塔（D800mm),一般采用凹形受液盘。这种结构在液体流量低时仍能形成良好的液封，凹形受液盘深度一般在50mm 以上。取50mm。（5）浮阀的数目及孔间距浮阀采用F1重型浮阀，对于F1 型浮阀，d0=39mm；取F0=12每层塔板浮阀数：圆整取266个；浮阀排列采用等腰三角形叉排，它可使相邻的浮阀容易吹开，鼓泡更均匀。 通常将同一横排的阀孔中心距t定为75mm，而相邻两排间的距离t 可取65、 80、100mm 等几种规格。鼓泡区面积：其中：计算得到：根据已经确定的孔距，按等腰三角形叉排方式作图，确切排出在鼓泡区内可以布置的浮阀总数为264。图4-5 浮阀排布图阀孔气速：校核动能因子：符合912的要求，浮阀数满足要求；则塔板开孔率为：一般对常压塔或减压塔=10%14% 故设计合理。3、利用CUPTower对塔板参数校核输入塔板信息：图4-5 输入塔板信息输入塔操作工艺条件：图4-6 输入塔板工艺条件输入塔板结构参数以及降液管尺寸输入，输入降液管尺寸后点击计算，计算降液管详细尺寸。图4-7 输入塔板结构参数所有数据输入完毕，点击检验，没有提示错误或漏输入，然后点击开始计算，计算完成得到塔板结构参数与工艺参数的校核结果。图4-8 塔板结构参数校核结果图4-9 塔板工艺参数校核结果根据化工设备设计全书塔设备设计中的经验值对塔板参数校核结果进行对比检验，结果均符合要求，故该塔板工艺参数设计合理。5.3 塔机械工程设计 5.3.1塔高设计 (1)、实际塔板数N 精馏塔塔板效率是实际板与理论板差异的体现，它是气、液两相在塔板上的传质速率、混合和流动状况、以及塔板返混的综合结果。本设计采用全塔效率关联曲线选取塔效率。图4-10 精馏操作总板效率关联图得塔效率为60% ；实际塔板数为NT=N/ET=50。(2)、塔顶空间高度Ha 塔顶空间高度的作用时安装塔板和开人孔的需要，也使气体中的液体自由沉降，减少塔顶出口气中的液滴夹带，空间高度一般取 1.21.5m，这里取 Ha=1.5m。(3)、板间距HT 板间距HT=600mm (4)、人孔数 S塔板总数为50块板，取10块板开一个人孔，人孔数为7个 (包括塔顶和塔底人孔数)。有人孔的上下两塔板间距应大于等于600mm，这里取。(5)、塔板所占空间高度HZ 塔板所占空间高度HZ=(N-1-S)HT+SHS+HF ，进料段高度HF取决于进料口结构形式和物料状态，一般HF要比HT大，取HF=1000mm。则 (6)、塔底空间高度 Hb塔底空间高度具有贮存槽的作用，塔底釜液最好能在塔底有 1015min 的 储量，以保证塔底料液不至排完。对于塔底产量较大的塔，塔底容量可取小些，20.2984737取35min的储量。提取Aspen数据塔底料液出口体积流量V=20.30m3/h，塔径D=1.8m，t=12min。(7)、支座的高度Hp支座一般均选用圆筒形或圆锥形的裙座。筒体高