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化工原理设计广 州 大 学 化工原理课程设计书专 业： 化学工程与工艺 班 级： 08精工 学 生： 谈凤平 学 号： 0813020001 完成时间： 2011年1月1日指导老师： 尚小琴老师化工原理课程设计任务书班级 08精工 姓名 谈凤平 学号 0813020001 设计题目：苯-甲苯连续精馏塔的设计一、设计任务：试设计一连续浮阀精馏塔以分离苯-甲苯混合物。具体工艺参数如下：1、原料处理量：年处理 71280 吨苯-甲苯混合液体。2、原料液中苯含量： 30.4 %（质量）。3、产品要求：馏出液中的苯含量为 98 %（质量）。 釜液中的苯含量不高于 2 %（质量）。设备的年运行时间平均为300天。二、设计条件：1、加热方式：间接蒸汽加热，蒸汽压力为1.02.5kg/cm2。2、操作压力：常压。3、进料状况： 泡点进料 。4、冷却水进口温度： 25 ，出口温度自定。5、塔板形式：浮阀塔板。三、应完成的工作量：1、确定全套精馏装置的流程，绘制工艺流程示意图，标明所需的设备、管线及有关控制或观测所需的主要仪表与装置。2、精馏塔的工艺设计，塔的结构尺寸设计。3、辅助装置的设计和选型；估算冷却水用量和冷凝器的换热面积、水蒸气用量和再沸器换热面积；。4、编写设计说明书一份。5、绘制精馏塔的装配图一张（一号图纸）。目录任务书2目录3前言5设计说明7符号说明8一. 设计方案的选定101.操作压力102.进料方式103.加热方式104.热能利用105.灵敏板的位置11二 .工艺设计111.工艺流程的确定112.塔的物料衡算12三. 塔板的计算131.苯和甲苯的气液平衡图132.最小回流比133.平均相对挥发度144.最佳回流比155.精馏段和提馏段的理论塔板数166.全塔效率ET177.实际塔板数17四、塔的工艺条件及物性数据计算171.操作压力的确定172.平均温度的确定183.平均摩尔质量的确定184.平均密度的确定195.表面张力的确定196.平均黏度的确定20五 .气液负荷计算21六 塔和塔板主要工艺尺寸计算221塔径的计算222.溢流装置243.塔板布置及浮阀数目254.塔板流体力学验算275.塔板负荷性能图31七 .塔的附属设备计算351.全冷凝器的热负荷和冷却水用量352.再沸器的热负荷和加热蒸气用量363.接管的尺寸和材料37八 .塔的构型381.塔的总体392.塔的总体高度39九. 设计汇总41后记43参考文献44附录45前言本设计书是介绍精馏装置板式塔（浮阀塔板）的设计，包括设计方案的确定及流程说明（确定全套精馏装置的流程，绘出流程示意图），塔的工艺计算（物料衡算确定理论塔板数和实际塔板数），塔和塔板主要设备的工艺结构尺寸的设计计算，辅助设备的选型与计算，设计结果概要或设计参数一览表，对本设计的评述或有关问题的分析讨论等六个内容。由于在常压下，苯和甲苯的相对挥发度有很大的差异，故可以通过精馏的方式分离苯和甲苯的混合溶液，达到要求的分离目的。本方案主要是采用浮阀塔。精馏设备所用的设备及其相互联系，总称为精馏装置，其核心为精馏塔。常用的精馏塔有板式塔和填料塔两类，通称塔设备，和其他传质过程一样，精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：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。二：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。三：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。四：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，而且不会使效率发生较大的变化。五：结构简单，造价低，安装检修方便。六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等。而浮阀塔的优点正是： 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气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。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。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。 近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计选用浮阀塔比较合适。设计说明共21个表格，10张图表格表2-1 物料衡算结果表3-1苯和甲苯的气液平衡数据表32 苯、甲苯的Antoine常数表3-3苯，甲苯的饱和蒸汽压表3-4回流比与理论塔板数表41 塔的工艺条件及物性数据计算结果表5-1精馏段和提馏段气液负荷计算结果表6-1物性系数K表6-2雾沫夹带线取点表6-3液泛线取点表7-1冷凝器和再沸器的热负荷表7-2塔各接管及材料表8-1 塔间距与塔径的关系表82 塔体计算结果表9-1设计结果汇总附表1常压下苯甲苯的气热平衡数据表附表2苯和甲苯的物理性质附表3苯和甲苯的液相密度附表4液体表面张力附表5液体黏度附表6液体汽化热图图2-1精馏操作流程图3-1苯-甲苯的气液平衡图图3-2N和R的关系图图3-3理论塔板数图61 史密斯关联图图6-2精馏段和提馏段阀孔数图6-3泛点负荷系数图6-4精馏段操作性能图图6-5提馏段操作性能图附图浮阀塔装配图符号说明英文字母47Aa塔板上鼓泡区面积，m2；Ab板上液流面积，m2；Af降液管截面积，m2；AT塔截面积，m2；C操作条件下的负荷系数，无因次；CF泛点负荷系数，无因次；C20当液体表面张力为20 mNm时,计算umax的负荷系数，无因次；do阀孔直径，m；D塔径，m；馏出液摩尔流量，kmol/hev雾沫夹带量，kg液kg气E液流收缩系数，无因次；ET总板效率(全塔效率)，无因次；Fo气相动能因数，kg1/2（sm1/2）；g重力加速度，ms2；hl进口堰与降液管间的水平距离，m；hc与干板压强降相当的液柱高度，m液柱；hd与液体经过降液管时的压强降相当的液柱高度，m液柱；h1与板上液层阻力相当的液柱高度，m液柱；hL板上清液层高度，m；hn齿形堰的齿深，mho降液管的底隙高度，m；hOW堰上液层高度，m；hW出口堰高度，m；Hd降液管内清液层高度，m；HT板距，m；K物性系数，无因次；lW堰长，M；L液体摩尔流量，kmol/hLh液体流量，m3h；Ls液体流量，m3s；NP实际板层数；NT理论板层数；P压强降，Pa；R鼓泡区半径，m，或回流比，无因次；t孔心距，m；t排间距，m；u空塔气速，m/s；umax极限空塔速度(液泛速度)，m/s：uo阀孔气速，m/s；uoc临界孔速，m/s；uo降液管底隙处液体流速,m/s；Vh气体流量，m3hVs气体流量，m3s：Wc边缘无效区宽度，m；Wd弓形降液管宽度，m；Ws破沫区宽度，m；x液相中易挥发的摩尔组成；或鼓泡区1/2的宽度，m；y气相摩尔组成；Z板式塔的有效高度，m；希腊字母o板上液层充气系数，无因次；液体在降液管内停留时间,s；粘度，mPas；l液体密度，kg/m3v气体密度，kg/m3液体的表面张力，mNm或Nm；计算液泛时的系数，无因次；下标D馏出液；F原料液；h小时；s秒；i组分序号；L一液体的；m平均；max最大的；min最小的；n塔板序号；V气体的。一、设计方案的确定（1） 操作压力（加压、常压、减压） 操作压力的确定，主要取决于所处理物料的性质，其次是生产技术上的可行性和经济上的合理性。例如对热敏性的物料，则应采用减压操作；对沸点低，甚至常压下呈气状的物料则应采用加压操作。对物料性质无特殊要求时，一般可采用常压操作。所谓常压是指比大气体稍高的压力。加压和减压操作都使设备更加复杂，技术难度和设备成本也要增加。由于苯和甲苯在常压下有很好的分离效果，而且苯和甲苯也不是难挥发的物质，同时也从合理的经济成本和设备条件来考虑（2） 进料方式（热状况）选择泡点进料 进料状态直接影响塔板数、塔径、回流量、塔的热负荷等参数的计算，所以在工艺计算前要首先加以确定。进料有多种热状态形式，如冷进料、泡点进料点液共进料、饱和蒸气进料等但一般多采用泡点或接近泡点进料，这样塔的操作较易控制，精馏段与提馏段的塔径相同，使塔的设计和制造更简便。对于泡点进料，由于原料与板上液体的温度相近，因此原料液全部进入提馏段，作为提馏段的回流液，这样较好的提高原料液的分离。另外，也是为了使塔的操作处于稳定，不受季节的影响。（3） 加热方式（直接或间接）选择间接加热如果分离的混合溶液为水溶液，且水是难挥发组分，这选择直接加热较好，以省去再废气，提高热能利用率。但是直接加热时的理论板较间接蒸气时稍多，同时本次分离溶液的不是水溶液，所以采用间接加热的方式。（4） 热能利用在精馏装置中，可采用中间再沸器，由于塔中间液体沸点低于釜液，所以中间再沸器的温度比塔底再沸器的温度低，因而可以利用比塔釜热源温度低的加热剂来加热，降低能量消耗。同样，也可设置中间冷凝器，由于塔中蒸气温度高于塔顶，所以可回收能位比塔顶更高的热能。这样都可以提高精馏塔的热力学效率。当然，采用上述方式节能或余热利用时还需考虑所增加的设备费用，以及可能给操作带来的不利影响。（5） 灵敏板位置的确定一个正常操作的精馏塔当受到某一外界因素的影响的干扰(如回流比、进料组成发生波动等)，全塔各板的组成将发生变动，全塔的温度分布也将发生相应的变化。因此，有可能用测量温度的方法预示塔内组成尤其是塔顶馏出液组成的变化。仔细考察操作条件变动前后的温度分布的变化，即可发现在精馏段或提馏段的某些塔板上，温度变化最为显著。或者说，这些塔板的温度对外界干扰因素的反映最灵敏，故将这些塔板称之为灵敏板。将感温元件安置在灵敏板上可以较早察觉精馏操作所受的干扰；而且灵敏板比较靠近进料口，可在塔顶馏出液组成尚未产生变化之前先感受到进料参数的变动并及时采取调节手段，以稳定馏出液的组成。因此，在设计过程中根据不同回流比大小来确定全塔组成分布和温度分布，画出以塔板序号为纵坐标、温度变化为横坐标的温度分布曲线，得到温度变化最明显的位置，即为灵敏板位置。二、工艺设计（1） 精馏流程的确定苯和甲苯的混合溶液经原料预热器加热到泡点后，送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷凝器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽向再沸器供热，塔底产品经冷却后送至贮槽。流程简图：图2-1精馏操作流程（2）塔的物料衡算1、 原料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分数 =0.34=0.983=0.0242、平均摩尔质量=0.34*78.11+(1-0.34)*92.13=87.36kg/kmol= 0.983*78.11+(1-0.983)*92.13=78.35 kg/kmol0.024*78.11+(1-0.024)*92.1391.79 kg/kmol3、物料衡算总物料衡算 D+W=71280000/(300*24)易挥发组分物料衡算 0.983D+0.024W=0.34*71280000/(300*24)联合以上二式得：F=9900kg/h F=9900/87.36=113.32kmol/hD=3262.15kg/h D=3262.15/78.35=41.64 kmol/hW=6637.85kg/h W=6637.85/91.79=72.32 kmol/h表2-1物料衡算结果项目含苯摩尔分数平均摩尔质量kg/kmol进料量/(kg/h)产品溜出液量/(kg/h)产品釜液量/(kg/h)塔顶0.98378.3503262.150进料0.3487.36990000塔釜0.02491.79006637.85三、塔板数的确定表3-1苯和甲苯的气液平衡数据x1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y1.0000.9000.7770.6330.4560.2620（1）根据苯和甲苯的气液平衡数据做y-x图图3-1苯-甲苯的气液平衡图（2）求取最小回流比Rmin 因为是泡点进料，在苯和甲苯的yx图的对角线自点e（0.34 ，0.34）做垂线即为进料线（q线），该线和平衡线的交点坐标为（0.34 ，0.5566），此即最小回流比时和操作线与平衡线的交点坐标，依最小回流比计算式：Rmin1.97（3）计算平均相对挥发度查附表1 常压下气液平衡数据可知：当xD =0.983时物系温度为 同理：xF =0.34时，xW 0.024， 所以，tD80.37 tF95.89 tw109.68苯和甲苯的饱和蒸气压可以用Antoine方程求算，即3表3-2苯、甲苯的Antoine常数组分ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58计算，所得数据如下： 表3-3苯，甲苯的饱和蒸汽压组分饱和蒸汽压/kpa塔顶进料塔釜苯102.3160234.4甲苯39.869100塔顶 aD=102.3/39.8=2.570进料 aF =160/69=2.320塔底 aW =234.4/100=2.344全塔平均相对挥发度为am=2.45精馏段平均相对挥发度=2.44提馏段平均相对挥发度为=2.33（4）最佳回流比的确定由芬斯克方程2知：Nmin1-17.70实际回流比的确定：由吉利兰图的线性回归方程 Y=0.545827-0.591422X+0.002743/X2其中 X= Y=分别设R1.1，1.3，1.6，1.8，2.0Rmin， 数据如下表所示：表3-4回流比与理论塔板数R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+2)N2.170.0630.55219.672.560.1660.46416.123.150.2840.38813.843.550.3470.34912.923.940.3990.31712.22根据表中数据画出N和R的关系图如下：图3-2N和R的关系图由图可以读出，最佳回流比R 3.25， NT=13.41块 （不包括釜）（5）精馏段和提馏段理论塔板层数Nmin 114.2块(R-Rmin)/(R+1)0.301，即(N-Nmin)/(N+2)0.377，所以N7.95，故加料板为从塔顶往下的第8层理论板。精馏段理板数为7.95层，提馏段为5.46层（不包括釜）。用图解法作图，所得结果与理论计算结果相符。图3-3理论塔板数（6）全塔效率ET根据奥康奈尔方法： ET2根据塔顶和塔底液相组成查苯和甲苯的txy图，求得塔的平均温度为95.1C，该温度下进料液相平均黏度为： 0.34+（1-0.34） 0.34*0.267+（1-0.34）*0.2750.272mPa*s所以ET应指出奥康奈尔方法适用于较老式的工业塔及试验塔的总效率关联，所以对于新型高效的精馏塔来说，总效率要适当提高。本设计总效率设为ET =54.5% （7）实际塔板数精馏段 N精7.95/0.54514.59 取15块提馏段 N提5.46/0.54510.02 取11块四、塔的工艺条件及物性数据计算（1）操作压力塔顶压强PD101.3kpa，取每一层塔板的压强降为，则进料压强PF101.3+15*0.7111.8kpa塔釜压强PW101.3+26*0.7119.5kpa精馏段的平均操作压强：Pm（101.3+111.8）/2106.55kpa提馏段的平均操作压强：Pm（111.8+119.5）/2115.65kpa（2）温度tm由前面计算可知：tD80.37 tF95.89 tw109.68精馏段的平均温度 提馏段的平均温度 （3）平均摩尔质量Mm塔顶 y10.983 0.960 0.983*78.11+（1-0.983）*92.1378.35kg/kmol 0.960*78.11+（1-0.960）*92.1378.67 kg/kmol进料板 0.52 0.31 0.52*78.11+（1-0.52）*92.1384.84kg/kmol 0.31*78.11+（1-0.31）*92.1387.78kg/kmol塔釜 0.0385 0.0178 0.0385*78.11+（1-0.0385）*92.1391.59kg/kmol 0.0178*78.11+（1-0.0178）*92.1391.88kg/kmol则精馏段的平均摩尔质量：（78.35+84.84）/281.60kg/kmol（78.67+87.78）/283.23kg/kmol提馏段的平均摩尔质量（84.84+91.59）/288.22kg/kmol（87.78+91.88）/289.83kg/kmol（4）平均密度1.液体密度依下式 1/+/（a为质量分数）塔顶 1/0.98/814.59+0.02/809.64 813.01kg/进料板，有加料板液相组成0.310.2761/0.276/797.19+（1-0.276）/794.37 794.91 kg/塔釜 1/0.02/780+（1-0.02）/780 780 kg/故精馏段平均液相密度：（813.01+794.91）/2803.96 kg/ 提馏段平均液相密度：（780+794.91）/2787.46 kg/2.气相密度2.89 kg/3.27 kg/（5）液相表面张力0.983*21.2+0.017*21.6521.21mN/m=0.31*19.15+0.69*20.1=19.82 mN/m=0.0178*17.67+0.9822*18.4=18.38 mN/m则精馏段平均表面张力为：（21.21+19.82）/220.52 mN/m（19.82+18.38）/219.1 mN/m（6）液体黏度0.983*0.306+0.017*0.3080.306mpa=0.31*0.262+0.69*0.27=0.268 mpa=0.024*0.231+0.976*0.251=0.251 mpa则精馏段平均液相黏度（0.306+0.268）/20.287 mpa提馏段平均液相黏度（0.268+0.251）/20.260 mpa 表4-1塔的工艺条件及物性数据计算结果项目数值及说明备注操作压力/kpa塔顶101.3进料111.8塔釜119.5精馏段106.55提馏段115.65操作温度/C塔顶80.37进料95.89塔釜109.68精馏段88.13提馏段102.79液体密度/(kg/m3）塔顶813.01进料794.91塔釜780精馏段803.96提馏段787.46气体密度/(kg/m3)精馏段2.89提馏段3.27液体表面张力/(dyn/cm)塔顶21.21进料19.82塔釜18.38精馏段20.52提馏段19.1液体黏度/mpa塔顶0.306进料0.268塔釜0.251精馏段0.287提馏段0.26五 、气液负荷计算由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(3.25+1)*41.64=176.97kmol/h由于是泡点进料 所以q1 ，VL=RD=3.25*41.64=135.33kmol/h=L+F=135.33+113.32=248.65kmol/h转换为质量流量V176.97*81.6014440.75kg/h176.97*88.1315596.37kg/hL135.33*83.2311263.52 kg/h248.65*89.8322336.23 kg/h转化为体积流量V14440.75/（3600*2.89）1.38815596.37/（3600*3.27）1.325L11263.52/（803.96*3600）0.0038922336.23/（3600*787.46）0.00788表5-1精馏段和提馏段气液负荷计算结果项目kg/hm3/hm3/sV14440.754996.81.388L11263.5214.0040.00389V15596.3747701.325L22336.2328.3680.00788六 、塔和塔板主要工艺尺寸计算（一）塔径D精馏段的塔径：空塔气速 2依据 2 式中C可由图61史密斯关联图查出， 图61 史密斯关联图横坐标的数值 取塔板间距HT =0.45m，上层液层高度hL =0.07m，则图中参数值 由以上数据，查图61得C20=0.081，由公式校正得 则 取安全系数为0.7，空塔气速 塔径 所以按标准塔径圆整为 提馏段的塔径：空塔气速 2依据 2 式中C可由图61史密斯关联图查出，横坐标的数值 2 取塔板间距HT =0.45m，上层液层高度hL =0.07m，则图中参数值 由以上数据，查图得C20=0.076，由公式校正得 则 取安全系数为0.75，空塔气速塔径 所以按标准塔径圆整为 塔截面积 实际空塔气速 精馏段：提馏段：精馏段安全系数： 在0.6-0.8范围之间，合适。提馏段安全系数： 在0.6-0.8范围之间，合适 (二)溢流装置采用单溢流、弓形降液管、平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下1. 溢流堰长取堰长为0.66D，即0.66*1.40.924m2.出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度可由下式算出 2 近似取E=1，则3.弓形降液管和面积用弓形降液管的宽度与面积图2求取和，因为/D0.66由图查得/0.0721 /D0.124所以0.0721*1.540.1110.124*1.40.174m液体在降液管中的停留时间12.84s6.34s停留时间5s，故降液管可以使用4.降液管底隙高度 取0.13m/s（三）塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子10 ，则孔速为5.88m/s5.53m/s求取每层塔板上的浮阀数，即197.7 取198个200.7 取201个取边缘宽度0.06m，破沫区宽度为0.1m，计算塔板上的鼓泡区面积，即2xR=D/2-=1.4/2-0.06=0.64mX=D/2-(+)=1.4/2-(0.174+0.1)=0.426m=2=1.00浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距为 t0.075m，估算排间距，即精馏段=0.067m提馏段=0.066m考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支承与衔接也是要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距不宜采用0.067m，而应该小于此值。故取0.06m按t75mm60mm等腰三角形叉排方式作图图6-2精馏段和提馏段阀孔数精馏段排得阀数为180个提馏段排得阀数为180个按N180个重新核算及阀孔动能因数精馏段m/s提馏段m/s精馏段=提馏段阀孔动能因数变化不大，还在9-12范围内。精馏段塔板开孔率0.901/6.4613.9提馏段塔板开孔率0.860/6.1713.9精馏段和提馏段的开孔率都在10%14%之间，两者都符合要求。（四）塔板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的压强降，可以公式 1.干板阻力精馏段 5.87m/s提馏段 5.49m/s因为精馏段和提馏段的,故19.9精馏段19.919.9*0.034m液柱提馏段19.919.9*0.034m液柱2.板上充气液层阻力本设备分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取为充气系数0.5，所以0.50.070.035m液柱3.液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液体高度为精馏段 0.034+0.0350.069m液柱提馏段 0.034+0.0350.069m液柱则精馏段单板压降g0.069*803.96*9.81544.19Pa提馏段单板压降g0.069*787.46*9.81533.02Pa提馏段和精馏段的单板压降都小于开始假设的单板压降0.7kpa所以假设符合要求。（2）淹塔 为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，（+），可以按公式1.与气体通过塔板的压强降所相当的液体高度：精馏段 0.069m液柱提馏段 0.069m液柱2.液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故可以按公式0.153精馏段0.1530.00265m液柱提馏段0.1530.00262m液柱3.板上液层高度：0.07m故 精馏段 0.069+0.00265+0.070.142m提馏段 0.069+0.00262+0.070.142m取0.5 又选定了0.45m精馏段0.0526m 精馏段0.0422m，则精馏段 （+）0.5*（0.45+0.0526）0.251m提馏段（+）0.5*（0.45+0.0422）0.246m可见（+）,符合防止淹塔的要求。（3）雾沫夹带 按公式泛点率*100及泛点率板上液体流径长度 D-21.40-2*0.1741.052m板上液流面积 -21.54-2*0.1111.318苯和甲苯为正常系统，可以按下表取物性K1.0，而且从下图查泛点负荷系数图6-3泛点负荷系数表6-1物性系数K精馏段的1.26 提馏段的1.25精馏段的泛点率*10053.55泛点率55.08提馏段的泛点率*10058.78泛点率56.98根据两个泛点公式计算出的泛点率都在80以下，故可知雾沫夹带量能够满足0.1kg（液）/kg（气）的要求。（五）塔板负荷性能图（1）雾沫夹带线，按公式泛点率按泛点率为80计算如下精馏段 0.80.06+1.4310.1329提馏段 0.80.07+1.4310.1318由上式可知道雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个可作出雾沫夹带线（1）相应的和值表6-1雾沫夹带线取点精馏段Ls/（m3/s）0.0010.010Vs/（m3/s）2.191.98提馏段Ls/（m3/s）0.0010.010Vs/（m3/s）1.861.68（2）液泛线 由公式（+）忽略，得（+）5.34+0.153+（1+）由于物系一定，塔板结构尺寸一定，而且将上式化简为精馏段 0.0210.1721-175-1.055提馏段 0.0240.1827-41.14-1.055相应的和值表6-2液泛线取点精馏段Ls/（m3/s）0.0010.0050.0090.0130.017Vs/（m3/s）2.772.552.312.001.57提馏段Ls/（m3/s）0.0010.0050.0090.0130.017Vs/（m3/s）2.682.512.362.212.05根据数据作出液泛线（2）（3）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留的时间不低于3-5s。依据公式，液体在降液管内的停留时间为以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，则精馏段 0.010提馏段 0.010求出上限液体流量值（常数）。在-图液相负荷上限线为与气体流量无关的竖线（3）(4)漏液线 对于型重阀，依5计算，则又知道 则 以5作为规定气体最小负荷的标准，则精馏段 0.632提馏段 0.594作出与液相流量无关的水平漏液线（4）(5)液相负荷下限线 取堰上液层高度0.006m作为液相负荷下限条件，依公式0.006取E1，则精馏段 0.00078 提馏段 0.00078分别作出塔板负荷性能图上的（1）（2）（3）（4）（5）条线由塔板负荷性能图可以看出：（1）任务规定的气液负荷下的操作点p（设计点），处在适宜操作区内的位置。（2）精馏段气相负荷上限是由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。提馏段塔板的气相负荷上限是由液相负荷上限控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的气液比，由下面两个图，可查出精馏段的塔板气相负荷上限2.16气相负荷下限0.632提馏段的塔板气相负荷上限1.68气相负荷下限0.594图6-4精馏段操作性能图图6-5提馏段操作性能图精馏段 操作弹性/3.42提馏段 操作弹性/2.83七、 塔的附属设备计算（1）全冷凝器热负荷和冷却水消耗量因塔顶馏出液几乎为纯苯，故其焓可按纯苯进行计算，即：TD=80.37时，rA =393.56kJ/kg设定冷却水的出口温度为35冷却水消耗量为：换热面积：设塔顶产品经冷凝器后的温度为35，且采用逆流形式由管式换热器总传热系数K可知K800W/(m2.)换热面积为：（2）再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量再沸器的热负荷为V（）因残釜液几乎为纯甲苯，故其焓可按纯甲苯进行计算，即：在tW 109.68时，rB =360.8kJ/kg加热蒸汽消耗量为在塔釜压p119.5kpa下水的汽化热为2204kJ/kg，则换热面积：设塔釜产品经过再沸器后的温度为35，进入再沸器的冷却水从25变为100的水蒸气。由管式换热器总传热系数K可知K600W/(m2.)换热面积为：表7-1冷凝器和再沸器的热负荷项目进入温度/t流出温度/t换热面积热量负荷/（kJ/h）全冷凝器80.3735290.605440000冷却水（塔顶）2535再沸器109.735304.355880000冷却水（塔底）25100（3）确定塔体各接管及材料（1）蒸汽管在常压下取u=30m/s，以实际精馏段和提馏段最大的来计算243mm，查管子规格表1，得蒸汽接管用273mm7mm的热轧钢管（2）回流管由泵输送取u=1.6m/s82mm查管子规格表1，得回流管用95mm4mm的热轧钢管（3）进料管由泵输入塔内，取查管子规格表1，得进料管用60mm4mm的热轧钢管（4）塔釜液出口管取u0.8m/s查管子规格表1，得塔釜液出口管用70mm4mm的热轧钢管（5）进入再沸器的气液混合液入口管取u0.8m/s112mm查管子规格表1，得再沸器的气液混合液入口管用121mm4mm的热轧钢管（6）再沸器进入塔内管选择卧式再沸器气化率为501.388/0.52.8查设计资料4，由于u=1030m/s，取20m/s 则423mm查管子规格表1，得再沸器进入塔内管用450mm9mm的热轧钢管表7-2塔各接管及材料项目公称直径/mm壁厚/mm材料蒸气管2737热轧钢管回流管954热轧钢管进料管604热轧钢管塔釜液出口管704热轧钢管再沸器的入口管1214热轧钢管再沸器进入塔内管4509热轧钢管八、 塔总体构型 1) 总体结构精馏塔设备的总体结构包括：塔体、内件（主要包括人孔、平台、扶梯、吊柱、保温圈等）、支座、附件（如塔内部装有塔板、降液管及各种物料进出口接管，附属装置）。其中，塔体是塔设备的外壳，由等直径、等壁厚的钢制圆筒及椭圆封头的顶盖构成。塔体直径为1.4m。塔体支座是支撑塔体并与基础连接的部件，塔体采用裙座支撑。接管用以连接工艺管线，使之与相关设备连成封闭的系统。有物料进出口接管、进排气接管、侧线进出口管，安装检修用人孔，手孔接管、各种化工仪表接口等。2)塔体总高度计算a.板间距HT板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。塔间距与塔径之间的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整。板间距HT的大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距大，可允许气流速度较高，塔径可小些;反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有力，安装检修方便，但会增加塔的造价。因此HT应适当选择。其选择可参照表10-1塔间距与塔径的关系。表8-1 塔间距与塔径的关系塔径D/m0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4板间距HT/m200300300350350450450600500800本设计取HT450mm。所以根据上表可以知道原设计值相符。b.开人孔处板间距HT凡是人孔处板间距HT应等于或大于600mm，人孔直径一般为450550mm。本设计取500mm。本设计取HT600mm c.人孔数目S人孔数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于易结垢，结焦的物料，因需经常清洗，每隔4-6块塔板就要开一个人孔；对于无需经常清洗的清洁物料可每隔8-10块板设置一个人孔，若塔板上下都可拆卸，可隔15块板设置一个人孔。本设计每隔8块板设计一个人孔，故取人孔数目为3（不包括塔底和塔底人孔）。d.进料段高度HF进料段空间高度HF取决于进料口的结构型式和