苯甲苯二元蒸馏课程设计任务书.docx

化工原料课程设计任务书一、题目设计一连续精馏塔装置，用以分离： 苯-甲苯混合物 混合物二、原始数据1、原料：处理量： 17吨/小时 进料状态： 饱和液体 组成： xF=0.43（质量） 2、产品要求： xD=0.97（摩尔），xW=0.03（摩尔） 3、冷凝器形式： 全凝器 冷却剂温度： 30 三、计算说明书内容1、流程简图2、工艺计算（包括物料衡算及热量衡算总表）3、塔板计算4、塔体初步设计5、辅助设别的选用6、计算结果汇总表7、分析与讨论四、绘图要求1、塔体总图2、塔板总图一、工艺流程简图如图1，塔顶设全凝器，轻组分经全凝器冷凝后，部分作为回流返回塔内；塔底设有再沸器。二、工艺计算1、全塔物料衡算原料组成：（质量） 塔顶组成：（摩尔）塔底组成：（摩尔）摩尔衡算原料摩尔组成： 进料量：摩尔衡算方程：，联立求得：，质量衡算由摩尔衡算结果，可得塔顶产品质量流率塔底产品质量流率由塔顶、塔底产品组成，也可分别求得苯、甲苯的摩尔流量和质量流量。物料衡算结果如表1.表1 全塔物料衡算结果（Kmol/h或Kg/h）质量流量 摩尔流量 组成 总流量 摩尔 质量 摩尔流量 质量流量进料 苯 7310 93.59 0.471 0.43 198.76 17000 甲苯 9690 105.18 0.529 0.57 塔顶产品 苯 7062.67 90.42 0.97 0.965 93.22 7320.31 甲苯 257.64 2.80 0.03 0.035 塔底产品 苯 247.33 3.17 0.03 0.026 105.55 9679.69 甲苯 9439.36 102.38 0.97 0.974 2、确定冷凝罐、塔顶及塔底的操作压力和温度（1）冷凝罐的压力和温度冷却剂的温度为30，为保证一定的传热温差，通常产品冷却后的温度比冷却剂高10-20，取t=15，则冷凝罐的温度为45。假定凝液罐的压力为1atm，则查图1得KA=0.32,KB=0.13，此时，有压力选高了。观察图表可以发现，当压力取为0.5atm时，仍不能满足的要求，图中低于0.5atm的相平衡数据难以获得，此时，不宜采用泡点方程。考虑到低压时，安托因方程由低压下的泡点方程 将t=45代入安托因方程，得，得。查饱和蒸汽压图2，可得45时，得，与安托因方程的计算结果一致。从冷凝罐的压力出发，对本蒸馏体系有两种方案：采取常压蒸馏，冷凝罐中的液体为过冷液体，回流为过冷回流；采取减压蒸馏。常压蒸馏会引起塔内各处温度相应提高，而塔底温度的提高可能会引起塔内物料的结焦、聚合、变质或腐蚀设备。本体系为苯、甲苯，相对较轻，温度升高不是很大时不会引起结焦问题；减压蒸馏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的增加，将增大蒸馏塔的塔径。综合考虑，采用常压蒸馏，此时，冷凝罐的压力为1atm，温度为45。（2）塔顶操作压力和温度的确定冷凝罐内压力为1atm，塔顶蒸汽通过塔顶馏出管线及冷凝器的阻力一般为0.01-0.02Mpa，取阻力为0.01Mpa，则塔顶压力为101.325+10=111.325Kpa。假定塔顶温度为80，查图3，得KA=0.84，KB=0.36，由露点方程，得，不满足误差小于0.01的要求。另取塔顶温度为84，则KA=1.05，KB=0.42，此时，满足误差要求，故塔顶压力为111.325Kpa，塔顶温度为84。（3）塔底操作压力和温度的确定塔顶压力加上全塔压降即为塔底操作压力。由经验知，塔的实际板数一般为20-30，分离度高时，取的大些；每层板的压降一般为3-6mmHg。取N=25，每层板的压降为5mmHg，则塔底压力为假设塔底温度为110，查图，得KA=1.73，KB=0.80，此时，由泡点方程，不满足误差要求。另假定塔底温度为120，则KA=2.20，KB=0.96，此时，满足误差要求。故塔底温度为120，塔底压力为128Kpa。3、确定进料状态进料为饱和液体进料，故q=1；由常压下T-x-y相图，可读得进料温度约为93.图2 常压下苯-甲苯体系T-x-y相图4、做出y-x想平衡曲线塔顶、塔底的平均压力为，与常压相差不大，可近似用常压下的相平衡数据，得相平衡曲线如图3.图3 苯-甲苯体系的y-x相图5、确定最小回流比及最小理论板数最小回流比在图3中由做垂线，交相平衡曲线于（0.471,0.690），即，可得最小回流比为最小理论板数塔顶的相对挥发度为，塔底的相对挥发度为，可得全塔的平均相对挥发度为。由芬斯克公式，得。6、确定适宜回流比取不同的，由捷算法分别求出、，可得图和图，如图4和图5。下面以为例进行计算。，故，采用吉利兰关联式，可得，据此，可得，。计算结果如表2。表2 不同的R/Rmin与N、（R+1）N R/Rmin R(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1) N(R+1)N1.11.40.0530 0.60 21.72 52.06 1.21.5272720.1006 0.55 19.09 48.19 1.31.6545450.1437 0.51 17.36 46.03 1.41.7818180.1829 0.48 16.12 44.77 1.51.9090910.2186 0.44 15.17 44.08 1.62.0363630.2513 0.42 14.43 43.77 1.642.0872720.2637 0.41 14.18 43.72 1.72.1636360.2814 0.39 13.84 43.72 1.82.2909090.3092 0.37 13.35 43.86 1.92.4181810.3349 0.36 12.94 44.15 22.5454540.3588 0.34 12.59 44.56 2.12.6727270.3810 0.32 12.28 45.04 2.22.7999990.4017 0.31 12.02 45.60 2.32.9272720.4211 0.30 11.79 46.22 2.43.0545450.4392 0.29 11.58 46.88 2.53.1818180.4563 0.28 11.40 47.58 2.63.309090.4723 0.27 11.23 48.31 2.73.4363630.4875 0.26 11.08 49.07 2.83.5636360.5018 0.25 10.94 49.85 2.93.6909080.5153 0.24 10.82 50.66 33.8181810.5281 0.23 10.70 51.48 利用表2中的数据，可得下图。图4 图5 由上述分析可取。7、理论板数由y-x相图做梯级，可得精馏段和提馏段的理论板数及进料板位置。精馏段操作线方程提馏段操作线方程q线方程。图6 Mcabe-Thiele图解理论板数由图6，可得精馏段的板数为7，提馏段的板数为7.8，进料板为从塔顶往下数的第8块塔板。8、全塔效率及实际板数（1）粘度塔顶温度为84，查液体粘度共线图6，可得，得塔顶平均粘度为。进料为饱和液体进料，进入塔内后，将达到气液两相平衡。由相平衡数据0.4460.4710.5130.668y0.725可采用内插法，得塔内进料板上液相组成为得。查T-x-y图，可得进料板温度为93。查图得，故。塔底温度为120，查图得，故。精馏段液相平均粘度；提馏段液相平均粘度。（2）效率由之前的计算得，塔顶的相对挥发度，可得，。由进料板温度，查相平衡常数图可得，得。精馏段的平均相对挥发度；提馏段的平均相对挥发度。由奥康奈尔关联，可得精馏段的效率；提馏段的效率。（3）实际板数精馏段的实际板数；提馏段的实际板数；全塔实际板数，其中，由塔顶向下数，第14块板为进料板。9、相关物性的计算（1）平均摩尔质量塔顶气相平均摩尔质量；塔顶液相平均摩尔质量；进料板气相平均摩尔质量；进料板液相平均摩尔质量；塔底液相平均摩尔质量；塔底气相平均摩尔质量。可得精馏段气相平均摩尔质量精馏段液相平均摩尔质量提馏段气相平均摩尔质量提馏段液相平均摩尔质量（2）密度气相的密度为，液相的密度为苯、甲苯体系为二元理想体系，查找化工原理下册压缩因子图可得，。塔内进料板处的压力为；精馏段的平均压力为；提馏段的平均压力为。精馏段的平均温度；提馏段的平均温度。精馏段气相平均密度；提馏段气相平均密度。查找苯-甲苯的密度图表7，可得塔顶84下，故塔顶液相的平均密度；进料93下，可得进料液相平均密度塔底120下，可得塔底液相平均密度精馏段液相平均密度；提馏段液相平均密度。精馏段气相体积；提馏段气相体积；精馏段液相体积；提馏段液相体积。（3）液相表面张力液相表面张力的计算公式为。查图7，塔顶84下，可得塔顶液相平均表面张力；进料板93下，可得进料板液相平均表面张力；塔底120下，可得塔底液相平均表面张力。精馏段液相平均表面张力；提馏段液相平均表面张力。10、全塔热量衡算（1）塔顶塔顶冷负荷塔顶回流为过冷回流，不同于全塔回流比，因此，应先求出冷回流比。冷回流量 由于塔顶产品不纯，气相通过顶层板浓度及组成变化不大，近似认为。查苯、甲苯的焓图8，得塔顶84下，气相苯焓值，甲苯，可得；同理，84下，液态苯的焓值，甲苯，可得；冷凝罐条件45下，苯的焓值，甲苯，可得。冷回流量；冷回流比；塔顶的冷负荷冷凝器的热负荷塔顶回流为过冷回流，塔顶蒸汽首先经冷凝器冷却为饱和液相，再由冷却器冷却至过冷。由T-x-y相图可以读得，塔顶组成的饱和液相温度为80.5，查苯、甲苯焓图，可得全凝器出口焓值，苯，甲苯，出口饱和液体焓值。由此可得全凝器的冷负荷为冷却器的热负荷为。冷却剂的用量冷却剂选用水，取冷却剂的出口温度为45,。查得9水在30的定压比热容，水在45的定压比热容，故，可得冷却剂的用量（2）塔顶产品（3）塔底产品塔底温度120，查焓图可得，可得。塔底产品带出的热量。（4）进料进料温度93下，苯的焓值，甲苯，进料焓值。可得进料带入的热量。（5）热损失热损失一般为再沸器热负荷的5%-10%，取为7%。（6）再沸器由全塔热量衡算，得，代入数值，解得再沸器的热负荷。热损失。热量衡算结果如表3。表3 全塔热量衡算总表 焓/（ ） 热量流率/（）进料 22671.33 4.51塔顶产品 8856.65 0.826塔底产品 33289.27 3.51全凝器 - 8.82再沸器 - 9.30散热损失 - 0.65111、适宜塔板间距、最大允许气速及塔径（1）适宜塔板间距塔板间距小，则雾沫夹带量大，塔板间距大则雾沫夹带量可减少；对易起泡体系，塔板间距较大，非起泡体系，塔板间距可适当减小。苯和甲苯为非起泡体系，可初步选定塔板间距，板数清液层高度为，然后结合塔径进行校核。（2）最大允许气速Smith法a、精馏段由，结合，读史密斯图9，可得。表面张力校正系数，得，可得。对不易起泡体系，可取，不防取，可得精馏段的塔径b、提馏段由，结合，查史密斯图得，表面张力校正系数，故，可得取，可算得塔径波津法a、精馏段对浮阀塔，由前苏联学者波津推荐的公式代入数据，可得查化工原理课程设计表2-4，得系统因数，取安全系数，可得适宜的流通截面上的气速，适宜的空塔气速。可得塔径b、提馏段代入数据，得最大允许气速与精馏段相同，取，得适宜的流通截面上的气速取，可得塔径综上，两种方法分别对精馏段和提馏段计算，得到4个不同的塔径，应取其中较大者，进行圆整，即，圆整后为1.6m，此时，塔内的气速为三、塔板设计1、溢流装置的设计计算溢流装置包括降液管、溢流堰和受液盘等几部分，其结构和尺寸对塔的性能有重要影响，是决定塔板负荷能力的一个重要因素。在设计中应使降液管面积及溢流周边具有一定的弹性，否则在改变处理量或调节回流比时，很可能发生降液管液泛，特别是加压操作的场合。（1）板上液流型式的选择对有溢流的板式塔，常用的塔板流动型式有单流型、双流型、回流型及其他流型。结合塔径及液相负荷，可根据经验进行板上液流型式的选择。塔径为1600mm，提馏段液相负荷为39.65m3/h，板上液流可选用单流型。（2）溢流堰溢流堰又称出口堰或外堰，其作用是维持塔板上有一定的液层厚度并使液体能较均匀地横过塔板流动，它的主要尺寸是堰高hw和堰长lw。堰长：单流式塔板的堰长一般为塔径的60%-80%，可取；堰高：常压和加压塔，一般取堰高为，可选堰高；溢流堰的形式：一般采用平口堰，只有当堰上液层高度很小时，才改用齿行堰。本塔选用平口堰。（3）降液管面积及宽度对于弓形降液管，由前面选取的，查化工原理课程设计附录七弓形函数表，可得，可分别求得降液管宽度，降液管面积。（4）受液盘塔板上用于接收降液管流下液体的那部分区域称为受液盘，有凹行和平行两种。对于直径较大的塔，特别是有测线抽出时，则须选用凹形受液盘，这样可以保证测线抽出的连续、均匀性，还可以造成正液封，且有利于起泡的分离。凹形受液盘的深度一般取为50mm。此外，停工时，为排进板上的存液，在受液盘上应开有泪孔。本塔塔径大于1400mm，应开两个10的泪孔，且都开在受液盘的中心线上。（5）降液管底隙高度为了使液体顺利地流到下层塔板，防止沉积物及堵塞，降液管的底隙必须足够大。对于凹形受液盘，一般底隙高度等于盘深，故取。2、浮阀塔板结构参数的确定（1）浮阀形式的选择浮阀的形式很多，可分为圆盘形及条形两种，其中前者的使用叫广泛，本塔选用圆盘形浮阀中的F-1型浮阀。它具有结构简单、安装制造方便、节省材料等优点。常用材料为1Cr13Ni9Ti合金钢。F-1浮阀有轻重之分，轻阀采用厚1.5mm的薄板充成，质量约25g；重阀用厚2mm的薄板冲压而成，质量约33g。由于轻阀惯性小，振动频率高，滞后时间长，故本塔选用重阀。最小开度 2.5mm阀孔 39mm最大开度 8.5mm阀径 48mm（2）浮阀的排列浮阀的排列方式多采用三角形排列，又分为顺排和叉排。由于叉排时，塔板上气液两相的接触较为理想，鼓泡均匀，因此，本塔选用叉排形式。由于塔径较大，塔板需要分块，塔板宽度要符合一定的规范，因此，本塔选用等腰三角形排列，其底边固定为75mm，三角形的高（排间距）根据开孔率进行变更。（3）开孔率浮阀塔板的开孔率是指阀孔总面积与塔板总面积之比，即：开孔率是浮阀塔板的一项重要参数：开孔率过大，则容易产生漏液；过小则压降过高，且不利于两相均匀接触。根据经验直接选取根据经验，在常压及减压塔中，开孔率一般可取10%-15%；在加压塔中则取得较小，一般为6%-9%。可取本塔的开孔率为14%，则阀孔总面积，塔顶第一块板的气相密度为 ，对塔顶第一块板做物料衡算，可得，故塔顶第一块板的气相流量为，进而可得阀孔气速为。由阀孔动能因数的经验值推算开孔率浮阀塔板正常操作时，阀孔动能因数一般在8-17之间，当阀孔动能因数在9-12之间时，浮阀刚刚全开，工作状态最好。假定阀孔动能因数为，可得适宜阀孔气速为，阀孔总面积，开孔率，大于经验值的上限，不合适。另假设阀孔动能因数为12，采用与上面相同的步骤，可得适宜阀孔气速，阀孔总面积，开孔率，处于经验范围内。由适宜阀孔气速求得开孔率适宜的阀孔气速应当等于或大于临界阀孔气速。所谓临界阀孔气速就是使阀刚刚全开时的阀孔气速。对于F-1重阀，临界阀孔气速为同样以塔顶第一块板为例，可得临界阀孔气速为，则阀孔总面积为，进一步可得开孔率为。由上面的分析，可初步选定塔顶第一块塔板的开孔率为，此时，阀孔气速。3、塔板布置（1）区域的划分初步选定了塔板的结构参数之后，便可以进一步作出塔板的布置图。塔板的两侧是降液管区和受液盘区，其宽度相等；中央为鼓泡区，从进口堰到离它最近的一排浮阀之间为液体分布区，其宽度为，一般在80-110mm之间；从出口堰到鼓泡区之间的区域为破沫区，其宽度为，一般与相等；塔壁由于安装有支撑圈，所以要求塔壁与离它最近的阀孔中心线有一定的距离，为，对分块式塔板，一般。如果有几排浮阀离塔壁过远，以致会造成液体走短路，则可适当设置挡板。塔板各区域的初步排布情况如图7。图7 塔板各区域的分布情况（2）浮阀数的确定由浮阀的开孔率及阀孔气速，可得浮阀总数圆整为152。对浮阀塔板，塔板上的有效面积为其中，； 。代入，得塔板有效面积取等腰三角形的底边长，则可得排间距（等腰三角形的高）为可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数由上述数据，可在方格纸上绘制塔板布置草图，从而确定塔板上的实际阀孔总数。4、典型塔板的设计（1）塔顶第二块板塔顶第二块板的基本物性计算塔顶第二块板和塔顶第一块板的相对挥发度近似相等，即，塔顶第一块板的气相组成，由，可得塔顶第二块板的液相组成为，又由精馏段操作线方程，可得塔顶第二块板气相组成。故第二块塔板的气相平均摩尔质量，塔顶第二块板的液相组成为。塔顶第二块板的压力为，由T-x-y相图可读得塔顶第二块板的温度近似为84，故塔顶气相的平均密度为，塔顶第二块板的气相流量为。开孔率a、直接选取开孔率的经验值选取开孔率为，则阀孔总面积为，阀孔气速为。b、由适宜阀孔气速求得开孔率塔顶第二块板的临界阀孔气速为，取适宜阀孔气速为临界阀孔气速的1.2倍，即，则阀孔总面积为，开孔率为。c、由阀孔动能因数的经验值推算开孔率首先假定塔顶第二块板的阀孔动能因数为，阀孔的总面积为，开孔率，大于15%，不合理。可另取阀孔动能因数为，采用与上述同样的方法，可得阀孔气速为，阀孔总面积，开孔率。塔板布置a、区域的划分破沫区、液体分布区及边缘区的尺寸与塔顶第一块塔板的选取相同。b、浮阀数的确定由浮阀的开孔率及阀孔气速，可得浮阀总数圆整为239。对浮阀塔板，塔板上的有效面积为其中，； 。代入，得塔板有效面积取等腰三角形的底边长，则可得排间距（等腰三角形的高）为可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数由上述数据，可在方格纸上绘制塔板布置草图，从而确定塔板上的实际阀孔总数。（2）塔底最后一块板塔底最后一块板的基本物性计算塔底最后一块板的气液相组成均为：。塔底气相平均摩尔质量，塔底最后一块板的液相平均摩尔质量。塔底最后一块板的压力为，温度为120，可得塔底最后一块板的气相密度为，塔底最后一块板的气相体积流量为。开孔率a、直接选取开孔率的经验值选取开孔率为，则阀孔总面积为，阀孔气速为。b、由适宜阀孔气速求得开孔率塔顶第二块板的临界阀孔气速为，取适宜阀孔气速为临界阀孔气速的1.2倍，即，则阀孔总面积为，开孔率为。c、由阀孔动能因数的经验值推算开孔率首先假定塔顶第二块板的阀孔动能因数为，阀孔的总面积为，开孔率，大于15%，不合理。可另取阀孔动能因数为，采用与上述同样的方法，可得阀孔气速为，阀孔总面积，开孔率。塔板布置a、区域的划分破沫区、液体分布区及边缘区的尺寸与塔顶第一块塔板的选取相同。b、浮阀数的确定取开孔率为13.4%，阀孔气速为6.54m/s，可得浮阀总数圆整为224。对浮阀塔板，塔板上的有效面积为其中，； 。代入，得塔板有效面积取等腰三角形的底边长，则可得排间距（等腰三角形的高）为可进一步求得与液流垂直方向的浮阀排数由上述数据，可在方格纸上绘制塔板布置草图，从而确定塔板上的实际阀孔总数。（3）典型塔板浮阀排布结果由图可知塔顶第二块板排得的实际板数为232，实际阀孔总面积，实际开孔率为，实际阀孔气速，实际阀孔动能因数。塔底最后一块板的实际板数为218，实际阀孔总面积，实际开孔率为，实际阀孔气速，实际阀孔动能因数。塔顶第二块板及塔底最后一块板的设计结果基本满足要求。四、浮阀塔典型塔板流体力学计算1、塔顶第二块板（1）基本物性由前面的计算结果知：塔顶第二块板的气相密度为，液相密度近似与塔顶第一块板密度相同，即，液相体积流量为，气相体积流量为，液相表面张力为，查表可得塔顶第二块板条件下，苯的气相粘度为，甲苯的粘度为，气相粘度为。（2）塔板压力降塔板压力降可认为由三部分组成，即为气流通过干塔板的压力降、通过液层的压力降及客服液相表面张力的压力降三者之和：a、干板压力降气流通过干塔板的阻力在浮阀全开前、后是不相同的，阀全开前，阻力主要是由阀重引起，而全开后，阻力则随气流通过阀孔的速度的平方而变化。33gF-1重阀，全开前的干板压降为：全开后的干板压降为b、液层压力降气体通过液层的压力降应等于液层的静压，若忽略板上的液面落差，则其中，为充气系数，一般可取0.5-0.6；为出口堰高，m；为堰上液头高，m。对于平口堰 其中，为液相体积流率，；E为液流收缩系数。液流收缩系数是考虑到塔壁对堰附近的液流所起的收缩作用，可由图2-16-液流收缩系数图查取，图中的横坐标为，由图可读得液流收缩系数为，可进一步求得堰上液头高又已知出口堰高，取，可得液层压力降c、克服表面张力的压力降克服表面张力的压力降为，很小，一般可忽略。（3）雾沫夹带量上升气流的雾沫夹带量与板间距、液层厚度、气速、液相物性和塔板结构有关，一般工业上正常操作的雾沫夹带量长控制在Kg雾沫/Kg气体，对浮阀塔板常用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量：其中，为雾沫夹带量，Kg雾沫/Kg气体；为塔的有效鼓泡面积与塔全截面积之比，即；系数，对浮阀塔，当气速接近泛点气速时取高值，速度较小时取低值；为板上液层高度，mm；又有 其中，为液相表面张力，dyne/cm；为气相粘度，；，为常数，查表得，；代入数据，可得，取，从而可得核算泛点率所谓泛点，是广义地指塔内液面泛滥（包括过量雾沫夹带）而导致的塔效率剧降的操作点。泛点率是一种统计的关联值，它的意义是设计负荷与泛点负荷之比，以百分率表示。浮阀塔的泛点率可由下面的式子求取：其中，为泛点率，%；为气相负荷因数，；为泛点负荷因数，可通过查图2-17-浮阀塔板泛点负荷因数图求得，由，可查得；为系统因数；为液相流程长，对单流式，m；为液流面积，对单流式。将数据代入，可分别求得，故泛点率应取两者中的较大值，即，小于80%-82%。（4）降液管内液面高度降液管内液层高度超过一定值以后，就可能因液体所携带的泡沫充满整个降液管而发生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破坏。降液管内液面高度 为塔板上的液面落差，浮阀塔很小，一般可忽略；为液层流过降液管时的阻力损失，m液柱，由两部分组成，；其中，从而可得故。从而。为防止淹塔，应使，取，可得，故不会发生淹塔。（5）漏液塔板上液体的泄漏量随阀重、气相密度、阀孔气速、阀的开度的增加而减少，而随液层厚度的增加而增加，其中阀重及阀孔气速的影响最为显著。对F-1重阀，其泄露点的阀孔动能因数可通过下式计算：其中，代入数据，可得，实际阀孔动能因数为12.39，不会发生泄露。（6）液体再降液管内的停留时间及流速液体在降液管内的停留时间不足，将使液体中所夹带的气泡来不及分离而带至下一层板，使塔板效率下降。这种不正常的操作状况称为降液管超负荷。液体在降液管内的停留时间液体在降液管内的停留时间可通过下式计算根据经验，一般要求，降液管停留时间符合经验值。液体在降液管内的流速液体在降液管内的流速；液体的允许气速可通过下面的方法计算：当HT0.75m时，也可用下式计算取二者中的最小者，则，要求液体再降液管内的实际流速小于或等于允许流速的0.7-0.9倍，取下限0.7，得，大于0.0368m/s，即降液管停留时间符合要求。2、塔底最后一块板（1）基本物性由前面的计算结果知：塔顶第二块板的气相密度为，液相密度近似与塔顶第一块板密度相同，即，液相体积流量为，气相体积流量为，液相表面张力为，查表可得塔底最后一块板条件下，苯的气相粘度为，甲苯的粘度为，气相粘度为。（2）塔板压力降塔板压力降可认为由三部分组成，即为气流通过干塔板的压力降、通过液层的压力降及客服液相表面张力的压力降三者之和：a、干板压力降气流通过干塔板的阻力在浮阀全开前、后是不相同的，阀全开前，阻力主要是由阀重引起，而全开后，阻力则随气流通过阀孔的速度的平方而变化。33gF-1重阀，全开前的干板压降为：全开后的干板压降为b、液层压力降气体通过液层的压力降应等于液层的静压，若忽略板上的液面落差，则其中，为充气系数，一般可取0.5-0.6；为出口堰高，m；为堰上液头高，m。对于平口堰 其中，为液相体积流率，；E为液流收缩系数。液流收缩系数是考虑到塔壁对堰附近的液流所起的收缩作用，可由图2-16-液流收缩系数图查取，图中的横坐标为，由图可读得液流收缩系数为，可进一步求得堰上液头高又已知出口堰高，取，可得液层压力降c、克服表面张力的压力降克服表面张力的压力降为，很小，一般可忽略。（3）雾沫夹带量上升气流的雾沫夹带量与板间距、液层厚度、气速、液相物性和塔板结构有关，一般工业上正常操作的雾沫夹带量长控制在Kg雾沫/Kg气体，对浮阀塔板常用阿列克山德罗夫经验式计算雾沫夹带量：其中，为雾沫夹带量，Kg雾沫/Kg气体；为塔的有效鼓泡面积与塔全截面积之比，即；系数，对浮阀塔，当气速接近泛点气速时取高值，速度较小时取低值；为板上液层高度，mm；又有 其中，为液相表面张力，dyne/cm；为气相粘度，；，为常数，查表得，；代入数据，可得，取，从而可得核算泛点率所谓泛点，是广义地指塔内液面泛滥（包括过量雾沫夹带）而导致的塔效率剧降的操作点。泛点率是一种统计的关联值，它的意义是设计负荷与泛点负荷之比，以百分率表示。浮阀塔的泛点率可由下面的式子求取：其中，为泛点率，%；为气相负荷因数，；为泛点负荷因数，可通过查图2-17-浮阀塔板泛点负荷因数图求得，由，可查得；为系统因数；为液相流程长，对单流式，m；为液流面积，对单流式。将数据代入，可分别求得，故泛点率应取两者中的较大值，即，小于80%-82%。（4）降液管内液面高度降液管内液层高度超过一定值以后，就可能因液体所携带的泡沫充满整个降液管而发生“淹塔”（即降液管液泛），使塔的正常操作被破坏。降液管内液面高度 为塔板上的液面落差，浮阀塔很小，一般可忽略；为液层流过降液管时的阻力损失，m液柱，由两部分组成，；其中，从而可得故。从而。为防止淹塔，应使，取，可得，故不会发生淹塔。（5）漏液塔板上液体的泄漏量随阀重、气相密度、阀孔气速、阀的开度的增加而减少，而随液层厚度的增加而增加，其中阀重及阀孔气速的影响最为显著。对F-1重阀，其泄露点的阀孔动能因数可通过下式计算：其中，代入数据，可得，实际阀孔动能因数为12.39，不会发生泄露。（6）液体再降液管内的停留时间及流速液体在降液管内的停留时间不足，将使液体中所夹带的气泡来不及分离而带至下一层板，使塔板效率下降。这种不正常的操作状况称为降液管超负荷。液体在降液管内的停留时间液体在降液管内的停留时间可通过下式计算根据经验，一般要求，降液管停留时间符合经验值。液体在降液管内的流速液体在降液管内的流速；液体的允许气速可通过下面的方法计算：当HT0.75m时，也可用下式计算取二者中的最小者，则，要求液体再降液管内的实际流速小于或等于允许流速的0.7-0.9倍，取下限0.7，得，大于0.0368m/s，即降液管停留时间符合要求。3、塔顶第二块板的负荷性能图（1）过量雾沫夹带线令，可推得，取不同的，可得相对应的，结果如表4。（2）淹塔线淹塔线表示降液管内泡沫层高度达到最大允许值时的关系，有其中，。（3）过量泄露线过量泄露线又称为气相负荷下限线，可取作为泄露点，则（4）降液管超负荷线降液管超负荷线又称为液相负荷上限线，此线反应了液体在降液管中停留时间的最低限。降液管中的最小停留时间一般为3-5s。（5）液相负荷下限线为保证塔板上液体均匀分布，要求堰上液头高度不小于6mm，则。由上述的分析，可分别得到塔顶第二块板和塔底最后一块板的液相、气相流量情况如表4、表5。表4 塔顶第二块板液相、气相流量液相流量（m3/h）气相流量（m3/h）过量雾沫夹带线淹塔线过量泄露线降液管超负荷线液相负荷下限线2814202632384450566268748010754.73 10589.36 10424.00 10258.64 10093.28 9927.91 9762.55 9597.19 9431.83 9266.46 9101.10 8935.74 8770.38 8605.01 12926.4912514.3412169.8211836.6611498.0511144.9510770.9610370.509938.03 9467.36 8951.05 8379.47 7739.38 7011.11 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 2893.29 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 表5 塔底最后一块板的液相、气相流量液相流量（m3/h）气相流量（m3/h）过量雾沫夹带线淹塔线过量泄露线降液管超负荷线液相负荷下限线281420263238445056626874809729.61 9578.82 9428.02 9277.23 9126.44 8975.64 8824.85 8674.05 8523.26 8372.47 8221.67 8070.88 7920.08 7769.29 11080.44 10727.15 10431.83 10146.26 9856.00 9553.33 9232.74 8889.48 8518.77 8115.32 7672.74 7182.79 6634.11 6009.85 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 2553.87 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 35.11 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 3.14 利用表中的数据，可得两块典型塔板的负荷性能图分别如图8、图9所示。图8 塔顶第二块板负荷性能图图9 塔底最后一块板负荷性能图4、全塔负荷性能图采用aspen模拟，可得全塔各个塔板的详细参数，从而可作出全塔负荷性能图。全塔负荷性能图的各个指标如下图。图10 阀孔动能因数图11 降液管出口液速图12 降液管入口液速图13 降液管停留时间图14 湿板压降图15 雾沫夹带图16 泄露图17 清液层高度四、塔体的初步设计板式塔主要是由筒体、封头、塔内构件（包括塔板、降液管和受液盘）、人孔、进出口管和裙座等组成；塔内有塔板、降液管等；塔体的下部设有裙座和基础环（圈），为检修和安装方便，开有人孔和手孔。1、筒体的设计塔设备的筒体主要为圆柱形，主要尺寸是直径、高度和壁厚，卷焊而成的筒体的公称直径指筒体的内径。（1）塔顶空间高度为便于安装破沫网和人孔，减少塔顶出口气体的携带量，塔顶要留有一定空间，通常，塔顶空间高度，本塔取。（2）塔底空间高度由塔底第一块板到塔底封头接线的距离称为塔底空间。为了保证塔底产品抽出的稳定，使塔底液体不致抽空，一般可取塔底产品的停留时间为10-15min，塔底空间的高度一般为，本塔取塔底空间为。（3）进料空间高度进料如果是液相，则应稍大于一般的板间距，并满足人孔的安装需要即可。如果是两相进料，则要取得大一些，以利于进料两相的分离。一般取，本塔取下限，即。（4）筒体的总高度筒体的总高度可通过下式计算取开有人孔的塔板高度为800mm，其他一般塔板的高度为450mm，可得塔的总高为。（5）筒体的材料及厚度筒体材料为Q235钢板；苯-甲苯体系的操作压力为0.13MPa，小于3MPa，塔径为1600mm，由化工原理课程设计表3-1，可查得筒体厚度为5mm，考虑到体系的腐蚀性，可取筒体厚度为10mm。2、封头的设计封头的常用形式有椭圆形、碟形、球形及锥形等，其中，椭圆形封头在石油化工中应用最广，它由曲面部分及直边部分组成。标准椭圆封头的长短轴之比为2，常用材料有碳钢、低合金钢等，与筒体可直接焊接，也可以分别焊上法兰，用螺栓等紧固。由化工原理课程设计表3-2，可查得，塔径1600mm时，标准椭圆封头的曲面高度为400mm，直边高度为40mm，封头厚度为10mm。3、人孔和手孔的选用对于直径大于800mm的大塔，应安装人孔。在处理清洁的物料时，每隔6-8块塔板设一个人孔；当物料很脏时，每隔3-5块塔板设一个人孔。设计结果如下人孔位置塔顶714（进料）21塔底塔板间距mm1000800100080026004、裙座的设计塔设备的裙座可分为圆筒形和圆锥形两种，当塔的高径比大于30时，风力稳定性差，应采用圆锥形裙座，其余情况一般采用圆筒形裙座。（1）塔底引出管已知塔底出料的体积流量为，假设塔底引出管内的流体流速为0.4m/s，可求得塔底引出管线的直径为由化工原理课程设计表3-8可查得，塔底引出管的公称直径为125mm，结果规格（外径X厚度）：133X6，结果射出长度为200mm，补强圈外径为250mm，内径为137mm。（2）基础环裙座底部的螺栓座包括基础环和压板，有时二者之间用筋板加强。基础环的内径为；基础环的外径为。可据此求得基础环的内径为1400mm，外径为2000mm。5、接管的设计（1）塔顶蒸汽出口管从塔顶至冷凝器的蒸汽导管的尺寸必须适当，以避免过大的压力降。由表3-5查得，对常压塔，管内的蒸汽流速一般为12-20m./s，取，又塔顶蒸汽的体积流量为可得，蒸汽导管的直径为，查化工设备课本，可得蒸汽导管的公称直径为400mm，外径为426mm，厚度为9mm。（2）回流管回流管管径计算有两种情况：当塔顶冷凝器安装在塔顶平台时，重力自流，流速为0.2-0.5m/s；当回流用泵输送时，流速可取为1.5-2.5m/s。由前面的工艺计算已经求得回流量为，体积流量为，塔顶回流管为重力自流，取管内流速为0.4m/s，可得回流管的管径为，由化工装备课本可查得回流管的公称直径为133mm，厚度为4mm。（3）进料管进料为饱和液相，采用泵输送料液，管内流速为1.5-2.5m/s，可取为12.m/s，进料的体积流量为，可得进料管的管径为。由化工装备课本可查得进料管的公称直径为80mm，外径为89mm，厚度为4mm。（4）塔底出料管见裙座设计。（5）塔底至再沸器的接管循环式再沸器管内的液相流量与塔底循环比有关，所谓循环比即塔底液体的循环量与再沸器的气化量之比，对于热虹吸式再沸器，循环比应大于或等于5，接管内的液体流速为1-1.5m/s。取循环比为5，可得管内的流量为取管内的流速为1.2m/s，可得接管的直径为查化工设备课本，可得接管的公称直径为100mm，外径为108mm，厚度为4mm。（6）再沸器返塔接管对于热虹吸式再沸器和泵强制输送的再沸器，返塔的为气液两相。取气相流速为12m/s，当循环比为5时，气化的质量分数为0.1667，可得气液混相在管内的流速为管内的气相流量为，可得管径为查