分离苯甲苯混合物的浮阀塔设计

1、化工原理课程设计说明书设计项目：分离苯甲苯混合物的浮阀塔设计学院名称： 环境科学与工程学院 专业班级： 再生资源科学与技术10级 姓 名：张胜学 号：0指导老师：陈樑 黄兵 化工原理课程设计任务书一、 设计题目分离苯和甲苯混合物的浮阀塔设计二、 设计任务及操作条件现受一化工厂所托，设计一分离苯与甲苯的浮阀塔，其设计操作条件如下：1、 混合物流量，其中易挥发组分含量为35%（质量比）；2、 要求塔顶馏出液中含苯98%，塔釜残液中含苯不大于1.7%；3、 塔内为常压操作；4、 进料热状况为泡点，饱和液体进料；5、 塔顶为全凝器，泡点回流，冷却水进出冷凝器的温度分别为20和30；6、 再沸器用绝压为

2、200KPa的饱和蒸汽加热，在泡点下排出；7、 总板效率为50%；8、 采用F1型浮阀塔三、 设计内容1、 设计方案的选择及流程的确定；2、 塔的物料衡算、热量衡算；3、 塔的主要工艺尺寸的确定；（1） 塔高、塔径及塔板结构尺寸的确定（2） 塔板的流体力学验算（3） 塔板的负荷性能图4、 辅助设备的选型与计算5、 绘制工艺流程图（2号图）6、 绘制浮阀塔的设备图（1号图纸）7、 编写设计说明书目录设计任务书2一、前言4二、苯甲苯精馏塔工艺设计12（一） 塔板数的求解12（二） 塔高的计算18（三） 密度计算18（四） 塔径的计算19（五） 塔的尺寸计算21（六） 塔板流体力学验算25（七） 塔

3、板负荷性能图29（八） 计算结果汇总33（九） 能量衡算35三、塔的附件设计36四、结论40五、参考文献42第1章 前言1.1 塔设备的设计背景塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。因此精馏塔操作弹性的好坏直接关系到石油化工企业的经济效益。

4、为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都在加大塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。国外关于塔的研究如今已经放慢了脚步，是因为已经研究出了塔盘的效率并不取决与塔盘的结构，而是主要取决与物系的性质，如：挥发度、黏度、混合物的组分等。国外已经转向研究“在提高处理能力和简化结构的前提下，保持适当的操作弹性和压力降，

5、并尽量提高塔盘的效率。”在新型填料方面则在努力的研究发展有利于气液分布均匀、高效和制造方便的填料。1.2 问题研究 本设计是针对苯甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量，之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列校核。1.3 相关物性参数1（1）苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点临界温度临界压力MPa苯（A）78.11g/mol80.1288.9

6、54,898甲苯（B）92.11g/mol110.6318.574.109(2)饱和蒸汽压苯 甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65(3)苯 甲苯的相对密度温度8090100110120苯815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.0(4)液体表面张力80 90100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31 (5)苯甲苯液体粘度MPa8090100110120苯0.3080.2

7、790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.2281.4苯和甲苯的分离1.4.1分离原理 （一）分离原理 已知苯的沸点为80.1，甲苯的沸点为111，它们的沸点不同，根据这一性质，可采用蒸馏原理实现两者的分离。蒸馏操作是分离液体均相混合物的典型单元操作，液体混合物部份汽化，利用各组份沸点的不同，（即在相同温度下各自的饱和蒸汽压的不同）以实现分离的目的。 即在蒸馏操作时，混合物中的低沸点的组份先汽化，由液相向气相传质。 物质从一相转移到另一相的传质过程称为“物质传递过程”。通常把低沸点的组份称为“易挥发组份”，把高沸点的组份称这“难挥发组份”。 蒸馏是一种利

8、用液体混合物中各组分挥发性差异，以热能为媒介使其部分汽化从而在汽相富集轻组分,液相富集重组分而分离的方法。 工业生产中的蒸馏操作一般在塔设备内进行。如苯和甲苯混合溶液由塔中部加入，液体在塔内外于沸腾状态，产生的蒸汽沿塔上升，从塔顶引出进入冷凝器冷凝，冷凝液一部分作为塔顶产物（又称馏出液），一部分回流至塔内作为液相回流，液相沿塔下降至塔底引出，一部分作为塔底产物（称残液），一部分进入再沸器，被加热沸腾汽化作为塔内的上升蒸汽流，汽、液两进料相在塔内直接接触，实现热和质的传递。（二）特点1、通过蒸馏操作，可以直接获得所需要的产品，不像吸收、萃取等分离方法，还需要外加吸收剂或萃取剂，因而蒸馏操作流程通

9、常较为简单。2、蒸馏分离适用的范围广，它不仅可以分离液体混合物，还可以通过改变操作压力使常温常压下呈气态或固态的混合物在液化后得以分离。3、蒸馏是通过对混合物加热建立两相体系的，因此需要消耗大量的能量。 1.4.2分离工艺流程原料原料储罐原料预热器精 馏 塔冷凝器塔顶产品冷却器塔底产品冷却器再沸器甲苯的储罐苯的储罐流程的说明 ：首先，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

10、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，完成苯与氯苯的分离。1.5设计方案的选择精馏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：

11、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。此处苯和甲苯的分离采用的是板式塔。板式塔的塔内沿塔高装有若干层塔板，相邻两板有一定的间隔距离，塔内气液两相在塔板上互相接触，进行传热和传质。1.5.1 板式塔的类型2板式塔有溢

12、流塔板和穿流塔板。 溢流塔板 板间有专供液体流通的“降液管”，又称“溢流管”。适当地安排降液管的位置及堰的高度，可以控制板上液体的流经与液层厚度，从而获得较高的效率。但是，由于降液管要占去塔板面积的20%，从而影响了塔的生产能力。而且，液体横过塔板时要克服各种阴力，因而使板上液层出现位差，称为“液面落差”。液面落差大，能引起板上液体分布不均匀，降低分离效率。穿流塔板 板间不设降液管，气液两相同时由板上孔道穿流而过，象这种塔板结构简单、板上无液面落差、气体分布均匀、板面利用率充分、可增大处理量及减少压力降。但需要较高的气速才能维持板上液层。且，其操作弹性差，效率低。 几种典型的溢流塔板 （一）泡

13、罩塔 泡罩塔是最常的工业蒸馏操作所采用的塔板，每层塔板上装有若干个短管作为上升蒸汽通道。称为“升气管”。由于升气管高出液面，故板上液体不会从中漏下。升气管上复以泡罩，泡罩周边开有许多齿缝，操作条件下，齿缝浸没于板上液体中，形成液封。上升气体通过齿缝被分散成细小的气泡进入液层。板上的鼓泡液层或充分的鼓泡沫体，为气液两相提供了大量的传质界面，液体通过降液管流下，并依靠溢流堰以保证塔板上存有一层厚度的液层。其优点：不易发生漏液现象；有较好的操作弹性；当气液负荷有较大波动时，仍能维持几乎恒定的板效率；不易堵塞；对各种物料的适应性强。其缺点：结构复杂；金属消耗量大；造价高；压降大；雾沫夹带现象比较严重；

14、限制了气速的提高，生产能力不大。 （二）筛板塔 筛板塔是结构最简单的塔板，是在塔板上升有许多均匀分布的筛孔。上升气速通过筛孔分散成细小的流股，在板上液层中鼓泡而出与液体密切接触。筛孔在塔板上作正三角形排列。其直径一般为38mm。孔心距与孔径之比常在2.54范围之内。塔板上设置溢流堰，以使板上维持一定厚度的液层。在正常操作范围内，通过筛孔上升的气流，应能阻止液体经筛孔泄漏，液体通过降液管逐板流下。筛板塔也是一种很早的塔型，但过去一直未获得普遍的采用，直到本世纪才日渐广泛。优点：结构简单；金属耗量少；造价低廉；气体压降小，板上液面落差也较小；其生产能力及板效率较泡罩塔为高。缺点：操作弹性范围较窄，

15、小孔筛板容易堵塞。 （三）浮阀塔 五十年代才在工业上广泛应用，是在带有降液管的塔板上升有若干大孔（标准孔径为39mm），每孔装有一个可以上、下浮动的阀片，由孔上升的气流经过阀片与塔板的间隙，而与板上横流的液体接触，目前常用的型号有：F1型、V-4型、T型。以F1型浮阀为例，阀片本身有三条腿，插入阀孔后将各腿底脚扳转角，用以限制操作时阀片在板上上升的最大高度（8.5mm）,阀片周边又冲出三块略向下弯的定距片，使阀片处于静止位置时仍与塔板留有一定的缝隙（2.5mm）。这样当气量很小时，气体仍能通过缝隙均匀地鼓泡，而且由于阀片与塔板板面是点接触，可以防止阀片与塔板的粘着与腐蚀。V-4型浮阀，阀孔被冲

16、压成向下弯曲的文丘里形，用于减少气体通过塔板时的压力降。（适用于减压系统）T型浮阀，结构复杂，借助于固定在塔板的支架以限制拱形阀片的运动范围。（适用于易腐蚀、含颗粒或易聚合的介质）优点：生产能力大，由于浮阀安排比较紧凑，塔板上的开孔面积大于泡罩塔板，其生产能力比泡罩塔板大2040%，而与筛板塔相似。操作弹性大：由于阀片可以自由地伸缩以适应气量的变化，故其维持正常操作所允许的负荷波动范围比泡罩塔和筛板塔都宽。塔板效率高：由于上升蒸汽以水平方向吹入液层，故气、液接触时间较长，而雾沫夹带量较小，板效率较高。气体压降及液面落差较小：因气液流经塔板时所遇到的阻力较小，故气体的压力降及板上液面落差都比泡罩

17、塔小。结构简单，安装方便，浮阀塔的造价约为具有同等生产能力的泡罩塔的6080%，而为筛板塔的120130%。浮阀对材料的抗腐蚀性要求很高，一般都采用不锈钢。1.5.2 方案选择由以上各种塔的分析，可见浮阀塔具有下列优点，根据这些优点，该设计优选浮阀塔。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

18、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%。浮阀塔盘的操作原理和发展:浮阀塔的塔板上，按一定中心距开阀孔，阀孔里装有可以升降的阀片，阀孔的排列方式，应使绝大部分液体内有气泡透过，并使相邻两阀容易吹开，鼓泡均匀。为此常采用对液流方向成错排的三角形的排列方式。蒸汽自阀孔上升，顶开阀片，穿过环形缝隙，以水平方向吹入液层，形成泡沫，浮阀能随着气速的增减在相当宽的气速范围内自由升降，以保持稳定的操作。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，

19、推广受到一定限制。但近几十年来，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，因此设计浮阀塔比较合适。新型的浮阀式精馏塔结合了泡罩塔和筛板塔的优点，具有结构简单，制造方便，造价低，生产能力大，设备维护维修方便等的优点。加上阀片的采用自动适应进气量，据有较大的操作弹性；上升气流水平进入液层，增加了气夜的接触时间，从而增加了塔的操作效率。故浮阀式精馏塔是现在化工蒸馏过程中广泛使用塔型之一，显然本设计也不例外。另外，苯-甲苯的混合液的分离器即原料预热器拟选用U形管换热器。换热器是化工及其他许多工业部门的通用设备，在生产中占有重要地位。换热器可分为混合式、间壁式、蓄热式和中

20、间载热体式四大类。实际上很难去进行混合式换热器的设计，而蓄热式和中间载体式都具有较高的操作成本。另一方面为便于废热利用，考虑到使用的普遍性，具有单位体积设备的传热面积同时传热效果等方面故本设计中采用间壁式换热器。具体的间壁式换热器分为1)带膨胀节的固定管板式换热器，2)浮头式换热器,3)U形管式换热器。在本设计中鉴于U形的优点：结构简单，造价低廉，壳程易清洗，热补偿范围宽，易于维修，便于加工。通常化工厂的机械车间即能制造等优点，并且管程流体苯-甲苯不易结垢。鉴此，本设计过程中的原料预热器选用标准U形管式换热器。为确保设计的合理性，在本设计过程中，采用了最新化工工程标准及数据。以气液相负荷最大的

21、近釜塔板为设计板面，并将设计结果通过流体力学验算、负荷性能校核加以分析并推广至全塔，从而对浮阀式精馏塔的塔结构进行精确定位。此外，在设计中赋予了一定的裕度，因此在一定程度上物料的进料流量及塔内的气液两相流量均具有一定的可调性，大大减少化工生产过程中事故发生的概率，减少由于事故发生所造成的损失。此外，设计在满足工艺要求的前提下力求降低生产成本，以确保系统的最优化，设计方案的可操作性强。第2章 塔的工艺计算2.1塔板数的求解2.1.1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：；甲苯的摩尔质量：质量分数 ；.将进料、塔顶和釜液的浓度以摩尔分数表示为：（2）原料液及塔顶、塔底产品

22、的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：（3）物料衡算原料处理量：总物料衡算：苯的物料衡算207.950.38840.983D0.02W联立解得：；2.1.2理论塔板数苯和甲苯的混合物是服从拉乌尔定律的理想溶液。在常压下它们的蒸汽压及汽液平衡数据，如下表所示：表一 苯和甲苯的蒸汽压及汽液平衡数据380.02101.339.01.0001.00084.0114.144.50.8160.91988.0128.4 50.80.6510.82592.0144.157.80.5040.71796.0161.365.60.3730.594100.0180.074.20.2560.455104.0200.383

23、.60.1520.300108.0222.494.00.0570.125110.6237.7101.300由表一数据作如图2-1等压曲线（t-x图）1汽相 2液相图2-1 苯-甲苯的等压曲线根据图2-1可确定塔顶，塔釜和进料温度分别为：再根据表1数据画出苯甲苯的汽液平衡曲线如图2-2：图2-2 苯-甲苯的x-y曲线由于沸点进料（q=1），Xq=Xf=0.3884, 由图2-2的平衡曲线图可得Yq=0.612由可得取实际操作回流比，则精馏段操作线方程为苯-甲苯二元物系在总压101.3KPa下蒸汽压、由安托万方程1计算： 已知,根据安托万方程可得80.2时=101.72kpa =39.17kpa1

24、09时=227.87kpa =96.67kpa因苯甲苯体系可近似为理想溶液，故相对挥发度可用下式计算：2故有 逐板计算法：(1)平衡线方程的求算 汽液相平衡方程式：（2）已知 (3) 最小回流比(4) 精馏段操作线方程精馏段作线方程为精馏段液相摩尔流量：精馏段气相摩尔流量：V=提馏段液相摩尔流程：提段气相摩尔流程：提馏段操作线方程：.由以上精馏段操作方程和提馏段操作线方程可得：两操作线交点的横坐标为(5)理论塔板数的确定先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：；以下交替使用提馏线操作线方程和相平衡方程得：；.故理论板为19块（含塔釜），精馏段有9块，第10块为进料板。2.1.3实际塔板

25、数精馏段的实际板数为：(层)提馏段的实际板数为：（层）实际是在第19块塔板进料的。2.2 塔的有效高度2.3 密度计算苯-甲苯的密度1温度8090100110120苯815803.9792.5780.8768.9甲苯810800.2790.3780.3770.01. 精馏段液相 因为塔顶液相中主要为苯，所以塔顶液相密度近似为时苯的密度，此时， 814.45液相体积流量气相 因为塔顶气相中也主要为苯，所以塔顶气相密度近似为时气体苯的密度气相体积流量2. 提馏段塔釜的气液相密度相当于甲苯的气液相密度，即液相体积流量气相体积流量2.4 塔径1精馏段取板间距，取板上液层高度，则图中参数值为：根据以上数

26、值，由史密斯关联图2查得：因物系表面张力： 取安全系数为0.7，则有空塔气速查浮阀塔板间距参考数值得，所选板间距合理。2.提馏段查图可得 ， 查浮阀塔板间距参考数值2得，所选板间距合理。根据计算，精馏段和提馏段塔径均圆整为D=2m,此时两段的实际空塔速度为：精馏段 提馏段 相应的空塔动能因数为：均属正常操作范围2.5塔的尺寸计算根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，塔板采用单流和分块式组装。2.5.1溢流装置设计堰长取堰长 2 ，即 出口堰高 采用平直堰，堰上液层高度可依式计算，即2近似取，因 精馏段 提馏段 故上下两段堰高均选用40mm弓形降液管宽度和面积，因为由图2查得：，则 依式验算液体

27、在降液管中停留时间，即：精馏段 提馏段 停留时间5s，故降液管尺寸可用。降液管底隙高度：2精馏段 取降液管底隙处液体流速，则：提馏段 取降液管底隙处液体流速 ，则上下两段均选用2.5.2 塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能因子，精馏段 每层塔板上的浮阀数 取边缘区宽度 泡沫区宽度鼓泡区面积 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，则估算排间距 提馏段 每层塔板上的浮阀数 取边缘区宽度 泡沫区宽度鼓泡区面积 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心距，则估算排间距 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜100mm

28、，而应小于此值，故取。按，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数为340个。 按重新核算孔速及阀孔动能因数：精馏段 阀孔动能因数变化不大，仍在范围内。塔板开孔率若提馏段取的孔数与精馏段相同，则提馏段阀孔动能因数仍在范围内。塔板开孔率由上所述，塔板开孔率均满足常压塔开孔率在之间的要求，所以，提馏段的阀孔数可以与精馏段相同。2.6塔板流体力学验算2.6.1 气相通过浮阀塔板的压强降2（1）精馏段 干板阻力临界孔速 因，故按下式计算干板阻力，即： 板上充气液层阻力 本设备分离苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合可取充气系数， 液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不计2。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强

29、降所相当的液柱高度为：单板压降(设计允许值)（2）提馏段1）干板阻力临界孔速 因，故应在浮阀全开状态计算干板阻力,即2） 板上充气液层阻力 本设备分离苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数， 3）液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为：单板压降(设计允许值)2.6.2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。可由下式计算，即： 气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度已算出：精馏段 提馏段 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，故按下式计算：精馏段 提馏段 板上液层高度 前已选定板上液层高度为：则 精馏段 提

30、馏段 取 可见，精馏段、提馏段均符合防止淹塔的要求。2.6.3 雾沫夹带 2 （a）2 （b）板上液体流径长度 板上液流面积 苯和甲苯可按正常系统按附表1取物性系数，又由图查得泛点负荷系数精馏段 提馏段精馏段 提馏段 对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。根据式（a）及式（b）计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足的要求。2.7 塔板负荷性能图（1） 雾沫夹带线 依式（a）作出，即：对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出的关系式，据此可作出符合性能图中的雾沫夹带线。按泛点率=80%计算如下：精馏

31、段 整理得提馏段 整理得（2）液泛线液泛线反映当降液管中的清夜层高度恰好等于（即发生液泛）时气液两相流量间的函数关系： 将设计结果代入，并将上式整理成为：的形式。其中；精馏段将计算出的a、b、c、d值带入上式方程并整理得； 提馏段将计算出的a、b、c、d值带入上式方程并整理得； 2（3）液相负荷上限线液相负荷上限线反映当液体在降液管中停留时恰好为35s，取作为液体在降液管中的停留时间的下限，（即将发生气沫夹带）时对应液流量，由公式：，求出上限液体流量值（常数），在图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。(4) 气相负荷下限线（漏液线）漏液线 对于F1型重阀，以作为规定气体最小负荷的标准，

32、则精馏段 提馏段 (5) 液相负荷下限线（干堰线）取堰上液层高度作为液相负荷下线， 取 则计算出的下限值，依此作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。根据以上计算，可画出精馏段和提馏段的负荷性能图如下：对于精馏段，由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由图可得，由上述计算有提馏段：对于提馏段，由塔板负荷性能图可以看出：（1）在任务规定的气液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由液相负荷上限带控制

33、，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比， 由图可得，由上述计算有2.8计算结果汇总浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段 备注塔径D，m板间距HT，m塔板型式空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hLm降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t，m单板压降pp，Pa液体在降液管内停留时间，s降液管内清液层高度Hd，m泛点率%气相负荷上限(Vs)max，m3/s气相负荷下限(Vs)min，m3/s操作弹性2.00.46单溢流弓形降液管0.7131.4 0.0440.060.053405.529.05

34、6.1070.0750.08503.425.60.12642.5%4.14(雾沫夹带控制)1.2383.32.00.46单溢流弓形降液管0.7711.40.0440.060.053405.9610.025.830.0750.08505.510.40.13151.3%4.03(液相负荷上限控制)1.1863.4分块式塔板漏液控制2.9 能量衡算 已知操作条件下苯的汽化热为393.9KJ/kg，甲苯的汽化热为363 KJ/kg，精馏段液相摩尔流量：，气相摩尔流量：提馏段液相摩尔流程：，气相摩尔流程：（1）原料预热器： 4 设加热原料温度由10加热到94 则 （2）再沸器的热负荷和加热蒸汽消耗量 再

35、沸器的热负荷为 4因为斧残液几乎为纯甲苯，故其焓可按纯甲苯进行计算，即加热蒸汽消耗量为：4因为P为200Kpa时水的汽化热为2204.6kJ/kg，（3）全凝器热负荷和冷却水消耗量冷凝器的热负荷为4因为塔顶溜出液几乎为纯苯，故其焓可按纯苯进行计算，冷却水消耗量为第3章 塔的附件设计3.1接管1、进料管规格已知料液流率为5kg/s，在泡点进料下，所以料液的体积流率为料液由泵输送时可取1.52.5（米/秒）5，现取,则进料管直径取原料进口管管径为：80的标准管。重新核算流速，即，仍在适宜的流速范围内。2、回流管已知回流液流率，回流液由泵输送时，速度可取1.52.5（米/秒）5。取管内流速为,则回流

36、管直径取塔顶回流进口管尺寸为：的标准管。重新核算流速，即，仍在适宜的流速范围3、 釜液出口管规格已知斧液流率,则釜液体积流率,用泵输送时釜液流出的速度一般取1.52.5m/s5,取管内流速为,则釜液出口管直径 取釜液出口管尺寸为：的标准管。重新核算流速，即，仍在适宜的流速范围4、 顶部蒸汽排出管规格近似取精馏段体积流率为塔顶蒸汽体积流率，在常压下，塔顶蒸汽出口管中的允许蒸汽速度为1520m/s5,可取管内蒸汽流速为,则塔顶蒸汽管直径取顶部蒸汽排出管尺寸为：的标准管。重新核算流速，即，仍在适宜的流速范围。5、塔釜蒸汽进口管规格：取顶部蒸汽排出管规格3.2 法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准带颈

37、平焊钢制管法兰，有不同的公称直径，选用相应法兰5。（1） 进料管接管法兰：，法兰标准HG20594-10（2） 回流管接管法兰：，法兰标准HG20594-10（3） 塔釜出料管法兰：，法兰标准HG20594-10（4） 塔顶蒸汽管法兰：，法兰标准HG20594-10（5） 塔釜蒸汽进气管法兰：，法兰标准HG20594-10 3.3筒体、封头与裙座选择塔体和裙座材料取塔的设计压力为1.1倍的工作压力，因为塔在常压下下工作，所以设计压力Mpa。由于设计压力在低压范围内，工作温度在110左右，介质腐蚀性很弱，所以选用20R钢作为塔体材料6。塔筒体壁厚 取设计条件下的许用应力为：6封头厚度为：6封头分

38、为椭圆形封头、碟形等几种，本设计选用标准椭圆形封头，所以K=1,，由公称直径，查得曲面高度，直边高度，选用封头Dg20006，JB1154-737。因为钢板最小厚度不得小于4毫米，所以取圆筒和封头的厚度为4毫米加上厚度附加量2毫米等于6毫米。最后取厚度为6毫米的标准钢板。为了制作的方便，裙座我们选用圆筒形裙座。3.4 塔高的计算塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，一般取=1.21.5米，在此，我们取塔顶空间为=1.5米。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5min，而已知，已知实际板数N=36，板间距，由于液料比较清洁，无需经常清洗，可每隔1020块板取一个人孔，按照塔顶、塔釜和进料板必须设置人孔的原则，设计人孔数为4,且DN=600mm，开孔处两板间距增加到，塔体总有效高度（不包括裙座）由下式计算：H = Ha + (N-1-S) HT + S HT+ HB+式中, Ha塔顶空间高度，m；HT塔板间距，m；HT开有人孔的塔板间距，m；HB塔底空间高度，m；N实际塔板数；S人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。所以，3.5 吊柱在塔顶设置吊柱，对于补充和更换填料、安装和拆卸内建，既经济又方便，一般