苯与甲苯的实验课程设计

1、58绪   论塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。工业上对塔设备的主要要求是1：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安

2、装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F1型（V1型）、V4型、十字架型、和A型，其中F

3、1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB111881）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是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多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的

4、操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。 1设计方案的确定及流程说明 1.1化工原理课程设计的目的和要求 化工原理课程设计是在学习化工原理课程后，进行的综合性和实践性较强的一个环节，它是理论联系实际的桥梁，进行体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，达到综合运用化工原理课程的基本知识、基本原理和基本计算，具有初步

5、进行工程设计的能力；达到熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计设计的主要程序和方法；提高和进一步培养分析和解决工程实际问题的能力；树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的科学工作作风，实现全面推进创新思维的开发。2 通过化工原理课程设计，要求达到以下几方面的训练：（1）熟悉查阅文献资料、搜集有关数据、正确选用计算公式的能力。当缺乏必要数据时，还要通过实验测定或生产现场进行实际查定。 （2）在兼顾技术上先进性、可行性、经济上合理性的前提下，综合分析设计任务，确定工艺流程，做出设备选型，提出保证过程正常、安全运行操作所需要的检测和计量仪表，同时还要考虑改善劳

6、动条件实现环境保护的有效措施。 （3）进行准确而迅速的过程计算及主要设备的工艺设计计算的能力，特别是应用计算机进行计算的能力和计算机绘图（CAD)能力。 （4）用精炼的语言、简洁的文字、清晰的图表和图纸来表达自己的设计思想、计算结果和设计结果的能力，即具备工程师的能力。 1.2化工原理课程设计的内容（1）设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要的论述。说明所采取方案的先进性及其选择依据。（2）主要工艺过程及设备的设计计算：包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主要设备的工艺尺寸计算及结构设计。 （3）典型辅助设备的选型计算：包括典型

7、设备的主要尺寸计算和设备规格、型号、数量的选定。 （4）工艺流程见图：以单线图的形式绘制，标出主体设备和辅助设备的物料流向，主要检测参数测量点等。 （5）主体设备工艺条件图：图面上应包括主体设备的主要工艺尺寸、技术特性表和接管表。1.3概述 3 4精馏是分离液体混合物的典型单元操作。它利用各组分挥发度的不同以实现分离目的。这种分离通过液相和气相之间的传质实现，而作为气、液两相传质用的塔设备，首先必须要能使气、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是为了满足工业生产的要求，塔设备还须具备下列各种基本要求： （1）气液处理量大，即生产能力大 

8、;（2） 操作稳定、弹性大 （3）流体流动的阻力小 （4）结构简单，材料耗用量小，制作和安装容易 （5） 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修 （6） 塔内的滞留量要小在进行板式塔设计时，上述要求很难全部满足。因此，还要根据物系的性质和具体要求来进行选型和设计。 1.4常用板式塔类型 5气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用精馏塔。本章只介绍板式塔。 板式塔为逐级接触型气-液传质设备，种类繁多。根据塔板上气-液接触元件的不同，塔板可分为泡罩塔、浮阀塔板、筛板

9、塔板、舌形塔板和穿流多孔塔板等多种。本章只讨论浮阀塔的设计。 1.5浮阀塔的特性 浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的。它主要的改进是取消了升气管和泡罩。在塔板开孔上设有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中6。 浮阀塔被广泛应用，其主要具有以下特点：（1）处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20-40%。（2） 操作弹性大，约为34。 （3

10、） 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。 （4） 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为30-50 N/2m。 （5）液面梯度小。 （6）使用周期长，粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。 （7）结构简单、安装容易。 1.6设计方案的确定 1.6.1 装置流程的确定 精馏装置包括精馏塔、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冷凝进行精馏分离,由冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离,由冷凝器和冷却

11、器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率降低。为此，在确定装置流程时应考虑余热的应用，注意节能 7。此次设计中，为保持塔的操作稳定性，流程中选择用泵直接把原料送入塔，塔顶冷凝装置决定采用全凝器，而塔底设置再沸器为间接加热。另外，为保持塔内的正常操作，还应充分考虑到一些控制仪表的设置，总之，确定流程是要较全面、合理的兼顾设备、操作费用，操作控制及安全诸因素。 1.6.2 操作压强的选择   精馏操作可在常压、减压和加压下进行。操作压强常取决于冷凝温度，一般除热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现的分离，以及能用江河水或循环水将馏出物冷凝下

12、来的系统都应采用常压蒸馏；对热敏性物料会混合液沸点过高的系统则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物的冷凝温度过低的系统，需提高它压或采用深井水、冷冻盐水最为冷却剂；而常压下是气态的物料必须采用加压蒸馏。而对于苯-甲苯的设计应采用常压蒸馏 8。 1.6.3进料热状况的选择      原料的进料热状况直接影响塔的实际板层数。塔径的大小以及其热负荷的多少，是设计中必须首先确定的一个重要参数。进料热状况有多种，应根据具体问题具体分析。一般的，为使塔的操作稳定，不受季节气温的影响。原料液先经预热器预热到泡点温度后再送入塔内。此次设计的进料热

13、状况选择泡点进料。 1.6.4 回流比的选择回流比的确定，是精馏塔设计中的一个关键的问题。它确定的合理与否，直接影响到所设计的塔能否正常操作及投资的大小。选择回流比，主要是在保证正常操作的前提下，尽可能的使设备费用与操作费用之和最低。 确定回流比的方法，原则上是应首先根据物系的性质及进料热状况，确定出最小回流比，再根据回流比对总费用的影响曲线确定出适宜的回流比。但由于回流比与总费用的关系较复杂，建立回流比与费用的关系模型求解较为困难。对于苯-甲苯这样的接近于理想物系。应根据最小回流比确定若干个回流比，利用逐板计算法求出对应理论板数，从而找出适宜的操作回流比。

14、60;     （1）根据最小回流比选定几个回流比，通过作图或逐板计算求出相应的理论板数，从中找出适宜的操作回流比。      （2）对于接近理想溶液的物系，根据R选定若干个R值，利用吉利兰图求出对应理论板数N，做出N-R线，从中找出适宜的操作回流比。     （3）参考同类生产的R经验选定。1.7精馏塔的设计步骤   本设计按以下几个阶段进行： （1）确定设计方案 （2）精馏塔的工艺计

15、算 （3）塔板设计：计算塔板各主要工艺尺寸，进行流体力学校核计算。塔板结构设计并画出塔的操作性能图。 （4）管路及附属设备的计算与选型 5.抄写说明书和绘图 1.8精馏原理及其在化工生产上的应用 实际生产中，在精馏柱及精馏塔中精馏时，部分气化和冷凝式同时进行的。对理想液态混合物精馏时，最后得到的馏液（气相冷却而成）是沸点低的B物质，而残夜是沸点高的A物质，精馏时多次简单蒸馏的组合。精馏塔底部是加热区，温度最高；塔顶温度最低。精馏结果，塔顶冷凝收集的是纯低沸点组分，纯高沸点组分则留在塔底 9。 1.9精馏塔对塔设备的要求

16、60;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： （1）生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率不会产生液乏等不正常流动。 （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，而且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。

17、 （6）能满足某些工艺的特性：腐蚀性、热敏性、起泡性等。1.10精馏塔对塔设备的要求 常用板式塔类型有很多，如：筛板塔、泡罩塔、舌形塔浮阀塔等。精馏塔属气-液传质设备，气液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。该塔设计生产时日要求较大，由板式塔与填料塔比较知：板式塔直径放大时，塔板效率较稳定，且持液量较大，因此本次精馏塔设备选板式塔。 苯与甲苯的分离式正常物系的分离，精馏的意义重大，在化工生产中应用较广泛，对于提纯物质有非常重要的意义，所以一定要做好本次课设。2塔的工艺计算 2.1板式精馏塔设计任务书2.1.1设计题目苯甲苯浮阀式连续精馏塔的设计2.1.

18、2设计任务（1）原料液中苯含量40%（质量分数，下同），其余为甲苯。（2）塔顶产品中苯含量不低于96%。（3）塔底产品中苯含量不高于2%。（4）生产能力： 8200 t/年苯产品，年开工330天；每天24小时连续运行。2.1.3设计条件（1）精馏塔顶压强：常压（92KPa）（2）料液温度：20（3）间接蒸汽加热，加热蒸汽压强：300KPa（绝压）（4）单板压降 0.7kPa（5）厂址：淮安地区（6）冷却水入口温度：30（7）全塔效率 ET = 60%苯和甲苯的一些物理化学性质比较：表7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t 液相中苯的摩尔分率 x气相中苯的摩尔分率 y

19、110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0935.061.992.6940.066.791.4045.071.390.1150.075.587.6355.082.586.5265.085.785.4470.088.584.4075.091.283.3380.093.682.2585.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199

20、.099.6180.01100.0100.02.2精馏塔的物料衡算1） 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯 MA=78.11kg/kmol 甲苯 MB=92.13kg/kmolxF=0.441xD=0.966xW=0.0232)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 MF=0.441×78.11+（1-0.441）×92.13=85.95kg/kmol MD=0.966×78.11+（1-0.966）×92.13=78.59kg/kmol MW=0.023×78.11+（1-0.023）×92.13=91.81kg/kmol3)物料衡算

21、产量D=13.175kmol/h总物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F xF =D xD +W xW F=13.175+WF×0.441=13.175×0.966+W×0.023 F=29.223kmol/hW=16.548kmol/h2.3塔板数的确定1）理论板层数NT苯甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数由手册查得苯甲苯物系的气液平衡数据，绘出xy图，见图1求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图1中对角线上，自点e(0.441,0.441)作垂线ef即为进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为 yq=0.580 xq=0.441故最小回流比为R

22、min =1.386R=2 Rmin=2×1.386=2.772求精馏塔的气、液相负荷L = RD = 2.772 × 13.175 = 36.521 kmol/hV = (R+1)D = (2.772+1)×13.175 = 49.696 kmol/hL = L + F =36.521+29.723= 66.244 kmol/hV = V = 49.696 kmol/h求操作线方程精馏段操作线方程为=提馏段操作线方程为图解法求理论板层数采用图解法求理论板层数，如下图所示，求解结果为总理论板层数 NT = 11.5(包括再沸器)进料板位置 NF = 52)实际板层

23、数的求取精馏段实际板层数 N精 = 4/0.6=6.677提馏段实际板层数 N提 = 7.5/0.6 =12.5132.4精馏塔工艺条件及有关物性数据的计算以精馏段为例进行计算1）操作压力计算塔顶操作压力 PD = 92 kPa每层塔板压降 P = 0.7 kPa进料板压力 PF = 92 + 0.7×7 =96.9kPa塔底操作压力 精馏段平均压力 Pm1 = (92 + 96.9)/2 = 94.5 kPa 提留段平均压力Pm2=（96.9+106）/2=101.3kpa2) 操作温度依据操作压力，由泡点方程通过试差法算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算塔顶温度

24、 tD=77进料板温度 tF=91.8塔底温度 精馏段平均温度 tm = (77+91.8)/2 = 84.4计算过程如下：塔顶温度计算假设t=75 假设t=77 所以塔顶温度为77.0进料板温度假设t=92 假设t=91.8 所以进料板温度为91.8塔底温度假设t=110 假设t=110.9 所以塔底温度为110.93)平均摩尔质量（1）塔顶平均摩尔质量计算由xD = y1 = 0.966 查平衡曲线，得 x1 = 0.916 MVDm = 0.966×78.11 +（1-0.966）×92.13 = 78.59 kg/kmolMLDm = 0.916×18.1

25、1 +（1-0.916）×92.13 = 79.29 kg/kmol（2）进料板平均摩尔质量计算由图解理论板，得 yF= 0.640查平衡曲线，得 xF = 0.440 MVFm = 0.640×78.11 +（1-0.640）×92.13 = 83.1572 kg/kmol MLFm = 0.44×78.11 +（1-0.44）×92.13 = 85.9612 kg/kmol(3)精馏段平均摩尔质量 MVm =(78.59+83.16)/2 = 80.875 kg/kmolMLm =(79.29+85.96)/2 = 82.625 kg/km

26、ol(4)塔底平均摩尔质量计算由xw = y2 = 0.023 ,查平衡曲线，得 x2 = 0.051Mvwm = 0.023×78.11 +(1-0.023)×92.13 = 91.81 kg/kmolMLwm = 0.051×78.11 +（1-0.051）×92.13 = 91.42 kg/kmol（5）提馏段平均摩尔质量Mvm = (83.16+91.81)/2 =87.49 kg/kmolMLm = (85.96+91.42)/2 =88.69 kg/kmol4）平均密度计算温度()8090100110120苯,kg/8148057917787

27、63甲苯,kg/809801791780768（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即vm = =kg/m3（2）液相平均密度计算液相平均密度依照下式计算，即塔顶液相平均密度的计算：由,查手册得 = 819.7 ， = 814.5 = kg/m3(4)进料板液相平均密度的计算：由,查手册得 = 803.5 kg/m3， = 800.5 kg/m3 进料板液相的质量分数为 = =kg/m3(5)精馏段液相平均密度为 Lm = (818.82+801.70)/2 = 810.26kg/m3(6)塔釜液相平均密度的计算由, 查手册得 A= 779.1 kg/m3 ，B = 781.5 kg/

28、m3Lwm = = 781.5 kg/m3(7)提馏段液相平均密度为Lw = (801.7+781.5)/2 = 791.6 kg/m35)液体平均表面张力计算温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3液相平均表面张力依照下式计算，即 Lm = xii（1）塔顶液相平均表面张力的计算，即由，查手册得 A = 21.45 mN/m , B = 21.95 mN/mLDm =0.966×21.45 + 0.034×21.95 = 21.467 mN/m（2）进料板液相平均表面张力的计算由,

29、 查手册得 A =19.82 mN/m B = 20.58 mN/mLFm = 0.441×19.55 + 0.559×20.25 = 19.9413 mN/m（3）精馏段液相平均表面张力为Lm = (21.467+19.943)/2 = 20.7042 mN/m（4）塔釜液相平均表面张力的计算，即由，查手册得 ，（5）提馏段液相平均表面张力为6）液体平均粘度计算温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228液体平均粘度依下式计算，即（1）塔顶液相平均粘度的

30、计算： 由，查手册得 , （2）进料板液相平均粘度的计算：由，查手册得 ，（3）精馏段液相平均粘度为（4）塔釜液相平均粘度的计算：由，查手册得，解出 （5）提馏段液相平均粘度为2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算1）塔径的计算精馏段的气、液相体积流量为 史密斯关联图式中C由计算，其中由史密斯关联图查取，图的横坐标为 塔板间距HT与塔径的经验关系/m塔径Dm0.30.50.50.80.81.61.62.02.02.4>2.4塔板间距HTm0.20.30.30.350.350.450.450.60.50.8根据表1取板间距HT=0.40m，板上液层高度hL=0.06m，则 查史密斯关联图得 取安全

31、系数为0.7，则空塔气速为 按标准塔径圆整后为 塔截面积为 实际空塔气速为 设计点的泛点率 2）精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为Z精=（N精-1）HT =（7-1）×0.4 = 2.4 m提馏段有效高度为Z提=（N提-1）HT =（13-1）×0.4 = 4.8 m 在进料板上方开一人孔，其高度为0.8 m故精馏塔的有效高度为 Z = Z精 + Z提 + 0.8 = 2.4 + 4.8 + 0.8 = 8.0 m2.6、塔板主要工艺尺寸的计算1）溢流装置计算 因塔径，可选用单溢流弓形降液管。各项计算如下。（1）堰长取塔径（2）溢流堰高度选用平直堰，堰上液层高度由计算E近

32、似取1，则取板上清液层高度，则溢流强度 降液管底隙液体流速（3）弓形降液管宽度和截面积 弓形降液管道截面的尺寸参数比例由查弓形降液管参数，如上图，得 ，故 选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb=0.045m 依 验算液体在降液管中的停留时间，即故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度取，则 故降液管底隙高度设计合理。2）浮阀数及排列方式（1） 浮阀数 选用F1型浮阀，重型，阀孔直径d0=0.039m初取阀孔动能因子F0=11，计算阀孔气速浮阀个数 （2） 浮阀排列方式通过计算及实际试排确定塔盘的浮阀数n。在试排浮阀时，要考虑塔盘的各区布置。取塔板上液体进、出口安定区宽度bs=b

33、s=0.065m,取边缘区宽bc=0.035m求有效传质区面积Aa开孔所占面积选择错排方式，其孔心距t可由以下方法估算。如图所示由开孔区内阀孔所占面积分数解得 开孔区内开孔所占面积浮阀总数n=54个塔板浮阀排列根据估算提供孔心距t进行分布，得实际个数n=54个。3塔板流动性能的校核3.1液沫夹带量校核 为控制液沫夹带量ev过大，应使泛点F1 。浮阀她板泛点率由公式计算 F1=或F1=式中，由塔板上气相密度V及板间距HT查下图得系数CF=0.115，根据下表所提供数据，本物系的K值可选取1。塔板上液体流到长ZL及液流面积Ab分别为 ZL=D-2Wd=1-2×0.124=0.752mAb

34、=AT-2Ad=0.785-2×0.0567=0.6716m2故得 0.3353或 所得泛点率F1均低于0.8，故不会产生过量的液沫夹带。气相密度V/（kg/m3）泛点负荷因数系统K系统K无泡沫，正常系统1.0多泡沫系统（胺和乙二醇吸收）0.73氟化物（如BF3、氟利昂）0.90严重起泡沫（甲乙酮装置）0.60中等起泡沫（油吸收塔）0.85形成稳定泡沫系统（碱再生）0.303.2塔板阻力hf计算（1）干板阻力h0临界孔速 因阀孔气速u0大于其临界阀孔气速uoc，故应在浮阀全开状态计算干板阻力。 （2）塔板清夜层阻力h1 （3）克服表面张力阻力h 由以上三项阻力之和求得塔板阻力hf 3

35、.3降液管液泛校核降液管中清夜层高度由下式计算式中为流体流过降液管底隙的阻力浮阀塔板上液面落差一般较小可以忽略，于是降液管中清夜层高度为 =0.0511+8.94×10-3+0.0723+0.0128=0.145m取降液管中泡沫层相对密度=0.6，则可求降液管中泡沫层的高度为=/=0.242m而，故不会发生降液管液泛。3.4液体在降液管内停留时间校核应保证液体在降液管内的停留时间大于35s，才能保证液体所夹带气体的释出 故所夹带气体可以释放。3.5严重漏液校核当阀孔的动能因子F0低于5时将会发生严重漏液，故漏液点的孔速可取F0=5的相应孔流气速稳定系数，故不会发生严重漏液。3.6塔板

36、负荷性能图（1） 过量液沫夹带线关系式由上述已知物系性质及塔板结构尺寸，同时给定泛点率F1时，即可表示出气、液相流量之间的关系。根据前面液沫夹带的校核选择F1表达式，本例应选择下式令F1=0.8，上式可整理为Vs=0.9592-24.11Ls或 Vh=3453.12-24.11Lh上式为一线性方程，由两点即可确定。 当Lh=0时，Vh=3453.12m3/h，当Lh=50 m3/h，Vh=2247.62 m3/h。由此两点作过量液沫夹带线。（2） 液相下限线关系式对于平直堰，其堰上液头高度how必须要大于0.006m。取how=0.006m。即可确定液相流量的下限线。取E=1.0，带入lw，求

37、得Lh的值可见该线为垂直Lh轴的直线，该线记为。（3） 严重漏液线关系式因动能因子F0<5时，会发生严重漏液，故取F0=5，计算相应气相流量Vh式中 所以 m3/h为常数表达式，为一平行Lh轴的直线，为漏液线，也称之为气相下限线。该线记为。（4） 液相上限线关系式=5s降液的最大流量为 可见，该线为一平行Vh轴的直线，记为（5） 降液管液泛线关系式当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛。根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛工况下的关系。或 显然，为避免降液管液泛的发生，应使。将上式中均表示为的函数关系，整理即可获得表示降液管液泛线的关系式。在前面的核算中可知，由表面张

38、力影响所致的阻力h在hf中所占比例很小，在整理中可略去，使关系得到简化。式中 将代入中整理可得下式将设计确定的数据代入上式中，整理即得或 由上式计算降液管液泛线上点得下表降液管液泛线数据Lh/(m3/h)102030405060Vh/(m3/h)5557.575428.155171.444792974465.864007.61由上表中数据作出降液管的液泛线，并记为线。将以上、条线标绘在同一直角坐标系中，塔板的负荷性如下图所示。将设计点()标绘在图中，如D点所示，由原点O及D作操作线OD。操作线严重漏液线于A，液沫夹带线于B。由此可见，该塔板操作负荷的上下限受严重漏液线及液沫夹带线的控制。分别从

39、图中A、B两点读得气相流量的下限（）min及上限（）max,并求得该塔的操作弹性。塔板符合性能操作弹性=3312.78/1085.90=3.053.7塔板设计结果由负荷性能图可知，设计点在负荷性能图中的位置比较适中，有较好的操作弹性和适宜裕度，其他性能均满足要求，所以，本设计较为合理。因本塔的精馏段与提留段气相流量比较接近，为此两段设计为相同塔径。由于精馏段气、液相流量均小于提留段，且其液相流量远小于提留段，所以，精馏段塔盘结构参数应作适当调整，将精馏段降液管及板间距适当减小。现将结果列于下表中塔板主要结构参数数据塔径m1.0m塔板间距HT0.4m堰长lw0.66m堰宽Wd0.124m堰高hw

40、0.0511m入口堰高hw无底隙hb0.045mAf/AT0.0722塔截面积AT0.785m2降液管面积Af0.0567m2有效传质区Aa0.532m2气相流通面积A0.7283开孔面积A00.064m2阀孔直径d00.039m阀孔数n54开孔率A0/AT0.082孔心距t0.1边缘区域bc0.035m安定区宽bs0.065m塔板厚S0.003排列方式错排流动形式单流型液体流量Lh3.68m3/h气体流量Vh1563.84m3/h液泛气速uf1.2119m/su/uf0.4566空塔气速u0.8483m/s底隙流速ub0.034m/s泛点率F10.8溢流强度uL5.58m3/（ms）堰上液头

41、高度how8.94×10-3m3/(m·s)塔板阻力hf0.0723m降液管液体停留时间22.15s降液管内清夜层高度Hd0.145m降液管内液沫层高度Hd/0.242m阀孔气速u06.86m/s阀孔动能因子F011漏液点气速u03.12m/s稳定系数K2.2最大气相流量（Vh）max3312.78m3/h最小气相流量（Vh）min1085.90m3/h实际塔板数：Np=20块进料板位置：第八块板塔总高度：Z=8m4精馏塔接管尺寸（1）进料管 进料管的结构类型很多，由直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=29.723kmol/h , LFm=8061

42、.70kg/m3则体积流量取适宜的输送速度，则管径为取管规格，则管内径为进料管实际流速（2）回流管 采用直管回流管，回流管的回流量L=36.52kmol/h塔顶液相平均摩尔质量MLDm = 79.29 kg/kmol平均密度 = 818.82 kg/h则体积流量取适宜的输送速度 ，则回流管直径为取管规格，则管内径为进料管实际流速（3）塔顶蒸汽接管则蒸汽体积流量取适宜的输送速度，则管径为取管规格，则管内径为进料管实际流速（4）釜液排出管塔底W = 16.548kmol/h 平均密度WLm=781.5平均摩尔质量 MLWm = 91.42kg/kmol则体积流量取适宜的输送速度，则管径为取管规格，

43、则管内径为塔顶蒸汽接管实际流速（5）塔顶产品出口管D=13.175kmol/h 液相平均摩尔质量MLDm = 79.29kg/kmol溜出产品密度LDm=818.82kg/m3则塔顶液体体积流量取适宜的输送速度，则管径为取管规格，则管内径为塔顶产品出口管实际流速以上计算各结果见下表序号名称选定流速/（m/s）管规格1进料接管0.554×32塔顶蒸汽接管15180×4.53塔顶产品出口管0.632×2.54回流液接管0.645×35釜液排出管0.542×2.56仪表接管25×2.5再沸器循环接管应结合再沸器设计，根据再沸器内辅液循环量确

44、定循环管及接管的规格。5精馏塔设备工艺条件图由以上设计结果绘制成精馏塔（浮阀塔）的设备条件图。见附图6辅助设备设计本精馏系统辅助设备主要包括再沸器、冷凝器、预热器、冷却器等。本设计方案使用的辅助设备主要有： 预热器一个，用于预热进料，同时冷却釜液 全凝器一个，将塔顶蒸汽冷却，提供产品和一定量的回流冷却器一个，将产品冷却到要求温度后排出 再沸器一个，将釜液加热成蒸气 离心泵两个，分别作为进料和塔顶的冷却。6.1再沸器因精馏塔的直径较大，故选用管式再沸器，将再沸器置于塔外采用间接蒸汽加热，塔底温度，用0.3Mpa（表压）的蒸汽，查饱和水蒸汽得，釜液出口温度

45、故 由查液体比汽化热共线图得 又气体流量密度 热量取传热系数则传热面积为加热蒸汽质量流量冷凝器选型为6.2预热器进料温度，料液温度由用135蒸汽预热，则 ， 则 时， 则 取传热系数则传热面积为预热器选型为6.3塔顶冷却器塔顶温度，冷却水进口温度热量取传热系数则传热面积为选用换热器型号为6.4塔底冷却器热量取传热系数则传热面积为选用换热器型号为换热器传热面积估算结果表序号型号名称热量/(kJ/s)传热系数/传热温差/传热面积/m21再沸器393.4760027.3524.292预热器88.1260073.332.003塔顶冷却器18.860031.461.014塔底冷却器39.6460042.

46、131.576.5离心泵  进料泵的选型由塔的结构可知:进料高度为：进料流量：在原料罐液面与进口面之间列伯努利方程得：其中，解得，泵的压头是H=11.09m查询相关的数据，可选用型号为IS50-32-160的IS型单级单吸离心泵。6.6冷却水泵 冷却器水的用量=0.6258 kg/s； 全凝器水的用量=5.567kg/s 总耗水量=6.1928kg/s=22.31M3/s在以地面为基准面与塔顶面之间列伯努利方程，可得：其中，则算得泵的压头为：H=17.32m因此选用型号为 IS65-50-160的IS型单级单吸离心泵。

47、60; 因为回流采用重力回流，故在此不选用回流泵。7精馏塔的结构设计7.1筒体与封头（1）筒体精馏塔可视为内压容器。其各种设计参数如下：a. 设计压力该精馏塔在常压下操作，设计压力取为0.5MPab. 设计温度该精馏塔塔底采用加热介质为蒸汽，温度不超过150,因此设计温度定为150。c. 许用应力该精馏塔筒体采用钢板卷焊而成，材料选择Q235-A，根据GB-3274，查得： d. 焊缝系数按照GB150规定，焊缝系数主要考虑焊缝形式与对焊缝进行无损检验长度两个因素，本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则=0.85筒体的设计参数设计压力/Mpa设计温度/许用应力/Mpa焊缝系

48、数0.51501130.85壁厚的确定：计算厚度由计算厚度查得，钢板负偏差=0.5mm该系统中苯和甲苯对筒体腐蚀较小，腐蚀裕量取2mm则筒体的设计厚度则筒体的名义厚度取圆整值，则筒体壁厚则筒体的有效厚度根据JB/T4737-95查得，筒体的公称直径为1000mm时，1m高的容积为1.131，1m高的内表面积为3.77,1m高筒节钢板的质量为178kg。（2）封头本设计采用标准椭圆形封头，材料选用Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%探伤外，其余均为对接焊缝局部探伤，则=0.85封头的名义厚度取圆整值=0.79，则封头壁厚则封头的有效厚度以内径为公称直径，选用封头为 查得封头曲面高度=300m

49、m，直边高度=25mm，内表面积 ，容积为0.255，质量77kg。 7.2裙座对于较高的立式容器，为抵抗风载荷及地震载荷，同时为了安装方便，一般安装性能较好的裙式支座。裙座较其他的支座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支撑形式。为了制作方便，一般采用圆筒形。由于塔径较大，所以座圈与塔体间采取对接焊缝。由于裙座对整个塔器而言是个至关重要的元件，支撑整个塔器，如它破坏将直接影响塔器的正常使用，并且裙座所耗费材料对整个塔而言不多，所以裙座材料选为Q235-A 10。裙座结构主要有座圈，基础环，螺栓座及人孔。座圈是裙式支座的基本构件，通常为一用钢板卷制的圆筒，其上端

50、与塔的底封头相焊，下端焊在基础环上。座圈承受着塔的各种外载荷，并把它全部传给基础环。基础环的作用是承受塔的全部载荷。螺栓座的作用是用来安装地脚螺栓。为了便于检修和安装，在裙座上应开设2个不带盖板的长圆形人孔。人孔的高度取为900mm，直径为180mm。尺寸确定：裙座名义厚度：裙座筒体的内径：裙座筒体的外径：基础环内径：基础环外径：塔高，考虑到腐蚀余量，基础环厚度(Z地脚螺栓个数，地脚螺栓直径) ,地角螺栓的取用规格为30×3.5。考虑到再沸器，裙座高度取3m，螺纹小径为26.211mm，六角螺母的对边距S为46mm 11。7.3人孔人孔是安装或检修人员进出塔体的唯一通道，人

51、孔的设置应便于工作人员进入任何一层塔板。另外，为了检查塔设备的内部空间以及安装和拆卸设备的内部构件，压力容器也需开设人孔。但由于设置人孔处的的塔板间距要增大，且人孔设置过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，所以一般板式塔每隔1020层塔板或510m塔段，才设置一个人孔。人孔一般设置在气液进出口等需经常维修清理的部位，另外在塔顶和塔釜，也各设置一个人孔。在本设计中，共有20块塔板，所以共设置3个人孔，塔顶和塔釜各设置一个人孔，另外在进料处再设置一个人孔。在设置人孔处，塔板间距应根据人孔的直径确定，一般不小于人孔公称直径，塔盘支承梁高度及50mm之和，且不小于600mm。人孔的形状一般有圆形和椭

52、圆形两种。椭圆形人孔的短轴应力与受压容器的筒身轴线平行。本设计的工作压力不大，所以采用圆形人孔。塔体上宜于采用垂直吊盖人孔，在设置操作平台的地方，人孔中心高度一般比操作平台高0.71m，最大不宜超过1.2m，最小为600mm。当操作温度低于350时，应采用平焊法兰，人孔法兰的密封面形式及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同。人孔采用HG21519-95标准，采用垂直吊盖平焊法兰式人孔。该标准的压力范围是0.66.4MPa,公称直径为450600mm。所以，在本设计中，人孔的公称直径选为450mm，其伸出塔体的筒体长为200mm，人孔中心距操作平台1000mm，人孔厚度,接管，人孔高度为220mm，公称压力为0.6MPa，公称直径为450mm。在设置人孔处，板间距为600mm，塔内的人孔手柄以mm的圆钢制造，螺栓螺母数量为16个，螺栓直径×长度为20×95，螺柱数量为16个，螺柱直径×长度为20×120，总质量为114kg。另外，在裙座上开两个检查孔，短节材料为 Q235-A 12。7.4吊柱为方便室外较高的整体塔装填，补充和更换填料，安装和拆卸塔内件，塔顶需设置吊柱。本设计中塔高度大，因此设吊柱。吊柱设置方位应使吊柱中心线与人孔中心线间有合适的夹角，使人能站在平台上操纵手柄，让经过吊钩的垂直线可以转到人孔附近，以便从人孔装入或取