年处理8万吨-苯-甲苯的精馏装置

1、PAGE PAGE 35课 程 设 计 说 明 书题目： 年处理 8万吨 苯-甲苯的精馏装置院 系： 专业班级： 学 号： 学生姓名： 指导教师： 2014 年 7 月目录 TOC o 1-3 h z u HYPERLINK l _Toc392676795 第一章 设计方案简介 PAGEREF _Toc392676795 h 4 HYPERLINK l _Toc392676796 1.1装置流程的确定 PAGEREF _Toc392676796 h 4 HYPERLINK l _Toc392676797 1.2 操作压力的选择 PAGEREF _Toc392676797 h 4 HYPERLI

2、NK l _Toc392676798 1.3 进料状况的选择 PAGEREF _Toc392676798 h 4 HYPERLINK l _Toc392676799 1.4 加热方式的选择 PAGEREF _Toc392676799 h 4 HYPERLINK l _Toc392676800 1.5 回流比的选择 PAGEREF _Toc392676800 h 5 HYPERLINK l _Toc392676801 1.6浮阀塔特点 PAGEREF _Toc392676801 h 5 HYPERLINK l _Toc392676802 第二章 设计计算 PAGEREF _Toc39267680

3、2 h 5 HYPERLINK l _Toc392676803 2.1 精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc392676803 h 5 HYPERLINK l _Toc392676804 2.1.1 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 PAGEREF _Toc392676804 h 5 HYPERLINK l _Toc392676805 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 PAGEREF _Toc392676805 h 6 HYPERLINK l _Toc392676806 2.1.3物料衡算 PAGEREF _Toc392676806 h 6 HYPERLINK l _Toc

4、392676807 2.2.2求进料的液相分率q PAGEREF _Toc392676807 h 6 HYPERLINK l _Toc392676808 2.2.3求最小回流比及操作回流比 PAGEREF _Toc392676808 h 7 HYPERLINK l _Toc392676809 2.2.4求精馏塔的气、液相负荷 PAGEREF _Toc392676809 h 7 HYPERLINK l _Toc392676810 2.2.5求操作线方程 PAGEREF _Toc392676810 h 7 HYPERLINK l _Toc392676811 2.2.6逐板法求理论板 PAGEREF

5、 _Toc392676811 h 7 HYPERLINK l _Toc392676812 2.3确定实际板数 PAGEREF _Toc392676812 h 9 HYPERLINK l _Toc392676813 2.3.1全塔效率的计算 PAGEREF _Toc392676813 h 9 HYPERLINK l _Toc392676814 2.3.2计算实际塔板数 PAGEREF _Toc392676814 h 10 HYPERLINK l _Toc392676815 2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc392676815 h 10 HYPERLINK l

6、_Toc392676816 2.4.1操作压力的计算 PAGEREF _Toc392676816 h 10 HYPERLINK l _Toc392676817 2.4.2操作温度计算 PAGEREF _Toc392676817 h 10 HYPERLINK l _Toc392676818 2.4.4平均密度计算 PAGEREF _Toc392676818 h 12 HYPERLINK l _Toc392676819 2.4.7气液负荷计算 PAGEREF _Toc392676819 h 15 HYPERLINK l _Toc392676820 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 PAGEREF

7、_Toc392676820 h 15 HYPERLINK l _Toc392676821 2.5.2精馏塔有效塔高的计算 PAGEREF _Toc392676821 h 17 HYPERLINK l _Toc392676822 2.6溢流装置计算 PAGEREF _Toc392676822 h 18 HYPERLINK l _Toc392676823 2.7浮阀布置设计 PAGEREF _Toc392676823 h 19 HYPERLINK l _Toc392676824 第三章 辅助设备及选型 PAGEREF _Toc392676824 h 20 HYPERLINK l _Toc39267

8、6825 3.1进料管的选择 PAGEREF _Toc392676825 h 20 HYPERLINK l _Toc392676826 3.2回流管的选择 PAGEREF _Toc392676826 h 21 HYPERLINK l _Toc392676827 3.3塔底出口管路的选择 PAGEREF _Toc392676827 h 21 HYPERLINK l _Toc392676828 3.4塔顶蒸汽管 PAGEREF _Toc392676828 h 22 HYPERLINK l _Toc392676829 3.5 加料蒸汽管的选择 PAGEREF _Toc392676829 h 22 H

9、YPERLINK l _Toc392676830 3.6人孔的设计 PAGEREF _Toc392676830 h 22 HYPERLINK l _Toc392676831 3.7 法兰 PAGEREF _Toc392676831 h 23 HYPERLINK l _Toc392676832 第四章 流体力学验算 PAGEREF _Toc392676832 h 23 HYPERLINK l _Toc392676833 4.1浮阀的流体力学验算 PAGEREF _Toc392676833 h 23 HYPERLINK l _Toc392676834 4.1.1计算气相通过浮阀塔板的降压头降 PA

10、GEREF _Toc392676834 h 23 HYPERLINK l _Toc392676835 4.1.2液泛 PAGEREF _Toc392676835 h 24 HYPERLINK l _Toc392676836 4.1.3雾沫夹带量 PAGEREF _Toc392676836 h 25 HYPERLINK l _Toc392676837 4.2塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc392676837 h 26 HYPERLINK l _Toc392676838 4.2.1雾沫夹带线 PAGEREF _Toc392676838 h 26 HYPERLINK l _Toc392676

11、839 4.2.2液泛线 PAGEREF _Toc392676839 h 27 HYPERLINK l _Toc392676840 4.2.3液相负荷上限线 PAGEREF _Toc392676840 h 28 HYPERLINK l _Toc392676841 4.2.4漏液线 PAGEREF _Toc392676841 h 28 HYPERLINK l _Toc392676842 4.2.5液相负荷下限线 PAGEREF _Toc392676842 h 28 HYPERLINK l _Toc392676843 第五章 附属设备计算 PAGEREF _Toc392676843 h 30 HY

12、PERLINK l _Toc392676844 5.1选用釜式再沸器 PAGEREF _Toc392676844 h 30 HYPERLINK l _Toc392676845 5.2冷凝器的选型 PAGEREF _Toc392676845 h 30 HYPERLINK l _Toc392676846 总结语 PAGEREF _Toc392676846 h 31 HYPERLINK l _Toc392676847 设计结果一览表 PAGEREF _Toc392676847 h 32 HYPERLINK l _Toc392676848 苯甲苯精馏塔的工艺流程图 PAGEREF _Toc392676

13、848 h 33 HYPERLINK l _Toc392676849 主要符号说明号说明 PAGEREF _Toc392676849 h 34 HYPERLINK l _Toc392676850 参考文献 PAGEREF _Toc392676850 h 35第一章 设计方案简介1.1装置流程的确定 蒸馏装置包括精馏塔，原料预热器，蒸馏釜（再沸器），冷凝器，釜液冷却器和产品冷却器等设。按过程按操作方式的不同，分为联组整流和间歇蒸馏两种流程。连续蒸馏有生产能力大，产品质量稳定等优点，工业生产中以连续蒸馏为主。间歇蒸馏具有操作灵活，适应性强等优点，适合于小规模，多品种或多组分物系的初步分离。 蒸馏通

14、过物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝实现分离，热量自塔釜输入，由冷凝器中的冷却质 将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定装置流程时应考虑余热的利用。譬如，用余料作为塔顶产品（或釜液产品）冷却器的冷却介质，既可以将原料预热，又可以节约冷却质。 另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵这节送入塔原料外也可以用高位槽送料，以免受泵操作波动的影响。 塔顶冷凝装置可采用全冷凝器，分冷凝器两种不同的设置。甲醇和水不反应，且容易冷凝，故使用全凝器，用水冷凝。塔顶出来的气体温度不高，冷凝后回流液和产品温度不高，无需进一步冷却，此次分离也是希望得到甲醇，选用全凝器符合要求。 总之，确定流程时要

15、较全面，合理地兼顾设备，操作费用，操作控制及安全诸因素。1.2 操作压力的选择 蒸馏过程中按操作压力不同，分为常压蒸馏，减压蒸馏和加压蒸馏。一般地，除热明性物系，凡通过常压蒸馏能够实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的物系，都能采用常压蒸馏；对热敏性物系或者混合物泡点过高的物系，则宜采用减压蒸馏；对常压下馏出物冷凝温度过低的物系，需提高塔压或者采用深井水，冷冻盐水作为冷却剂；而常压下呈气态的物系必须采用加压蒸馏。甲苯和苯在常压下就能够分离出来，所以本实验在常压下操作就可以。1.3 进料状况的选择 进料状况一般有冷液进料，泡点进料。对于冷液进料，当组成一定时，流量一定对分离有利，节

16、省加热费用。采用泡点进料不仅对稳定操作较为方便，且不受季节温度影响。但是因为设计有规定为25进料，所以采用冷夜进料。1.4 加热方式的选择 加热方式可分为直接蒸汽和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热直接由塔底进入塔内。由于重组分是水，故省略加热装置。但在一定的回流比条件下，塔底蒸汽回流液有稀释作用，使理论板数增加，费用增加。间接蒸汽加热使通过加热器使釡液部分汽化。上升蒸汽回流下来的冷液进行传质，其优点是釜液部分汽化，维持原来的浓度，以减少理论塔板数，其缺点是增加加热装置。本设计塔釡采用间接加热蒸汽，塔底产品经冷却后送至储罐。 1.5 回流比的选择 回流方式可分为重力回流和强制回流。对于小型塔，回流冷凝

17、器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需支持结构，其缺点是回流冷凝器回流控制较。如果需要较高的塔顶处理或塔板数较多时，回流冷凝器不宜安装在塔顶。因为塔顶冷凝器不已安装，检修和清理。在这种情况下，可采用强制回流，塔顶上蒸汽采用冷凝器冷却以冷回流流入塔中。由于本次设计为小型塔，故采用重力回流。本设计物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比为最小回流比的2倍。1.6浮阀塔特点1.处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20%40%，而更接近于筛板塔；2.操作弹性大，一般约为59，比筛板、泡罩和舌形踏板的操作性要大得多；3.塔板效率高，比泡罩塔高15%；4.压力小，在常压塔中每块板的压降一般为4006

18、60N/；5.液面梯度小；6.使用周期长；7.结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔的60%80%,为筛板塔的120%130%。第二章 设计计算2.1 精馏塔的物料衡算2.1.1 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 2.1.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.1.3物料衡算 原料处理量总物料衡算 130.34=DW苯物料衡算 130.340.4910.991D0.024 W联立解得 D62.88 kmolhW=67.46 kmolh式中 F原料液流量 D塔顶产品量 W塔底产品量2.2理论板层数NT的求取 2.2.1相平衡方程的求取由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡

19、数据，求得平均相对挥发度为 =2.475所以相平衡方程为2.2.2求进料的液相分率q进料温度为25，查苯和甲苯在101.3KPa下的温度组成图得泡点为92.31露点温度为98.94。所以 所以q线方程为2.2.3求最小回流比及操作回流比。 联立q线与相平衡曲线方程的交点Q的坐标为0.748, 0.547故最小回流比为取操作回流比为2.2.4求精馏塔的气、液相负荷 (进料：q=1.277)2.2.5求操作线方程 精馏段操作线方程为提馏段操作线方程为2.2.6逐板法求理论板前面求得=2.475 相平衡方程 = 0.991 同理： ynxnyn+110.9910.9780170.98243620.9

20、824360.9576270.96830.9680.924370.94445440.9444540.8729340.90803750.9080370.7995780.85610160.8561010.7062080.78999570.7899950.6031610.71703880.7170380.5058940.64817390.6481730.4267260.592122因为 精馏段理论板。进料板位置在第9快塔板。 同理： 所以提留段理论板ynxnyn+1100.6481730.4267260.535515110.5355150.3177910.397277120.3972770.2103

21、090.260882130.2608820.1248120.152386140.1523860.067720.079937150.0799370.0339130.037036160.0370360.0153020.013418则全塔总理论板层数（不包括再沸器）。2.3确定实际板数2.3.1全塔效率的计算采用“的精馏塔效率关联图”将全塔效率关联成的函数，近似式为 液体平均粘度为 （查表得各组分黏度=0.269，=0.277）2.3.2计算实际塔板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数总实际板层数进料板在第16块板2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压力的计算塔顶操作压力 =10

22、1.3+4=105.3KPa进料操作压力 =105.3+0.7*15=115.8KPa塔底操作压力 =105.3+0.7*28=124.9KPa精馏段平均压力 KPa提馏段平均压力 KPa2.4.2操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程 计算。苯的安托因方程：甲苯的安托因方程：计算结果如下：txyPAPBP972.2024271.830395159.377667.66981112.698397.32.2060211.834419160.701968.29976113.669297.62.2096081.838436162.03476

23、8.93437114.646697.82.2119961.841109162.92869.36004115.3019982.214381.84378163.82569.7878115.960197.92.2131881.842445163.37669.57366115.630697.952.2137841.843112163.600469.68067115.7952812.0004091.604126100.094240.1907899.55506822.0136611.618972103.195441.58836102.641832.0268251.633719106.371443.0248

24、1105.801382.82.0241991.630777105.730242.73438105.163282.92.0255121.632249106.050442.8794105.481982.852.0248561.631513105.890242.80684105.32241152.4066872.059073255.0861114.5706117.9431162.4173942.071058261.4534117.7764121.22461172.4280382.082972267.9406121.0519124.5773塔顶温度82.85 进料板温度97.95 塔底温度=117.0

25、精馏段平均温度=（ 82.8597.95）/2 =90.4提馏段平均温度=（97.95+117.0）/2 =107.482.4.3平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由=0.991,代入平衡线求得进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.705， 0.491塔底平均摩尔质量计算由相平衡方程，得精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量2.4.4平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 提馏段的平均气相密度液相平均密度计算 表1 液相密度kg/m3温度8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790

26、.3780.3770.0液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由82.85查上表得 塔顶液相的质量分率 进料板液相平均密度的计算 由97.95，查手册得 进料板液相的质量分率 塔底液相平均密度的计算 由=117，查手册得 塔底液相的质量分率 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.5 液体平均表面张力计算 表2 表面张力mN/m温度8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 =82.85，查手册得 进料板液相平均表面张力

27、的计算 由=97.95，查手册得 塔底液相平均表面张力的计算 由 =117.00，查手册得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 2.4.6液体平均粘度计算 表3 粘度LmPa温度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出进料板液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出塔底液相平均粘度的计算 由，查手册得 解出精馏段液相平均粘度为 提馏段液相平均粘度为 2.4.7气液负荷计算 精馏段： 提馏段： 2.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

28、 2.5.1 塔径的计算最大空塔气速计算公式：其中C由计算 ， 有史密斯关联图查得。 塔板间距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。可参照下表所示经验关系选取。表7 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600图中横坐标为：对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图 得C20=0.072；依式校正物系表面张力为时 安全系数0.60.8，可取安全系数为0.8， 则空塔气速为： 故塔径按标准,塔径圆整为1.6m。对提馏

29、段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图得C20=0.067；依式校正物系表面张力为时可取安全系数为0.8，则空塔气速为：故塔径按标准,塔径圆整为1.8m。2.5.2精馏塔有效塔高的计算精馏段有效塔高的计算 Z精=（N精-1） HT=(15-1) 0.40=5.6m 提馏段有效塔高的计算 Z提（N提1） HT=(13-1) 0.40=4.8m 选取进料板上方、精馏段一处及提馏段一处各留一人孔且人孔高度h=0.8m所以可知精馏塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=5.6+4.8+3*0.8=12.82.6溢流装置计算 因塔径D1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下： 溢流堰

30、长：单溢流取lW=（0.60.8）D，取堰长为0.7D=0.71.6=1.12mb)出口堰高：堰上液层高度 E值查上图可得到 。 查的E=1.02可得故c)降液管的宽度与降液管的面积：由查（2图35）得，故，利用(1：式1039计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度： 取液体通过降液管底隙的流速 故降液管底隙高度设计合理。2.7浮阀布置设计浮阀的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前应用最广泛的是F1型（相当于国外V-1型）。F1型又分为重阀（代号为Z）和轻阀(代号为Q)两种，分别由不同厚度薄板冲压而成，前者重约32克，最

31、为常用；后者阻力略小，操作稳定性也略差，适用于处理量大并要求阻力小的系统，如减压塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用轻阀外，其区别仅在于将塔板上的阀孔制成向下弯的文丘里型以减小气体通过阀孔阻力，主要用于减压塔。两种形式阀孔的直径d0均为39mm。阀孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等几种，它又分为顺排和错排两种，通常认为错排时两相接触情况较好，采用较多。对于大塔，当采用分块式结构时，不便于错排，阀孔也可按等腰三角形排列。此时多固定底边尺寸B,例如B为70、75、80、90、100、110mm等。如果塔内气相流量变化范围大，可采用一排重阀一排轻阀方式相间排列，以

32、提高塔的操作弹性。当气体流量已知时，由于阀孔直径给定，因而塔板上浮阀的数目N即浮阀数就取决于阀孔的气速,并可按下式求得： 阀孔的气速常根据阀孔的动能因子来确定。反映密度为的气体以速度通过阀孔时动能的大小。综合考虑对塔板效率、压力降和生产能力等的影响，根据经验可取=812，即阀孔刚全开时比较适宜，由此可知适宜的阀孔气速为 塔板分块因D800mm，故塔板采用分块式。查下表得，塔极分为4块。分块式塔板数目塔径/mm8001200140016001800200022002400分块数目3456边缘安定区宽度的确定取WS=WS=0.10m WC=0.050m浮阀数目，阀孔排列及塔板布置预选取发空功能因子

33、 F0=12精馏段：每层塔板上的浮阀数目 其中 R=D/2WC=1.6/20.05=0.75m x=D/2（Wd+WS）=1.6/20.151=0.649m 第三章 辅助设备及选型3.1进料管的选择进料的质量流率：进料的体积流率：则进料管的直径可由以下公式计算： 式中：为料液在进液管内的流速，且取=1.6m/s同时设置两个进料管不同时间内进料，且每个进料管的进料量均为：3.2回流管的选择冷凝器安装在塔顶时，回流液在管道中的流速一般不能过高，否则冷凝器高度也要相应提高。 即回流管设计如下：回流管的质量流率： 回流管直径依下式计算： 式中：为液料在回流管内的流速，且取=1.6m/s 3.3塔底出口

34、管路的选择釜底料液的质量流量釜底料液的体积流量 釜底出口管直径依下式计算： 式中：为液料在釜底出口管内的流速，且取=1.6m/s 3.4塔顶蒸汽管从塔顶至冷凝器的蒸汽管，尺寸必须适合，以免产生过大压降，特别在减压过程中，过大压降会影响塔的真空度。即塔顶蒸汽管设计如下：塔顶蒸汽管直径依下式计算： 式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=20m/s； 近似取为精馏段的体积流率，且=0.6。 3.5 加料蒸汽管的选择加料蒸汽管直径依下式计算： 式中：为液料在塔顶蒸汽管内的流速，且取=23m/s； 3.6人孔的设计人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处

35、塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔6-8块板开设一个孔，本塔分别在第8、16、24块板处（从上往下数）开设一个人孔，即可。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为800mm,人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。3.7 法兰由于近似常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，带颈平焊钢管法兰，由不同的公称直径，选用相应的法兰。进料管接管法兰：DN15PN105HG20592-97回流管接管法兰：DN15PN105HG20592-97塔底出料管法兰：DN20PN105HG20592-97塔顶蒸汽管法兰：DN150PN105HG20592-97塔釜蒸

36、汽进气法兰：DN150PN105HG20592-97第四章 流体力学验算4.1浮阀的流体力学验算4.1.1计算气相通过浮阀塔板的降压头降精馏段：气相通过浮阀塔板的压力降 干板阻力 计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数 ， 已知板上液层高度 所以 计算液体表面张力所造成的阻力对于浮阀塔，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，一般可忽略气流通过一层浮阀塔板的静压头降液柱高度为 (设计允许值)提馏段气相通过浮阀塔板的压力降 干板阻力 计算塔板上含气液层阻力由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物，可取充气系数已知板上液层高度 所以 计算液体表面张力所造成的阻力对于浮阀

37、塔，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，一般可忽略气流通过一层浮阀塔板的静压头降液柱高度为则(设计允许值)4.1.2液泛精馏段：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 又 对于浮阀塔，一般塔板上液面落差很小，可以忽略则因不设进口堰，则液体通过降液管的静压头降气体通过塔板的压强降所相当的液体高度溢流堰的高度堰上液流高度则取又，则可见,符合防止淹塔的要求提馏段：为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 又 对于浮阀塔，一般塔板上液面落差很小，可以忽略则因不设进口堰，则液体通过降液管的静压头降气体通过塔板的压强降所相当的液体高度溢流堰的高度堰上液流高度则取又，则可见,符合防止淹塔

38、的要求4.1.3雾沫夹带量精馏段：判断雾沫夹带量是否在小于10的合理范围内，是通过计算泛点率而完成的。泛点率的计算可用下两个式子 和塔板上液体流程长度 塔板上液流面积 苯和甲苯混合液可按正常物系，查取物性系数，查得负荷因数,可得泛点率为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点率需控制在80以下，从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能够满足0.1kg（液）/kg(干空气)的需求。提馏段：泛点率的计算可用下两个式子 和塔板上液体流程长度 塔板上液流面积 苯和甲苯混合液可按正常物系，查取物性系数，查得负荷因数,可得泛点率为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点率需控制在80以下，从以上计算

39、的结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能够满足0.1kg（液）/kg(干空气)的需求。4.2塔板负荷性能图4.2.1雾沫夹带线精馏段由于塔径较大，所以取泛点率整理后得 此式便是雾沫夹带的上限线，分别取，可得相应的，利用此两点可以在负荷性能图中得到雾沫夹带线（如图线1 ）提馏段由于塔径较大，所以取泛点率整理后得 此式便是雾沫夹带的上限线，分别取，可得相应的，利用此两点可以在负荷性能图中得到雾沫夹带线（如图线1）4.2.2液泛线精馏段：当降液管中泡沫液体高度时将出现液泛，则可得 整理得 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内取若干值，即可得相应的值。分别取、，则相应的为、（如图线2）提馏

40、段： 整理得 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内取若干值，即可得相应的值。分别取、，则相应的为、（如图线2）4.2.3液相负荷上限线 精馏段和提馏段以降液管内停留时间t=5s ，则液相负荷上限（如图线3）4.2.4漏液线精馏段气相负荷的下限线为 （如图线4）提馏段气相负荷的下限线为 4.2.5液相负荷下限线精馏段和提馏段取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，则已知 ，可得，如图线5按固定的液气比，从符合性能图中可查出气相负荷上限精馏段操作弹性塔板的这一操作弹性在合理的范围（3-5）之内，因此可表明塔板设计是合理的。同理可得提馏段操作线第五章 附属设备计算5.1选用釜式再沸器塔底温度，用的蒸汽，釜液出口温度参考工程实际，选取传热系数为传热温差气体流量 密度则当时 传热面积冷凝水流量5.2冷凝器的选型设计中采用管壳式全凝器，以便及时排出冷凝液。冷凝水和气体之间采用逆流形式，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用冷凝器的传热面积和冷却水的用量 塔顶温度 冷凝水 产品出口温度则， 气体流量，密度取传热系数传热面积冷凝水流量总结语经过这段时间的查阅文献、计算数据和上机敲电子版，化工原理课程设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过