化工原理课程设计苯甲苯溶液连续板式精馏塔设计

摘要本次设计是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。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本次设计是精馏塔及其进料预热的设计，分离质量分数为20％的苯-甲苯溶液，使塔顶产品苯的质量分数达到95%，塔底釜液质量分数为2%。综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为12。根据经验式算得全塔效率为0.5386。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为10，提馏段实际板数为13。实际加料位置在第11块板。精馏段弹性操作为，提馏段弹性操作为。塔径为。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。关键词：苯-甲苯；精馏；负荷性能图；精馏塔设备结构AbstractThisdesignisintwoyuanofthedistillationanalysis,selection,calculation,calculationanddrawing,isacompletedistillationdesignprocess.Thistowerwasprocessdesign,includingitsauxiliaryequipmentandimportandexportpipelinecalculation,drawplateloadperformancediagram,andthedesignresultsaresummarized.Thedesignofthesieveplatetoweristhechemicalindustryintheproductionofgas-liquidmasstransferequipment.Thedesignofrectifyingdevicecomprisesadistillationcolumnreboiler,condenserandotherequipment,heatfromthereactorinput,materialinthecolumnafterrepeatedpartialgasificationandpartialcondensationdistillationseparationbytopproductcondensercoolingmediumtoheataway.

Thedesignofdistillationcolumnanditsfeedpreheatingdesign,separationandmassfractionof20%benzene-toluenesolution,sothatthetopproductofqualityscorereaches95%,thebottomofthetowerkettleliquidqualityfractionof2%.Integratedprocesshastheadvantagesofconvenientoperation,economyandsafetyandotheraspectstoconsider,thisdesignusedthesieveplatecolumnforbenzenetoluenebyseparatingandpurifyingtowerplateforcarbonsteelmaterials,accordingtothecalculationoftheoreticalplatenumberbytheboardfor12.Accordingtotheexperiencetypecalledfull-towerefficiencyis0.5386.Theuseoffullcondenser,partialreflux.Rectifyingsectionofactualplatenumberis10,astrippingsectionactualplatenumberis13.Practicalfeedingpositiononeleventhboards.Rectifyingsectionelasticoperation.Thetowerdiameteris.Throughtheplatepressuredrop,leakage,floodingandtheentrainmentoffluidmechanicscalculation,iswithinthesafeoperatingrange.Determininganoperatingpointintoconformitywiththeoperationrequirements.Keywords:Benzene-Toluene；Rectification；Loadperformancediagram；Distillationequipmentstructure前言课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容。不仅能够培养学生运用所学的化工生产的理论知识，解决生产中实际问题的能力，还能够培养学生的工程意识。健全合理的知识结构可发挥应有的作用。此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本设计我们使用筛板塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一。合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高。采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准。精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们独立分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。当代大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。目录第1章概述 1苯-甲苯简介 1苯 1甲苯 1精馏流程设计方案的确定 1确定设计方案的原则 1设计任务叙述 2设计方案的确定 3板式精馏塔流程简图 5第２章设计计算 6精馏塔的物料衡算 6原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 6原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 6全塔总物料衡算 6塔板数的确定 7理论板层数NT的求取 7实际板层数的求取 10精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 12操作压力计算 12平均摩尔质量计算 13平均密度计算 14液体平均表面张力计算 15液体平均粘度计算 16精馏塔的塔体工艺尺寸计算 17塔径的计算 17精馏塔有效高度计算 19塔板主要工艺尺寸的计算 19溢流装置计算 19塔板布置 23筛板的流体力学验算 242.精馏段筛板的流体力学验算 24提馏段筛板的流体力学验算 27塔板负荷性能图 29精馏段塔板负荷性计算 29提馏段塔板负荷性计算 33塔的辅助设备及附件的计算与选型 36全凝器 36再沸器 37接管管径计算与选型 37塔顶空间 39塔底空间 39裙座 39人孔 39泵的选型 40第３章结果评价 44数据要求 44设计的特点 44存在的问题 44第４章设计总结 45参考文献 46附录 47第1章概述筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。苯苯（Benzene,）在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，并具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，也是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的产量和生产的技术水平是一个国家石油化工发展水平的标志之一。苯具有的环系叫苯环，是最简单的芳环。甲苯甲苯（分子式：），是一种无色，带特殊芳香味的易挥发液体。甲苯是芳香族碳氢化合物的一员，它的很多性质与苯很相像，在现今实际应用中常常替代有相当毒性的苯作为有机溶剂使用，还是一种常用的化工原料，可用于制造炸药、农药、苯甲酸、染料、合成树脂及涤纶等。同时它也是汽油的一个组成成分。确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：（1）满足工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。（2）满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。（3）保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。设计任务叙述（1）设计名称苯-甲苯溶液连续板式精馏塔设计（2）设计任务①处理能力：7T/h。②原料苯-甲苯溶液：20%组成（笨的质量分数）③产品要求：塔顶苯的组成（质量分数）：95％塔底苯组成（质量分数）：≤2％（3）操作条件：①生产方式：连续操作，中间加料，泡点回流②生间时间：每年以300天计算，每天24小时③进料状况：30℃冷液进料④回流比：自选⑤塔釜加热方式：自选⑥塔顶冷凝用冷凝水，冷却水进口温度：25℃1.2.3设计方案的确定在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是筛板式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。（1）精馏方式的选定本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。（2）加热方式本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。（3）操作压力的选取本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。（4）回流比的选择对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为。（5）塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。（6）板式塔的选择板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的独立变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关。表1.1参数选取项目方式压力加料状态加热方式回流比冷凝器冷却介质板式塔选取连续精馏常压气液混合间接蒸汽全凝器自来水筛板塔（7）关于附属设备的设计附属设备的设计主要有：①热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；②选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；图1.1板式精馏塔第２章设计计算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量甲苯的摩尔质量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量全塔总物料衡算原料处理量总物料衡算苯物料衡算联立解得若以塔顶苯为主要产品，回收率则回收率式中F原料液流量D塔顶产品量W塔底产品量理论板层数NT的求取（1）q线方程的求取图2.1kPa）由上图2.1℃，平均温度℃表2.1苯和甲苯的摩尔热容[1]t/℃20406080100120/kJ·kmol-1·℃-1/kJ·kmol-1·℃-1表苯和甲苯的汽化潜热[2]t/℃20406080100120/kJ·kg-1/kJ·kg-1在下，查上表2.1和表由内插法得：℃-1℃-1平均摩尔热容××=164.63kJ·kmol-1·℃-1平均汽化潜热××=32640.04kJ·kmol-1则q线方程为：（2）求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。图2.2最小回流比由上图得：q线与平衡线的交点坐标为取操作回流比为（3）求精馏塔的气、液相负荷（4）求操作线方程 精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：（5）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。图图解法求理论板层数求解结果为：总理论板层数NT=12（包括再沸器）进料板位置NF=6实际板层数的求取（1）求相对挥发度①塔顶相对挥发度查图得：则②进料板相对挥发度查图得：则③塔底相对挥发度查图得：则④平均相对挥发度（2）求操作温度表kPa）[3]苯的摩尔分数温度t/oC苯的摩尔分数温度t/oC液相x气相y液相x气相y00711查表，由内插法得：tD=℃tF=℃tW=℃精馏段平均温度：℃提馏段平均温度：℃（3）求液相平均黏度表苯和甲苯的液体粘度[4]t/℃8090100110120查上表由内插法得：℃时，℃时，℃时，根据液相平均黏度公式：℃时，得℃时，得℃时，得则液相平均黏度为：（4）求板效率全塔效率为（5）求实际板层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11块板。2.3精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压力计算塔顶操作压力每层塔板压降进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力平均摩尔质量计算（1）塔顶平均摩尔质量由,查平衡曲线（见图），得（2）进料板平均摩尔质量由上面理论板的算法，得（3）塔底平均摩尔质量由,查平衡曲线（见图4），得（4）精馏段平均摩尔质量（5）提馏段平均摩尔质量平均密度计算（1）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即（2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即表苯和甲苯的液相密度[5]t/℃8090100110120814805791778763809801791780768①塔顶液相平均密度由℃，查上表由内插法得：②进料板液相平均密度由℃，查上表由内插法得：进料板液相质量分率③塔底液相平均密度由℃，查上表由内插法得：塔底液相质量分率精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即表苯和甲苯纯组分的表面张力[6]t/℃809010011012021.220①塔顶液相平均表面张力由℃，查上表由内插法得：②进料板液相平均表面张力由℃，查上表由内插法得：③塔底液相平均表面张力由℃，查上表由内插法得：精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为液体平均粘度计算由以上计算得：精馏段液相平均粘度为提馏段液相平均粘度为塔径的计算(1)精馏段塔径计算精馏段气、液相体积流率为由式中C由计算，其中的由史密斯关联图(图)查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查斯密斯关联图(图),得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为图2.4史密斯关联图[7](2)提馏段塔径计算提馏段气、液相体积流率为由式中C由计算，其中的由史密斯关联图(图)查取，图的横坐标为取板间距，板上液层高度，则查斯密斯关联图((图)),得取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为由于＞，且二者相差不大，应取较大者塔截面积为实际空塔气速为精馏段提馏段精馏塔有效高度计算精馏段有效高度提馏段有效高度。故精馏塔的有效高度为溢流装置计算因塔径D＝1.4m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。精馏段各项计算如下：（1）堰长取（2）溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即查图得：图液流收缩系数计算图[8]取板上清液层高度故（3）弓形降液管宽度和截面积由查图得：故依式验算液体在降液管中停留时间，即＞5s故降液管设计合理。图2.5弓形降液管的参数[9]（4）降液管底隙高度取则＞故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。提溜段各项计算如下：（1）堰长取（2）溢流堰高度由选用平直堰，堰上液层高度用弗兰西斯公式计算，即查图得：取板上清液层高度故（3）弓形降液管宽度和截面积由查图得：故依式子验算液体在降液管中停留时间，即＞5s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。采用凹形受液盘，深度。塔板布置（1）塔板的分块因D≥800mm，故塔板采用分块式。查下表得，塔板分为4块。表塔板分块数[10]塔径，mm800～12001400～16001800～20002200～2400塔板分块数3456（2）取边缘区宽度计算取（3）开孔区面积计算开孔区面积按式计算其中故（4）筛孔计算及其排列此设计所处理的物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛孔直径筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率φ为气体通过阀孔的气速为精馏段提馏段：精馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降①平板阻力计算干板阻力由式计算，图2.6干筛孔的流量系数[11]由，查图得：故图2.7充气系数关联图[12]②气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查图得：故③液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为＜0.9kPa（设计允许值）（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带液沫夹带量由式计算由故＜故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（4）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速＞稳定系数为故在本设计中无明显漏液。（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系，取，则而板上不设进口堰，可由式计算，即故在本设计中不发生液泛现象。提馏段筛板的流体力学验算（1）塔板压降①平板阻力计算干板阻力由式计算由，查图得：故②气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式计算查图得：故③液体表面张力的阻力计算液体表面张力的阻力由式计算，即气体通过每层塔板的液柱高度由式计算，即气体通过每层塔板的压降为＜0.9kPa（设计允许值）（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带液沫夹带量由式计算由故＜故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。（4）漏液对筛板塔，漏液点气速可由式计算，即实际孔速＞稳定系数为故在本设计中无明显漏液。（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从公式的关系取，则而板上不设进口堰，可由式计算，即故在本设计中不发生液泛现象。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。精馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。060150300450.56290.57780.59640.6115由上表数据即可作出漏液线1。(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。006015030045由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由得据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得式中将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。006015030045由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出精馏段筛板塔的负荷性能图，如图所示。P漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线54P漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线54321图精馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图得：故操作弹性为提馏段塔板负荷性计算（1）漏液线由得整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。060150300450.50610.52070.53900.5538由上表数据即可作出漏液线1。(2)液沫夹带线以为限，求关系如下：由故整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。006015030045由上表数据即可作出液沫夹带线2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由公式得取,则整理得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限，由得据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线令由联立得忽略，将与，与，与的关系式代人上式，并整理得式中将有关的数据代入，得故或在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表3。3006015030045由上表3数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出提馏段筛板塔的负荷性能图，如图所示。P漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线523P漏液线液沫夹带线液相负荷下限线液相负荷上限线液泛线52314图2.9提馏段筛板负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点P，连接OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带控制，下限为漏液控制。由上图查得故操作弹性为塔的辅助设备及附件的计算与选型全凝器塔顶回流全凝器通常采用管壳式换热器，因为所选精馏塔处理量大，且塔板数较多，为了避免给安装和检修带来不便，选择强制循环式，塔顶蒸汽温度℃，按需冷却到℃，取冷却水进口温度℃，出口温度℃，查表有，在此温度范围内水的比热容故℃查资料，K取为由得故所以，换热面积再沸器因精馏塔的直径较大，故选用罐式再沸器，将再沸器置于塔外采用间接蒸汽加热，塔底温度℃，取加热蒸汽温度为150℃，出再沸器时的温度为120℃。取,最后一块实际板上组成。查图得，该板温度为℃故℃塔底组成可近似看成纯甲苯，则所以，换热面积接管管径计算与选型（1）进料管尺寸计算料液质量流速体积流速取管内流速为所以，进料管管径为由上，原料进口管管径选取为的标准管[13]。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰（HG20594）。（2）塔顶回流管管径计算同上，取管内流速为回流液质量流速体积流速所以，回流管管径由上，塔顶回流管选的标准管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰（HG20594）。（3）塔顶蒸气出口管径计算蒸气出口管的允许气速应不产生过大的压降，其值可下表表蒸气出口管中允许气速参照表操作压力（绝压）常压1400～6000Pa＞6000Pa蒸汽速度，12～2030～5050～70因，故取出口气速故由上，塔顶蒸气出口管选的标准管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰（HG20594）。（4）塔釜出料管径计算取，出料液质量流速体积流速所以，塔釜出料管管径由上，塔釜出料管选的标准管。法兰选取公称压力为，公称直径为的带颈平焊钢制管法兰（HG20594）。塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距，取塔底空间塔底空间指塔内最下层踏板与塔底的间距，其值由如下因素确定：（1）塔底液面到最下层塔板间要有1～2m的间距，本设计为。（2）塔底贮液空间依贮存液停留时间而定，停留时间一般为3～5min。本设计取塔底贮液停留时间为4s；则贮液高度△Z为：则裙座取。人孔一般每隔10～12层塔板设一人孔（安装，检修用），经常情况下每隔5～8块踏板设一人孔，人孔直径为800mm，其伸出塔体的管体长为200mm，设计3个人孔，则塔高为：2.8.9泵的选型（1）回流泵的选型首先计算回流罐的尺寸，冷凝液在回流罐内停留时间为15mim，回流罐储存的冷凝液的体积为:则回流管体积可选为10m3。回流管内的液体可看作是纯的苯，温度为40℃，则其流动雷诺常数可下式算：其中则故回流管绝对粗糙度ε=,因为Re>>5000,所以可由下面公式直接计算摩擦系数λ：求得：λ=0.0426。根据塔高的数据：可取回流管长度为：所以直管阻力损失为：在回流管中装有标准弯头3个，半开阀（标准截止阀：球形阀）1个，孔板流量计1个（相当于一个半开阀（闸阀）的阻力系数）（见塔的工艺流程图），所以回流管中总阻力损失为：则单位重量流体的阻力损失：在回流泵的入口截面（设为A）和回流管进入精馏塔之前一截面（设为A’）之间列机械能恒算式，令泵入口处液体流速所以回流泵的扬程为：所以，选择扬程为35m,型号为IS65-50-160的离心泵。（2）加料泵的选择加料管内液体温度为30℃，则其流动雷诺数为:在30℃下，苯的密度为，粘度为；甲苯的密度为，粘度为。则故加料管内液体可看作是湍流流动。因为Re>>5000,所以可由下面公式直接计算摩擦系数λ:求得：λ根据塔高的数据,可取加料管长度为：在加料管中装有标准弯头1个，半开阀1个，孔板流量计1个（相当于一个半开阀（闸阀）的阻力系数）（见塔的工艺流程图）所以加料管中总阻力损失为：则单位重量流体的阻力损失：在加料泵的入口截面（设为B）和加料管进入精馏塔之前一截面（设为B’）之间列机械能恒算式，令泵入口处液体流速所以回流泵的扬程为：所以，选择扬程为50m,型号为IS65-40-200的离心泵。所设计筛板的主要结果汇总于表。表2.14设计结果一览项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa各段平均温度tm℃气相流量VSm3/s液相流量LSm3/s实际塔板数N块1013板间距HTm塔的有效高度Zm塔径Dm塔截面积ATm2空塔气速um/s堰长lwm堰高hwm堰上液层高度hOWm弓形降液管截面积Afm2弓形降液管宽度Wdm降液管底隙高度hom板上清液层高度hLm孔径domm66孔间距tmm1818孔数n个37293729开孔率Φ10.1%10.1%开孔区面积Aam2筛孔气速uom/s7,29塔板压降△PPkPa53干板阻力hCm液柱气体通过液层阻力hfm液柱液体表面张力hσmN/m液体在降液管中停留时间θs降液管内清液层高度Hdm液沫夹带eVkg液/kg气液相负荷上限Ls，maxm3/s液相负荷下限Ls，minm3/s×10-4×10-4气相最大负荷VS·maxm3/s气相最小负荷VS·minm3/s操作弹性K控制点上限（0.005，1.616）(0.01,1.55)下限（0.002，0.580）(0.003,0.543)安全系数第３章结果评价精馏设计方案从整体上看，设计趋于准确，一般情况下操作安全，操作弹性也比较大，可以完成生产任务的要求。流程中设有自动控制系统可以保证一定的塔效率，辅助设备充分满足要求，并且在设计中选用了节能型工艺流程，具有一定的优越性。在计算过程中，数据比较精确，大多数据经过反复验算，其中以精馏塔塔顶、塔釜、进料板及进料温度为代表的计算以及第