孙洋化工原理设计

PAGEPAGE39广州大学化工原理课程设计说明书苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计学院：生命科学学院设计者：孙洋班级：生物工程092班学号：0920020054指导教师：吴俊荣、王正平一设计概述（一）设计的目的1、培养学生查阅资料、选用公式和搜集数据的能力；2、综合分析设计任务要求，确定化工工艺流程，进行设备选型；3、培养学生迅速准确进行工程计算的能力；4、培养用简洁的文字、清晰的图表来表达自己设计思想的能力。（二）塔设备在化工生产中的作用与地位塔设备是是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一。它可使气液或液液两相间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工、石油化工、炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品质量和环境保护等各个方面都有重大影响。塔设备的设计和研究受到化工炼油等行业的极大重视。（三）塔设备的分类塔设备经过长期的发展，形成了形式繁多的结构，以满足各方面的特殊需要，为研究和比较的方便，人们从不同的角度对塔设备进行分类，按操作压力分为加压塔、常压塔和减压塔；按单元操作分为精馏塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反应塔和干燥塔；按形成相际界面的方式分为具有固定相界面的塔和流动过程中形成相界面的塔，长期以来，人们最长用的分类按塔的内件结构分为板式塔、填料塔两大类。（四）板式塔板式塔是分级接触型气液传质设备，种类繁多，根据目前国内外的现状，注意到的塔型是浮阀塔、筛板塔和泡罩塔。3.1泡罩塔泡罩塔是历史悠久的板式塔，长期以来，在蒸馏、吸收等单元操作使用的设备中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下优点：（1）.操作弹性大（2）.无泄漏（3）.液气比范围大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之处在于结构复杂、造价高、安装维修方便以及气相压力降较大。3.2筛板塔筛板塔液是很早就出现的板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，形成了较完善的设计方法，与泡罩塔相比，具有以下的优点：（1）.生产能力大（20％－40％）（2）.塔板效率高（10％－15％）（3）.压力降低（30％－50％）而且结构简单，塔盘造价减少40％左右，安装维修都比较容易[1]。3.3浮阀塔20世纪50年代起，浮阀塔板已大量的用于工业生产，以完成加压、常压、减压下的蒸馏、脱吸等传质过程。浮阀式之所以广泛的应用，是由于它具有以下优点：（1）.处理能力大（2）.操作弹性大（3）.塔板效率高（4）.压力降小其缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。浮阀的形式有很多，目前常用的浮阀形式有F1型和V-4型，F1型浮阀的结构简单，制造方便，节省材料，性能良好。F1型浮阀又分为轻阀和重阀两种。V-4型浮阀其特点是阀孔冲成向下弯曲的文丘里型，以减小气体通过塔板的压强降，阀片除腿部相应加长外，其余结构尺寸与F1型轻阀无异，V-4型阀适用于减压系统。二设计方案的确定及流程说明（一）塔类型的选用本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯-甲苯的分离。苯-甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁，此次设计选用筛板塔。筛板塔，是扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸气）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。（二）装置流程说明精馏装置有精馏塔、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气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。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，完成苯与甲苯的分离。工艺流程图如下图三设计方案中参数的确定设计方案包括精馏流程、设备的结构类型和操作参数等的确定。例如组分的分离顺序（多组分体系）、塔设备的形式、操作压力、进料热状态、塔顶蒸气的冷凝方式、余热利用的方案、安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。（一）操作压力塔内操作压力的选择不仅牵涉到分离问题，而且与塔顶和塔底温度的选取有关。根据所处理的物料性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性来综合考虑，一般有下列原则：⑴压力增加可提高塔的处理能力，但会增加塔身的壁厚，导致设备费用增加；压力增加，组分间的相对挥发度降低，回流比或塔高增加，导致操作费用或设备费用增加。因此如果在常压下操作时，塔顶蒸气可以用普通冷却水进行冷却，一般不采用加压操作。操作压力大于1.6MPa才能使普通冷却水冷却塔顶蒸气时，应对低压、冷冻剂冷却和高压、冷却水冷却的方案进行比较后，确定适宜的操作方式。⑵考虑利用较高温度的蒸气冷凝热，或可利用较低品位的冷源使蒸气冷凝，且压力提高后不致引起操作上的其他问题和设备费用的增加，可以使用加压操作。⑶真空操作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增大，需要的塔径增加，因此塔设备费用增加。此处选择在常压下操作。（二）进料热状态进料状态有5种，可用进料状态参数q值来表示。进料为过冷液体：q＞1；饱和液体（泡点）：q＝1；气、液混合物：0＜q＜1；饱和蒸气（露点）：q＝0；过热蒸气：q＜0。q值增加，冷凝器负荷降低而再沸器负荷增加，由此而导致的操作费用的变化与塔顶出料量D和进料量F的比值D/F有关；对于低温精馏，不论D/F值如何，采用较高的q值为经济；对于高温精馏，当D/F值大时宜采用较小的q值，当D/F值小时宜采用q值较大的气液混合物。为使塔的操作稳定，免受季节气温影响，精、提馏段采用相同塔径以便于制造，则采用饱和液体（泡点）进料，但需增设原料预热器。若工艺要求减少塔釜加热量避免釜温过高，宜采用气态进料。（三）加热方式塔釜一般采用间接蒸汽加热，但对塔底产物基本是水，且在低浓度时的相对挥发度较大的体系，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可利用压力较低的蒸汽加热，塔釜只须安装鼓泡管，一般可节省设备费用和操作费用。（四）冷却方式用常温水做冷却剂是最经济的，水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。（五）回流比影响精馏操作费用的主要因素是塔内蒸气量V。对于一定的生产能力，即馏出量D一定时，V的大小取决于回流比。实际回流比总是介于最小回流比和全回流两种极限之间。由于回流比的大小不仅影响到所需理论板数，还影响到加热蒸汽和冷却水的消耗量，以及塔板、塔径、蒸馏釜和冷凝器的结构尺寸的选择，因此，适宜回流比的选择是一个很重要的问题。适宜回流比应通过经济核算决定，即操作费用和设备折旧费之和为最低时的回流比为适宜回流比。但作为课程设计，要进行这种核算是困难的，通常根据下面3种方法之一来确定回流比。根据经验取操作回流比为最小回流比的1.1∽2倍，即R＝（1.1∽2）Rmin；在一定的范围内，选5种以上不同的回流比，计算出对应的理论塔板数，作出回流比与理论塔板数的曲线。当R=Rmin时，塔板数为∞；R＞Rmin后，塔板数从无限多减至有限数；R继续增大，塔板数虽然可以减少，但减少速率变得缓慢。因此可在斜线部分区域选择一适宜回流比。上述考虑的是一般原则，实际回流比还应视具体情况选定。（六）热能的利用精馏过程的热效率很低，进入再沸器的能量的95%以上被塔顶冷凝器中冷却介质带走，仅约5%的能量被有效地利用。采用热泵技术可使塔顶蒸气温度提高，提高了温度的蒸气再用于加热釜液，使釜液蒸发的同时，塔顶蒸气冷凝。该方法不仅可节省大量的加热蒸汽，而且还节省了大量的冷却介质。当然，塔顶蒸气可用作低温系统的热源，或通入废热锅炉产生低压蒸汽，供别处使用。在考虑充分利用热能的同时，还应考虑到所需增加设备的投资和由此给精馏操作带来的影响。其次，采用合适的回流比，采用蒸馏系统的合理设置，如采用中间再沸器和中间冷凝器的流程，也都可以有效地提高精馏塔的热力学效率。四板式精馏塔的工艺计算在一常压操作的连续精馏塔内分离苯-甲苯混合物。已知：原料年处理量（一年按330天算，一天按24小时算）为25000t，进料组成（质量%）：48%，料液初温：35℃，塔顶产品浓度：96％（苯质量分率），塔底釜液含甲苯量不低于98％（以质量计）；精馏塔塔顶压强：4kPa（表压）；冷却水温度：30℃；饱和水蒸气压力：0.25Mpa（表压）；回流比R（自选）；进料热状况：饱和液体（泡点）进料，即q=1。附下表：表1常压下苯和甲苯的气液平衡数据温度液相中苯的摩尔分数x气相中苯的摩尔分数y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由《化学化工物性数据手册》P305可知：由表1数据可以得出苯-甲苯的t-x-y图，如图b所示表2液体饱和蒸气压的Antoine(安托因)常数液体ABC温度范围/℃苯6.030551211.033220.79-16~104甲苯6.079541344.8219.4826~137注：，式中的单位为kPa，t为℃表3液体的表面张力温度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由《化学化工物性数据手册》P299、P300可知：表4苯与甲苯的液相密度温度(℃)8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770.0由《化学化工物性数据手册》P303、P304可知：表5液体粘度µ温度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228（一）精馏塔的物料衡算1）进料及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率2）平均分子量3）物料衡算原料处理量F==37.21总物料衡算W+D=37.21（1）易挥发组分物料衡算（2）联立上式（1）、（2）解得：，则馏出液的采出率釜残液的采出率W/F=所以，可得出，进料的q线方程：由于进料是泡点进料，即q=1，即q线方程（二）塔板数的确定⒈塔板数的计算在本设计中，因苯—甲苯属于理想物系，可用图解法计算理论板数。其计算方法如下：（1）根据苯－甲苯的气液平衡数据（见上表1）作x-y图及t-x-y图（如下图所示）：图a苯-甲苯溶液的y-x图图b苯-甲苯溶液的t-y-x图（2）求最小回流比及操作回流比图c最小回流比因饱和液体进料即q=1，所以其q线方程为：x==0.521，在x-y图中对角线上自点f作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标q为（），此即最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。依最小回流比计算式：eq\o\ac(○,1)求相对挥发度a：用内插法先求塔顶，塔釜及进料的温度根据式子，其中,又有安托因方程,查《化工原理》教材P366页安托因常数可知，对于苯，其常数A,B,C分别为6.03055，1211.033，220.79，对于甲苯，其常数A,B,C分别为6.07954，1344.8，219.482。进料：，则有即Kpa即所以进料的相对挥发度为塔顶：，则有即所以塔顶的相对挥发度为塔底：所以塔底的相对挥发度为所以2.45从而得到苯-甲苯的气液相平衡近似式为：=2\*GB3②求理论塔板数根据操作回流比R=（1.1～2）Rmin，分别取1.1，1.2，1.3…2.0，以图解法计算出相应的理论塔板数。（用简捷法求理论板数）在全回流下求出所需理论板数Nmin对于接近理想体系的混合物，可采用芬斯克方程计算，因此下面以R=1.8Rmin进行计算为例，R=1.8*1.181=2.1258，(R-Rmin)/(R+1)=(2.1258-1.181）/(2.1258+1)=0.3022(N-Nmin)/(N+1)=因为Nmin=7.89,所以N=11.925≈12（包括蒸馏釜）同上，分别取回流比为1.2—2.0，得比值RminR(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+1)NminN1.11.1811.29910.0513679270.610593997.8918.693611.21.1811.41720.0977163660.549287367.8916.28691.31.1811.53530.1397467760.504166547.8914.895791.41.1811.65340.1780357280.468000257.8913.951131.51.1811.77150.2130615190.437782027.8913.255031.61.1811.88960.2452242520.411883937.8912.715371.71.1812.00770.274861190.389296177.8912.282061.81.1812.12580.3022586220.369337667.8911.925021.91.1812.24390.3276611490.351522217.8911.6248821.1812.3620.3512790010.335488187.8911.36851图dN-R图由图可得，取R=1.8Rmin=2.126比较合适，此时对应的理论塔板数N=11.925≈12（包括蒸馏釜）由上求得R=2.126，a=2.45，则q线方程为精馏段方程为R＇=（R+1）（xF-xW)/(xD-xF)+(q-1)（xD-xW)/(xD-xF)=所以提馏段的操作线方程为用画图法确定理论板数图e理论板数由上图得，总理论塔板数NT为12（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为5，第6板为进料板,提馏段理论板数为7。2.全塔效率依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，由图b可得，塔顶温度为，塔底温度为，求得塔平均温度为：℃，该温度下进料液相平均粘度为：则3.实际塔板数精馏段：提馏段：故实际塔板数：（层）五、塔的工艺条件及有关物性数据计算1.操作压强塔顶操作压力，取每层板的压降为0.7kPa，则进料板的压力为：，塔底压力为：，故精馏段平均操作压力为：，提馏段平均操作压力为：2.操作温度之前已经求得，得到塔顶：，进料板温度，塔底：，则精馏段的平均温度：，提馏段的平均温度：。3.平均分子量（1）塔顶：，由相平衡方程：，得,（2）进料板：，（3）塔底：则精馏段平均分子量：，提馏段平均分子量：，4.平均密度1）气相密度2）液相密度（根据表4）=1\*GB3①进料板平均密度的计算：当tF=90.86℃时，,得kg/m由（为质量分数），又，,得801.09=2\*GB3②塔顶平均密度的计算：当tD=80.76℃时，由内插法得，，由（为质量分数），又，,得813.96③塔釜平均密度的计算：当tW=109.17℃时，由内插法得，=781.31，由（为质量分数），又，得781.13故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：5.液体表面张力根据主要基础数据表3，由内插法得：,，,；，；则精馏段平均表面张力：提馏段平均表面张力：6.液体粘度根据主要基础数据表5，由内插法得：,，,；,；故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度7、求精馏塔的气液相负荷精馏段：提馏段：六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算1.塔径的计算精馏段:之前已计算得精馏段的气液相体积率为，塔板间距HT的选定很重要，可参照下表所示经验关系选取。表6板间距与塔径关系塔径DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根据上表，初选板间距，取板上液层高度，故；精馏段：查《化工原理课程设计（第二版）》大连理工大学出版社P76图5—1史密斯关联图，可得可取安全系数为0.6（安全系数0.6—0.8），则空塔气速故。按标准,塔径圆整为1.0m,塔截面积为，所以实际空塔气速为提馏段：之前已求得，查《化工原理课程设计（第二版）》大连理工大学出版社P76图5—1史密斯关联图，可得可取安全系数为0.6（安全系数0.6—0.8），则故。按标准,塔径圆整为1.0m,塔截面积为，所以实际空塔气速为综上，塔径D取1.0m。2.溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下：1)溢流堰长：单溢流取（0.6-0.8）D，取堰长为0.66D，即2)出口堰高：由；查《化工原理课程设计（第二版）》大连理工大学出版社P80图5—5液流收缩系数计算可知Ｅ近似取1，由得：精馏段：故；提馏段：故；3)降液管的宽度与降液管的面积：由查《化工原理课程设计（第二版）》大连理工大学出版社P80图5—7弓形降液管的参数，得：，，，利用式计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即精馏段：s（＞5s，符合要求）提馏段：（＞5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速则降液管底隙高度为：精馏段根据要求应为0.03m提馏段根据要求应为0.05m3.塔板布置1)取边缘区宽度,安定区宽度2)由式：计算开孔区面积，其中：，；所以4.筛孔数与开孔率精馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求；其开孔率φ（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：提馏段：取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳钢的板厚为,取，故孔中心距。筛孔数孔，经核算，满足筛板的稳定性系数要求；其开孔率φ（在5％—15％范围内），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：5.塔的精馏段有效高度1）塔顶空间高度HD塔顶空间高度的作用是安装塔板和人孔的需要，也使气体中的液滴自由沉降，减少塔顶出口气体中液滴夹带，必要时还可节省破沫装置。塔顶空间高度HD一般取1.0～1.5m,塔径大时可适当增大。本设计取1.3m。2）塔板间距HT其大小与液气和雾沫夹带有密切关系。板间距越大，可允许气液速度较高，塔径可小些；反之，所需的塔径就要增大。一般来说，取较大的板间距对提高操作弹性有利，但塔高的增加，会增加金属消耗量，增加塔基，支座的负荷，从而增加全塔的造价。板间距与塔径的关系，应通过流体力学验算，权衡经济效益，反复调整，作出最佳选择。根据《化工原理课程设计(第二版)》大连理工大学出版社P75表5-1板间距与塔径的关系，塔径为800～1600mm时，板间距为300～450mm，此设计选用板间距为400mm。3）开有人孔的板间距HTˊ人孔直径一般为450～500mm，凡有人孔的上下两塔板间距HTˊ应等于或大于600mm（本次取800mm）。人孔数目S是根据物料清洁程度和塔板安装方便而确定。对于无须经常清洗的清洁物料，可每隔6～8块板设置一个人孔。由前面计算得到，实际塔板数为24，共设3个人孔，分别安装在塔顶、塔底、进料板。4）进料板空间高度HF进料段空间高度HF取决于进料口的结构形式和物料状态，一般HF要比HT大一些。为了防止进料直冲塔板，常在进料口处考虑安装防冲设施，如防冲板，入口堰，缓冲管，应保证这些设施的安装。取1.2m。5）塔底空间高度HB塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜液最好能在塔底有10～15min停留时间的储量，以保证塔底料液不致排完。因此可按残液量和塔径进行计算，也可取经验值，常取1.3~3m。此处取1.8m左右。6）塔体总高度Z塔体总有效高度：Z=HD+（N-S）HT+SHTˊ+HF+HB=1.3+（24-3）*0.4+3*0.8+1.2+1.8=15.1m七、筛板流体力学验算1.气体通过筛板压降相当的液柱高度1)干板压降相当的液柱高度：依，查《干筛孔的流量系数》图得，Co=0.77，由式2)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度：精馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.638，所以提馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.630，所以3)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：精馏段，故则单板压强：提馏段，故则单板压强：2.雾沫夹带量的验算精馏段：提馏段：故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。3.漏液的验算精馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。提馏段：筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。4.液泛验算为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度由计算，而精馏段：所以取则故在设计负荷下不会发生液泛。提馏段：所以取，则故在设计负荷下不会发生液泛。根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段、提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图(一)精馏段1.液相负荷上限线（1）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如图a中线（1）所示。2.液相负荷下限线（2）：取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则；即整理上式得在VS—LS图a中作线（2），即为液相负荷下限线，如图a所示。3.漏液线（气相负荷下限线）（3）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（1）0.00040.0020.0040.0060.2190.2310.2410.250依表中数据作气相负荷下限线，如图a中线（3）所示。4.雾沫夹带线（4）式中（a），近似取,故（b）取雾沫夹带极限值为。已知，，并将代入得下式：整理得：在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（2）0.00040.0020.0040.0061.2001．0951.0010.923依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图a中线（4）所示。5.液泛线（5）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式（之前已算出）（ｃ）（ｄ）将＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：附表（3）0.00040.0020.0040.0060.7830.7330.6730.604

依表中数据作出液泛线，如图a中线（5）所示。将以上5条线标绘于图（图）中，即为精馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（5）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（3）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性图f、精馏段负荷性能图（二）提馏段1.液相负荷上限线（1）取液体在降液管中停留时间为4秒，由下式液相负荷上限线为VS—LS图中与气相流量无关的垂线，如图a中线（1）所示。2.液相负荷下限线（2）：取平堰、堰上液层高度为液相负荷下限条件，取则；即整理上式得在VS—LS图a中作线（2），即为液相负荷下限线，如图a所示。3.漏液线（气相负荷下限线）（3）由、代入漏液点气速式：（前已算出），代入上式并整理得：此即气相负荷下限关系式，在操作范围内任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（4）0.00040.0020.0040.0060.4940.4990.5030.507依表中数据作气相负荷下限线，如图b中线（3）所示。4.雾沫夹带线（4）式中（a），近似取,故（b）取雾沫夹带极限值为。已知，，并将代入得下式：整理得：在操作范围内任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（5）0.00040.0020.0040.0061.2451.1421.0500.973依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图b中线（4）所示。5.液泛线（5）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式（之前已算出）（ｃ）（ｄ）将＝，及（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作范围内取4个值，依上式计算值列于附表中：附表（6）0.00040.0020.0040.0060.7540.7120.6690.628

依表中数据作出液泛线，如图b中线（5）所示。将以上5条线标绘于图4中，即为提馏段负荷性能图。5条线包围区域为精馏段塔板操作区，P为操作点，OP为操作线。OP线与（5）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（3）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性图g、提馏段负荷性能图九、板式塔的结构与附属设备设计（一）塔体结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔、基座、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。1、塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出1倍以上），或根据除沫器要求高度决定。本设计取HD=1.3m2、塔底空间塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值由如下两因素决定，即：（1）塔底贮液空间依贮存液量停留3～5min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。（2）塔底液面至最下层塔板之间要有1～2m的间距，大塔可大于此值。本设计取HB=1.8m3、人孔一般每隔6～8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3～4块塔板设一人孔。本设计设3个人孔，分别安装在塔顶、塔底、进料板，人孔处的板间距为800mm，人孔直径取450mm，其伸出塔体的筒体长为200～250mm，人孔中心距操作平台为800～1200mm。4、进料空间由于两相进料，又要安装人孔，故取HF=1.2m（二）塔板结构塔板按结构特点，大致可分为整块式和分块式两类塔板。塔径为300～900mm时，一般采用整块式；塔径超过800～900mm时，由于刚度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块通过人孔送入塔内。对塔径为800～2400mm的单流型塔板，分块数如下表：塔径与塔板分块数的选择关系塔径/mm800～1200mm1400～1600mm1800～2000mm2200～2400mm塔板分块数3456本设计采用单溢型塔板，塔径D=1000mm>800mm，故采用分块式，分成3块。十、辅助设备设计或选型（一）冷凝器塔顶上升蒸汽经过冷凝器，全部冷凝下来成为液体，一部分回流至塔内，一部分再经过冷却作为产品。或者，上升蒸汽经过冷凝器部分冷凝下来，作为回流液回流至塔内，余下蒸汽再进入冷凝器，冷凝下来并进而冷却至一定温度作为产品取出。综上所述，本设计采用全凝器冷凝，塔顶回流冷凝器采用重力回流直立式。饱和液体进料时的冷凝器热负荷计算：饱和液体进料时，精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量V等于进入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=61.39kmol/h。冷凝器中苯的摩尔分数为xD=0.966，tD=80.76℃，当t=80.76℃时，查《化工原理》附十九液体比汽化热共线图得：苯的比汽化热约为388.2kJ/kg，则其摩尔汽化热为388.2x78.11=30322.302kJ/kmol甲苯的比汽化热约为225.5kJ/kg，则其摩尔汽化热为225.5x92.14=20777.57kJ/kmol摩尔汽化热为rb=0.966x30322.302+0.034x20777.57=29997.78kJ/kmol冷凝器的热负荷为QC=rbV=29997.78x61.39≈1.842x106kJ/h（二）再沸器再沸器的作用是加热塔底料使之部分汽化，以提供精馏塔内的上升气流，加热方式为间接加热法。饱和液体进料时的蒸馏釜热负荷计算：饱和液体进料时，提馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量Vˊ等于精馏段每层塔板上升蒸汽的摩尔质量V，即Vˊ=V=61.39kmol/h。釜液中苯的摩尔分数为xW=0.0235，tW=109.17℃，当t=109.17℃时，查《化工原理》附十九液体比汽化热共线图得：苯的比汽化热约为369.56kJ/kg，则其摩尔汽化热为369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯的比汽化热约为358.13kJ/kg，则其摩尔汽化热为358.13x92.14=32998.10kJ/kmol摩尔汽化热为rb=0.9765x32998.10+0.0235x28866.33=32901kJ/kmol蒸馏釜的热负荷为QB=rbVˊ=32901x61.39≈2.0198x106kJ/h从计算结果可知，在饱和液体进料条件下，蒸馏釜的热负荷QB与冷凝器的热负荷QC相差不大。（三）接管管径的计算和选择1、进料管（直料管）管径计算如下：由于F’=25000x1000/(330x24)=3156.57kg/h，801.09=29.51mm（因为苯和甲苯属于低粘物质，故取WF=1.6m/s）圆整得2、回流管冷凝器安装塔顶，回流液在管道中的流速一般不能过高，对于重力回流，一般取速度0.2~0.5m/s，本设计取0.5m/s圆整得3、塔底出料管塔釜流出液体的速度Ww一般可取0.5~1.0m/s，本设计取0.6m/s圆整得4、塔顶蒸汽出料管常压操作条件下，蒸汽速度为12~20m/s，本设计取15m/s圆整得5、法兰由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰（1）进料管接管法兰：（2）回流管接管法兰:（3）塔底出料管法兰:（4）塔顶蒸汽出料管法兰:（四）除沫器在空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不允许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减小液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。除沫器直径：D=250mm（五）裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：D1=1000-0.2x1000=800mm基础环外径：D2=1000+0.2x1000=1200mm基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm；考虑到再沸器，裙座高度取3m。十一、设计结果一览表项目符号单位数值/形式精馏段提镏段进料摩尔分数XF/0.521塔顶摩尔分数XD/0.966塔底摩尔分数Xw/0.0235进料处理量FKmol/h37.21塔顶处理量DKmol/h19.64塔底处理量WKmol/h17.57回流比R2.126平均温度℃85.81100.02平均压强kPa108.8116.7气相流量VSm3/s0.4670.453液相流量LSm3/s0.001180.00245理论塔板数NT块57实际塔板数N块1014板间距HTm0.4塔有效高度Zm15.1塔顶高度HDm1.3进料板高度HFm1.2塔底空间高度HBm1.8含有人孔板的板间距HT’m0.8人孔直径D’m0.45塔径Dm1.0裙座高度H2m3.0基础环内径D1m0.8基础环外径D2m1.2除沫器直径D3m0.25空塔气速um/s0.5950.577塔板液流形式单流型溢流形式单溢流降液管形式弓形受液盘形式凹形溢流堰形式平直进口堰形式不设堰长lwm0.66堰高hwm0.05020.044溢流堰宽度W