苯甲苯二元混合物连续精馏装置的课程设计说明书

....42/43....大学生命科学学院化工原理课程设计（苯甲苯二元混合物连续精馏装置的设计）一设计概述3（一）课程设计的目的3（二）课程设计的容3（三）精馏操作对塔设备的要求3（四）板式塔的类型3二塔的设计和流程工艺的设计4（一）塔类型的确定4（二）工艺流程的设计4三设计方案中参数的确定5（一）确定操作压力5（二）确定进料状态5（三）确定加热方式5（四）确定冷却方式5（五）热能的利用6四塔的工艺计算6（一）精馏塔的物料衡算7（二）塔板数的确定8五、塔的工艺条件与有关物性数据计算14（一）.操作压强14（二）.操作温度14（三）.平均分子量15（四）.平均密度15（五）.液体表面力16（六）.液体粘度17六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算18（一）.塔径的计算18（二）.溢流装置20（三）.塔板布置21（四）.筛孔数与开孔率21（五）.塔的精馏段有效高度22七、筛板流体力学验算23（一）.气体通过筛板压降相当的液柱高度23（二）.雾沫夹带量的验算24（三）.漏液的验算24（四）.液泛验算25八、塔板负荷性能图26(一)精馏段26（二）提馏段29九、板式塔的结构与附属设备设计33（一）塔体结构33（二）塔板结构34十、辅助设备设计或选型34（一）冷凝器34（二）再沸器35（三）接管管径的计算和选择35十一、设计结果一览表37参考文献40总结40一设计概述（一）课程设计的目的1、根据设计任务，查阅资料，选用公式和搜集数据的能力；2、依据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、培养学生用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。（二）课程设计的容（1）设计方案的简介（2）主要设备的工艺设计计算（3）典型辅助设备的选型和计算（4）工艺流程简图（5）主体设备工艺条件图完整的化工原理课程设计报告由设计说明书和图纸两部分组成；（三）精馏操作对塔设备的要求精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：(１)气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。(２)操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。(３)流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。(４)结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。(５)耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。(６)塔的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，同时，上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。（四）板式塔的类型气－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，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气－液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气－液接触元件的不同，可分为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔、等多种。其中对主要的板式塔类型进行介绍：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、安装维修方便以与气相压力降较大。浮阀塔是在泡罩塔的基础上发展起来的，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。浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以与设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不与泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏、吸收以与脱吸等传质过程中。浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：(１)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40％，而接近于筛板塔。(２)操作弹性大，一般约为5～9，比筛板、泡罩、舌形塔板的操作弹性要大得多。(３)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400～660N/m2。(５)液面梯度小。(６)使用周期长。粘度稍大以与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，制造费为泡罩塔板的60～80％,为筛板塔的120～130％。二塔的设计和流程工艺的设计（一）塔类型的确定本次化工课程设计要设计一个精馏分离甲醇和水的二元混合物的精馏塔，设计任务适合筛板塔的精馏。而筛板塔是在塔板上钻有均匀分布的筛孔，上升空气流经筛板塔分散，鼓泡通过板上液层，形成汽液密切接触的泡沫层。筛板塔具有以下优点：结构简单，制造维修方便，造价低，一样条件下生产能力高于浮阀塔，塔板效率接近于浮阀塔。（二）工艺流程的设计根据设计任务进行下面的工艺流程设计：苯，甲苯混合物进原料预热装置加热到泡点后，送入精馏塔，。塔顶上升蒸汽经全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余的产品有冷却器冷去后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽加热向再沸器供热，他地产品经冷却送至贮槽。流程图如下：三设计方案中参数的确定本设计采用常压操作，在饱和液体状态下进料，间接蒸汽加热，以常温水作为冷却剂，在筛板塔上进行苯，甲苯二元混合物的连续精馏。（一）确定操作压力塔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）确定进料状态料状态以进料热状态参数q表示，有五种进料状态；q>1时，为低于泡点温度的冷液进料；q＝1时，为泡点下饱和液体；1>q>0时，为介于泡点和露点间的气液混合物；q＝0时，为露点下的饱和蒸气；q<0时，为高于露点的过热蒸气进料。进料状态与塔板数、塔径、回流量与塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径一样，为设计和制造上提供了方便。因而，确定在以饱和液体进料。（三）确定加热方式蒸馏大多采用间接蒸汽加热，设置再沸器，以提供足够的热量；若待分离的物系为某种轻组分和水的混合物，也可采用直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是：可以利用压力较低的蒸汽加热；在釜只须安装鼓泡管，不须安置庞大的传热面。这样，可节省一些操作费用和设备费用。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量一样的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。所以，本设计采用间接加热方式。（四）确定冷却方式设备一般采用常温水作为冷却剂。这样，既经济，又取材方便。水的入口温度由气温决定，出口温度由设计者确定。因而，本设计以常温水作为冷却剂。（五）热能的利用采用合适的回流比；使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要举措。蒸馏系统的合理设置，。采用中间再沸器和中间冷凝器的流程[1]，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。综合上述，进行方案的设计，因参考一下原则：(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围进行调节，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)与其装置的位置，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，减少设备与基建费用。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。在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以与回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。(3)保证安全生产例如酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔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。四塔的工艺计算已知参数：苯、甲苯混合液处理量，F＝13200kg/h；；；；进料热状况:饱和液体进料即q=1；单板压降不大于。表1苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（K）临界温度tC（℃）临界压强PC（kPa）苯A甲苯B78.1192.13353.3110.6562.1318.576833.44107.7表2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表3液体的表面力温度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31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F＝13200kg/h1）料液与塔顶、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总物料衡算W’+D’=13200（1）易挥发组分物料衡算（2）联立上式（1）、（2）解得：F=13200/85.11=155.10kmol/hD=6252.6/78.59=79.56kmol/hW=6947.4/91.97=75.54kmol/h（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作x-y图与t-x-y图（如下图所示）。（2）求最小回流比与操作回流比。因饱和液体进料即q=1，所以其q线方程为：x==0.50，在x-y图中对角线上自点e作出进料线（q线），该线与平衡线的交点坐标为（），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：求相对挥发度a：用插法先求塔顶，塔釜与进料版的温度根据式子，其中,又有安托因方程,在泡点进料温度下，即t=，对于苯，其安托因常数常数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。所以则有即Kpa即所以根据操作回流比R=1.1～2Rmin，分别取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板计算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，可以采用芬斯克方程计算其中，，因为因为，塔顶温度为，塔底温度为，查得的安托因常数：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。塔顶，所以塔顶的挥发度为塔底，所以塔底的挥发度为所以2.48下面以R=2Rmin进行计算为例，R=2*1.19=2.38，(R-Rmin)/(R+1)=(2.38-1.19）/(2.38+1)=0.3521(N-Nmin)/(N+2)=因为Nmin=7.56,所以N=12.376≈13同上，分别取回流比为1.2—2.0，得比值RminRNmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+2)N1.21.191.4287.560.09800.54919.1971.31.191.5477.560.14020.50817.4131.41.191.6667.560.17850.46815.9701.51.191.7857.560.21360.43714.9871.61.191.9047.560.24590.41114.2311.71.192.0237.560.27560.38913.6461.81.192.1427.560.30300.36913.1511.91.192.2617.560.32840.35112.73021.192.387.560.35210.33512.376R-N图由图可得，取R=2.38比较合适，此时对应的理论塔板数N=12.376≈13由上求得R=2.38,a=2.57，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理论板数计算：先交替使用相平衡方程(a)与精馏段操作线方程（b）计算如下：y1=xD=0.966相平衡x1=0.917y2=0.932x2=0.842y3=0.879x3=0.739y4=0.806x4=0.618y5=0.721x5=0.501y6=0.639x6=0.408<xF=0.50y7=0.520x7=0.296y8=0.376x8=0.190y9=0.240x9=0.110y10=0.138x10=0.059y11=0.072x11=0.029y12=0.034x12=0.0136y13=0.014x13=0.0055<xW=0.0118总理论塔板数为12（不包括再沸器），精馏段理论板数为5，第6板为进料板。2.全塔效率依式：，根据塔顶、塔底液相组成查t-x-y图，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、塔的工艺条件与有关物性数据计算（一）.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：（二）.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：。（三）.平均分子量由逐板计数法可知,,,5塔顶：，进料板：，塔底：5则精馏段平均分子量：，提馏段平均分子量：，（四）.平均密度1）气相密度2）液相密度塔顶平均密度的计算根据主要基础数据表4，由插法得：，，，由（为质量分率）塔顶：因为，即；进料板平均密度的计算同上，由插法可得进料板温度下对应的苯和甲苯的液相密度：进料板，由加料板液相组成，故塔釜平均密度的计算由插法可得：塔底：，即;故精馏段平均液相密度：提馏段平均液相密度：（五）.液体表面力根据主要基础数据表3，由插法得：,，,，，。则精馏段平均表面力：提馏段平均表面力：（六）.液体粘度根据主要基础数据表5，由插法得：,，,，,。故精馏段平均液相粘度提馏段平均液相粘度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（一）.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：查史密斯关联图，可得依式精馏段液相平均表面力为时，可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则空塔气速故。按标准,塔径圆整为1.8m,塔截面积为所以实际空塔气速为提馏段：之前已求得查史密斯关联图，可得；依式提馏段液面平均表面力为时，可取安全系数为0.7（安全系数0.6—0.8），则故。按标准,塔径圆整为2.0m,将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。所以:精馏段:塔截面积为所以实际空塔气速为提馏段：塔截面积为所以实际空塔气速为（二）.溢流装置选用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘与平直堰，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0.60D，即2)出口堰高：由查《化工原理课程设计》科学技术，图4—9液流收缩系数计算可知：Ｅ为Ｅ为1时，误差很小可忽略,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》科学技术：图4—11弓形降液管的宽度与面积，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：精馏段：，所以的取值围为,取提馏段：，所以的取值围为，取。（三）.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（四）.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。其开孔率（在5％—15％围），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。其开孔率（在5％—15％围），则每层板上的开孔面积为，气体通过筛孔的气速为：（五）.塔的精馏段有效高度1．塔顶空间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。塔径大时可适当增大。本设计取0.8m。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《化工原理设计》表4-1板间距与塔径的关系，塔径为1600～2400mm时，板间距为350～600mm，此设计选用板间距为400mm。3.人孔数目(S)与开有人孔的板间距HT’人孔数目是根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm。凡有人孔的上下两塔板间距HT’应等于或大于600mm。由前面计算得到，实际塔板数为24，共设3个人孔,HT’取0.80m.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1.0m。5.塔底空间HB塔底空间高度HB具有中间储槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有10～15min的储量，以保证塔底料液不致排完。此处取1.3m左右。6.塔体总高度H七、筛板流体力学验算（一）.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，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＝0.625，所以提馏段：，由与关联图查得板上液层充气系数＝0.605，所以3)克服液体表面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：（二）.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。（三）.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。（四）.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，可认为精馏段塔径与各项工艺尺寸是适合的。八、塔板负荷性能图(一)精馏段1.雾沫夹带线（1）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：在操作围任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（1）0.00050.0010.0050.010.0150.024.894.794.263.783.383.02依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图a中线（1）所示。2.液泛线（2）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式（前已算出）（ｃ）（ｄ）将＝，与（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作围取4个值，依上式计算值列于附表中：附表（2）0.00050.0010.0050.010.0150.0211.8411.509.507.084.8321.11依表中数据作出液泛线，如图a中线（2）所示。3.液相负荷上限线（3）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（3）所示。4.漏液线（气相负荷下限线）（4）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，在操作围任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（3）0.00050.0010.0050.010.0150.020.9971.0111.0761.1311.1761.215依表中数据作气相负荷下限线，如图a中线（4）所示。5.液相负荷下限线（5）：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（5），即为液相负荷下限线，如图a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（1）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。精馏段的操作弹性（二）提馏段1.雾沫夹带线（1）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：在操作围任取4个值，依上式算出相应的值列于附表中：附表（4）0.00050.0010.0050.010.0150.025.0674.9664.4443.9773.5853.235依表中数据在VS—LS图中作出雾沫夹带线，如图b中线（1）所示。2.液泛线（2）由式（a）近似取.0，由式：故（ｂ）由式前已算出）（ｃ）（ｄ）将＝，与（ｂ）、（ｃ）、（ｄ）代入（ａ）整理得下式：在操作围取4个值，依上式计算值列于附表中：附表（5）0.00050.0010.0050.010.0150.0212.20411.92910.4498.9957.6226.241依表中数据作出液泛线，如图b中线（2）所示。3.液相负荷上限线（3）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（3）所示。4.漏液线（气相负荷下限线）（4）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，在操作围任取个值，依上式计算相应的值，列于附表中：附表（6）0.00050.0010.0050.010.0150.020.9040.9170.9801.0331.0761.113依表中数据作气相负荷下限线，如图b中线（4）所示。5.液相负荷下限线（5）：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4中作线（5），即为液相负荷下限线，如图8-2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（2）线的交点相应相负荷为，OP线与气相负荷下限线（4）的交点相应气相负荷为。提馏段的操作弹性九、板式塔的结构与附属设备设计（一）塔体结构板式塔部装有塔板、降液管、各物流的进出口管与人孔、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=1.2m2、塔底空间塔底空间指塔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块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于0.6m，人孔直径一般为450～500mm，其伸出塔体的筒体长为200～250mm，人孔中心距操作平台为800～1200mm。本设计除了塔顶、塔底、进料板各安装一个人孔外，在精馏段、提镏段中间各安装一个人孔，方便检修。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。对塔径为800～2400mm的单流型塔板，分块数如表6-1：表6-1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=2000mm，故采用分块式，分成5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，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，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=268.91kmol/h。釜液中苯的摩尔分数为xD=0.966，从图t-y-x中查得t=80.758℃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392.2kJ/kg，则其摩尔汽化热为392.2x78.11=30634.74kJ/kmol甲苯的比汽化热约为377.2kJ/kg，则其摩尔汽化热为377.2x92.14=34755.2kJ/kmol摩尔汽化热为rb=0.966x30634.74+0.034x34755.2=30774.83kJ/kmol蒸馏釜的热负荷为QB=rbV=30774.83x268.91=≈8.276x106kJ/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=268.91kmol/h。釜液中苯的摩尔分数为xW=0.0118，从图t-y-x中查得t=109.86℃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=0.9882x32998.10+0.0118x28866.33=32949kJ/kmol蒸馏釜的热负荷为QB=rbVˊ=32901x268.91=≈8.860x106kJ/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）dF管径计算如下：故进料管体积流量各接管直径由流体速度与其流量，按连续性方程决定，即：式中：QVs——流体体积流量，m3/s；u——流体流速，m/s；d——管子直径，m。因笨和甲苯都属低黏度液体，故取u=1.8m/s,即：2.回流液管径dR冷凝器安装在塔顶时，冷凝液靠重力回流，一般流速为0.2～0.5m/s，速度太大，则冷凝器的高度也相应增加。用泵回流时，速度可取1.5～2.5m/s。本设计取则回流液流量故回流管直径3.釜液排除管径dW塔釜流出液体的速度一般可取0.5至1.0m