[工学]化工原理课程设计苯——甲苯二元物系浮阀式式精馏塔的设计.doc

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1、吉林化工学院化工原理课程设计吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计 题目 苯-甲苯二元物系伏阀精馏塔设计 教 学 院 化工与材料工程学院 专业班级 化工0902 学生姓名 闫秋影 学生学号 09110220 指导教师 张福胜 2011年12月 16日 目 录摘 要1绪 论2设计方案的选择3第一章 塔板的工艺的计算31.1精馏塔的物料衡算41.2各段理论塔板数的计算51.2.1相对挥发度的计算51.2.2最小回流比的计算.1.2.3精馏塔气液相负荷111.2.4操作线方程的确定111-3-6 精馏塔理论塔板数的计算111-3-7 板效率的计算121-3-8 实际板数的计算及全塔效率的计算14

2、第二章 精馏塔主要工艺尺寸的设计82.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算8 2.1.1操作压力计算82.1.2操作温度计算92.1.6平均密度的计算122.1.7液体平均表面张力的计算142.1.3平均摩尔质量的计算92.1.4热量衡算102.1.8气液负荷计算：142.2塔体工艺尺寸的计算152.2.1精馏塔塔径的计算152.2.2精馏塔有效塔高的计算162.3塔板工艺尺寸的计算162.3.1溢流装置的设计162.3.2浮阀布置设计172.3.3浮阀板流体力学验算192.4塔板负荷性能图222.4.1液沫夹带线的绘制222.4.2液泛线的绘制222.4.3漏液线（气相负荷线的下限线232

3、.4.4液相负荷的下限线的绘制242.4.5液相负荷的上限线的绘制242.4.6小结25第三章 辅助设备及选型253.1 接管的计算与选择253.1.1进料管的选择253.1.2回流管的选择263.1.3釜底出口管路的选择263.1.4塔顶蒸汽管263.1.5加料蒸汽管的选择273.1.6茼体与封头的设计263.1.7裙座的计算263.1.8除沫器的设计263.1.9人孔的设计293.2.0法兰的设计29第四章 塔高的计算304.1塔顶高度的计算304.2塔底高度的计算304.3塔总高度的计算30第五章 附属设备计算305.1冷凝器的选择305.2再沸器的选择31总结语32表3-1筛板塔的工艺

4、设计计算结果汇总表主要符号说明33参考文献35化工原理课程设计教师评分表3637摘 要本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、计算、核算、绘图，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。本文设计了浮阀精馏塔及其附属元件的尺寸、管线路线的铺设，并对摩尔分数为0.5的苯甲苯二元溶液进行精馏过程，其中塔顶使用全凝器，部分回流。按逐板计算理论板数为16。由平均粘度得到全塔效率为50%，从而得到了塔的精馏段实际板数为15块，提馏段实际板数为15。实际加料位置在第16块板。确定了塔的主要工艺尺寸，塔板采用单溢流弓型降液管齿型堰如塔径1.0米等。且

5、经过液泛线，漏液线，液相负荷上限，液相负荷下限的校核，确定了操作点符合操作要求。精馏段的操作弹性为4.77，提馏段的操作弹性为4.27，符合操作要求。关键词： 苯 甲苯 精馏塔 浮阀 操作弹性绪 论1.精馏塔概述精馏塔（fractionating column）是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。关于各种类型塔板的介绍主要的塔板型式有：泡罩塔板；浮阀塔板；筛孔塔板；舌形塔板（斜孔塔板）；网孔塔板；垂直浮阀；多降液管塔板；林德浮阀；无溢流塔板。泡罩塔板泡罩塔板的气体通道是由升气管和泡罩构成的。升气管是泡罩塔区别

6、于其它塔板的主要结构特征。这种结构不仅结构过于复杂，制造成本高，而且气体通道曲折多变、干板压降达、液泛气速低、生产能力小。 浮阀塔板 浮阀塔板是对泡罩塔板的改进，取消了升气管，在塔板开孔上访设置了浮阀，浮阀可根据气体的流量自行调节开度。气量较小时可避免过多的漏液，气量较大时可使气速不致过高，降低了压降。筛孔塔板 筛孔塔板是最简单的塔板，造价低廉，只要设计合理，其操作弹性是可以满足生产需要的，目前已成为应用最为广泛的一种板型。舌形塔板 舌形塔板是为了防止过量液沫夹带而设计的一种塔型，由舌孔喷出的气流方向近于水平，产生的液滴几乎不具有向上的初速度。同时从舌孔喷出的气流，通过动量传递推动液体流动，降

7、低了板上液层厚度和塔板压降。 网孔塔板 网孔塔板采用冲有倾斜开孔的薄板制造，具有舌形塔板的特点，并易于加工。垂直浮阀 垂直浮阀是在塔板上开有若干直径为100-200mm的大圆孔，孔上设置圆柱形泡罩，泡罩下缘于塔板有一定的间隙，泡罩侧壁开有许多筛孔。气流喷射方向是水平的，液滴在垂直方向的初速度为零，液沫夹带量很小。 多降液管塔板 在普通浮阀上设置多根降液管以适应大液体量的要求，降液管为悬挂式。林德浮阀 林德浮阀是专为真空精馏设计的高效低压降塔板，在整个浮阀上布置一定数量的导向斜孔，并在塔板入口处设置鼓泡促进装置。无溢流塔板 无溢流塔板是一种简易塔板，只是一块均匀开有一定缝隙或筛孔的圆形平板，无降

8、液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。它的结构特点是塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板和大孔径筛板两类。工业上以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离难度大、易结焦的物系）。筛板的优点是结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。合理的设计和适当的操作能满足要求的操作弹性，而且效率高。 筛板塔制造维修方便，相同条件下生产能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦约高10%15%，而每板压力降则低30%左右，适用于真空蒸馏；塔板效率较高，但稍低于浮阀塔。具有

9、较高的操作弹性，但稍低于泡罩塔。其缺点是小孔径筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。精馏框架简图第 1 章 设 计 方 案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

10、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

11、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。综合考虑，设计上采用泡点进料。泡点进料时，基于恒摩尔流假定，精馏段和

12、提馏段上升蒸汽的摩尔流量相等，故精馏段和提馏段塔径基本相等，制造上较为方便。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，回流冷凝器一般安装在塔顶。其优点是回流冷凝器无需

13、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，故操作回流比却最小回流比的1.5倍。第一章 塔板的工艺的计算1.1主要基础物性参数表11 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强苯AC6H678.1180.1288.54833.2甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7 表12 液相密度kg/m3温度809010011

14、0120A815803.9792.5780.3768.9B810800.2790.3780.3770.0 表13 表面张力mN/m温度8090100110120A21.2720.0618.8517.6616.49B21.6920.5919.9418.4117.31表14 粘度LmPa温度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228 表15 汽化热kJ/kg温度8090100110120A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.61.2精馏塔实际塔板的

15、计算1.2.1精馏塔物料衡算加料量：F=55Kmol/h 原料组成:XF=0.5 塔顶组成：XD=0.98 塔底组成:XW=0.03 总物料衡算 D+W=55 轻组分(苯)物料衡算 550.5=0.98D+0.03W 联立两式可解得 D=27.21kmol/h W=27.79kmol/h平均相对分子质量:=78.110.5+92.141-0.5=85.13kmol =78.110.9892.14（1-0.98）=78.39kmol =78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmol故质量流量：= D=2132.9919h =W=2548.8988h =F=4682.15h质量分

16、率：= = =1.2.2塔板数的确定 1.最小回流比及操作回流比的计算 (1)相对挥发度的计算 查表3-21得常压下苯-甲苯气液平衡组成与温度关系如下表：利用表中数据由插值法可求得tF,tD,tW 得: tD =80.4 XF=0.5时 得tF =91.4 XW =0.03时 得tW=108.791-2-2 相对挥发度m的计算苯甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即：Lg=A- 式中：t：物系温度，单位： .：饱和蒸汽压/Kpa，A,B,C,Antoine常数，见如下表1-2：表1-2组分ABC苯(A)6.0321206.35220.24甲苯(B)6.0781343.94219.58即：苯-甲

17、苯的安托因方程分别为：对于塔顶：，则：同理塔底：，则： 相对挥发度从而得到相平衡方程:x= (1)1-2-3 最小回流比的计算最小回流比的确定：操作回流比R=1.5Rmin=1.83 2.精馏塔的气、液相负荷精馏段 ：L=RD=1.8327.21=49.79kmol/hV=(R+1)D=(1.83+1)27.21=77kmol/h提馏段： 49.79+155=104.79 kmol/h77+0=77 kmol/h3.操作线方程的计算精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为：4.精馏塔理论塔板的确定 由于塔顶是全凝器所以有由精馏段操作线方程y=0.65x+0.35 得y2=0.9682由平衡线方

18、程可得同理可算出如下值：所以总理论板数为16块（包含再沸器）精馏段理论板数为8，第9块为进料板，提馏段理论板数为8（含再沸器） 1-3-7 板效率的计算：对于进料，=91.4，由安托因方程可得： ， 又， 精馏段平均温度：提馏段平均温度：根据液体平均粘度公式： 可求得不同温度下苯和甲苯的粘度。对于苯(A)，其中， 即：时，时，对于甲苯(B)，其中， 即：时，时，又精馏段的液相组成：提馏段的液相组成： 精馏段的平均液相粘度： 提馏段的平均液相粘度：精馏段的板效率 提馏段的板效率1-3-8 实际板数的计算及全塔效率的计算 全塔所需实际塔板数：，实际加料板为第17块板.2.1精馏塔的工艺条件及有关物

19、性数据的计算2.1.1操作压力计算塔顶压强 =101.325kPa，每层塔板压降 P=0.7kPa，进料板压力 =101.325+150.7=111.8kPa，塔底压力 =101.325+300.7=122.3kPa精馏段平均操作压强 Pm=(101.3+111.8)/2=106.55kPa 提馏段平均操作压强 pm=(111.8+122.3)/2=117.05kPa 全塔平均操作压力 2.4.11 液相平均表面张力计算液相平均表面张力计算依公式 = 计算表2-8 液体表面张力 1温度t ，8090100110120AmN/m21.2720.0618.8517.6616.49BmN/m21.6

20、920.5919.9418.4117.31用内插法求下苯，甲苯的表面张力。=81.4 =91.4， = 108.79， 精馏段液相平均表面张力: 提馏段液相平均表面张力： 2.1.4热量衡算1.加热介质的选择选用饱和水蒸气，温度140，工程大气压为3.9atm.原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水蒸气压力越高冷凝温差越大，管程数相应减小，但蒸汽压力不宜过高。热量衡算：由上面知道塔顶温=80.4，=108.，=91.4由不同温度下苯和甲苯的摩尔汽化热公式：Cp=a+bT+cT2查表得，对于苯，a=-1.71,b=0.32477,c=-0.00011058对于甲

21、苯，a=2.41,b=0.391177,c=-0.00013065求得在、下的苯和甲苯的汽化热（单位：），和分别代表苯和甲苯的汽化热。tD=80.4 =99.79 ： tW=108.79 ； =131.96=91.8： =115.09=80.6: = =393.49KJ/Kg 塔顶 = （1）0时塔顶气体上升的焓塔顶以0为基准， （2）回流液的焓此为泡点回流，据图查得此时组成下的泡点，用内插法求得回流液组成下的=80.41,在此温度下： = =100.32回流液组成与塔顶组成相同 （3）塔顶馏出液的焓因馏出口与回流口组成一样，所以 （4）冷凝器消耗的焓 （5）进料口的焓（6）塔底残留液的焓（7

22、）再沸器（全塔范围列衡算式）塔釜热损失为，则设再沸器损失能量损，损 加热器实际热负荷 表格1-5 热量衡算表项目 进料 冷凝器 塔顶馏出液 塔底残液 再沸器平均比热kJ/(kmol.K) 115.09 - 99.79 131.96 -热量kJ/h 578557.43 2373930.671 399470.95 398951.2502 3967705.6752-1-3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由,可知： 进料板平均摩尔质量的计算由，可知：塔釜平均摩尔质量的计算由,由相平衡方程得: 精馏段平均摩尔质量的计算提馏段平均摩尔质量的计算2-1-4 平均密度2.4气相平均密度计算表2-5

23、苯和甲苯的不同温度下密度2温度t ，8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度：。用内插法求得苯，甲苯在,，温度下的密度。=81.0020 =108.79所以精馏段:提馏段气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算,即 精馏段 提馏段 （1）精馏段的气液体积流率： 由精馏段的气液负荷：V=77Kmol/h， L=49.79Kmol/h 可得： （2）提馏段的气液体积流率： 由提馏段的气液负荷V=77 Kmol/h L=104.79Kmol/h 2.2.1精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径 D 的计算选板间距=

24、0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34m 查化工原理课程设计P 得 ，C20=0.078依式校正到物系张力为20.7118mN/m时的C： 取安全系数为0.70 = 0.70=1.2120.70=0.848m/s 则精馏段塔径D= 按标准塔经圆整为D=1.2m则精馏段塔截面积为AT= 实际空塔气速为U=（2）提馏段塔径D 的计算：选板间距=0.40m，取板上液层高度 =0.06m ，故=0.34m 查化工原理课程设计P 得 ，C20=0.07 依式校正到物系张力为19.3831mN/m时的C： 取安全系数为0.70 = 0.70=1.0830.70=0.781m/s 提馏段塔

25、径D= 按标准塔经圆整为D=1.0m提馏段塔截面积为At=实际空塔气速为U= 2.2.2精馏塔有效塔高的计算1) 精馏段有效塔高的计算 Z精=（N精-1） HT=(15-1) 0.40=5.6m 2) 提馏段有效塔高的计算 Z提（N提1） HT=(15-1) 0.40=5.6m 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+5.6+3*0.8=13.6m 2.3塔板工艺尺寸的计算2.3.1溢流装置的设计由精馏段塔径D=1.0m则溢流装置可采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘及平直溢流堰，不设进口堰。各项计算如下：1)

26、 溢流堰长 =0.70D=0.701.0=0.7m2) 出口堰高 h=h-h式中 ：h 板上液层高，取0.06m h板上方液头高度选用平行堰，则堰上液头高度可由下式计算： 式中溢流收缩系数E可近似取为1对于精馏段：所以出口堰高：h=0.06-0.0011=0.049m对于提馏段：出口堰高：h=0.06-0.011=0.049m3) 降液管的宽度Wd与降液管的面积Af由 查图得 Wd/D=0.151，Af/AT=0.094故 Wd=0.1511.0=0.151m Af=0.0940.785=0.0738m24) 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即 故降液管设计符合要求。5) 降液管底

27、隙高度h的计算取液体通过降液管底隙的流速，则降液管底隙高度h可依下式计算： 对于精馏段： 故有对于提馏段：所以可知降液底隙高度设计合乎要求，且选用凹形受液盘深度为50mm。2.3.2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，

28、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

29、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D=1000mm800mm，故采用分块塔板，查表的分为三块。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 F0=12精馏段：每层塔板上的浮阀数目 其中 R=D/2WC=1.0/20.05=0.45m x=D/2（Wd+WS）=1.0/20.151=0.349m 提馏段：2.3.3浮阀板流体力学验算1) 气体通过浮阀塔板的静压头降 因为, 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.

30、5=0.50.06=0.03m液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.049+0.03=0.079m换算成单板压降 Pf=hfg=0.079807.41969.81=625.742Pa700 Pa提馏段： 因为, 板上漏层阻力 即塔板上含气液层静压头降选充气因数 0=0.5=0.50.06=0.03m液体表面张力造成的静压头降对浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力阻力很小，计算时一般可以忽略。所以气体通过浮阀塔板的静压头=0.0345+0.03=0.0645m换算成单板压降 Pf=hfg=0.0645780.964

31、9.81=494.15Pa700 Pa2) 降液管液面高度的计算 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度hp1=0.084m 液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m 板上液层高度：hL=0.07m, 从而可知，符合防止液泛的要求。（2）提馏段： 单层气体通过塔板的压降相当于液柱高度hp2=0.0645m 液体通过降液管的静压头降因不设进口堰，所以可用式式中m 板上液层高度：hL=0.07m, 从而可知，符合防止液泛的要求3) 液沫夹带量计算判断液沫夹带量是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率F1来完成的。泛点塔板上液体流程长度塔板上液流面积m2苯和甲苯混合液可按正常物系处

32、理，取物性系数K值，K=1.0,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.127,将以上数值 分别代入上式，得泛点率F1为为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足0.1kg(液)/kg(干气体)的要求。提馏段：取系数k=1.0,泛点负荷系数CF=0.131由以上计算可知，符合要求根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。2.4塔板负荷性能图2.4.1液沫夹带线的绘制液沫夹带线上线时，ev=0.10Kg液/Kg干气，泛点是80%.则有 = （1）精馏段： 整理可得：（2）提馏段：整理得：

33、2.4.2液泛线的绘制当降液管中泡沫总高度=（HT+）时将出现液沫 由此确定液泛线而式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系。即对于精馏段： 解得液泛方程 对于提馏段： 解得液泛方程2.4.3漏液线的绘制精馏段计算 取动能因数F=5 提馏段计算因此不会产生漏液现象m3/s2.4.4液相负荷的下限线的绘制对于平直堰，取堰上液层高度=0.006m作为最小液体符合标准=0.006式中 E=1 2.4.5液相负荷的上限线的绘制液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于3-5秒，液体在降液管中停留时间为 以 t=5s座为液体在降液管中停留时间的下限 图表1 图表 2 2.4.6小结1. 从塔板负荷性能图中

34、可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。2. 因为液泛线在雾沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。3. 按固定的液气比，从负荷性能图中可查得精馏段气相负荷上限Vsmax=1.05 m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.22 m3/s，所以可得精馏段气相负荷上限Vsmax=1.00475 m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.28 m3/s，所以可得塔板的这一操作弹性在合理的范围(35)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。第三章 辅助设备及选型3.1 接管的计算与选择3.1.1进料管的选择进料的质量流率

35、：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：3.1.2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 3.1.3釜底出口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 3.1.4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

36、，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。 3.1.5 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； 3.1.6封头 (2) 封头的设计封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径D=1000mm，可查得曲面高hl=250mm,直边高度h0=40mm，内表面积1.2096，容积V=0.16233.1.9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

37、一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，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、14、21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。3.2.0 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塔釜蒸汽进气法兰：DN150PN105HG20592-