化工原理课程设计之苯&甲苯浮阀塔精馏.doc

浮阀精馏塔工艺设计任务书
1． 工艺要求与数据
（1）料液为苯——甲苯混合液，含苯40 %（质量分数）
（2）XD=94 % XW=3 %（质量分数）
（3）年生产能力：7万吨（进料）

2． 设计条件
（1）连续常压操作、中间加料、泡点回流
（2）泡点进料
（3）年生产时间330天
（4）塔釜用间接蒸汽加热，加热蒸汽压力 300 kPa
（5）设塔顶冷凝用水进口温度为25℃

3． 设计内容
（1） 精馏流程设计及论证
（2） 工艺计算
（3） 塔盘设计（精馏段、提馏段各选一块）
（4） 精馏段、提馏段流体力学条件校核
（5） 主要辅助设备的选型（再沸器、冷凝器）
（6） 控制系统、节能措施、工艺调整、故障处理、废液处理的方案

4． 设计成果
（1） 设计说明书（含评价与体会）
（2） 设计图纸（画在设计说明书中：流程图、t-x-y图、作图法求理论塔板数、负荷性能图2张）、（画在图纸上：塔盘布置图1张、浮阀塔工艺条件图1张）

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化工原理课程设计

苯-甲苯浮阀塔精馏

班级： _
姓名： _
专业： _

目 录
绪 论……………………………………………………………………3
第一章 设计方案的选择和论证
1、设计流程……………………………………………………………5
2、设计要求……………………………………………………………6
3、设计思路……………………………………………………………6
4、相关符号说明………………………………………………………7
第二章 塔的工艺计算
1、基础物性数据………………………………………………………9
2、塔的工艺计算………………………………………………………10
3、逐板计算法求理论板数计算………………………………………11
4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算………………………12
5、精馏塔的工艺尺寸的计算…………………………………………16
6、塔板流体力学校核…………………………………………………23
7、塔板负荷性能图……………………………………………………27
8、设计结果一览表……………………………………………………31
9、辅助设备的选型……………………………………………………33
10、塔附件设计计算……………………………………………………34
第三章 安全与环保
1、安全注意事项………………………………………………………38
2、环境保护……………………………………………………………39
第四章 设计过程的评述和讨论
1、回流比的选择………………………………………………………39
2、塔高和塔径…………………………………………………………40
3、进料状况的影响……………………………………………………40
4、热量衡算和节能……………………………………………………40
5、精馏塔的操作和调节………………………………………………41
结束语 …………………………………………………………………42
参考文献 ………………………………………………………………43

绪 论
塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。
工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。
板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB－1118－81）。其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。
浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单。
化工生产常需进行二元液相混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和多次部分冷凝达到轻重组分分离目的的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。
塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计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，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。
本设计书对苯和甲苯的分离设备─浮阀精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，辅助设备计算,塔设备等的附图。采用浮阀精馏塔，塔高15.54米，塔径1.4米，按逐板计算理论板数为12。算得全塔效率为0.511。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12。实际加料位置在第11块板(从上往下数)，操作弹性为4.5。通过板压降、漏液、液泛、雾沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。
塔的附属设备中，所有管线均采用无缝钢管。再沸器采用卧式浮头式换热器。用加热蒸汽压力 300 kPa加热，用15℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。
由于时间仓促，再加上水平有限，书中难免有不妥之处，恳请老师批评指正。
编者
2011/4/20

第一章 设计方案的选择和论证
1、设计流程
本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
3
精馏工艺流程图

2、设计要求
总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：
生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。
效率高，气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 
流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 
有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 
结构简单，造价低，安装检修方便。 
能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等
本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。
3、设计思路
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浮阀式连续精馏塔。
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。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。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。
塔板工艺计算

流体力学验算

塔负荷性能图

冷凝器与再沸器的选型

塔附属设备计算

图1-2 设计思路流程图
本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。
从苯—甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。

4、相关符号说明
Aa—塔板开孔区面积,m2； Af—降液管截面积,m2；
A0—筛孔总面积,m2； AT—塔截面积,m2；
c0—流量系数,无因次； C—计算umax时的负荷系数,m/s
CS—气相负荷因子,m/s； d—填料直径,m
d0—筛孔直径,m； D—塔径,m；
ev—液体夹带量,kg（液）/kg（气）； ET—总板效率,无因次；
F—气相动能因子,kg1/2/(s·m1/2）； F0— 筛孔气相动能因子，kg1/2/(s·m1/2) ；
g—重力加速度,9.81m/ s2； h—填料层分段高度,m；
h1—进口堰与降液管间的水平距离,m； hc— 与干板压降相当的液柱高度,m液柱；
hd—与液体流过降液管的压降相当的液柱；hf— 塔板上鼓泡层高度,m；
h1—与板上液层阻力相当的液柱高度,m； hL— 板上清液层高度,m；
h0—降液管的底隙高度,m； hOW—堰上液层高度,m；
hW—出口堰高度,m； h,W—进口堰高度,m；
hб—与阻力表面张力的压降相当的液柱高度；H—板式塔高度,m；
Hd—降液管内清液层高度,m； HD—塔顶空间高度,m；
HF—进料板处塔板间距,m； HP——人孔处塔板间距,m；
HT—塔板间距,m； LW—堰长,m；
Lh —液体体积流量,m3/h； Ls —液体体积流量,m3/s；
NT—理论板层数； P—操作压力,Pa；
△P—压力降,Pa； △PP—气体通过每层筛板的降压,Pa；
t—筛孔的中心距,m； u—空塔气速,m/s；
u0—气体通过筛孔的速度,m/s； u0, min—漏液点气速,m/s；
u′0—液体通过降液管底隙的速度,m/s； Vh—气体体积流量,m3/h；
Vs—气体体积流量,m3/s； Ls——液体质量流量,kg/s；
vs—气体质量流量,kg/s； Wc—边缘无效区宽度,m；
Wd—弓形降液管宽度,m； Ws—泡沫区宽度,m；
x—液相摩尔分数； X—液相摩尔比；
y—气相摩尔分数； Y—气相摩尔分比；
Z—板式塔的有效高度,m； uF— 泛点气速,m/s；
下标
max—最大的； min—最小的；
L—液相的； V—气相的θ—液体在降液管内停留时间,s；μ—粘度,mPa·s； Φ—开孔率或孔流系数，无因次；
σ——表面张力,N/m； ρ——密度,kg/m3；
第二章 塔板的工艺设计
1、基础物性数据
表1-1 苯、甲苯的粘度
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯

0.638
0.485
0.381
0.308
0.255
0.215
甲苯
0.758
0.58
0.459
0.373
0.311
0.264
0.228
表1-2 苯、甲苯的密度
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯
--
877.4
857.3
836.6
815.0
792.5
767.9
甲苯
885.6
867.0
848.2
829.3
810.0
790.3
770.0
表1-3 苯、甲苯的表面张力
温度℃
0
20
40
60
80
100
120
苯
31.60
28.80
26.25
23.74
21.27
18.85
16.49
甲苯
30.89
28.54
26.22
23.94
21.69
19.49
17.34
表1-4 苯、甲苯的摩尔定比热容
温度℃
0
50
100
150
苯
72.7
89.7
104.8
118.1
甲苯
93.3
113.3
131.0
146.6

表1-5 苯、甲苯的汽化潜热
温度℃
20
40
60
80
100
120
苯
431.1
420.0
407.7
394.1
379.3
363.2
甲苯
412.7
402.1
391.0
379.4
367.1
354.2

2、塔的工艺计算
物料衡算：含苯40％ XD=94 % XW=3 %（质量分数）
年产量∶7万吨
料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数∶
XF==0.440
XD==0.949
XW ===0.0353
平均摩尔质量：
ＭF=0.440×78.11+0.560×92.13=85.96(kg/kmol)
ＭD=0.949×78.11+0.051×92.13=78.83(kg/kmol)
ＭW=0.0353×78.11+0.9647×92.13=91.64(kg/kmol)
物料衡算∶生产时间按330天/年
F= =102.82(kg/h)
而 = = = =0.443
∴D=102.82×0.443=45.55(kmol/h)
∴W=57.27(kmol/h)
根据最少回流比计算式∶yq=0.658 xq=0.440

根据工艺条件满足∶R=1.7R=1.7×1.33=2.26
故精馏段操作线方程式为∶
y
已知操作条件下，苯-甲苯混合液的平均相对挥发度a=2.47
∴y=
对于饱和液体进料q=1,原料液进入加料板后全部进入提馏段。
即：L′=L+qF= L+F=RD+F=2.26×45.55+102.82=205.763(kmol/h)

3、逐板计算法求理论板数的计算
由于采用全凝器泡点回流故
代入相平衡方程求出， 所以
，所以代入相平衡方程求出=0.7833
，所以代入相平衡方程求出=0.6648
同理可得：

通过上述计算可得出：
有5层精馏段，7层提馏段（包括再沸器）第六层为加料板。
通过摩尔分数，苯与甲苯气液相平衡图可查出：℃
塔底： ℃
平均温度： ℃
由平均温度可在粘度表中查出：
苯的粘度
甲苯的粘度
0.264mpa·s
0.293 mpa·s

3.实际塔板数
精馏段: 块
提馏段: 块
4、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算
(1)操作压力的计算
塔顶的操作压力
每层塔板的压降
进料板压力
精馏段平均压力
塔底压力
提馏段
（2）温度 ，根据操作压力通过试差计算
P= ,塔顶 ℃, ℃, ℃

∴精馏段温度, 提馏段温度
(3)平均摩尔质量
塔顶
=0.949×78.11+(1-0.949) ×92.13=78.83(kg/kmol)
=0.883×78.11+(1-0.883) ×92.13=79.95(kg/kmol)
进料板：
=0.5991×78.11+(1-0.5991) ×92.13=83.73(kg/kmol)
=0.3770×78.11+(1-0.3770) ×92.13=86.85(kg/kmol)
塔 底：
=0.4439×78.11+(1-0.4439) ×92.13=85.90(kg/kmol)
=0.01846×78.11+(1-0.01846) ×92.13=91.86(kg/kmol)
==83.3(kg/kmol)
==81.28(kg/kmol)
==83.3(kg/kmol)
==84.82(kg/kmol)
(4)平均密度计算
① 气相平均密度计算
由理想气体状态方程式计算，即

② 液相平均密度计算
液相平均密度计算依下式计算，即：
塔顶液相平均密度的计算
由 ，查液体在不同温度下的密度表得：

进料板液相平均密度的计算
由 ，查液体在不同温度下的密度表得

精馏段的平均密度为

塔底液相平均密度的计算
由，查液体在不同温度下的密度表得

提馏段的平均密度

(5)液体平均表面张力的计算
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 ，查液体表面张力共线图得

进料板液相平均表面张力的计算
由 ，查液体表面张力共线图得：

塔底液相平均表面张力的计算
由 ，查液体表面张力共线图得：

精馏段平均表面张力

提馏段平均表面张力

(6)液体平均黏度计算
液相平均黏度依下式计算，即

塔顶液相平均黏度的计算
由 ，查气体黏度共线图得：

精馏段液相平均黏度的计算：
由 ，查气体黏度共线图得：

精馏段液相平均黏度

精馏段液相平均黏度的计算
由 ，查气体黏度共线图得：

提馏段液相平均黏度

5、精馏塔工艺尺寸的计算
（1）塔径的计算
精馏段气液相体积流率

精馏段的气、液相体积流率

提馏段的气、液相体积流率

（2）塔板工艺尺寸计算
塔径 空塔气速
精馏段

取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值为；

由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

根据以上数据,由史密斯关联图查得

因物系表面张力为时的C:

取安全系数为0.7，则空塔气速

按标准塔径圆整
塔截面积为

精馏段
取板间距HT=0.45m,取上板液层高度hL=0.07m，则图中参数值

由，式中C由求取，其中由筛板塔汽液负荷因子曲线图查取，图横坐标为

根据以上数据,由史密斯关联图查得

因物系表面张力为时的C:

取安全系数为0.7，则空塔气速
7

按标准塔径圆整 。
塔截面积

塔的有效高度
Z精=（N精-1）*HT=9*0.45=4.05m
Z提=（Z提-1）*HT=11*0.45=4.95m
故精馏塔的有效高度为:Z=4.05+4.95=9m
(3)塔板主要工艺尺寸的计算
溢流装置计算
因塔径，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
堰长
取
溢流堰高度
由，选用平直堰，堰上液层高度由下式计算，即：
近似取E=1.02，则
取板上清液层高度
故
弓形降液管宽度和截面积：

由 ，查弓形降液管参数图得：

则：，
验算液体在降液管中停留时间，即

故降液管设计合理
降液管底隙的流速，则：

故降液管底隙高度设计合理
选用凹形受液盘，深度
塔板布置与浮阀数目及排列
塔板的分块，因，故塔板采用分块式；
查塔板块数表得塔极分为3块。
选用F1型重阀，阀孔直径d0=39mm，底边孔中心距t=75mm
精馏段计算
取阀孔动能因子F0=12
孔速
浮阀数
边缘区宽度确定
取，
开孔区面积计算。开孔区面积计算

其中

故
筛孔计算及其排列。浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距t=75mm=0.075m
估算其排间距h
h=
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积.故取t’=100mm=0.1m
按t=75mm，t’=0.1m，以等腰三角形叉排方式作图，排得阀数140个
按N=140重新核算孔速及阀孔动能因数

阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12范围内
塔板开孔率%
提馏段
堰长lw
取堰长lw=0.684×1.4=0.958
出口堰高hw
Lh=3600=3600×0.006=21.6/h
=
故采用平直堰：堰上高度
近似取E=1.028
∴
故：=0.07—0.023=0.047m
降液管的宽度wd与降液管的面积Af
由：查《化工设计手册》得：

故wd=0.013D=0.013×1.4=0.18m
Af=0.08At=0.08×0.785×1.4=0.12m
停留时间：
~5s）符合要求
降液管底隙高度h0

塔板布置及浮阀数目、浮阀排列
取阀孔动能因子：F0=12
孔速：
浮阀数：
取无效区宽度：wc=0.06m
安定区宽度：ws=0.07m
开孔区面积：

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排方式
取同一横排的孔心距a=75mm=0.075m则
估算排间距h=
考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块板的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此，排间距可采用0.065m按a=75mm,h=0.045m重新排列阀孔。实际孔数为：

阀孔动能因子变化不大，仍在9~12的合理范围内，故此阀孔实排数适用。
%
6、塔板流体力学校核
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 所以依式

计算液体表面张力所造成的阻力
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为

换算成单板压降(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 所以依式

计算液体表面张力所造成的阻力
由于采用浮阀塔板，克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为

换算成单板压降(设计允许值)
精馏段计算
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度
Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd
气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m
液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰
故 Hd=
板上液层高度，前已选定hl=0.07m
则Hd=0.081+0.07+0.00062=0.1520m
取φ=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.055m，则
φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.055）=0.25m
可见　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求
提馏段计算
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度
Hd≤φ(HT+hw) Hd=hp+hl+hd
气体通过塔板的压强降所相当的液体高度hp，前已算hp=0.081m
液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰
故 Hd=
板上液层高度，前已选定hl=0.07m
则Hd=0.081+0.07+0.00062=0.16m
取φ=0.5 又已选定HT=0.45m，hw=0.047m，则
φ(HT+hw)=0.5×（0.45+0.047）=0.25m
可见　Hd＜φ(HT+hw),符合防止淹塔的要求
液沫夹带
精馏段
液沫夹带按下式计算：
故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内
泛点率的计算时间可用式：
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处理，取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,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%，所以能满足的工艺的要求。
提馏段
液沫夹带按下式计算：
故在本设计中液沫夹带量在允许的范围内
泛点率的计算时间可用式：
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处理，取物性系数K值，K=1.0,取泛点负荷因数,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%，所以能满足的工艺的要求。
严重漏液校核
当阀孔的动能因数低于5时将会发生严重漏液，前面已计算，可见不会发生严重漏液。
7、塔板负荷性能图
（1）雾沫夹带线
精馏段
按泛点率=80%计

上式整理得：

0．027
0．031

1．51
1．41

提馏段
按泛点率=80%计

上式整理得：

0．025
0．030

1．51
1．41

（2）液泛线
精馏段
φ(HT+hw)=
由此确定液泛线方程：
φ(HT+hw)= + +（ 1+）【
化简整理得：

0．01
2.2

1．82
0

提馏段
φ(HT+hw)=
由此确定液泛线方程：
φ(HT+hw)= + +（ 1+）【
化简整理得：

0．01
2.1

1．87
0

（3）液相负荷上限线
精馏段 提馏段
求出上限线液体流量的值
以降液管内停留时间t=5s 则；
（4）漏液线：对于F1型重阀
精馏段：由可得：

提馏段：由可得：

(5)液相负荷下限线(精馏段 提馏段)
对于平直堰，取堰上液层高度=0.006作为最小液体负荷标准

将以上五条线标绘在同一Vs～Ls直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（Ls，Vs）标绘在图中，如P点所示，由原点O及P作操作线OP。操作线交严重漏液线①于点A，过量雾沫夹带线②于点B。由此可见，此塔板操作负荷上下限受严重漏液线①及过量雾沫夹带线②的控制。分别从图中A、B两点读得气相流量的下限Vmin及上限Vmax，可求得该塔的操作弹性。
精馏段操作弹性:K=
精馏段操作弹性: K=

8、设计结果一览表
序号
项目
符号
单位
计算结果
精馏段
提馏段
1
平均温度
tm
℃
87.98
101.88
2
平均压力
Pm
kpa
108.8
116.5
3
平均流量
气相
Vs
m3/s
1.14
1.1
4
液相
Ls
m3/s
0.003
0.006
5
实际塔板数
Np
块
10
12
6
塔的有效高度
Z
m
4.05
4.95
7
塔径
D
m
1.4
1.40
8
板间距
H
m
0.45
0.45
9
塔板溢流形式

单流型
单流型
10
空塔气速
u
m/s
0.91
0.71
11
溢流装置
溢流管形式

弓形
弓形
12
溢流堰长度
Lw
m
0.958
0.958
13
溢流堰高度
hw
m
0.055
0.047
14
板上液层高度
hL
m
0.07
0.07
16
安定区宽度
Ws
m
0.07
0.07
17
开孔区到塔壁距离
Wc
m
0.06
0.06
18
开孔区面积
Aa
m2
1.05
1.05
19
阀孔直径
d
m
0.039
0.039
20
浮阀数个
n
个
140
140
21
阀孔气速
u0
m/s
6.82
6.59
22
阀孔动能因数
F0

12
12
23
开孔率%

10.9
10.9
24
孔心距
t
m
0.075
0.075
25
排间距
t′
m
0.01
0.01
26
塔板压降
ΔP
kpa
0.6399
0.659
27
液体在降液管内的停留时间
t
s
18
9
28
底隙高度
ho
m
0.049
0.041
30
泛点率，%

44.7
48
31
液相负荷上限
Ls max
m3/s
0.0108
0.0108
32
液相负荷下限
Ls min
m3/s
0.000165
0.000165
33
气相负荷下限
Vs min
m3/s
0.487
0.469
34
操作弹性

4.5
4.5
9、辅助设备的选型
（1）冷凝器的选型
本设计冷凝器选用管壳式全凝器
原因：因本设计冷凝器与被冷凝气体走管间，对于蒸馏塔的冷凝器，一般选管壳式全凝器或空冷器，螺旋板式换热器，以便及时排出冷凝液。冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，起液膜减少，传热系数增大，利于节省面积，减少材料费用。
取进口（冷却水）温度为t1=25℃(夏季)；冷却水出口温度一般不超过40℃，否则易结垢，取出口温度t2=35℃。
（2）冷凝器的传热面积和冷却水的用量
塔顶温度tD=82.74℃ 冷凝水t1=25℃ t2=35℃ =80.1℃
则

由tD=82.74℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=1.14m3/S
塔顶被冷凝量
冷凝的热量
取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
冷凝水流量
(3)选用釜式再沸器
塔底温度tw=110.54℃ 用t0=133.3℃的蒸汽，釜液出口温度t1=110.6℃
则

由tw=110.54℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=1.1 m3/S 密度
则

取传热系数K=900W/m2k，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量

10、塔附件设计计算
接管
(1)进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。F=8838.4Kg/h , =800.4Kg/
则体积流量 管内流速
则管径
取进料管规格Φ57×3.5 则管内径d=50mm
进料管实际流速
(2)回流管
采用直管回流管，回流管的回流量
塔顶液相平均摩尔质量,平均密度 则液体流量：

取管内流速
则回流管直径
可取回流管规格Φ57×4.5 则管内直径d=48mm
回流管内实际流速
(3)塔顶蒸汽接管
塔顶蒸汽密度
塔顶汽相平均摩尔质量
则整齐体积流量
取管内蒸汽流速
则
可取回流管规格Φ325×12 则实际管径d=301mm
塔顶蒸汽接管实际流速
(4)釜液排出管
塔底w=57.27kmol/h 平均密度
平均摩尔质量
体积流量
取管内流速
则
可取回流管规格Φ45×3 则实际管径d=39mm
塔顶蒸汽接管实际流速
(5)塔釜进气管
V′=148.49 相平均摩尔质量
塔釜蒸汽密度
塔顶汽相平均摩尔质量
则塔釜蒸汽体积流量
取管内蒸汽流速
则
可取回流管规格Φ237×8 则实际管径d=257mm
塔顶蒸汽接管实际流速
(6)法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法