化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计decj.docx

内蒙古科技大学课程设计说明书资料前 言 化工原原理课程程设计是是培养学学生化工工设计能能力的重重要教学学环节，通通过课程程设计使使我们初初步掌握握化工设设计的基基础知识识、设计计原则及及方法；学会各各种手册册的使用用方法及及物理性性质、化化学性质质的查找找方法和和技巧；掌握各各种结果果的校核核，能画画出工艺艺流程、塔塔板结构构等图形形。在设设计过程程中不仅仅要考虑虑理论上上的可行行性，还还要考虑虑生产上上的安全全性、经经济合理理性。化工生产产常需进进行液体体混合物物的分离离以达到到提纯或或回收有有用组分分的目的的，精馏馏是利用用液体混混合物中中各组分分挥发度度的不同同并借助助于多次次部分汽汽化和部部分冷凝凝达到轻轻重组分分分离的的方法。塔塔设备一一般分为为阶跃接接触式和和连续接接触式两两大类。前前者的代代表是板板式塔，后后者的代代表则为为填料塔塔。筛板塔和和泡罩塔塔相比较较具有下下列特点点：生产产能力大大于100.5%，板效效率提高高产量115%左左右；而而压降可可降低330%左左右；另另外筛板板塔结构构简单，消消耗金属属少，塔塔板的造造价可减减少400%左右右；安装装容易，也也便于清清理检修修。本次次课程设设计为年年处理含含苯质量量分数336%的的苯-甲甲苯混合合液4万万吨的筛筛板精馏馏塔设计计，塔设设备是化化工、炼炼油生产产中最重重要的设设备之一一。它可可使气(或汽)液或液液液两相相之间进进行紧密密接触，达达到相际际传质及及传热的的目的。在设计过过程中应应考虑到到设计的的精馏塔塔具有较较大的生生产能力力满足工工艺要求求，另外外还要有有一定的的潜力。节节省能源源，综合合利用余余热。经经济合理理，冷却却水进出出口温度度的高低低，一方方面影响响到冷却却水用量量。另一一方面影影响到所所需传热热面积的的大小。即即对操作作费用和和设备费费用均有有影响，因因此设计计是否合合理的利利用热能能R等直接接关系到到生产过过程的经经济问题题。II目录第一章 绪论11.1 精馏条条件的确确定11.1.1 精精馏的加加热方式式11.1.2 精精馏的进进料状态态11.1.3 精精馏的操操作压力力11.2 确定设设计方案案11.2.1 工艺和和操作的的要求21.2.2 满足经经济上的的要求21.2.3 保证安安全生产产2第二章 设计计计算32.1 设计方方案的确确定32.2 精馏馏塔的物物料衡算算32.2.1 原原料液进进料量、塔塔顶、塔塔底摩尔尔分率32.2.2 原料液液及塔顶顶、塔底底产品的的平均摩摩尔质量量32.2.3 物物料衡算算32.3 塔板计计算42.3.1 理理论板数数NT的的求取42.3.2 全全塔效率率的计算算62.3.3 求求实际板板数72.3.4 有效塔塔高的计计算72.4 精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数据据的计算算82.4.1 操操作压力力的计算算82.4.2 操操作温度度的计算算82.4.3 平平均摩尔尔质量的的计算82.4.4 平平均密度度的计算算102.4.5 液液体平均均表面张张力的计计算112.4.6 液液体平均均黏度的的计算122.4.7 气气液负荷荷计算132.5 塔径的的计算132.6 塔板主主要工艺艺尺寸的的计算152.6.1 溢溢流装置置计算152.6.2 塔塔板布置置182.7 筛板的的流体力力学验算算塔板压压降192.7.1 精精馏段筛筛板的流流体力学学验算塔塔板压降降192.7.2 提提馏段筛筛板的流流体力学学验算塔塔板压降降212.8 塔板负负荷性能能图232.811 精馏馏段塔板板负荷性性能图232.822 提馏馏段塔板板负荷性性能图26第三章 设计结结果一览览表30第四章 板式塔塔结构314.1 塔顶空空间314.2 塔底空空间314.3 人孔314.4 塔高31第五章 致谢34参考文献献35III第一章 绪论1.1 精馏条条件的确确定本精馏方方案适用用于工业业生产中中苯-甲甲苯溶液液二元物物系中进进行苯的的提纯。精精馏塔苯苯塔的产产品要求求纯度很很高，而而且要求求塔顶、塔塔底产品品同时合合格，普普通的精精馏温度度控制远远远达不不到这个个要求。故故在实际际生产过过程控制制中只有有采用灵灵敏板控控制才能能达到要要求。故故苯塔采采用温差差控制。1.1.1 精馏馏的加热热方式蒸馏釜的的加热方方式通常常采用间间接蒸汽汽加热，设设置再沸沸器。有有时也可可采用直直接蒸汽汽加热。然然而，直直接蒸汽汽加热，由由于蒸汽汽的不断断通入，对对塔底溶溶液起了了稀释作作用，在在塔底易易挥发物物损失量量相同的的情况下下，塔底底残液中中易挥发发组分的的浓度应应较低，因因而塔板板数稍有有增加。采采用直接接蒸汽加加热时，加加热蒸汽汽的压力力要高于于釜中的的压力，以以便克服服蒸汽喷喷出小孔孔的阻力力及釜中中液柱静静压力。1.1.2 精精馏的进进料状态态 进料状态态直接影影响到进进料线（qq线）、操操作线和和平衡关关系的相相对位置置，对整整个塔的的热量衡衡算也有有很大的的影响。和和泡点进进料相比比：若采采用冷进进料，在在分离要要求一定定的条件件下所需需理论板板数少，不不需预热热器，但但塔釜热热负荷（一一般需采采用直接接蒸汽加加热）从从总热量量看基本本平衡，但但进料温温度波动动较大，操操作不易易控制；若采用用露点进进料，则则在分离离要求一一定的条条件下，所所需理论论板数多多，进料料前预热热器负荷荷大，能能耗大，同同时精馏馏段与提提馏段上上升蒸汽汽量变化化较大，操操作不易易控制，受受外界条条件影响响大。泡点进料料介于二二者之间间，最大大的优点点在于受受外界干干扰小，塔塔内精馏馏段、提提馏段上上升蒸汽汽量变化化较小，便便于设计计、制造造和操作作控制。故故此设计计采用泡泡点进料料。1.1.3 精馏馏的操作作压力精馏操作作在常压压下进行行，因为为苯沸点点低，适适合于在在常压下下操作而而不需要要进行减减压操作作或加压压操作。同同时苯物物系在高高温下不不易发生生分解、聚聚合等变变质反应应且为液液体（不不是混合合气体）。所所以，不不必要用用加压或或减压精精馏。另另一方面面，加压压或减压压精馏能能量消耗耗大，在在常压下下能操作作的物系系一般不不用加压压或减压压精馏。1.2 确定设设计方案案确定设计计方案总总的原则则是在可可能的条条件下，尽尽量采用用科学技技术上的的最新成成就，使使生产达达到技术术上最先先进、经经济上最最合理的的要求，符符合优质质、高产产、安全全、低消消耗的原原则。为为此，必必须具体体考虑如如下几点点：1.2.1 工艺和和操作的的要求所设计出出来的流流程和设设备，首首先必须须保证产产品达到到任务规规定的要要求，而而且质量量要稳定定，这就就要求各各流体流流量和压压头稳定定，入塔塔料液的的温度和和状态稳稳定，从从而需要要采取相相应的措措施。其其次所定定的设计计方案需需要有一一定的操操作弹性性，各处处流量应应能在一一定范围围内进行行调节，必必要时传传热量也也可进行行调整。因因此，在在必要的的位置上上要装置置调节阀阀门，在在管路中中安装备备用支线线。计算算传热面面积和选选取操作作指标时时，也应应考虑到到生产上上的可能能波动。再再其次，要要考虑必必需装置置的仪表表(如温温度计、压压强计，流流量计等等)及其其装置的的位置，以以便能通通过这些些仪表来来观测生生产过程程是否正正常，从从而帮助助找出不不正常的的原因，以以便采取取相应措措施。1.2.2 满足经经济上的的要求要节省热热能和电电能的消消耗，减减少设备备及基建建费用。如如前所述述在蒸馏馏过程中中如能适适当地利利用塔顶顶、塔底底的废热热，就能能节约很很多生蒸蒸汽和冷冷却水，也也能减少少电能消消耗。又又如冷却却水出口口温度的的高低，一一方面影影响到冷冷却水用用量，另另方面也也影响到到所需传传热面积积的大小小，即对对操作费费和设备备费都有有影响。同同样，回回流比的的大小对对操作费费和设备备费也有有很大影影响。1.2.3 保证安安全生产产例如苯属属有毒物物料，不不能让其其蒸汽弥弥漫车间间。又如如，塔是是指定在在常压下下操作的的，塔内内压力过过大或塔塔骤冷而而产生真真空，都都会使塔塔受到破破坏，因因而需要要安全装装置。以上三项项原则在在生产中中都是同同样重要要的。但但在化工工原理课课程设计计中，对对第一个个原则应应作较多多的考虑虑，对第第二个原原则只作作定性的的考虑，而而对第三三个原则则只要求求作一般般的考虑虑。第二章 设计计计算2.1 设计方方案的确确定本设计采采用连续续精馏流流程，饱饱和液体体进料。塔塔顶上升升蒸汽采采用全凝凝器冷凝凝，冷凝凝液在泡泡点下一一部分回回流至塔塔内，其其余部分分经产品品冷却器器冷却后后送至储储罐。该该物系属属于易分分离物系系，最小小回流比比比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的22倍。塔塔釜采用用饱和蒸蒸汽间接接加热，塔塔底产品品冷却后后送至储储罐。2.2 精馏馏塔的物物料衡算算2.2.1 原料液液进料量量、塔顶顶、塔底底摩尔分分率 （生产产能力）进进料量：F=8850000t/年 苯苯的摩尔尔质量 MA=788.111Kg/moll 甲甲苯的摩摩尔质量量 MB=922.133Kg/moll 2.2.2 原料液液及塔顶顶、塔底底产品的的平均摩摩尔质量量 2.2.3 物料衡衡算 原料处处理量 总物料料衡算 F=D+WW=1337kmmol/h 苯物料料衡算 联立解得得： DD=599.433Kmool/hh W=77.57KKmoll/h2.3 塔板计计算2.3.1 理论板板数NTT的求取取(1) 相对挥发发度的求求取查 温度度-组成成 图得得td=800 tw=92.6（由由表2）当取tdd=800时 当取 ttd=922.6时 ， (2)最最小回流流比的求求取由于是饱饱和液体体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流流比为对于平衡衡曲线不不正常情情况下，取取回流比比R=(1.11-2)Rmiin R=1.55Rmiin=22.166（3） 精馏塔的的气、液液相负荷荷 (4)操操作线方方程精馏段操操作线方方程 提馏段操操作线方方程 (5)逐逐板法求求理论板板数计算算过程如如下相平衡方方程 即 变形得： 精馏段操操作线方方程 提馏段操操作线方方程 用精馏段段操作线线和相平平衡方程程进行逐逐板计算算： 故精馏段段理论板板数n=7用提馏段段操作线线和相平平衡方程程继续逐逐板计算算： 故提馏段段理论板板数n=8（不不包括再再沸器）2.3.2 全塔效效率的计计算由 tdd=800 tw=92.6计算出 tm=93.5 根据表表6分别别查得苯苯、甲苯苯在平均均温度下下的粘度度内差法计计算出 ，平均粘度度由公式式，得根据奥康康奈尔（OOcoonneell）公公式计算算全塔效效率 2.3.3 求实际际板数精馏段实实际板层层数提馏段实实际板层层数全塔共有有塔板228块，进进料板在在第144块板。2.3.4 有效塔塔高的计计算精馏段有有效塔高高提馏段有有效塔高高在精馏段段和提馏馏段各设设人孔一一个，高高度为6600mmm,故有效塔塔高2.4 精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数据据的计算算2.4.1 操作压压力的计计算塔顶操作作压力PP1001.33 kPPa每层塔板板压降 P0.77 kPPa进料板压压力1101.3+00.7××131100.4kkPa塔底操作作压力=1011.3+0.77×1551111.88kPaa精馏段平平均压力力（1101.3+1110.4）/21105.85 kPaa提馏段平平均压力力=（1110.4+1111.8）/2 =1111.1kkPa2.4.2 操作温温度的计计算80 精馏段平平均温度度=（ 80+92.6）/2 = 866.3提馏段平平均温度度=（992.66+1007）/2 =99.82.4.3 平均摩摩尔质量量的计算算塔顶平均均摩尔质质量计算算 由由,得x1=0.9959进料板平平均摩尔尔质量计计算 由上面理理论板的的算法，得得0.6544， 0.43塔底平均均摩尔质质量计算算由 =00.011,由相相平衡方方程，得得=0.0266 精馏段段平均摩摩尔质量量 提馏段平平均摩尔尔质量2.4.4 平均密密度的计计算气相平平均密度度计算 由理理想气体体状态方方程计算算，精馏馏段的平平均气相相密度即即 提馏段的的平均气气相密度度液相平平均密度度计算 液相相平均密密度依下下式计算算，即 由tD80，查手手册得 塔顶液相相的质量量分率 求得 得 由由tf922.066，查查共线图图得 塔顶液相相的质量量分率 求得得 得 c.塔底底液相平平均密度度的计算算 由由tw1007， 塔顶液相相的质量量分率 得 精馏段液液相平均均密度为为 提馏段液液相平均均密度为为2.4.5 液体平平均表面面张力的的计算由公式：a.塔顶顶液相平平均表面面张力的的计算 由 tD800，查查手册 b.进料料板液相相平均表表面张力力的计算算 由由tF922.066，查查共线图图得 c.塔底底液相平平均表面面张力的的计算 由ttw1007，查查共线图图得 精馏段液液相平均均表面张张力为 提提馏段液液相平均均表面张张力为2.4.6 液体平平均黏度度的计算算由公式：及查手手册得塔顶液相相平均黏黏度的计计算由 tDD800，查查共线图图得 a. 进料板液液相平均均黏度的的计算由tF92.06，查共共线图得得 b. 塔底液相相平均黏黏度的计计算由tw1077，查查共线图图得 精馏段液液相平均均黏度为为 提馏段段液相平平均黏度度为2.4.7 气液负负荷计算算精馏段：提馏段： 2.5 塔径的的计算塔板间距距HT的选定定很重要要，它与与塔高、塔塔径、物物系性质质、分离离效率、塔塔的操作作弹性，以以及塔的的安装、检检修等都都有关。可可参照下下表所示示经验关关系选取取。 表2.11 板间间距与塔塔径关系系塔径DTT，m0.30.550.50.880.81.661.62.442.44.00板间距HHT，mmm20030002503500300450035060004006000对精馏段段：初选板间间距，取取板上液液层高度度， ；查史密斯斯关联图图 得CC20=00.0770；依依式校正物系系表面张张力为可取安全全系数为为0.77，则（安安全系数数0.660.8）， 按标准塔塔径圆整整为1.6m,则空塔塔气速00.733m/ss。对提馏段段：初选板间间距，取取板上液液层高度度，故；查史密斯斯关联图图 得CC20=00.0665；依依式校正物系系表面张张力为可取安全全系数为为0.77，则（安安全系数数0.660.88），故故 按标准,塔径圆圆整为22.0mm,则空空塔气速速0.446m/s。将精馏段段和提溜溜段相比比较可以以知道二二者的塔塔径不一一致，根根据塔径径的选择择规定，对对于相差差不大的的二塔径径取二者者中较大大的，因因此在设设计塔的的时候塔塔径取22m。2.6 塔板主主要工艺艺尺寸的的计算2.6.1 溢流装装置计算算 精馏段 因塔径径D22m，可可选用单单溢流弓弓形降液液管，采采用平行行受液盘盘。对精精馏段各各项计算算如下：a)溢溢流堰长长：单溢溢流区=（0.600.8）DD，取堰堰长为=0.660D=0.660×22.0=1.22mb)出口口堰高： ， 查液流收收缩系数数计算图图可以 图2.11液流收收缩系数数计算图图查得E=1.004,则则故 c)降液液管的宽宽度与降降液管的的面积：由查弓形形降液管管的宽度度与面积积图图2.22弓形降降液管的的宽度与与面积， 利用计算算液体在在降液管管中停留留时间以以检验降降液管面面积，即（大于于5s，符符合要求求）d)降液液管底隙隙高度：取液体通通过降液液管底隙隙的流速速（0.07-00.255m/ss）依式满足条件件，故降降液管底底隙高度度设计合合理e)受液液盘采用平行行形受液液盘，不不设进堰堰口，深深度为660mmm提馏段 因因塔径DD2mm，可选选用单溢溢流弓形形降液管管，采用用平行受受液盘。对对精馏段段各项计计算如下下： aa)溢流流堰长：单溢流流区lWW=（00.60.88）D，取取堰长为为0.660D=0.660×22.0=1.22m b)出出口堰高高： ， 查液流流收缩系系数计算算图可以以得到液液流收缩缩系数EE。 查得EE=1.04,则故 c)降液液管的宽宽度与降降液管的的面积：由查弓形降降液管的的宽度与与面积图图可得， ， 利用计算算液体在在降液管管中停留留时间以以检验降降液管面面积，d)降液液管底隙隙高度：取液体通通过降液液管底隙隙的流速速（0.07-00.255m/ss）满足条件件，故降降液管底底隙高度度设计合合理e)受液液盘采用平行行形受液液盘，不不设进堰堰口，深深度为660mmm2.6.2 塔板布布置 a)塔板板的分块块 因因D112000mm，故故塔板采采用分块块式。塔塔极分为为4块。对对精馏段段：取边缘区区宽度由于小塔塔边缘区区宽度取取3050mmm所以以这里取取安定区宽宽度由于D=1.22m<11.5mm故 b)开孔孔区面积积计算开孔孔区面积积， 筛孔数与与开孔率率：本例所处处理是物物系无腐腐蚀性，可可选用碳碳钢板，取取筛板直直径，筛筛孔按正正三角形形排列取取孔中心心距t为为则每层板板上的开开孔面积积为 气体通过过筛孔的的气速为为：2.7 筛板的的流体力力学验算算塔板压压降2.7.1 精馏段段筛板的的流体力力学验算算塔板压压降(1) 干板阻阻力计算算。干板板阻力由由下式计计算： 由，查查筛板塔塔汽液负负荷因子子曲线图图图2.33得液柱(2) 气体通通过液层层的阻力力计算。气体通过过液层的的阻力由由下式计计算，即即 查充气系系数关联联图得。故。(3) 液体表表面张力力的阻力力计算。液体表面面张力所所产生的的阻力由由下式计计算，即即：气体通过过每层塔塔板的液液柱高度度按下式式计算：气体通过过每层塔塔板的压压降为：(2) 液面落落差对于筛板板塔，液液面落差差很小，且且本设计计的塔径径和液流流量均不不大，故故可忽略略液面落落差的影影响。(3) 溢流液液泛为防止塔塔内发生生液泛，降降液管内内液层高高应服从从下式所所表示的的关系，即即： 塔板不设设进口堰堰 则苯甲苯苯物系属属一般物物系，取取，则：所以设计计中不会会发生液液泛现象象(4) 雾沫夹夹带雾沫夹带带按下式式计算：故液沫夹夹带量在在允许的的范围内内。(5) 漏液对筛板塔塔，漏液液点气速速可由以以下公式式计算：稳定系数数为故在本设设计中无无明显漏漏液。2.7.2 提馏段段筛板的的流体力力学验算算塔板压压降(1)干干板阻力力计算。干干板阻力力由下式式计算：，查筛板板塔汽液液负荷因因子曲线线图得(2) 气体通过过液层的的阻力计计算。 查充气气系数关关联图得得。 故。(3) 液体表面面张力的的阻力计计算。 液体表表面张力力所产生生的阻力力由下式式计算，即即： 气体通过过每层塔塔板的液液柱高度度按下式式计算： 气体通过过每层塔塔板的压压降为： (2) 液面落落差对于筛板板塔，液液面落差差很小，且且本设计计的塔径径和液流流量均不不大，故故可忽略略液面落落差的影影响。(3) 溢流液液泛为防止塔塔内发生生液泛，降降液管内内液层高高应服从从下式所所表示的的关系，即即：塔板不设设进口堰堰 则苯甲苯苯物系属属一般物物系，取取，则：所以设计计中不会会发生液液泛现象象(4) 雾沫夹夹带雾沫夹带带按下式式计算：故液沫夹夹带量在在允许的的范围内内。(5) 漏液对筛板塔塔，漏液液点气速速可由以以下公式式计算：稳定系数数为故在本设设计中无无明显漏漏液。2.8 塔板负负荷性能能图2.811 精馏馏段塔板板负荷性性能图(1)漏漏液线, ， 得：整理得：在操作范范围内，任任取几个个值，依依上式计计算出值值，计算算结果列列于下表表表2.22 漏液液线计算算结果 0.0003 0.0004 0.0055 0.0006 0.01 1.222 1.224 1.2544 1.27 11.322由上表数数据即可可作出漏漏液线11(2)雾雾沫夹带带线为限，：在操作范范围内，任任取几个个值，依依上式计计算出值值，计算算结果列列于下表表表2.33 雾沫沫夹带线线计算结结果 00.0003 0.0044 0.0005 0.0006 0.001 44.0001 33.899 3.79 3.6696 3.3361由上表数数据即可可作出液液沫夹带带线2(3)液液相负荷荷下限线线对于平直直堰，取取堰上液液层高度度作为最最小液体体负荷标标准:据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷下限线线3(4)液液相负荷荷上限线线以作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限 据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷上限线线4。(5)液液泛线由E=11.044,.得得：，代入整理得：在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算出Vss值，计计算结果果列于表表2.4。 表2.4Ls /(m33/s) 0.0003 00.0004 0.0055 0.0006 0.011Vs /(m33/s)9.744 99.466 9.113 8.8817.188 图2.4 精精馏段负负荷性能能图2.822 提馏段段塔板负负荷性能能图(1)漏漏液线, ， 整理得：在操作范范围内，任任取几个个值，依依上式计计算出值值，计算算结果列列于下表2.55 漏液液线计算算结果 0.0003 0.0004 00.0005 0.0066 0.01 0.992 0.992 0.993 00.944 00.800 由上表表数据即即可作出出漏液线线1(2)雾雾沫夹带带线以，求：在操作范范围内，任任取几个个值，依依上式计计算出值值，计算算结果列列于下表表表2.66 液沫沫夹带线线计算结结果 00.0003 0.0044 0.0005 0.0066 0.001 33.6226 3.5277 3.4436 3.3577 3.04 由上表表数据即即可作出出液沫夹夹带线22(3)液液相负荷荷下限线线对于平直直堰，取取堰上液液层高度度作为最最小液体体负荷标标准:据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷下限线线3(4)液液相负荷荷上限线线以作为液液体在降降液管中中停留时时间的下下限 据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷上限线线4。(5)液液泛线由E=11.044,=11.2得得：，代入整理得： 在操作作范围内内，任取取几个LLs值，依依上式计计算出VVs值，计计算结果果列于表表 表22.7 LLs/(m³/s) 0.00030.00040.00050.00060.011 VVs /(m³³/s)12.4412.22812.11712.00611.666第三章 设计结果果一览表表项目符号单位计算数据据精馏段提留段各段平均均压强PmkPa105.85111.1各段平均均温度tm86.3399.88平均流量量气相VSm3/ss 1.4471.466液相LSm3/ss0.03360.0886实际塔板板数N块78板间距HTm0.4000.400塔的有效效高度Zm4.85.6塔径Dm22空塔气速速um/s0.7330.466塔板液流流形式单流型单流型溢流管型型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰高hwm0.04460.044溢流堰宽宽度Wdm0.19980.1998管底与受受业盘距距离hom0.033750.099板上清液液层高度度hLm0.0660.066孔径domm5.05.0孔间距tmm2020孔数n个7219972199开孔面积积m20.14420.1442筛孔气速速uom/s10.33510.335塔板压降降hPkPa0.52250.5440液体在降降液管中中停留时时间s5.2665.266降液管内内清液层层高度Hdm0.12270.133雾沫夹带带kg液/kg气气0.00073220.0006577负荷上限限雾沫夹带带控制雾沫夹带带控制负荷下限限漏液控制制漏液控制制第四章 板式塔塔结构板式塔内内部装有有塔板、降降液管、各各物流的的进出口口管及人人孔（手手孔）、基基座、除除沫器等等附属装装置。除除一般塔塔板按设设计板间间距安装装外，其其他处根根据需要要决定其其间距。4.1 塔顶空空间塔顶空间间指塔内内最上层层塔板与与塔顶的的间距。为为利于出出塔气体体夹带的的液滴沉沉降，此此段远高高于板间间距（甚甚至高出出一倍以以上），本本塔塔顶顶空间取取4.2 塔底空空间塔底空间间指塔内内最下层层塔底间间距。其其值由如如下两个个因素决决定。塔底驻驻液空间间依贮存存液量停停留35miin或更更长时间间（易结结焦物料料可缩短短停留时时间）而而定。塔底液液面至最最下层塔塔板之间间要有112mm的间距距，大塔塔可大于于此值。本本塔取4.3 人孔一般每隔隔688层塔板板设一人人孔。设设人孔处处的板间间距等于于或大于于6000mm，人人孔直径径一般为为45005000mmm，其伸伸出塔体体得筒体体长为22002500mm，人人孔中心心距操作作平台约约800012200mmm。本本塔设计计每7块块板设一一个人孔孔，共两两个，即即4.4 塔高 故全塔高高为144.5mm，另外外由于使使用的是是虹吸式式再沸器器，可以以在较低低位置安安置，所所以裙座座取了较较小的11.5mm。主要基础础数据表1 苯和甲甲苯的物物理性质质项目分子式分子量MM沸点（）临界温度度tC（）临界压强强PC（kPPa）苯AC6H6678.11180.11288.568333.4甲苯BC6H55CHH392.113110.6318.5741077.7表2 苯和甲甲苯的饱饱和蒸汽汽压温度80.11859095100105105,kPaa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240kPa40.0046.0054.0063.3374.3386.00101、333表3 常温下下苯甲苯气气液平衡衡数据（2：例11附表表2）温度80.11859095100105液相中苯苯的摩尔尔分率1.00000.78800.58810.41120.25580.1330汽相中苯苯的摩尔尔分率1.00000.90000.77770.63300.45560.2662表4 纯组分分的表面面张力(1：附录录图7)温度8090100110120苯 甲苯 221.227 221.66920.00620.55918.88519.99417.66618.44116.44917.331表5 组分的的液相密密度(1：附录图图8)温度()8090100110120苯,kgg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kkg/810800.2790.3780.3770表6 液体粘粘度µ（11：）温度(