苯—甲苯二元物系浮阀精馏塔设计课程设计72832493.doc

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1、【精品文档】如有侵权，请联系网站删除，仅供学习与交流苯甲苯二元物系浮阀精馏塔设计课程设计72832493.精品文档.吉林化工学院化 工 原 理 课 程 设 计题目： 苯甲苯二元物系浮阀精馏塔设计化工原理课程设计任务书专业 化学工程与工艺 班级 化工1104班 设计人 李琦一、设计题目苯-甲苯二元物系浮阀精馏塔的设计二、设计条件：常压 （绝压）处理量：80 kmol/h进料组成0.45 馏出液组成0.98釜液组成0.03 （以上均为摩尔分率）加料热状况 q=0.97塔顶全凝器 泡点回流回流比 单板压降： 三、设计任务：1、 精馏塔的工艺设计，包括物料衡算、热量衡算、浮阀塔的设计计算。2、 绘制带

2、控制点的工艺流程图、精馏塔设备条件图（手绘A2）。3、 撰写精馏塔的设计说明书。目录摘 要 1绪 论 21.精馏塔概述 22.仪器的选用 3第一章 设 计 方 案 41.1 装置流程的确定 41.2 操作压力的选择 41.3 进料状况的选择 51.4 加热方式的选择 51.5 回流比的选择 5第二章 塔板的工艺的计算 62.1主要基础物性参数 62.2 精馏塔物料衡算 72.3 各段理论塔板数的计算 82.3.1相对挥发度的计算 82.3.2 最小回流比的计算 92.3.3 精馏塔气液相负荷 92.3.4 操作线方程的确定 102.3.5 精馏塔理论塔板的确定 102.3.6板效率的计算： 1

3、12.3.7 实际板数的计算及全塔效率的计算 12第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计 133.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 133.1.1操作压力计算 133.1.2液相平均表面张力计算 133.1.3 热量衡算 143.1.4 平均摩尔质量的计算 173.1.5平均密度计算 183.2塔体工艺尺寸的计算 203.2.1精馏塔塔径的计算 20 3.2.2精馏塔有效塔高的计算 213.3塔板工艺尺寸的计算 223.3.1溢流装置的设计 223.3.2浮阀布置设计 233.3.3浮阀板流体力学验算 253.4塔板负荷性能图 283.4.1液沫夹带线的绘制 283.4.2液泛线的绘制 293

4、.4.3漏液线的绘制 303.4.4液相负荷的下限线的绘制 303.4.5液相负荷的上限线的绘制 303.4.6小结 32第四章 辅助设备及选型 334.1 接管的计算与选择 334.1.1进料管的选择 334.1.2回流管的选择 334.1.3釜底出口管路的选择 344.1.4塔顶蒸汽管 344.1.5 加料蒸汽管的选择 354.1.6塔顶封头的设计 354.1.7裙座的计算 354.1.8 人孔的设计 354.1.9 法兰 36第五章 塔总体高度的计算 375.1塔的顶部空间高度 375.2塔的底部空间高度 375.3塔总体高度 37第六章 附属设备计算 386.1 冷凝器的选择 386.

5、2 再沸器的选择 386.3设计计算结果汇总 40结束语 41主要符号说明 42参考文献 43化工原理课程设计教师评分表 44教 师 评 语 45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0.45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51.61%，从而得到了塔的精馏段实际板数为16块，提馏段实际板数为15。实际加料位置在第17块板。

6、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1.2米等。且经过液泛线，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4.24，提馏段的操作弹性为3.88，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

7、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

8、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

9、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，无降液管，结构简单，造价低廉。2.仪器的选用浮阀精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的汽液传质设备。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。精馏框架简图第一章 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

10、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

11、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。

12、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

13、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。第二章 塔板的工艺的计算2.1

14、主要基础物性参数表21 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22 液相密度kg/m3温度8090100110120A815803.9792.5780.3768.9B810800.2790.3780.3770.0 表23 表面张力mN/m温度8090100110120A21.2720.0618.8517.6616.49B21.6920.5919.9418.4117.31表24 粘度LmPa温度8090100110120A0.3080.2790.2550.2330

15、.215B0.3110.2860.2640.2540.228 表25 汽化热kJ/kg温度8090100110120A394.1386.9379.3371.5363.2B379.9373.8367.6361.2354.62.2 精馏塔物料衡算加料量：F=80Kmol/h 原料组成:XF=0.45 塔顶组成：XD=0.98 塔底组成:XW=0.03 总物料衡算 D+W=80 轻组分(苯)物料衡算 800.45=0.98D+0.03W 联立两式可解得 D=35.37kmol/h W=44.63kmol/h平均相对分子质量:=78.110.45+92.141-0.45=85.83kmol =78.1

16、10.9892.14（1-0.98）=78.39kmol =78.110.03+92.141-0.03)=91.12kmol故质量流量：= D=35.3778.39h=2772.6543h =W=44.6391.72h=4093.4636h =F=8085.83h=6866.40h质量分率：= 同理可得： =0.0255 =0.40952.3 各段理论塔板数的计算2.3.1相对挥发度的计算表2-6 常压下苯-甲苯气液平衡组成与温度关系苯/%(mol分率)苯/%(mol分率)苯/%(mol分率)液相气相温度/液相气相温度/液相气相温度/00110.639.761.895.280.391.484.

17、48.821.2106.148.971.092.190.395.782.320.050.098.670.085.386.8100.0100.080.2利用表中数据由插值法可求得tF,tD,tW 对于塔顶，XD=0.98时，有： 得: tD =80.6同理：对于进料组成XF=0.45时，有： 得tF =91.4对于塔釜：XW=0.03，有： 得tW=108.79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：组分ABC苯(A)6.0231206.35220.24甲苯(B)6.0781343.9421

18、9.58即：苯-甲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= 2.3.2 最小回流比的计算最小回流比的确定：操作回流比：R=1.5Rmin=2.15 2.3.3 精馏塔气液相负荷精馏段： L=RD=2.1535.37=76.05kmol/hV=(R+1)D=(2.15+1)35.37=111.42kmol/h提馏段： 76.05+0.9980=155.25 kmol/h111.42+(0.99-1)80=110.62 kmol/h2.3.4 操作线方程的确定精馏段操作线方程为： 提馏段操作线方程为：2.3.5 精馏塔理论塔板的确定由于塔顶是全凝器所

19、以有由精馏段操作线方程y=0.68x+0.31 得y2=0.9575由平衡线方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） 2.3.6板效率的计算：对于进料，=93.12，由安托因方程可得：又， 精馏段平均温度：提馏段平均温度：用内插法求下苯，甲苯的粘度。=80.6 ，=93.12，=109.07=86.86 0.2909mPas=101.095 mPas 0.2629 mPas精馏段：液相组成 提馏段：液相组成 精馏段液相平均粘度：=+（1-）=0.2889 mPas 提馏段液相平均粘度：=+（1-）=0.26

20、04 mPas 2.3.7 实际板数的计算及全塔效率的计算塔板效率用奥康奈尔公式 计算，其中：-塔顶与塔底平均温度下的相对挥发度； -塔顶与塔底平均温度下的液相粘度，mPas。精馏段 : 已知，=0.2889 mPas所以：=0.5293，提馏段 : 已知， mPas所以： =0.5492，块故全塔所需实际塔板数：(包括再沸器)全塔效率： 实际进料位置为第16块板，实际塔板数N=31块。 第三章 精馏塔主要工艺尺寸的设计3.1精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.1.1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+160.7=11

21、2.525kPa，塔底压力 =101.325+310.7=123.025kPa精馏段平均操作压强 Pm=(101.325+112.525)/2=106.925kPa 提馏段平均操作压强 Pm=(112.525+123.025)/2=117.775kPa 全塔平均操作压力3.1.2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3-1 液体表面张力 1温度t ，8090100110120AmN/m21.2720.0618.8517.6616.49BmN/m21.6920.5919.9418.4117.31用内插法求下苯，甲苯的表面张力。=80.6 =93.12，= 109.07， 精馏

22、段液相平均表面张力: 提馏段液相平均表面张力：3.1.3 热量衡算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=80.6，=109.07，=93.12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

23、苯的汽化热。tD=80.6 =100.21 tW=109.07 =180.87=93.12 =120.94=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 （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）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3-2 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/(k

24、mol.K) 120.94 - 100.32 180.87 -热量kJ/h 900954.624 3438287.512 285994.463 880437.9189 3702765.273.1.4 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3.1.5平均密度计算气相平均密度计算表3-3 苯和甲苯的不同温度下密度1温度t ，8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度：。用内

25、插法求得苯，甲苯在,，温度下的密度。=80.6 =109.07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=111.42Kmol/h, L=76.05Kmol/h 可得： （2）提馏段的气液体积流率： 由提馏段的气液负荷：V=110.62Kmol/h L=155.25Kmol/h可得 ： 3.2塔体工艺尺寸的计算3.2.1精馏塔塔径的计算（1）精馏段塔径 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得 ，C20=0.078依式校正到物系张力为20.9194mN/

26、m时的C：取安全系数为0.70 = 0.70=1.30750.70=0.916m/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得 ，C20=0.072 依式校正到物系张力为20.9593mN/m时的C：取安全系数为0.70 = 0.70=1.11890.70=0.7832m/s 提馏段塔径D=按标准塔经圆整为D=1.2m提馏段塔截面积为At=实际空塔气速为U= 3.2.2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

27、） HT=(16-1) 0.40=6.0m（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=6+5.6+3*0.8=14m3.3塔板工艺尺寸的计算3.3.1溢流装置的设计由精馏段塔径D=1.2m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） 溢流堰长 =0.70D=0.701.2=0.84m（2） 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

28、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=0.06-0.0012=0.048m对于提馏段：出口堰高：h=0.06-0.021=0.039m（3） 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=0.1511.2=0.1812m Af=0.0941.131=0.1063m2（4） 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： 提馏段： 故降液管设计符合要求。（5） 降液管底隙高度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

29、，且选用凹形受液盘深度为50mm。3.3.2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，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

30、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 板分块因D=

31、1200mm800mm，故采用分块塔板，以便通过人孔装拆塔板。边缘安定区宽度的确定取WS =0.07m 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=1.2/20.05=0.55m x=D/2（Wd+WS）=1.2/2（0.1812+0.07）=0.349m则计算得浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 估算排列间距若考虑到塔直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排列间距不宜采用91mm，而应小些，故取，按t=75mm, 以等腰三角形叉排作图，排得浮

32、阀数120个。按N=120个重新核算孔速和阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913之内塔板开孔率=提馏段：取阀孔动能因子每层塔板上的浮阀数目浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距t=75mm 估算排列间距故取，按t=75mm, 以等腰三角形叉排作图，排得浮阀数122个。按N=122个重新核算孔速和阀孔动能因子 阀孔动能因子变化不大，仍在913之内塔板开孔率=3.3.3浮阀板流体力学验算（1）气相通过浮阀塔板的静压头降精馏段：干板阻力 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

33、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 提馏段：干板阻力 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=0.05+0.03=0.08m换算成单板压降 （二）淹塔防止淹塔现象发生，要求控制降液管中的清液层高度1.精馏段 单层气体通过塔板的压降相当于液柱， 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 板上液层高度：hL=0.06m,从而可知，

34、符合防止淹塔的要求。（2）提馏段： 单层气体通过塔板的压降相当于液柱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 板上液层高度：hL=0.06m从而可知，符合防止液泛的要求（三）雾沫夹带量计算精馏段：判断雾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。泛点率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,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数CF=0.129,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800mm,

35、故裙座壁厚取16mm。基础环内径： =(1200+216)-0.2103=1032mm 基础环外径： =(1200+216)+0.2103=1432mm 圆整：，；基础环厚度，考虑到腐蚀余量取16mm； 考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30.4.1.8 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，本塔开设三个人孔即可。在设置人孔处，每个人孔直径为450mm，板间距为600mm,人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。4.1.9

36、 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：DN150PN105HG20592-97第五章 塔总体高度的计算5.1塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，考虑到需要安装除沫器，所以塔顶部空间高度为1200mm。5.2塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，取釜液停留时间取5min。取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则：5.3塔总体高度第六章 附属设备计算6.1 冷凝器的选择有机蒸气冷凝器设计选用的总体传热系数一般范围为500-1500k