-化工原理课程设计(苯-氯苯分离精馏塔——浮阀塔设计)初稿(1).doc

荆楚理工学院化工原理课程设计

荆楚理工学院
课程设计成果

学院:_ 荆楚理工学院___________班 级:
学生姓名: 学 号:
设计地点（单位） 荆楚理工学院_____________
设计题目: 苯—氯苯混合液的板式精馏塔的设计
完成日期：2013 年 12 月 6 日

指导教师评语: ______________ _________________________
_________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________________ __________ _

成绩(五级记分制):_____ _ __________
教师签名:__________ _______________

化工原理课程设计任务书
设计题目：苯—氯苯混合液的板式精馏塔的设计
学生姓名

课程名称
化工原理课程设计
专业班级

地 点
学生平时上课对应的教室
起止时间

设计内容及要求
一、设计内容
（一）工艺设计
1、选择工艺流程
2、精馏塔工艺计算
（1）物料衡算确定各物料流量和组成；
（2）经济核算确定适宜的回流比；
（3）精馏塔实际塔板数。
（二）精馏塔设备设计
1、塔和塔板主要工艺结构的设计计算；
2、塔内流体力学性能的设计计算；
3、绘制塔板负荷性能图。画出精馏段和提馏段某块的负荷性能图；
说明：负责精馏段、负责提馏段
4、附属设备设计和选用；
说明：负责冷凝器的设计、负责再沸器的设计；其他附属设备共同完成。
5、绘制带控制点的工艺流程图、精馏塔的工艺条件图；
说明：负责绘制带控制点的工艺流程图；负责绘制精馏塔的工艺条件图。
（三）编写设计说明书（
1、目录
2、设计题目
3、流程示意图
4、流程和方案的说明及论证
5、设计结果概要（主要设备尺寸，各种物料量和操作状态，能耗指标，设计时规定的主要操作参数及附属设备的规格型号及数量）
6、设计计算与说明
7、对设计的评述及有关问题的分析讨论
8、参考文献目录
二、设计要求
1、写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源；
2、每项设计结束后，列出计算结果明细表；
3、对图、表分别按顺序编号；
4、选用的物性数据、引用的经验公式及图表应注明来历，符号和单位要统一；
5、按规定的时间进行设计，并按时完成任务.

设计
参数
1、生产能力：年处理量1万吨（开工率300天/年）
2、原 料：苯的含量为45%（质量分数，下同）
进料热状况由设计者自选
3、分离要求：塔顶馏出液中苯含量不低于99%
塔底釜液中苯含量不高于2%
4、操作压力：常压101.325Kpa操作
塔顶表压4Kpa
单板压降≤0.7Kpa
5、回流比： R=(1.1～2.0)Rmin ，由设计者自选
6、塔顶采用全凝器，泡点回流
7、塔釜采用间接水蒸气加热
8、全塔效率为0.6
9、公用工程自选
进度
要求
1、资料查阅、收集和整理、设计方案确定及设计计算参数的获取 （2天）
2、工艺计算与设备主要工艺结构计算 （5天）
3、绘制设计图纸及编写设计说明书 （4天）
4、课程设计资料装订及答辩 （1天）
参考资料
1、马江权，冷一欣.化工原理课程设计（第二版）【M】.北京.中国石化出版社.2011年
2、谭天恩等.化工原理（上、下）（第四版）【M】.北京..化学工业出版社.2012年。
3、化工设计手册（见图书馆书库）

其它

说明
1.本表应在每次实施前一周由负责教师填写二份，教研室审批后交学院院备案，一份由负责教师留用。2.若填写内容较多可另纸附后。3.一题多名学生共用的，在设计内容、参数、要求等方面应有所区别。
教研室主任： 指导教师：
2013年11月
51

目 录
绪论 1
1．设计方案的思考 1
2.设计方案的特点 1
3．工艺流程的确定 1
一．设备工艺条件的计算 1
1.1．设计方案的确定及工艺流程的说明 2
1.2．全塔的物料衡算 2
1.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 2
1.2.2 平均摩尔质量 3
1.2.3 料液及塔顶 3
底产品的摩尔流率 3
1.3．塔板数的确定 3
1.3.1理论塔板数的求取 3
1.3.2 确定操作的回流比R 4
1.3.3求理论塔板数 5
1.3.4 实际塔板数（近似取两段效率相同） 7
1.4．操作工艺条件及相关物性数据的计算 8
1.4.1平均压强 8
1.4.2 平均温度 8
1.4.3平均分子量 8
1.4.4平均密度 9
1.4.4.1 液相平均密度 9
1.4.4.2汽相平均密度 10
1.4.5 液体的平均表面张力 10
1.4.6 液体的平均粘度 12
1.4.6.1 塔顶液相平均粘度 12
1.4.6.2 进料板液相平均粘度 12
1.4.6.3 塔底液相平均粘度 13
1.4.7 气液相体积流量 13
1.5 主要设备工艺尺寸设计 14
1.5.1 塔径 14
1.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 15
1.6.1 溢流装置 15
1.6.1.1 溢流堰长（出口堰长） 16
1.6.1.2出口堰高 16
1.6.1.3 降液管的宽度和降液管的面积 17
1.6.1.4 降液管的底隙高度 18
1.6.2 塔板布置 19
1.6.2.1 塔板的分块 19
1.6.2.2 边缘区宽度确定 19
1.6.2.3 开孔区面积计算 19
1.6.2.4 浮阀数计算及其排列 20
二 塔板的流体力学计算 22
2.1 塔板压降 22
2.2 液泛计算 24
2.3雾沫夹带的计算 25
2.4塔板负荷性能图 27
2.4.1 雾沫夹带上限线 27
2.4.2 液泛线 28
2.4.3 液相负荷上限线 30
2.4.4 气体负荷下限线（漏液线） 30
2.4.5 液相负荷下限线 31
三 板式塔的结构与附属设备 32
3.1 塔顶空间 33
3.2 塔底空间 33
3.3 人孔数目 33
3.4 塔高 33
3.5接管 34
3.5.1 进料管 34
3.5.2 回流管 35
3.5.3 塔顶蒸汽接管 35
3.5.4 釜液排出管 36
3.5.5 塔釜进气管 36
3.6法兰 37
3.7 筒体与封头 37
3.7.1 筒体 37
3.7.2 封头 37
3.7.3 裙座 38
3.7.4 除沫器 38
3.8 附属设备设计 39
3.8.1 泵的计算及选型 39
3.8.2 冷凝器设计 40
3.8.2.1 设计任务和条件 40
3.8.3 再沸器 45
3.8.4 预热器 46
3.8.5 塔顶冷却器 47
3.8.6 塔底冷却器 48
四 计算结果总汇 50
五 结束语 51
六 符号说明： 52
附录1浮阀精馏塔工艺条件图 53
附录2带控制点工艺流程图 53
参考文献： 53

绪论
1．设计方案的思考
通体由不锈钢制造，塔节规格Φ25～100mm、高度0.5～1.5m，每段塔节可设置1～2个进料口/测温口，亦可结合客户具体要求进行设计制造各种非标产品。整个精馏塔包括：塔釜、塔节、进料罐、进料预热器、塔釜液储罐、塔顶冷凝器、回流比控制器、产品储罐等。塔压降由变送器测量，塔釜上升蒸汽量可通过采用釜液温度或灵敏板进行控制，塔压可采用稳压阀控制，并可装载自动安全阀。为使塔身保持绝热操作，采用现代化仪表控制温度条件，并可在室温～300℃范围内任意设定。同时，为了满足用户的科研需要，每一段塔节内的温度、塔釜液相温度、塔顶气相温度、进料温度、回流温度、塔顶压力、塔釜压力、塔釜液位、进料量等参数均可以数字显示。
2.设计方案的特点
浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。浮阀塔应用广泛，对液体负荷变化敏感，不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料，浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到，便于设计和对比，而且更可靠。浮阀塔更适合，塔径不是很大，易气泡物系，腐蚀性物系，而且适合真空操作。
3．工艺流程的确定
原料液由泵从原料储罐中引出，在预热器中预热后送入连续板式精馏塔F1型浮阀塔），塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液，其余作为产品经冷却至后送至产品槽；塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气相流，塔釜残液送至废热锅炉。

一．设备工艺条件的计算
1.1．设计方案的确定及工艺流程的说明
本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料（q=1），将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
由此，可以初步确定工艺流程的简图：

图1-1 苯—氯苯分离的工艺流程简图
1.2．全塔的物料衡算
1.2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率
苯和氯苯的相对摩尔质量分别为78.11 kg/kmol和112.61kg/kmol。

1.2.2 平均摩尔质量

1.2.3 料液及塔顶
底产品的摩尔流率
依题给条件：一年以300天，一天以24小时计，
,
全塔物料衡算：

总物料衡算
苯物料衡算
联立解得 ，
1.3．塔板数的确定
1.3.1理论塔板数的求取
苯-氯苯物系属于理想物系，可采用梯级图解法（M·T法）求取，步骤如下：
1.根据苯-氯苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取
依据，，将所得计算结果列表如下：
表1-1 苯—氯苯在不同状态下的相平衡数值
温度/℃
80
90
100
110
120
130
140

苯
760
1025
1350
1760
2250
2840
2900
氯苯
148
205
293
400
543
719
760
两相摩尔分率
x
1
0.677
0.442
0.265
0.127
0.019
0
y
1
0.913
0.785
0.614
0.376
0.071
0
本题中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），而表中所给为常压下的相平衡数据，因为操作压力偏离常压很小，所以其对平衡关系的影响完全可以忽略。
1.3.2 确定操作的回流比R
将表1-1中数据作图得曲线
图1-2 苯—氯苯混合液的x—y相图
在图上，因，查得，而，。故有：

考虑到精馏段操作线离平衡线较近，故取实际操作的回流比为最小回流比的2倍，即：
求精馏塔的汽、液相负荷

1.3.3求理论塔板数
精馏段操作线：
提馏段操作线：
提馏段操作线为过和两点的直线。
采用图解法求理论板层数,在x-y图上作平衡曲线和对角线，并依上述方法作精馏段操作线和提镏段。用autoCAD作图，即为下图：

图1-3 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解

按上法图解得到：
总理论板层数 块（不包括再沸器）
加料板位置
用Aspen plus 模拟时：
设回流比R=2Rmin ，如图1-4

图1-4 用Aspen plus模拟取回流比
则有图1-5：

图1-5 用Aspen plus模拟理论板数结果显示
可以看出模拟的结果和用AutoCAD画图所得的结果基本相符

1.3.4 实际塔板数（近似取两段效率相同）
精馏段：块，取块
提馏段：块，取块
总塔板数块
1.4．操作工艺条件及相关物性数据的计算
1.4.1平均压强
取每层塔板压降为0.7kPa计算。
塔顶：
加料板：
塔底：
精馏段平均压强
提镏段平均压强
1.4.2 平均温度
利用表3-1数据，由拉格朗日差值法可得
塔顶温度 ，
加料板 ，
塔底温度 ，
精馏段平均温度 ℃
提镏段平均温度
1.4.3平均分子量
塔顶：
液相组成：
气相组成：
所以，
加料版：
液相组成：
气相组成：
所以，

塔底：
液相组成:
气相组成:

1.4.4平均密度
1.4.4.1 液相平均密度
表1-2 组分的液相密度（kg/m3）
温度，（℃）
80
90
100
110
120
130
140

苯
817
805
793
782
770
757
745
氯苯
1039
1028
1018
1008
997
985
975

纯组分在任何温度下的密度可由下式计算
苯 ：
氯苯 ：
式中的t为温度，℃
塔顶：

进料板：

塔底：

精馏段：
提镏段：
1.4.4.2汽相平均密度
精馏段：
提镏段：
1.4.5 液体的平均表面张力
表1-3 组分的表面张力σ

温度
80
85
110
115
120
131
σA
苯
21.2
20.6
17.3
16.8
16.3
15.3
σB
氯苯
26.1
25.7
22.7
22.2
21.6
20.4

液体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: ，用内插法得
，
,

进料板液相平均表面张力的计算：由，用内插法得
，
,

塔底液相平均表面张力的计算
由，用内插法得
，
,

精馏段液相平均表面张力为

提镏段液相平均表面张力为

1.4.6 液体的平均粘度
表1-4 不同温度下苯—氯苯的粘度
温度t，℃
60
80
100
120
140
苯mPas
0.381
0.308
0.255
0.215
0.184
氯苯mPas
0.515
0.428
0.363
0.313
0.274

液相平均粘度可用 表示
1.4.6.1 塔顶液相平均粘度
，
，
，
1.4.6.2 进料板液相平均粘度
，
，
，
1.4.6.3 塔底液相平均粘度
，
，
,
1.4.7 气液相体积流量
精馏段：
汽相体积流量
汽相体积流量
液相体积流量
液相体积流量
提镏段：
汽相体积流量
汽相体积流量
液相体积流量
液相体积流量
1.5 主要设备工艺尺寸设计
1.5.1 塔径
精馏段：
初选塔板间距及板上液层高度，则：

按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

查Smith通用关联图得
负荷因子
泛点气速：
m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
精馏段的塔径
按标准塔径圆整取
提镏段：
初选塔板间距及板上液层高度，则：

按Smith法求取允许的空塔气速（即泛点气速）

查Smith通用关联图得
图1-6 Smith通用关联图
负荷因子
泛点气速：
m/s
取安全系数为0.7，则空塔气速为
精馏段的塔径
按标准塔径圆整取
1.6 塔板工艺结构尺寸的设计与计算
1.6.1 溢流装置
因塔径为0.6m，所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘，且不设进口内堰。
1.6.1.1 溢流堰长（出口堰长）
取
精馏段堰上溢流强度:
,满足强度要求。
提镏段堰上溢流强度:
,满足强度要求。
1.6.1.2出口堰高

对平直堰
精馏段：由及，查化工原理课程设计图3-6，即为下图1-7得
图1-7 液流收缩系数计算图
于是：
（需采用齿形堰）
由化工原理课程设计手册可 ：=0.005 =0.001

验证： (设计合理)
提镏段：由及，查化工原理课程设计图3-6得.05，于是：
（满足要求）

验证： (设计合理)
1.6.1.3 降液管的宽度和降液管的面积
由，查化工原理课程设计P108图3-10得，即：

，，。

图1-8 弓形降液管的参数
液体在降液管内的停留时间
精馏段：（满足要求）
提镏段：（满足要求）
1.6.1.4 降液管的底隙高度
精馏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：

故合理
提镏段：取液体通过降液管底隙的流速，则有：
（不宜小于0.02~0.025m，本结果满足要求）。
， 故合理。
选用凹形受液盘，深度
精馏段：塔板的详细结构如下图1-7：

图1-9 精馏段塔板的结构参数

提馏段：塔板的详细结构如下图1-8：

图1-10 提馏段塔板结构参数

1.6.2 塔板布置
1.6.2.1 塔板的分块
本设计塔径为，故塔板采用整块式。
1.6.2.2 边缘区宽度确定
取
1.6.2.3 开孔区面积计算

其中：

故
1.6.2.4 浮阀数计算及其排列
精馏段：
预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速，
即
F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心
则排间距
考虑到塔径比较小，而且采用塔板整块，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数
实际孔速
阀孔动能因数为

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。
精馏段浮阀孔的排列如下图1-9：

图1-11 精馏段浮阀孔的排列
提镏段：
预先选取阀孔动能因子,由F0=可求阀孔气速
即
F-1型浮阀的孔径为39mm，故每层塔板上浮阀个数为

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心
则排间距
考虑到塔径比较小，而且采用塔板整块，按，以等腰三角叉排方式作图得阀孔数
实际孔速：
阀孔动能因数为：

所以阀孔动能因子变化不大，仍在9~14的合理范围内，故此阀孔实排数适用。

此开孔率在5%~15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。
提馏段浮阀孔的排列如下图1-10：

图1-12 提馏段浮阀孔的排列
二 塔板的流体力学计算
2.1 塔板压降
精馏段：
（1）计算干板静压头降
由式可计算临界阀孔气速，即

，可用算干板静压头降，即

（2） 计算塔板上含气液层静压头降
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

（3）计算液体表面张力所造成的静压头降
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为

提镏段：
(1)计算干板静压头降
由式可计算临界阀孔气速，即

，可用算干板静压头降，即

(2)计算塔板上含气液层静压头降
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

(3)计算液体表面张力所造成的静压头降
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为：

2.2 液泛计算
式
精馏段
(1)计算气相通过一层塔板的静压头降
前已计算
(2)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

(3)板上液层高度：
则 ，
为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,

从而可知，符合防止液泛的要求
(4) 液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

可见，所夹带气体可以释出。
提镏段
(1)计算气相通过一层塔板的静压头降
前已计算
(2)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

(3)板上液层高度：，则

为了防止液泛，按式：，取安全系数，选定板间距,

从而可知，符合防止液泛的要求
(4) 液体在降液管内停留时间校核
应保证液体早降液管内的停留时间大于3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计

可见，所夹带气体可以释出。
2.3雾沫夹带的计算
是否在小于10%的合理范围内，是通过计算泛点率来完成的。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

图2-1 泛点负荷因数

精馏段：
苯和氯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,将以上数值分别代入上式

及
提镏段：
苯和氯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,将以上数值分别代入上式

及
为避免雾沫夹带过量，对于小塔，泛点需控制在65%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于65%，所以雾沫夹带量能满足的。
2.4塔板负荷性能图
2.4.1 雾沫夹带上限线
对于苯—氯苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值所对应的泛点率 (亦为上限值),利用式
和便可作出此线。由于塔径较小，所以取泛点率，依上式有
精馏段：
整理后得
即 即为负荷性能图中的线()
此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个值便可依式算出相应的。利用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。
0.0000 0.0002 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010
0.27 0.2678 0.2657 0.2636 0.2614 0.2593
提镏段：
整理后得
即 即为负荷性能图中的线(’)
0.0000 0.0002 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010
0.25 0.2481 0.2461 0.2442 0.2423 0.2403

2.4.2 液泛线
由式，，
联立。即

式中， ，板上液层静压头降
从式知，表示板上液层高度，。所以板上
液体表面张力所造成的静压头和液面落差可忽略
液体经过降液管的静压头降可用式
则

式中阀孔气速与体积流量有如下关系
精馏段：
式中各参数已知或已计算出，即
；；代入上式。
整理后便可得与的关系，即
此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干值，依
0.0000 0.0002 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010
0.1579 0.1515 0.1461 0.1396 0.1318 0.1221
用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的()。
提镏段：
；；代入上式
整理后便可得与的关系，即
0.0000 0.0002 0.0004 0.0006 0.0008 0.0010
0.1708 0.1650 0.1613 0.1580 0.1549 0.1519
用上述坐标点便可在负荷性能图中绘出液泛线，图中的(’)。

2.4.3 液相负荷上限线
为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于3～5s。所以对液体的流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。
由式可知，液体在降液管内最短停留时间为3～5秒。取为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量,即液相负荷上限，于是可得
精馏段：
所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线()。
提镏段：

所得到的液相上限线是一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线(’)。

2.4.4 气体负荷下限线（漏液线）
对于F1型重阀，因<5时，会发生严重漏液，故取计算相应的气相流量。
精馏段：,即负荷性能图中的线()。
提镏段：,即负荷性能图中的线(’)。

2.4.5 液相负荷下限线
取堰上液层高度作为液相负荷下限条件，作出液相负荷下限线，该线为与气相流量无关的竖直线。
、代入的值则可求出和
精馏段：因用的是齿形堰，所以由查化工原理课程设计手册可得:

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线().
提镏段：

按上式作出的液相负荷下限线是一条与气相流量无关的竖直线，见图中的线(’).
精馏段负荷性能图如图2-2：

图2-2 精馏段负荷性能图

在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-1可知，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。
按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限，所以可得
提馏段负荷性能图如图2-3：

图2-3 提馏段负荷性能图
在操作性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。由图8-2可知，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。
按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限,气相负荷下限所以可得

三 板式塔的结构与附属设备
3.1 塔顶空间
塔的顶部空间指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度HD是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，通常取HD为（1.5～2.0）HT。取除沫器到第一块板的距离为。
故取塔顶空间为：

3.2 塔底空间
塔底空间是指塔内最下层塔板到塔底间距。塔底储液空间是依储存液量停留10～15min而定的，塔底液面至最下层塔板之间保留1～2m。以保证塔底料液不致流空。塔的底部空间高度HB是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离：
取
3.3 人孔数目
人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，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， 对于D=600mm的板式塔， 每隔3块塔板设置一个手孔；且裙座处取2个手孔。本塔中共15块塔板，因此，在精馏段设置三个手孔，在提留段设置二个手孔。每个孔直径为。在设置手孔处，板间距为300mm，裙座上应开个手孔，直径为 ，手孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，手孔法兰的密封面形及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。
3.4 塔高
板式塔的塔高如图9-1所示，塔体总高度由下式决定：

HD——塔顶空间，m；
HB——塔底空间，m；
HT——塔板间距，m；
Np——实际塔板数；
H1——封头高度；m
H2——裙座高度；m
塔体总高度：

3.5接管
3.5.1 进料管
进料管的结构类型很多，有直管进料管、T型进料管、弯管进料管。本设计采用直管进料管，管径计算如下：, ,

则体积流量
取管内流速
则管径
查无隙钢管标准，取进料管规格Φ25×3
则管内径d=19mm
进料管实际流速
3.5.2 回流管
采用直管回流管， 回流管的回流量,平均密度，
塔顶液相平均摩尔质量

则液体流量

取管内流速，则回流管直径
查无隙钢管标准，取回流管规格Φ20×3
则管内直径d=14mm
回流管内实际流速
3.5.3 塔顶蒸汽接管
塔顶汽相平均摩尔质：
塔顶汽相平均密度：

则蒸汽体积流量：
取管内蒸汽流速
则
查无隙钢管标准，取回流管规格Φ95×4
则实际管径d=87mm
塔顶蒸汽接管实际流速
3.5.4 釜液排出管
塔底 ，塔釜液相平均摩尔质量

平均密度
体积流量：
取管内流速
则
查无隙钢管标准，取回流管规格
则实际管径d=14mm
釜液排出管实际流速
3.5.5 塔釜进气管
，塔釜汽相平均摩尔质量
塔釜蒸汽密度：

则塔釜蒸汽体积流量：
取管内蒸汽流速
则
可取回流管规格Φ102×7
则实际管径d=88mm
塔釜进气管实际流速
3.6法兰
由于常压操作，设计压力为0.4MPa，故选择法兰时，以0.6MPa作为其公称压力，即PN=0.6
根据HG5010-58标准，均选择标准管法兰，平焊法兰，结果如下：
进料管接管法兰：PN0.6DN20 HG 5010
回流管接管法兰：PN0.6DN15 HG 5010
塔釜出料管接法兰：PN0.6DN15 HG 5010
塔顶蒸汽管法兰：PN0.6DN90 HG 5010
塔釜蒸汽进气管法兰：PN0.6DN90 HG 5010
3.7 筒体与封头
3.7.1 筒体
精馏段D=600mm，取壁厚， 材质：Q235
提馏段D=600mm，取壁厚， 材质：Q235
3.7.2 封头
封头采用椭圆形封头。
塔顶：由公称直径DN=600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=175mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=0.4374m2 容积V=0.0353m3
选用封头 DN600×8，JB/T 4746-2002
塔釜：由公称直径DN=600mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 hi=175mm，直边高度h0=25mm，内表面积F=0.4374m2 容积V=0.0353m3
选用封头 DN600×8，JB/T 4746-2002
3.7.3 裙座
由于裙座内径<800mm，故裙座壁厚取16mm
基础环内径：
基础环外径：
圆整
基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm 考虑到再沸器，裙座高度取2m， 地角螺栓直径取M30
3.7.4 除沫器
当空塔气速较大，塔顶带液现象严重，以及工艺过程中不许出塔气速夹带雾滴的情况下，设置除沫器，以减少液体夹带损失，确保气体纯度，保证后续设备的正常操作。常用除沫器有折流板除沫器、丝网除沫器以及程流除沫器。本设计采用丝网除沫器，其具有比表面积大、质量轻、空隙大及使用方便等优点。
设计气速选取：

除沫器直径：
3.8 附属设备设计
3.8.1 泵的计算及选型
进料温度

已知进料量：

取管内流速，则
则管径
故可采用故可采用Φ25×3的离心泵。
则内径d=19mm，得：

取绝对粗糙度为：；
则相对粗糙度为：
摩擦系数λ
由
∴λ=0.0318
进料口位置高度：h=（7-1）×0.3+2.01+0.175+2=5.985m
∴
扬程：
可选择泵为IS50-32-250

3.8.2 冷凝器设计
3.8.2.1 设计任务和条件
（1）设计任务
处理能力：8513.410t/a苯
设备形式：立式列管式冷凝器。
（2）操作条件
苯：冷凝温度80.217，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；
冷却介质:为井水，流量30000kg/h,入口温度t1=25℃，出口温度 t2=30℃
允许压降：不大于；
每年按300天，每天按24h连续运行。
（3）设计要求
选择适宜的列管式换热器并进行核算。
3.8.2.2 设计计算
此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。
（1）确定流体流动空间
冷却水走管程，苯走壳程，有利于苯的散热和冷凝。
（2）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据
苯液体在定性温度（80.217℃）下的物性数据（查化工原理附录）：
井水的定性温度：
两流体的温差，故选固定管板式换热器。
两流体在定性温度下的物性数据见表3-1：

表3-1 两流体在定性温度下的物性数据
物性

名称
温度

密度

黏度

比热容

导热系数

苯

井水
80.217

27.5
816.78

996.325
0.30742

0.825
1.940

4.176
0.129

0.613

(3)计算热负荷

（4）计算有效平均温度差

（5）选取经验传热系数K值
根据管程走井水，壳程走苯，总传热系数,现暂取
。
(6)估算换热面积

（7）立式固定管板式换热器的规格如下：
公称直径
公称换热面积A
管程数
管数n
管长L
管子直径
管子排列方式
换热器的实际换热面积：

该换热器所要求的总传热系数:

(8)核算总传热系数
①计算管程对流传热系数

②计算壳程对流传热系数
因为立式管壳式换热器，壳程为苯饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可
按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算

现假设管外壁温,则冷凝液膜的平均温度为：
，这与其饱和温度很接近，故在平均
膜温下的物性可沿用饱和温度下的数据，在层流下：

③确定污垢热阻。
，

④总传热系数

所选该换热器的安全系数为:

表明该换热器的传热面积裕度符合要求。

⑤核算壁温与冷凝液流型。核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算：

这与假设相符合，可以接受。
核算流型：
冷凝负荷

（9）计算压强降
取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则而于是：

对的管子有

②计算壳程压力降
壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知