苯甲苯混合液精馏塔—课程设计.doc

课程设计任务书

2013 ～2014学年第一学期
一、 课程设计题目 苯-甲苯混合液精馏塔设计
二、课程设计内容（含技术指标）
1.设计条件
生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）
原料状态：苯含量40（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；
分离要求：塔顶馏出液中苯含量98%（wt%）；塔底釜液甲苯含量不低于98%（wt%）
操作压力：4kPa（表压）（塔顶压力）
其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rm
2.具体设计内容和要求
（1）设计工艺方案的选定
（2）精馏塔的工艺计算
（3）塔板和塔体的设计
（4）水力学验算
（5）塔顶全凝器的设计选型
（6）塔釜再沸器的设计选型
（7）进料泵的选取
（8）绘制流程图
（9）编写设计说明书
（10）答辩
三、进度安排
时间
设计安排
11. 14—11.21
设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算
12.21—12.28
工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）
12.28—12.05
塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）
12.05—12.12
热量衡算；附属设备的选型和计算
12.12-12.19
绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）
12.19—12.26
绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）
12.26—1.2
编写设计说明书，答辩要求
1.10
将说明书及图纸装订并提交
1.13
答辩
四、基本要求
序号
设计内容
要求
1
设计工艺方案的选定
精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图
2
精馏塔的工艺计算
物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定
3
塔板和塔体的设计
设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等
4
水力学验算
绘制塔板负荷性能图
5
塔顶全凝器的设计选型
计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量
6
塔釜再沸器的设计选型
计算再沸器的传热面积和加热介质的用量
7
进料泵的选取
选取进料泵的型号
8
绘图
绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）
9
编写设计说明书
目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等
10
答辩
每班数不少于20人答辩

教研室主任签名：
2013年11 月14日

苯-甲苯混合液精馏塔设计

摘要

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝，冷凝液在泡点温度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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
关键词：分离  苯  甲苯  浮阀精馏塔  设计计算

目录
1方案的选择及相关的物性数据 1
1.1方案选择 1
1.1.1精馏装置流程的确定 1
1.1.2精馏操作条件的确定 1
1.1.3进料状态 1
1.1.4加热方式 1
1.1.5回流比 2
1.1.6塔板选择 2
2 精馏塔的工艺计算 6
2.1 摩尔浓度及平均分子量计算 6
2.2 相对挥发度的计算 7
2.3最小回流比的计算及适宜回流比的选取 8
2.4 全塔物料衡算 8
2.5 精馏段和提馏段操作线方程 9
2.6 逐板法计算理论板数和确定进料板位置 9
2.7 简捷法计算理论塔板数及进料位置确定 10
2.8 全塔的效率计算 11
2.9 实际板数和进料位置 11
3 精馏塔主要尺寸的计算 12
3.1 精馏段和提馏段相关数据的计算 12
3.1.1操作温度 12
3.1.2平均分子量 12
3.1.3平均密度 13
3.1.4 液体平均表面张力 15
3.1.5 液体平均黏度 16
3.1.6体积流率计算 17
3.2精馏塔工艺尺寸的计算 18
3.2.1塔径的计算 18
3.2.2 溢流装置的设计 20
3.2.3塔板设计 22
3.2.4 塔板流体力学计算 24
3.2.5 塔体总高度计算 30
4 附属设备及接管尺寸的选取 32
4.1 原料预热器的设计 32
4.1.1 热负荷与蒸汽用量 32
4.1.2 平均温差 32
4.1.3 估算传热面积和换热器选取 32
4.2 塔顶冷凝器热负荷及冷去水用量 33
4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量 33
4.4 进料泵的选取 34
4.5 主要接管尺寸的选取 35
4.5.1 进料管选取 35
4.5.2 回流管选取 36
4.5.3 塔顶蒸汽管选取 36
4.5.4 塔底进汽管 36
4.5.5 釜液出料管 36

1方案的选择及相关的物性数据
1.1方案选择
1.1.1精馏装置流程的确定
间歇精馏为非定态过程。在精馏过程中，釜液组成不断降低。间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。连续精馏操作精度高分离效果好 塔内参数相对稳定平衡 间歇精馏需要根据物料组分的沸点 逐一采出。连续精馏生产能力大 塔的效率高 间歇精馏要相对少些，所以选择连续精馏
1.1.2精馏操作条件的确定
塔顶压力：100kPa
常压下进行精馏，因为笨与甲苯体系沸点很低，常压下，100℃以内就可以实现精馏操作。节省设备制作费用，控制操作成本。
1.1.3进料状态
饱和液进料 q=1,饱和气液混合进料0<q<1,过冷液进料q>1过热蒸汽进料q<0饱和蒸汽进料q=0.泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料及饱和液进料。
1.1.4加热方式
直接式换热器，冷热流体在传热设备中通过直接混合接触的方式进行热量交换，其特点是传热效率高、设备结构简单。间壁式换热器是工业生产中普遍采用的一种传热方式，在大多数情况下，参与传热的冷、热流体是不允许直接接触的。本方案采用间接式加热
1.1.5回流比
回流比增大，塔板数降低，回流比选择适当，操作费用最低
1.1.6塔板选择
因为浮阀塔是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；塔板开孔率大，生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长故塔板效率较高。

相关物性数据

表1.1 苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
相对分子质量M
沸点/℃
临界温度tc/℃
临界压强pc/kPa
苯(以A表示)
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯(以B表示)
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7

表1.2 常压下苯-甲苯的汽液平衡数据
温度t/
80.01
85.44
90.11
95.58
100.75
105.05
110.56
液相中苯的摩尔分数x/%
100
78
58.1
41.2
25.8
13
0.00
汽相中苯的摩尔分率y/%
100
90
77.7
63
45.6
26.2
0.00

表1.3 苯和甲苯的液相密度
温度t/℃
80
85
90
95
100
105
110
ρLA/(kg/m3)
815.23
809.67
804.06
798.38
792.63
786.82
780.93
ρLB/(kg/m3)
811.56
806.57
801.53
796.44
791.3
786.12
780.88

表1.4 苯和甲苯的黏度
温度t/℃
80
85
90
95
100
105
110
μLA/mPa
0.32
0.305
0.29
0.276
0.263
0.25
0.239
μLB/mPa
0.321
0.307
0.293
0.28
0.268
0.256
0.244

表1.5苯和甲苯的表面张力
温度t/℃
80
85
90
95
100
105
110
σA/(mN/m)
21.13
20.50
19.89
19.27
18.66
18.05
17.44
σB/(mN/m)
21.57
21.01
20.45
19.89
19.34
18.80
18.25

表1.6 苯和甲苯的汽化潜热
温度t/℃
80
85
90
95
100
105
110
γA/(kJ/kmol-1)
30445.3
30215.9
29981.2
29740.7
29494.1
29241
28981
γB/(kJ/kmol-1)
34834.3
34604.5
34370.9
34133.1
33891
33644.1
33392.2

表1.7 苯和甲苯的比热容
温度t/℃
80
85
90
95
100
105
110
苯的比热容/J·kg-1·K-1
1771.68
1796.14
1820.92
1846.03
1871.51
1897.36
1923.62
甲苯的比热容/J·kg-1·K-1
1812.97
1835.2
1857.49
1879.86
1902.32
1924.87
1947.55

2 精馏塔的工艺计算

2.1 摩尔浓度及平均分子量计算
甲苯的摩尔质量
苯的摩尔质量

表2.1 苯和甲苯的物理性质
项目
分子式
相对分子质量M
沸点/℃
临界温度tc/℃
临界压强pc/kPa
苯(以A表示)
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯(以B表示)
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7

已知：
(2-1)
原料液(苯)的摩尔组成:
xF=0.478.110.478.11+0.692.13=0.440
xD=0.9878.110.9878.11+0.0292.13=0.983
xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.024
原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
原料液的平均摩尔质量：

塔顶的平均摩尔质量：

塔底的平均摩尔质量

2.2 相对挥发度的计算
已知：
(2-2)
可算得T=85.44℃时， 得α=2.565
所得各个温度α结果列于表

表2.2 苯-甲苯的汽液平衡物系相对挥发度
温度t/
80.01
85.44
90.11
95.58
100.75
105.05
110.56
液相中苯的摩尔分数x/%
1.00
0.75
0.55
0.35
0.20
0.10
0.00
汽相中苯的摩尔分率y/%
1.00
0.885
0.755
0.566
0.372
0.208
0.00
相对挥发度α

2.565
2.521
2.422
2.369
2.364

由xF=0.440 yF=0.660 得 αF=2.466
由xD=0.983 yD=0.993 αD=2.581
由xW=0.024 yW=0.058 αW=2.493
精馏段的平均相对挥发度：α1=2.524
提馏段的平均相对挥发度：α2=2.480

2.3最小回流比的计算及适宜回流比的选取
气液相平衡方程的相对挥发度是取温度范围内的平均相对挥发度，由表2.2，去掉两端纯组分的α，应取85.44℃和105.05℃下的α的平均值，即

将αm代入式（2.2）中，得

采用泡点进料：

故最小回流比为
Rmin=xD-yqyq-xq=0.983-0.6600.660-0.440=1.468
由成本计算可取最佳操作回流比R=1.9Rmiin=2.7892进行计算

2.4 全塔物料衡算
生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）即5th

原料处理量
总物料衡算
苯的物料衡算
联立解得

2.5 精馏段和提馏段操作线方程
kmolh
泡点进料 q=1
精馏段操作线方程为：
（2-3）
提馏段操作线方程为：
（2-4）

2.6 逐板法计算理论板数和确定进料板位置
因塔顶采用全凝器，则有y1=xD=0.983,由相平衡方程
x1=y12.467-1.467y1=0.9832.467-1.467*0.983=0.959
由精馏段操作线方程式（2.3）计算 y2
y2=0.736x1+0.259=0.763*0.959+0.259=0.965
以此类推，直到xn≤xF(泡点进料，xF=xq),改换提馏段操作线方程式（2.4），再与相平衡方程交替使用，直到xm≤xW（包括再沸器）为止，计算结果列于表2.3

表2.3 逐板法计算理论板数
组分
第1级
第2级
第3级
第4级

x1
y1
x2
y2
x3
y3
x4
y4
苯
甲苯
0.959
0.041
0.983
0.017
0.918
0.082
0.965
0.035
0.853
0.147
0.935
0.065
0.761
0.239
0.887
0.113

第5级
第6级
第7级xn≤xf
第8级
第9级
x5
y5
x6
y6
x7
y7
x8
y8
x9
y9
0.647
0.353
0.819
0.181
0.529
0.471
0.735
0.265
0.428
0.572
0.649
0.351
0.346
0.654
0.566
0.434
0.254
0.746
0.456
0.544

第10级
第11级
第12级
第13级
第14级xm<xw
x10
y10
x11
y11
x12
y12
x13
y13
x14
y14
0.168
0.832
0.332
0.668
0.101
0.899
0.217
0.783
0.056
0.944
0.128
0.872
0.028
0.972
0.067
0.933
0.012
0.988
0.030
0.070

由上表可知，理论塔板为14块（包括再沸器），其中精馏段有6块，第7块塔板为进料板。

2.7 简捷法计算理论塔板数及进料位置确定
2.7.1 全塔理论板数N
因q=1，xq=xF ，

则
由芬斯克方程有
（不包括再沸器）

所以可得

由吉利兰关联图查得

解得

所以，全塔理论板数N=13（不包括再沸器）
2.7.2 进料板位置
利用芬斯克方程计算精馏段最少理论塔板数，即

解得
N=6.834

所以，加料板位置为从塔顶向下的第7块塔板

2.8 全塔的效率计算
板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算
混合物的黏度
, 查表得： μ苯=0.291mPa∙s, μ甲苯=0.294mPa∙s
，查表得： μ苯=0.283mPa∙s, μ甲苯=0.287mPa∙s
精馏段：
μ1=μ苯x1+μ甲苯1-x1=0.292mPa∙s.
Et=0.49α1μ1-0.245=0.528
提馏段：x2=xW+xF2=0.504
μ2=μ苯x2+μ甲苯1-x2=0.284mPa∙s.
Et=0.49α2μ2-0.245=0.534
全塔效率：

2.9 实际板数和进料位置

所以全塔所需实际塔板数为27块，加料板位置在第14块

3 精馏塔主要尺寸的计算
3.1 精馏段和提馏段相关数据的计算
3.1.1操作温度
由图1.2可知，将xD、xF、xW分别代入对应曲线的方程，即：

精馏段平均温度：
提馏段平均温度：
3.1.2平均分子量
塔顶平均摩尔质量计算
由xD=y1=0.983,代入相平衡方程得x1=0.959

进料板平均摩尔质量计算
由上面理论板的算法，得yF=0.649， xF=0.428

塔底平均摩尔质量计算
由xW=0.024,由相平衡方程，得yW=0.044

精馏段平均摩尔质量

提馏段平均摩尔质量

3.1.3平均密度
操作压力计算
塔顶操作压力P＝100 kPa
每层塔板压降 △P＝0.7 kPa
进料板压力＝100+0.7×6＝104.2 kPa
塔底操作压力=100+0.7×14＝109.8 kPa
精馏段平均压力＝（100+104.2）／2＝102.1 kPa
提馏段平均压力=（104.2+109.8）/2 =107 kPa
气相平均密度计算
由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即

提馏段的平均气相密度

液相平均密度计算
由液相密度数据可得苯与甲苯的密度与温度关系曲线方程如下：
苯：
甲苯：
塔顶液相平均密度的计算
由 ，代入方程得

塔顶液相的质量分率

得
进料板液相平均密度的计算
由 ，代入方程得

进料板液相的质量分率

得
塔底液相平均密度的计算
由 ，代入方程得

塔底液相的质量分率

得
精馏段液相平均密度为：

提馏段液相平均密度为：

3.1.4 液体平均表面张力
由公式：及查图表所得苯与甲苯的表面张力与温度关系曲线方程可以计算液体表面张力
苯与甲苯的密度表面张力与温度关系曲线方程如下：
苯： （3-1）
甲苯： （3-2）
塔顶液相平均表面张力的计算
由 ，代入方程得：

进料板液相平均表面张力的计算
由 ，代入方程得：

塔底液相平均表面张力的计算
由 ，代入方程得：

精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为

3.1.5 液体平均黏度
由公式：及查图表所得苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程可以计算液体黏度
苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程如下：
苯： （3-3）
甲苯： （3-4）
塔顶液相平均黏度的计算
由 ，代入方程得：

得
同理
进料板液相平均黏度的计算
由 代入方程得：

塔底液相平均黏度的计算
由 ，代入方程得：

精馏段液相平均黏度为

3.1.6体积流率计算
1精馏段体积流率
由公式有：
则有：

2提馏段体积流率
进料方式为泡点进料，即 ，

3.2精馏塔工艺尺寸的计算
3.2.1塔径的计算

塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。
表 3.1 板间距与塔径关系
塔径DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
对精馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；

查史密斯关联图 可知C20=0.074；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
故

按标准,塔径圆整为1.1m,则空塔气速
对提馏段：
初选板间距，取板上液层高度，
故；

查图 可知C20=0.068；依式
校正物系表面张力为时

可取安全系数为0.7，则（安全系数0.6—0.8），
故

按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速

将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。

3.2.2 溢流装置的设计
精馏段
因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：
溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72m
出口堰高： ， ，
因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则

故
降液管的宽度与降液管的面积：
由查弓形降液管的宽度与面积图可得
，
故 ，
利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s，符合要求）
（1）降液管底隙高度：
取液体通过降液管底隙的流速（0.07---0.25m/s）
依式得：

满足条件，故降液管底隙高度设计合理
（2）受液盘
采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm
提馏段
因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：
a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72m
b)出口堰高：，，
因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则

故
（3）降液管的宽度与降液管的面积：
由查弓形降液管的宽度与面积图可得
，
故 ，
利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，
即（大于5s，符合要求）
（4）降液管底隙高度：
取液体通过降液管底隙的流速（0.07---0.25m/s）
依式：

满足条件，故降液管底隙高度设计合理
（5）受液盘
采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm

3.2.3塔板设计
(1) 塔板的分块
因D≥1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。
对精馏段：
取阀孔动能因子
孔速
每层塔板上浮阀数目
取边缘区宽度
由于小塔边缘区宽度取
破沫区宽度
由于D=1.2m<1.5m故取
计算塔板上的鼓泡区面积
用计算鼓泡区面积
，
解得，

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

估算排列间距
开孔率：
本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板。
开孔率

对提馏段：
取阀孔动能因子
孔速
每层塔板上浮阀数目
取边缘区宽度
由于小塔边缘区宽度取
破沫区宽度
由于D=1.2m<1.5m故取
计算塔板上的鼓泡区面积
用计算鼓泡区面积
，
解得，

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

估算排列间距
开孔率：
本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板。
开孔率

3.2.4 塔板流体力学计算
1 汽相通过浮阀塔板的压降
依据 ， 来计算
精馏段：
干板阻力
因 ，故

板上充气液层阻力取 ， ，则

液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。
与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：

提馏段
干板阻力
因 ，故

板上充气液层阻力取 ， ，则

液体表面张力所造成的阻力 此阻力很小，通常可忽略不计。
与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：

2 淹塔
为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度 ，
（3-5）
精馏段
单层气体通过塔板的压降相当的液柱
液体通过塔板的压降相当的液柱高度

板上液层高度 ， 则

取 ，已选定 ， ，则

可见 ，所以符合防止淹塔的要求。
提馏段
单层气体通过塔板的压降相当的液柱
液体通过塔板的压降相当的液柱高度

板上液层高度 ， 则

取 ，已选定 ， ，则

可见 ，所以符合防止淹塔的要求。
3雾沫夹带

板上液体流经的长度
板上液流面积
取物性系数 ，泛点负荷系数

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足。
提馏段
取物性系数 ，泛点负荷系数

对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足。
4 塔板负荷性能图
雾沫夹带线

据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算
精馏段

由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个 值，可算出
提馏段

在操作范围内任取两个值，可算出结果见表

表3.2 雾沫夹带线计算结果
精馏段
提馏段

0.002
0.01
1.09
0.92
0.002
0.01
1.01
0.85
液泛线
（3-6）
由此确定液泛线，忽略式中 。

而 （3-7）
精馏段

整理得：
提馏段

整理得：
在操作范围内，任取若干个 值，可计算出相应 ，计算结果见表
表3.3 液泛线计算结果
精馏段
提馏段

0.001
0.003
0.004
0.007
2.68
2.37
2.21
1.70
0.001
0.003
0.004
0.007
2.73
2.47
2.36
2.05

液相负荷上限线
液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于 。液体在降液管内停留时间
以 作为液体在降液管内停留时间的下限，则

漏液线
对于 型重阀，依 作为规定气体最小负荷的标准，则
（3-7）
精馏段
提馏段
液相负荷下限线
取堰上液层高度 作为液相负荷下限线条件，作出液相负荷下限线，该线为与汽相流量无关的直线。

取 ，则计算得
由以上 作出塔板负荷性能图
精馏段：

提馏段：

由塔板负荷性能图可以看出：
在任务规定的气液负荷下的操作点（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；
塔板的气液相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；
按固定的液汽比，由图可查出塔板的汽相负荷上限 ，汽相负荷下限 。
精馏段操作弹性
提馏段操作弹性
浮阀塔设计计算结果汇总见表3.4

3.2.5 塔体总高度计算
塔总体高度利用下式计算：

（3-8）
1 塔顶封头
封头分为椭圆形、蝶形封头等几种。
本设计采用椭圆形封头，由公称直径 ，查书附录得曲面高度 ，直边高度 ，内边面积 ，容积 。则封头高度。
表3.4浮阀塔设计计算结果汇总
序号
项目
计算数据
备注
精馏段 提馏段
1
2
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
17
18
19
20
塔径/m
板间距/m
塔板类型
空塔气速/（m/s）
堰长/m
堰高/m
板上层高度/m
降液管底隙高度/m
浮阀数/个
阀孔气速/(m/s)
浮阀动能因子
临界阀孔气速/(m/s)
孔心距/m
排间距/m
单板压降/pa
降液管内清液层高度/m
泛点率/%
汽相负荷上限
汽相负荷下限
操作弹性
1.1 1.2
0.4 0.4
单溢流弓形降液管
0.83 0.68
0.72 0.72
0.046 0.039
0.06 0.06
0.0278 0.0591
103 1055
6.46 6.18
11 11
1.024 1.026
0.1 0.1
0.079 0.079
558.83 557.54
0.1326 0.1333
58.96 65.23
1.12 1.04
0.358 0.352
3.13 2.94

分块式塔板

等腰三角形叉排

同一横排孔心距
相邻横排中心距
雾沫夹带控制
漏液控制

2 塔顶空间
设计中取塔顶间距 ，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。

3 塔底空间
塔底空间高度 是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，去釜液停留时间为5min取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则

4 人孔
对 的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔中共有14块塔板，需设2个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距 。
5 进料板处间距
考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。
6 裙座
塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>600mm，故裙座壁厚取16mm。
基础环内径：
基础环外径：
考虑到再沸器，取裙座高 。
塔体总高度

4 附属设备及接管尺寸的选取
4.1 原料预热器的设计
4.1.1 热负荷与蒸汽用量
进料温度：25℃，进料板温度：93.88℃

由于 （忽略热损失） 饱和蒸汽位120℃水蒸汽 则

4.1.2 平均温差
选取列管式换热器，单壳程、双管程
逆流平均温差
水蒸汽
原料液
温差

；
温差系数
两流体的平均温度为：

4.1.3 估算传热面积和换热器选取
参照列管式换热器中的总传热系数表，初选，则估算面积为：

4.2 塔顶冷凝器热负荷及冷去水用量
忽略热损失
冷却水入口温度 25℃ 出口温度 40℃ 定性温度 32.5℃
查相关数据得：
则

即

4.3 塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量
热量衡算，以0℃为基准
已知：
即 （4-1）
进料的热量：
塔顶流出液温度

塔底残液的温度 则

冷凝器消耗的热量:

所以再沸器提供的热量：
忽略热损失： 即
查的120℃的饱和蒸汽的汽化潜热
所以
4.4 进料泵的选取
进料板的液相密度 进料量
进料量
初选流速
已知

核算

压头损失与动压头的关系为
(4-2)
所以压头损失：
已知
压头： (4-3)

利用下式求泵的扬程：
(4-4)
已知泵的进出口压差
即
选用型号：IS 50-32-125为进料泵，进料泵参数列于表4.1

表4.1 IS 50-32-250离心泵参数

型号

转速n
/(r/min)
流量Q
扬程
H/(m)
效率
η/(%)
功率/kW
必需气蚀余量/m
质量
(泵/底座)/kg
(m3/h)
(L/s)
轴功率
电机功率
IS 50-32-250

2900

11.7

3.25

70

37

6.03

7.5

2.0

79/110

4.5 主要接管尺寸的选取
4.5.1 进料管选取
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