毕业设计苯甲苯分离过程浮阀板式精馏塔设计论文.doc

化工原理课程设计

院 系： 化学化工学院
专 业： 化学工程与工艺
班 级： 11级化工2班
姓 名： 李 钊
学 号： 2011321216
指导教师： 武 芸

2013年12月15日——2014年01月3日

课程设计任务书
一、设计题目
苯-甲苯分离过程浮阀板精馏塔设计
二、设计任务
1.原料名称:苯-甲苯二元均相混合物；
2.原料组成：含苯42%（质量百分比）；
3.产品要求：塔顶产品中苯含量不低于97%，塔釜中苯含量小于1.0%；
4.生产能力：年产量5万吨/年；
5.设备形式：浮阀塔；
6.生产时间：300天/年，每天24h运行；
7.进料状况：泡点进料；
8.操作压力：常压；
9.加热蒸汽压力：270kPa
10.冷却水温度：进口20℃，出口45℃；
三、设计内容
1.设计方案的选定及流程说明
2.精馏塔的物料衡算
3.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度）
4.塔板数的确定
5.精馏塔塔体工艺尺寸的计算
6.塔板主要工艺尺寸的计算
7.塔板的流体力学验算
8.塔板负荷性能图
9.换热器设计
10.馏塔接管尺寸计算
11.绘制生产工艺流程图（带控制点、机绘，A2图纸）
12.绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件，A1图纸）
13.撰写课程设计说明书一份
四、设计要求
1.工艺设计说明书一份
2.工艺流程图一张，主要设备总装配图一张（采用AutoCAD绘制）
五、设计完成时间
2013年12月16日～2014年01月01日

目 录
概述 6
第一章 塔板的工艺设计 7
第一节 精馏塔全塔物料衡算 7
第二节 基本数据 8
第三节 实际塔板数计算 15
第四节 塔径的初步计算 16
第五节 溢流装置 17
第六节 塔板布置及浮阀数目与排列 19
第二章 塔板的流体力学计算 21
第一节 气体通过浮阀塔的压降 21
第二节 液泛 21
第三节 雾沫夹带 22
第四节 塔的负荷性能图 23
第三章 塔附件设计 28
第一节 接管 28
第二节 筒体与封头 30
第三节 塔的总体高度 31
第四章 附属设备设计 33
第一节 原料预热器 33
第二节 塔顶冷凝器 34
第三节 再沸器 34
第四节 泵的计算与选型 35
参考文献 37

概述
本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元均相混合物的分离，应采用连续精馏过程。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1.2～2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
本设计的目的是分离苯～甲苯二元均相混合物，选用板式浮阀塔。
工艺流程确定及说明
1. 塔板类型
精馏塔的塔板类型有三种：泡罩塔板，筛孔塔板，浮阀塔板。
浮阀塔板具有结构简单，制造方便，造价低等优点，且开孔率大，生产能力大，操作弹性大，汽液接触时间长，因此塔板效率高。
本设计采用板式浮阀塔
2. 加料方式
本精馏塔加料选择泵直接加料，结构简单，安装方便，而且可以引入自动控制系统来实时调节流量及流速。
3. 进料状况
本精馏塔选择泡点进料。
4. 塔顶冷凝方式
苯与甲苯不反应，且容易冷凝，故本精馏塔塔顶选择全凝器，用水冷凝。
5. 回流方式
本设计处理量大，所需塔板数多，塔较高，回流冷凝器不适宜塔顶安装，故采用强制回流。
6. 进料状况
加热方式可分为：直接蒸汽加热和间接蒸汽加热。直接蒸汽加热在一定的回流比条件下，塔底蒸汽对回流液有一定的稀释作用，从而使理论板数增加，设备费用上升，所以本设计采用间接蒸汽加热（135℃）。
7. 操作压力
苯-甲苯在常压下相对挥发度较大，因此在常压下也比较容易分离，故本设计采用常压精馏。
第一章 塔板的工艺设计
第一节 精馏塔全塔物料衡算
1.原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率
已知苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量
原料液组成XF (摩尔分数，下同)
塔顶组成
塔底组成
2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

3. 物料衡算
一年以300天，一天以24小时计，计算可得塔顶产品流率：
D=5×10000×1000／（78.47×300×24）=88.50Kmol/h
全塔物料衡算：
F=88.50＋W F×0.4607=88.50×0.9744＋W×.0118
解的F＝189.78kmol/h W＝101.28kmol/h
第二节 基本数据
1.各种定性温度
由下表中的数据，采用内插法计算一下温度(液相温度)
得92.39℃
得80.52℃
得109.81℃
精馏段的平均温度为： =86.46℃
提馏段的平均温度为： =101.10℃
精馏段：=86.46℃ 由表1内差法可得=69.44% =85.86%
精馏段液相平均摩尔质量：=82.39kg/kmol
精馏段气相平均摩尔质量：=80.09 kg/kmol
提馏段：=101.10℃ 由表1内差法可得=22..96% =40.99%
提馏段液相平均摩尔质量：=88.91kg/kmol
提馏段气相平均摩尔质量：=86.38kg/kmol
表1 苯-甲苯汽液平衡数据
2.密度
表2不同温度苯-甲苯的密度

对于混合液体的密度 ：（其中为质量分率）
对于混合气体的密度 ：（其中M为平均摩尔质量）
①精馏段： =86.46℃
由表2内差法可得
=0.658
=0.342
由计算得 =806.40
由计算得 =2.72
②提馏段： =101.10℃
由表2内差法可得
=0.2017
=0.7983
由计算得 =783.34
由计算得 =2.82
3.粘度
表3不同温度苯-甲苯的密度

由内差法分别求得精馏段与提馏段平均温度下苯和甲苯的粘度
①精馏段： =86.46℃
计算得 =0.289mPa·s =0.295 mPa·s
则精馏段平均粘度为： =0.291mPa·s
②提馏段： =101.10℃
计算得 =0.251mPa·s =0.262 mPa·s
则提馏段平均粘度为：=0.260 mPa·s
4.表面张力
表4不同温度苯-甲苯的表面张力

液相平均表面张力依下式计算，即：

①精馏段： =86.46℃
由内差法计算得 =20.88mN/m =20.98 mN/m
精馏段平均表面张力为：
=20.90 mN/m
②提馏段： =101.10℃
由内差法计算得 =18.72 mN/m =19.77 mN/m
提馏段平均表面张力为：
=19.23mN/m
5.相对挥发度
查相关化工手册可得苯的安托因常数为：
A=6.0355 B=1211.033 C=220.79
甲苯的安托因常数为：
A=6.07954 B=1344.8 C=219.482
①精馏段 =86.46℃（A代表苯，B代表甲苯，下同）

则
②提馏段 =101.10℃

则
全塔的相对挥发度为：
6.实际回流比
由于是泡点进料，有q=1，q线为一垂直线，X=Xf=0.4607
根据相平衡方程有=0.6828
则最小回流比为=1.31
取实际回流比为最小回流比的1.6倍: R=1.6×1.31=2.096
7.精馏塔的气、液相负荷
①精馏段
液相流量 ：
气相流量 ：
液相体积流量：
气相体积流量：
馏段操作线方程：
②提馏段
液相流量：
气相流量：
液相体积流量：
气相体积流量：
提馏段操作线方程：

表5精馏段提馏段数据汇总
项目
精馏段
提馏段
平均温度℃
86.46
101.10
液相平均组成x
0.6944
0.2296
气相平均组成y
0.8586
0.4099
液相平均摩尔质量kg/kmol
82.39
88.91
气相平均摩尔质量kg/kmol
80.09
86.38
液相平均密度kg/m3
806.40
783.34
气相平均密度kg/m3
2.72
2.82
平均粘度mPa·s
0.291
0.260
平均表面张力mN/m
20.91
19.53
液相平均摩尔流量kmol/h
185.50
375.28
气相平均摩尔流量kmol/h
274.00
274.00
液相平均体积流量m3/s
0.00527
0.01118
气相平均体积流量m3/s
2.241
2.331
相对挥发度
2.56
2.44
第三节 实际塔板数计算
1.理论塔板数
由芬斯克方程可知
= =7.80
=0.254
由吉利兰图可查的0.415 (天大化工原理下册P37)
解得N=14.76 圆整N=15（不包括再沸器）
精馏段最小理论塔板数：
= =3.04
前面已计算得0.415 N=6.615
所以进料板为自塔顶向下第7块板
精馏段理论板数为7块，提馏段理论板数为8块（不包括再沸器）
2.实际塔板数
精馏段和提馏段粘度的平均值为：
=（0.291+0.260）/2=0.275mPa·s
全塔效率估算: ==53.9%
精馏段实际板数为：
提馏段实际板数为：（不包括再沸器）
此精馏塔实际塔板数为 N=13+15=28块（不包括再沸器）
第四节 塔径的初步计算
本精馏塔设计：板间距取HT=0.44m 板上液层高度取HL=0.06m HT-HL=0.39m
①精馏段

查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：=0.082
物系表面张力修正：

取

②提馏段

查史密斯关联图(天大化工原理下册P158)得：=0.077
物系表面张力修正：

取

经圆整取D=1750mm，则塔截面积为=2.4041m2
精馏段实际空塔气速为：
馏段实际空塔气速为：
第五节 溢流装置
1.堰长
由计算的塔径及塔内液体流量，本精馏塔选用单溢流，弓形降液管，溢流堰选择平直堰。
单溢流: 系数取0.7，则
对于平直堰，堰上液层高度为：，对于苯-系统E≈1
降液管有关参数
①精馏段：

堰高：=0.06-0.0176=0.0424m
②：提馏段

堰高：=0.06-0.0291=0.0309m
2.降液管宽度及横截面
查图得

精馏段停留时间为：
提馏段停留时间为：
3.降液管底隙高度
精馏段：
提馏段：
第六节 塔板布置及浮阀数目与排列
本次设计采用浮阀式塔板，根据机械部标准JB1118-68，选用F1型重阀，孔径39mm，选择碳钢材料制作浮阀，其厚度为2mm。
1.浮阀的数目与排列
孔速可由公式求的，其中为阀孔的动能因子，一般取8~12，本设计中，取10。则阀数为
为保证塔板的强度，需留有一定的边缘区和安定区，在边缘区内不设置浮阀。取边缘区宽度=0.05m，安定区宽度=0.1m。
=0.825
单溢流塔板鼓泡区面积为：
=1.68m2
①精馏段：
孔速：
阀数：
取同排孔心距t=0.075m，则
考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.0723m，取t`=60mm。
按照t=0.075m，t`=60mm以等腰三角形叉排方式作图，排得N=272个。
实际孔速为：
动能因子为：=11.38<12,符合要求
开孔率
②提馏段：
孔速：
阀数：
取同排孔心距t=0.075m，则
考虑到塔的直径较大，必须用分块式塔板，而各分块的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡面积，因此排间距应该小于0.068m，取t`=60mm。
按照t=0.075m，t`=60mm以等腰三角形叉排方式作图，排得N=272个。
实际孔速为：
动能因子为：=1212,符合要求
开孔率

第二章 塔板的流体力学计算
第一节 气体通过浮阀塔的压降
气体通过每层塔板的压降
其中为干板阻力，为板上充气液层阻力，为液体表面张力造成的阻力，可忽略。
1.干板阻力的计算
①精馏段
=0.044m

②提馏段
=0.048m

第二节 液泛（淹塔）
为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：
，其中，为液体通过降液管的压头损失。
塔板上不设进液口，
①精馏段

苯—甲苯物系属一般物系，取，则：

，符合防止淹塔的要求
②提馏段

苯—甲苯物系属一般物系，取，则：

，符合防止淹塔的要求
第三节 雾沫夹带
雾沫夹带率有两个公式可以计算：
或
二者结果取最大值，保证，即F<80%.
其中板上液体流径长度：=1.225m
板上液流面积：=2.4041-2*0.2212=1.96m2
苯-甲苯按正常系统物性系数K=1.0，查泛点负荷系数图可得=0.127
①精馏段
F=54.7%<80% 满足要求。
②提馏段
F=58.8%<80% 满足要求。
第四节 塔的负荷性能图
1.雾沫夹带线
已知泛点率
取，即F=80%
①精馏段
将代入
整理得
②提馏段
将代入
整理得
2.漏液线
对于F1型重阀，以为气体最小负荷标准
则 ，
①精馏段

②提馏段

3.液相负荷上限
以作为液体在降液管中的停留时间下限

4.液相负荷下限
取堰上液层高度作为液相负荷下限的条件，则：

5.液泛线
发生液泛的临界条件为：
其中，，，
，
①精馏段
将上式及求得的数据代入，整理得：

在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs，列于下表中：

0.001
0.005
0.009
0.013

3.065
2.859
2.654
2.403
②提馏段
将上式及求得的数据代入，整理得：

在操作范围内取若干个Ls值，由上式计算出Vs，列于下表中：

0.001
0.005
0.009
0.013

3.135
2.911
2.601
2.362
6.作图
将精馏段与提馏段的各条性能曲线画于坐标系中，如下图所示，由图可知，各操作点均在有效范围内。

从上图中可得：
精馏段气相负荷上限：，气相负荷下限：，
提馏段气相负荷上限：，气相负荷下限：，所以精馏段的操作弹性=
提馏段操作弹性=
表5浮阀塔塔设计数据汇总
项目
精馏段
提馏段
塔的有效高度m
5.4
6.3
实际塔板数
13
15
塔径m
1.75
1.75
板间距m
0.45
0.45
溢流形式
单溢流
单溢流
降液管形式
弓形
弓形
堰长m
1.225
1.225
降液管底隙高度m
0.0364
0.0249
浮阀孔径m
0.039
0.039
浮阀数目
272
272
开孔率%
13.5
13.5
气相负荷上限m3/s
1.8
1.9
气相负荷下限m3/s
0.65
0.72
操作弹性
2.77
2.64

第三章 塔附件设计
第一节 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。
92.39℃时 , 由内差法计算得=799.50Kg/ ，=796.42 Kg/
则进料混合液的密度为：Kg/
进料液的质量流量为：F=189.78[0.460778.11+(1-0.460792.13]= 16258.45
则体积流量 管内流速取
则管径
取进料管规格Φ65×3.5 则管内径d=58mm
进料管实际流速
2.回流管
本设计采用直管回流管，本回流管为顶冷凝器的出口管，由冷凝器的设计取u=2.0m/s，则：
=57.9mm
查无缝钢管标准，取Φ68×3.5 则管内径d=61mm
3.塔顶蒸汽出料管
对储料罐的基本要求是：尽可能减少雾沫夹带，以降低液体物料的损失，采用直管出料。出料液流流速选择30m/s
则出料管直径
查无缝钢管标准，取Φ325×5 则管内径d=310mm
4.釜液出料管
塔底液体的出料管一般有直管出料和经过裙座的弯管出料，本塔塔径不大，宜采用弯管出料。釜液出料管即为塔底再沸器的进口管，由再沸器设计取u=1.6m/s：
则
查无缝钢管标准，取Φ108×4 则管内径d=100mm
5.塔釜进气管
V′=206.09kmol/h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Φ219×9 则实际管径d=201mm
塔釜蒸汽接管实际流速
6.再沸器接管
取u=2m/s,
查无缝钢管标准，取Φ95×3.5 则管内径d=88mm
7.法兰
由于常压操作，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径，选用相应法兰。
进料管接管法兰：PN6DN70 HG 5010
回流管接管法兰：PN6DN50 HG 5010
塔釜出料管接法兰：PN6DN80 HG 5010
塔顶蒸汽管法兰：PN6DN500 HG 5010
塔釜蒸汽进气管法兰：PN6DN500 HG 5010
第二节 筒体与封头
1.筒体
精馏塔可视为内压容器，其各种参数如下：
设计压力：该精馏塔在常压下操作，设计压力取0.5MPa
设计温度：该精馏塔底采用加热介质为蒸汽，设计温度取135℃
许用应力：该精馏塔采用钢板卷焊而成，材料选则Q235-A,查的=113Mpa
焊缝系数：本设计采用全焊透对接焊，对焊缝作局部无损探伤，则
由以上数据，可计算壁厚：

由计算厚度查的，钢板负偏差C1=0.62mm，腐蚀余量C2取2mm
圆整取
2.封头
本设计采用椭圆形封头，材料选择Q235-A,除封头的拼接焊缝需100%无损探伤外，其余均需对接焊缝局部探伤，则

由计算厚度查的，负偏差C1=0.4mm，腐蚀余量C2取2mm
计算厚度： 圆整取
所以选用封头 DN1400×6，JB1154-73
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3m， 地角螺栓直径取M30
第三节 塔的总体高度
1. 塔顶部的空间高度
顶部空间是指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，同时考虑到安装除沫器的需要，取除沫器到第一块塔板的距离为800mm（此处有一人孔），塔顶空间高度取1500mm。
2. 进料板高度
为了便于进料和安装进料管，在进料板处，管间距应大一些，由于设有人孔，古取为800mm。
3. 设有人孔的塔板间距
本精馏塔在塔顶，进料板，塔釜处各设一人孔，在设有人孔的塔板处，板间距设为800mm，人孔内径为650mm。
4. 封头高度
封头高度包括曲面高度和直边高度，H=350+40=390mm。
5. 裙座高度
在求取裙座参数时已得:裙座高度为3m。
6. 塔底空间高度
塔底空间高度是指塔底最底层的塔板到塔底下封头切线的距离（包括一人孔），其影响因素有：
① 塔底储液停留时间，此处取釜液停留时间为5min；
② 再沸器的安装方式及安装高度；
③ 塔底液面到最下层塔板之间的间距，此处取1.3m；
所以塔底空间高度为：
7. 精馏塔总高度

第四章 附属设备设计
第一节 原料预热器
因为本设计是采用泡点进料，设原料液温度为20℃，因此需要一台原料预热器。本预热器的热流体采用135℃的水蒸气。
苯-甲苯混合液：25℃92.39℃
水蒸气： 135℃135℃

苯-甲苯混合液进出口温度的平均值为：℃
查表可得4.07kJ/(kg·℃) ， 3.93kJ/(kg·℃)
kJ/(kg·℃)
△℃
△℃
℃
所以
传热系数K取1400W/（m2·℃）

查135℃水蒸汽的汽化潜热为2155.8kJ/kg
加热蒸汽的质量流量
第二节 塔顶冷凝器
塔顶温度，冷凝水

时，查图得，

又气体流量Vh=1.582m3/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
第三节 再沸器
塔底温度tw=109.81℃ 用t0=135℃的蒸汽，釜液出口温度t1=109.81℃

由tw=109.81℃ 查液体比汽化热共线图得
又气体流量Vh=2.331m3/s 密度
则

取传热系数K=600W/m2k，
则传热面积
加热蒸汽的质量流量
第四节 泵的计算及选型
进料温度tq=92.39℃

进料的质量流量为：F=189.78kmol/h=189.7886.24/3600kg/s=4.546kg/s

取管内流速则

故可采用GB3091-93 Φ68×3.5的油泵
则内径d=68-3.5×2=61mm 代入得

取绝对粗糙度为
则相对粗糙度为
摩擦系数 λ
由 得λ=0.0343
进料口位置高度h=14×0.45+3+2.9+0.8=13m

扬程
查Y型离心油泵性能表，可选择泵为65Y-60B

参考文献
[1] 谭天恩,麦本熙,丁惠华.化工原理(上、下册) .第二版.北京：化学工业出版社,1998
[2] 陈敏恒等.化工原理.第二版化.学工业出版社.1999
[3] 李功样,陈兰英,崔英德主编.常用化工单元设备设计.广州:华南理工大学出版社,2003
[4] 贾绍义,柴诚敬主编.化工原理课程设计.天津:天津大学出版社,2002
[5] 涂伟萍,陈佩珍,程达芬主编.化工工程及设备设计.北京:化学工业出版社,2000
[6] 《化工设计手册》编辑委员会.化学工程手册，第1篇化工基础数据；第8篇传热设备及工业生产.北京：化学工业出版社，1986
[7] 《化工过程及设备设计》.广州：华南工学院出版社，1986
[8] 阮奇，叶长，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南.北京：化学工业出版社，2001
[9] 钱颂文主编.换热器设计手册.北京: 化学工业出版社,2002
[10] 姚玉英.化工原理例题与习题.第三版.北京：化学工业出版社,1998

课程设计说明书
摘要：
作为化工系学生，我们应该较为系统掌握化工设计的基本程序和方法，是我们在查阅资料，迅速进行工程计算，用简洁的文字，清晰的图表表达自己设计结果等方面能力的提高，这就是本次设计的目的。
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。
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。
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20.09米，塔径1.75米，按逐板计算理论板数为15。算得全塔效率为0.539。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为13，提馏段实际板数为15。实际加料位置在第14块板(从上往下数)，操作弹性为5.4。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 270 kPa加热，用20℃循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。
关键词：
苯 甲苯 浮阀板式精馏塔 再沸器 泵 塔顶 塔顶冷凝器
塔釜 泡点进料 塔板 换热器 二元均相混合物 塔顶组成
塔底组成 全塔物料衡算 精馏段 提馏段 密度 内差法
粘度 表面张力 相对挥发度 回流比 精馏塔的气 液相负荷
理论塔板数 堰长 单溢流 弓形降液管 堰高 降液管底隙高度
浮阀的数目与排列 干板阻力 液泛 雾沫夹带 气相负荷上限
气相负荷下限 进料管 回流管 釜液出料管 塔釜进气管
再沸器接管筒体 封头 裙座 原料预热器 塔顶冷凝器

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