苯－甲苯连续精馏浮阀塔设计.doc

1、吉林化工学院化工原理课程设计设计任务书设计题目苯甲苯连续精馏浮阀塔设计设计条件常压1PATM处理量100KMOLH进料组成045FX馏出液组成980DX釜液组成020WX（以上均为摩尔分率）塔顶全凝器泡点回流回流比MIN1120RR加料状态096Q单板压降07AKP设计要求1完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计算）。2画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。3写出该精馏塔的设计说明书，包括设计结果汇总和设计评价。吉林化工学院化工原理课程设计I目录摘要I绪论1设计方案的选择和论证3第一章塔板的工艺计算511基础物性数据512精馏塔全塔物料衡算5121已

2、知条件5122物料衡算5123平衡线方程的确定6124求精馏塔的气液相负荷7125操作线方程7126用逐板法算理论板数7127实际板数的求取813精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算9131进料温度的计算9132操作压力的计算错误未定义书签。133平均摩尔质量的计算9134平均密度计算10135液体平均表面张力计算11136液体平均粘度计算1214精馏塔工艺尺寸的计算12141塔径的计算12142精馏塔有效高度的计算1415塔板主要工艺尺寸的计算14151溢流装置计算1416浮阀数目、浮阀排列及塔板布置1517塔板流体力学验算16171计算气相通过浮阀塔板的静压头降HF16172计算降液管中清

3、夜层高度HD17173计算雾沫夹带量EV1818塔板负荷性能图19181雾沫夹带线19182液泛线19183液相负荷上限线21184漏液线21185液相负荷下限线2119小结22第二章热量衡算2321相关介质的选择23211加热介质的选择23212冷凝剂2322热量衡算23第三章辅助设备28吉林化工学院化工原理课程设计II31冷凝器的选型28311计算冷却水流量28312冷凝器的计算与选型2832冷凝器的核算29321管程对流传热系数129322计算壳程流体对流传热系数030323污垢热阻31324核算传热面积31325核算压力降31第四章塔附件设计3441接管34411进料管34412回流管

4、34413塔底出料管34414塔顶蒸气出料管35415塔底进气管3542筒体与封头35421筒体35422封头3543除沫器3544裙座3645人孔3646塔总体高度的设计36461塔的顶部空间高度36462塔的底部空间高度37463塔立体高度37设计结果汇总38结束语39参考文献40主要符号说明41附录43吉林化工学院化工原理课程设计1摘要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。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中占有重要的地位。为此，掌握气液相平衡关系，熟

5、悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的浮阀塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，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1311米，塔径14米，按逐板计算理论板数为25。算得全塔效率为0534。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12。实际加料位置在第13块板从上往下数，操作

6、弹性为343。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140饱和蒸汽加热，用15循水作冷凝剂。饱和蒸汽走管程，釜液走壳程。关键词苯_甲苯、精馏、图解法、负荷性能图、精馏塔设备结构吉林化工学院化工原理课程设计2绪论化工生产中常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的。互溶液体混合物的分离有多种方法，蒸馏及精馏是其中最常用的一种。蒸馏是分离均相混合物的单元操作之一，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。为实现高纯度的分离已成为蒸馏方法能否广泛应用的核心问题，为此而提出了

7、精馏过程。精馏的核心是回流，精馏操作的实质是塔底供热产生蒸汽回流，塔顶冷凝造成液体回流。我们工科大学生应具有较高的综合能力、解决实际生产问题的能力和创新的能力。课程设计是一次让我们接触并了解实际生产的大好机会，我们应充分利用这样的机会去认真去对待。而新颖的设计思想、科学的设计方法和优秀的设计作品是我们所应坚持努力的方向和追求的目标。浮阀塔盘自20世纪50年代初期开发以来，由于制造方便及其性能上的优点，很多场合已取代了泡罩塔盘。这类塔盘的塔盘板开有阀孔，安置了能在适当范围内上下浮动的阀片，其形状有圆形、条形及方形等。由于浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽的气体负荷

8、范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。与泡罩塔盘相比，处理能力较大，压力降较低，而塔板效率较高，缺点是阀孔易磨损，阀片易脱落。操作气速不可能会很高，因为会产生严重的雾沫夹带，这就限制了生产能力的进一步提高。具有代表性的浮阀塔有F1型（V1型）浮阀塔板、重盘式浮阀塔、盘式浮阀、条形浮阀及锥心形浮阀等。吉林化工学院化工原理课程设计3设计方案的选择和论证1设计流程本设计任务为分离苯_甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点

9、下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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。连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图11流程图2设计思路在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分

10、冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器连种不同的设置。在这里准备用全凝器，因为可吉林化工学院化工原理课程设计4以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。因为这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。图12设计思路流程图1、本设计采用连续精馏操作方式。2、常压操作。3、泡点进料。4、间接蒸汽加

11、热。5、选R20RMIN。6、塔顶选用全凝器。7、选用浮阀塔。在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。从苯甲苯的相关物性中可看出它们可近似地看作理想物系。而且浮阀与塔盘板之间的流通面积能随气体负荷的变动而自动调节，因而在较宽

12、的气体负荷范围内，均能保持稳定操作。气体在塔盘板上以水平方向吹出，气液接触时间长，雾沫夹带量少，液面落差也较小。塔板工艺计算流体力学验算塔负荷性能图全塔热量衡算塔附属设备计算吉林化工学院化工原理课程设计5第一章塔板的工艺设计11基础物性数据表11苯、甲苯的粘度温度020406080100120苯SMPA063804850381030802550215甲苯SMPA075805804590373031102640228表12苯、甲苯的密度温度020406080100120苯3/KGM877485738366815079257679甲苯3/KGM885686708482829381007903770

13、0表13苯、甲苯的表面张力温度020406080100120苯/MNM3160288026252374212718851649甲苯/MNM3089285426222394216919491734表14苯、甲苯的摩尔定比热容温度050100150苯/KJKMOLK72789710481181甲苯/KJKMOLK933113313101466表15苯、甲苯的汽化潜热温度20406080100120苯/KJKG431142004077394137933632甲苯/KJKG41274021391037943671354212物料衡算121塔的物料衡算（1）苯的摩尔质量7811AM/KGKMOL甲苯的摩

14、尔质量BM9213/KGKMOL吉林化工学院化工原理课程设计6（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0457811104592138582/0987811109892137839/0027811100292139186/DWMKGKMOLMKGKMOLMKGKMOLF（3）物料衡算总物料衡算WDF即100DW（1）易挥发组分物料衡算FWDFXWXDX即098002100045DW（2）塔的物料衡算总物料衡算DW100苯物料衡算098D002W045100解得D4479/KMOLHW5521/KMOLH122平衡线方程的确定由文献1中苯与甲苯的汽液平衡组成可以找出101021M算出。如表16

15、苯甲苯（1013KPA）的TXY相平衡数据苯摩尔分数温度苯摩尔分数温度液相气相液相气相0000110605920789894008802121061070008538680200037010220803091484403000500986090309578230397061895209500979812048907109211001008021BABAYYXX/08801/088021201/2120792同理可算出其它的从而推出502M2345678910235233246256258249261239245吉林化工学院化工原理课程设计7所以平衡线方程XXXXY5115211因为Q096即F

16、EX39142067206720980672045051145052MINEEEDEXYYXRY取操作回流比7822MINRR。124求精馏塔的气液相负荷HKMOLDRL/521247944782HKMOLDRV/31169794417821HKMOLFLL/5222410052124HKMOLVV/31169125操作线方程精馏段操作线方程为17829801782782111NDNNXRXXRRY259073501NNXY提馏段操作线方程为00650326102031169215531169522241NNWNNXXVWXXVLY126用逐板法算理论板数9510980515298015115

17、21111111111DDXYXXXXXYXY9010958051529580195802590951073502222YYXY同理可算出如下值吉林化工学院化工原理课程设计802001870045400392009310066401510119025301960379029105070515250705070006503870326174503870612048006980597078707190865082409210131312121111101099887766554433WFXXYXYXYXYXYXYXXYXYXYXYXY据代入提馏段方程中。块板上进料，以后将数所以第所以总理论板数为T

18、N13块（包括再沸器），第7块板上进料。127实际板数的求取由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知020WX对应的温度为塔底温度，查得为6109WT。由它们的安托因方程252191345086LOG822012110316LOG00TPTPBA甲苯苯980000BABDPPPPX假设一个泡点T,代入上式检验，可知只有4880DT时，算出的980DX，所以塔顶的温度为4880DT。这样，平均塔温为）（61094880T04952/。由经验式32450490TE式中，相对挥发度；加料液体的平均粘度；及为塔顶及塔底平均温度时的数值。在0495苯的粘度2680厘泊。甲苯的粘度2760

19、厘泊。加料液体的平均粘度2720227602680厘泊吉林化工学院化工原理课程设计953805227204902450TE。精馏段实际板层数135380/7N精提馏段实际板层数125380/6N精13精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算131进料温度的计算依式TE049（L）2450查苯甲苯的气液平衡数据，由内插法求得FT02004521020200302102698FT2099FT4880DT6109WT精馏段平均温度CTM8489229948801提馏段平均温度CTM410426010920992132操作压强塔顶压强DP1013KPA取每层塔板压降P07KPA，进料板压强FP101313

20、071104KPA塔底压强WP101325071188KPA精馏段平均操作压力1101311041059KPA2MP提馏段平均操作压力2110411881146KPA2MP133平均摩尔质量的计算塔顶XDY1098，X10951110987811109892137839KGMOL095178111095192137880KGMOLVDMLDMMM吉林化工学院化工原理课程设计10进料板YF0612，XF038711061278111061292138355KGMOL038778111038792138671KGMOLVFMLFMMM塔釜XW00187，YW00454110045478111004

21、5492139150KGMOL00187781110018792139188KGMOLVWMLWMMM精馏段平均摩尔质量11783983558097GMOL2VMMK11788086718276KGMOL2LMM提馏段平均摩尔质量12915083558753KGMOL2VMM12867191888930KGMOL2LMM134平均密度计算1气相平均密度VM计算理想气体状态方程计算，即精馏段气相密度3111/842152738489314897809105MKGRTMPMVMMLVM提留段气相密度32222/1963152734104314853876114MKGRTMPMVMMVM2液相平均密

22、度LM计算由式1ABILMILALB求相应的液相密度。当8048DTC时,用内插法求得下列数据09878110976098781110989213ADA33381446/80953/097600241/81301/8144680953ABLDMKGMKGMKGM对于进料板992FTC用内插法求得下列数据吉林化工学院化工原理课程设计11337925/7902/ABKGMKGM0387781103503877811103879213AFA30350651/79114/79257902LFMKGM对于塔底1096WTC3378069/78156/ABKGMKGM0027811001700278111

23、0029213AFA3001709831/78125/7806978156LWMKGM精馏段平均密度31813017911480208KGM22LDMLFMLM提馏段平均密度32791147812578620KGM22LWMLFMLM135液体平均表面张力计算液体表面张力MLMIIX由8048DTC查手册得112082MNM,2101MNMLALB10982121109821642122MNMLDM由2099FT查手册得111895MNM,1958MNMLALB1038718951038719581933MNMLFM由1096WTC查手册得111749MNM,1825MNMLALB吉林化工学院

24、化工原理课程设计1210021749100218251823MNMLDM精馏段平均表面张力1L1212219332028MNM2M提馏段平均表面张力1L2193318251879MNM2M136液体平均粘度计算塔顶液相平均的黏度的计算由8048WT查表得B0307MPAS0310MPASA09803070020310LDMLGLGLG0307LDMMPAS进料板液相平均黏度的计算由992FT查表得0259AMPAS0278BMPAS同理可得0270LFMMPAS由1096WT查表得02360247ABMPASMPAS同理可得0247LWMMPAS03070270024702753LMMPAS1

25、4精馏塔工艺尺寸的计算141塔径的计算精馏段气液相体积流率为精馏段311111693180971341MS36003600284VMSVMVMV311S11124528276L000357MS3600360080208LMLMLM吉林化工学院化工原理课程设计13提馏段31222169318753129MS360036003196VMSVMVMV312S22124528930L000393MS3600360078620LMLMLM（1）精馏段塔径计算，由MAXLVVUC（由式02L2020CC）20C由课程手册108页图51查图的横坐标为1122,00035780208004471341284H

26、LLVHVLFV选板间距045THM，取板上液层高度LH006M，故045006039TLHHM以,LVF为横坐标查图51得到200084C02022020280084008422020LCC1MAX802082840084214125MS284U取安全系数为07，则空塔速度为1MAX070070141250989MSUU塔径4413411314M314160989SVDU按标准塔径圆整为14MD（2）提馏段塔径计算0220C20LCC式中由计算其中的20C查图，图的横坐标为221122,00039378620004781293196HLLVHVLFV取板间距045THM板上液层高度006LH

27、M则045006039TLHHM查图51得到200084C吉林化工学院化工原理课程设计140202201879007006912020LCC1MAX786203196006911082MS3196U取安全系数为07，则空塔速度为1MAX07007010820757MSUU塔径441082135M314160757SVDU按标准塔径圆整为14MD根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为14MD塔截面积为222141539M44TAD以下的计算将以精馏段为例进行计算实际空塔气速为,110871MSSTVUA142精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为TN1H13104554MZ精精（）（）提

28、馏段有效高度为TN1H121045495MZ提提（）（）在进料板上方开一人孔，其高度为08M。故精馏塔的有效高度为ZZZ0854495081115M精提15塔板主要工艺尺寸的计算151溢流装置计算因塔径D14可采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。各项计算如下（1）溢流堰长WL取堰长WL为066D，即WL066140924M（2）溢流堰堰高HWOWLWHHH查1101图得，取E10，则吉林化工学院化工原理课程设计15223333360000035728410284101001640924HOWWLHEMZHL取板上清液层高度60MMLH故00600160044MWLOWHHH

29、（3）降液管的宽度WD和降液管的面积FA由660DLW，查图得07220,1240TFDAADW故012401241401736MDWD0072200722153901111MFTAA计算液体在降液管中停留时间111360036000111104513995S0003573600FTFTHSAHAHSLL故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度H0取液体通过降液管底隙的流速0U为011M/S依式156计算降液管底隙高度H0，即S1010000357360000351M09240113600WLHLU10100440035100089M0006MWHH故降液管底隙高度设计合理选用凹形受液盘，深度M

30、MHW5016浮阀数目、浮阀排列及塔板布置（1）塔板的分块本设计塔径为14DM，因800MMD，故塔板采用分块式。由文献（一）查表53得，塔板分为4块。（2）边缘区宽度确定取0065MSSWW0035MCW。（3）开孔区面积计算吉林化工学院化工原理课程设计1622212SIN180AXAXRXRR其中1401736006504614M221400350665M22DSCDXWWDRW故22212314066504614204614066504614SIN112M1800665AA（4）浮阀数计算及其排列预先选取阀孔动能因子F10,由F0VU0可求阀孔气速U，即SMFUV/9358421000每

31、层塔板上浮阀个数为19093503904341142020UDVNS浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积，阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。现按7565TMMTMM、的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为22013415911/190078500394SVUMSND0阀孔动能因数为00591131961057VFU所以阀孔动能因子变化不大，仍在912的合理范围内，故此阀孔实排数适用。22000039/190014714TDAAND此开孔率在515范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。17塔板流体力学验算171计算气相通过浮阀塔板的静压头降FH每层塔板静压头降可

32、按式PCLHHHH计算。吉林化工学院化工原理课程设计171计算干板静压头降CH由式8251173VCU可计算临界阀孔气速OCU，即SMUVOC/93584217317382518251CUU00，可用LVCCGUH23450算干板静压头降，即MHC03400880284289293534522计算塔板上含气液层静压头降FH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500，已知板上液层高度,060LH所以依式LLHH0MHL030060503计算液体表面张力所造成的静压头降H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FH为M

33、HHHHLCF06400300340换算成单板压降KPAPAGHPLFF700650389088020640设计允许值172降液管中清夜层高度DH式OWDWFDHHHHHH1计算气相通过一层塔板的静压头降FH前已计算MHF06402计算溢流堰（外堰）高度WH前已计算MHW04403液体通过降液管的静压头降DH因不设进口堰，所以可用式201530HLLHWSD式中MHMLMLWS03510,9240,0035700吉林化工学院化工原理课程设计1800185003510924000357015302DHM4塔板上液面落差H由于浮阀塔板上液面落差H很小，所以可忽略。5堰上液流高度OWH前已求出MHO

34、W01640这样MHHHHHHOWDWFD12600164000185004400640为了防止液泛，按式WTDHHH，取校正系数50，选定板间距450TH,MHW0440MHHWT2470044045050从而可知MHHMHWTD24701260，符合防止液泛的要求。6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35S,才能使得液体所夹带气体释出。本设计011110451400S000357FTSAHL5S可见，所夹带气体可以释出。173计算雾沫夹带量VE（1）雾沫夹带量VE判断雾沫夹带量VE是否在小于10的合理范围内，是通过计算泛点率1F来完成的。泛点率的计算时间可用式10

35、03611PFLSVLVSAKCZLVF和1007801TFVLVSAKCVF塔板上液体流程长度MWDZDL05311736024012塔板上液流面积2317111110253912MAAAFTP苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数K值，K10,在从泛点负荷因数图中查得负荷吉林化工学院化工原理课程设计19因数0127FC,将以上数值分别代入上式，得泛点率F1为895010053911270105310035703618420880284234111F及485210053911270017808420880284234111F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

36、结果可知，其泛点率都低于80，所以雾沫夹带量能满足干气）（液）/KG10KGEV的要求。（2）严重漏液校核当阀孔的动能因数0F低于5时将会发生严重漏液，前面已计算01057F，可见不会发生严重漏液。18精馏段塔板负荷性能图181雾沫夹带上限线对于苯甲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干气）（液）/KG10KGEV所对应的泛点率1F亦为上限值,利用式1003611PFLSVLVSAKCZLVF和1007801TFVLVSAKCVF便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率180F，依上式有803171127001053136184208802842SSLV整理后得0059

37、714320134SSVL即22452399SSVL即为负荷性能图中的线1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SL值便可依式22452399SSVL算出相应的SV。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。SL0001000300050007SV2221217321252077吉林化工学院化工原理课程设计20182液泛线由式WTDHHH，OWDWFDHHHHHH，FCLHHHH联立。即OWDWLCOWDWFWTHHHHHHHHHHHHHH式中，GUHLVC2345可用干板静压板静20，板上液层静压头降LLHH0从式OWWLHHH知，LH表示板

38、上液层高度，321000842WSOWLLEH。所以板上320001000842液层层静压头降WSWOWWLLLLEHHHHH液体表面张力所造成的静压头H和液面落差H可忽略液体经过降液管的静压头降可用式2020HLLHWSD则LDCDLLCWTHHHHHHHHH）（001320202036001000842115302345WSWWSLVLLHHLLGU）（式中阀孔气速U0与体积流量有如下关系NDVUS2004式中各参数已知或已计算出，即190/08802/84250044045050330NMKGMKGMHMHLVWT0593/UMS；000351HM；00039DM代入上式。整理后便可得S

39、V与SL的关系，即32222856066507186569SSSLLV此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干SL值，依32222856066507186569SSSLLVSL0001000300050007SV30072832602261吉林化工学院化工原理课程设计21用上述坐标点便可在SSLV负荷性能图中绘出液泛线，图中的2。183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35S。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。由式秒53STFLHA可知，液体在降液管内最短停留时间为35秒。取5S为液体在降液管中停留时

40、间的下限，所对应的则为液体的最大流量MAXSL,即液相负荷上限，于是可得5/0105450111105MAX3MAXTFSTFSHALSMHAL显然由式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3。184气体负荷下限线（漏液线）对于F1型重阀，因0F500RE0228NC横过管束中心线的管子数，对正方形排列119CNN式中N为换热器总管数；NB折流挡板数；N折流挡板间距，MU0按壳程流通截面积A0计算的流速，而A0HDNCD0D壳径，MD0换热管外径，M。本题中，管子的排列方式对压力影响的校正因数FS115,壳层数NS1。管子为正方形斜转45排列，管子排列方法对压力

41、降的校正系数F04横过管束中心线的管子数11911919817CNN取折流挡板数31119015BLNH吉林化工学院化工原理课程设计33壳程流通截面2000150617002500263CAHDNDM由于蒸汽冷凝后变成液体，所以这时涉及到的相关物性数据得带入液态时的数据。0012461340279230121/36003600813200263LLRDMUMSA00030025012181328039030610EDUR022800500644EFR于是2181320121040644171915212PPA22015813201211935339062PPA所以0521339860PPA通过

42、以上压力降核算可知管程和壳程压力降都小于所要求的30KPA,所以所选的冷凝器是合适的。吉林化工学院化工原理课程设计34第四章塔附件设计41接管411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4SFVDU取FU16M/S，3000357/SVMS40003575333141616DMM412回流管采用直管回流管，取RU16M/S。R278，HKMOLDRL/5212479447821245278110981245292130024360081446005155153141616RDMMM413塔底出料管取WU16M/S，直管出料38020

43、8/LGM552100278115521098921344360080208003743743141616SWWVDMMMU吉林化工学院化工原理课程设计35414塔顶蒸气出料管直管出气，取出口气速20/UMS。144134102922923141620VDMMMU415塔底进气管采用直管取气速23/UMS，则24VDU24412902672673141623VDMMMU42筒体与封头421筒体10561400024122125009MM壁厚选6MM，所用材质为A3422封头封头分为椭圆形封头、蝶形封头等几种，本样封设计采用椭圆形封头，由公称直径D1400MM，可查得曲面高1450HMM,直边高

44、度040HMM，内表面积2373FM封，容积3V0866M封。选用封头GD18006，JB115473。43除沫器在空塔气速较大，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。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0107LVVUKK且吉林化工学院化工原理课程设计368020828401071795/284MS除沫器直径4413410951314161795SVDMU选取不锈钢除沫器类型标准型；规格40100；材料不锈钢丝网（1CR18NI19TI）；丝网尺寸圆丝

45、023。44裙座塔底常用裙座支撑，裙座的结构性能好，连接处产生的局部阻力小，所以它是塔设备的主要支座形式，为了制作方便，一般采用圆筒形。由于裙座内径800MM,故裙座壁厚取16MM。基础环内径3BID14002160204101032MM基础环外径3BOD14002160204101832MM经圆整后裙座取BID12M，BOD20M；基础环厚度考虑到腐蚀余量去12M；考虑到再沸器，裙座高度取22M，地脚螺栓直径取M22。45人孔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1020块板才设一个孔，本塔中共25块板，需设置2个人孔，每个人孔直径为450MM，板间距为600MM,裙座上应开2个人孔，直径为450MM，人孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。46塔总体高度的设计461塔的顶部空间高度塔的顶部空间高度是