90000噸年丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)題目系（院）專業(yè)班級(jí)學(xué)生姓名學(xué)號(hào)指導(dǎo)教師職稱化工原理課程設(shè)計(jì)90000噸/年丙酮-水連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 材料與化學(xué)工程*2013年12月10日化工原理設(shè)計(jì)任務(wù)書i化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目：丙酮-水二元物料板式精餾塔 設(shè)計(jì)條件：常壓：p =1atm處理量：90000噸/年進(jìn)料組成：25%丙酮，75%水 （質(zhì)量分率，下同）餾出液組成:XD =0.965釜液組成：餾出液99%丙酮，釜液2%5酮塔頂全凝器泡點(diǎn)回流回流比：R=1.5Rmi n加料狀態(tài)：q =1.0單板壓降：0.610.90.50.40 0. 1 0.20.60.70.80.9由題設(shè)可得泡點(diǎn)進(jìn)料q=1則xF = Xe,又附圖可

2、得xe =0.0937,ye =0.749 。RminyeXe0.968 - 0.7490.749 -0.0937確定操作回流比:R/Rmin =1.5令 R =1.5Rmin =0.5013、全塔物料衡算與操作方程(1)全塔物料衡算F =D WFxf = DxD WxwD=52.18Kmol/h(2)操作方程W=521.9Kmol/h精餾段ynR Xn1XdR 1 R 1=0.33X n+0.64L qFWyn 1XnXwL+qF_WL + qF_W提餾段：因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料，所以q=1, L F Xn W Xw.代入數(shù)據(jù)L+F-WL + F-W*L =RD =26.16Kmol/h yn 1 =

3、7.66x n -0.042(3)由圖可得當(dāng)R=0.5013時(shí)，精餾段與平衡線相切，則即使無(wú)窮多塔板及組成也不能跨越切點(diǎn)，切點(diǎn)為(0.854,0.915)，則:Rmin0.968 _ 0.915Rmin - 10.968 -0.854 可解得：Rmin =0.8688設(shè) R=1.5Rmin=1.3032則精餾段操作線方程：壯X- RV.57Xn+0.42利用圖解法求理論班層數(shù)，可得：總理論板層數(shù)Nt = 11塊 ，進(jìn)料板位置NF = 7三、全塔效率的估算用奧康奈爾法(OCOnenell)對(duì)全塔效率進(jìn)行估算： 根據(jù)丙酮一水系統(tǒng)t x(y)圖可以查得：td =56.50c (塔頂?shù)谝粔K板)xD =

4、0.968y1 = 0.968x = 0.95化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)丙酮為A物質(zhì)，水為B物質(zhì)所以第一塊板上：yA =0.968 xa=0.95yB = 0.032xB=0. 05可得：yA / xa“ “aAB(D)=59yB / XBtf =67.20c(加料板)xF =0.0937yF =0.75假設(shè)物質(zhì)同上：yA = 0.750xA = 0. 0 9 3 7 yB = 0. 2 5 0xB = 0.9063可得：yA / xa“aAB(F)29yB / xbtw =100 c(塔底)xw = 0.00629yW = 0.00627假設(shè)物質(zhì)同上：yA =0.00627xA =0.00629 y

5、B =0.99373 xB =0.99371可得：a_ yA / xa _ 0 997aAB(W)U997Yb/Xb所以全塔平均揮發(fā)度：a =3 aaFaW = 31. 5 9 29 0.997 3.58精餾段平均溫度:T1=Td2TF= 56526761.850C查前面物性常數(shù)（粘度表）：61.85 c時(shí)，水二0.53mPa s 丙酮=0. 51 ma s所以4精=瓦 X 片=0. 53 0. 24 3 0. 52=0. 7 5 Pa 0. 5查61.85c時(shí)，丙酮-水的組成y水 =0.175x7水 - 0. 7 5 7y丙酮=0. 8 25 x丙酮=0. 2 4 3所以ET(精)=0.49

6、(3.58 0.515嚴(yán)=0.42同理可得：提留段的平均溫度T2 = TB Tf = 100 67.2 =83.60C2 2查表可得在 83.60C 時(shí)ET(提)=0.49(3.58 0.336)-0.245=0.468四、實(shí)際塔板數(shù)NpNtEt#實(shí)際塔板數(shù)化工原理課程設(shè)計(jì)(1)精餾段:Nr二6 =14.3，取整15塊，考慮安全系數(shù)加一塊為15塊。0.42(2)提餾段:NS(提)二4=8.55，取整9塊，考慮安全系數(shù)加一塊，為9塊。(提)0.468故進(jìn)料板為第16塊，實(shí)際總板數(shù)為25塊。全塔總效率：ET =Nt -1 = 0. 42Np13五、精餾塔主題尺寸的計(jì)算1精餾段與提餾段的汽液體積流量

7、精餾段的汽液體積流量整理精餾段的已知數(shù)據(jù)列于表 3(見下頁(yè))，由表中數(shù)據(jù)可知:液相平均摩爾質(zhì)量：M=(21.774+56.798)/2=39.29kg/kmol液相平均溫度：tm=(tf+td)/2=(67.2+56.5)/2=61.85C位置進(jìn)料板塔頂(第塊板)摩爾分?jǐn)?shù)Xf=0.09370y仁 XD=0.9680yf=0.7500X仁0.9500摩爾質(zhì)量/ kg /kmolMLf=20.22M Lf=56.79Mvf=43.46Mvl=56.08溫度/c67.2056.70表6.精餾段的已知數(shù)據(jù)在平均溫度下查得 訂。=971.1kg/m3, ?CHCOH 二 735kg / m3液相平均密度

8、為：2其中，a 1 =0.1580a 2 =0.8420所以，p lm =852.35kg/m3精餾段的液相負(fù)荷 L=RD=1.3032*52.18=68kmol/h3Ln=LM/ p lm=68X39.29/852.35=3.13 m /h由 PV 二 nRT mRT PM m RT 二?RT MV所以 PMRT精餾段塔頂壓強(qiáng)P ,二101.3KPa若取單板壓降為0.7,則進(jìn)料板壓強(qiáng) PF = FD 0.7 15J11.825KR氣相平均壓強(qiáng) Pm = 101.325 111.825 = 106.5752氣相平均摩爾質(zhì)量 MVm = 56.79 43.42 = 50.105kg / kmol

9、2氣相平均密度?vmPmMvm106.57550.105 =1.92kg /m38.314 335.1汽相負(fù)荷 V=( R+1)D=(1.3032+1)52.18=120.18kmol/hVMvm6m120.18 50.105i?92= 3136.26M3/h精餾段的負(fù)荷列于表7表7精餾段的汽液相負(fù)荷名稱汽相液相平均摩爾質(zhì)量/kg / kmol50.10539.29平均密度/kg/m31.92852.35體積流量/m /h3136.263.13提餾段的汽液體積流量Qn =Qn,L+Qn,FQn L=68+574.08=642.08Kmol/hQn V=Qn,VQn V=(R+1)Qn,D=12

10、0.18Kmol/h整理提餾段的已知數(shù)據(jù)列于表8,采用與精餾段相同的計(jì)算方法可以得到提餾段 的負(fù)荷，結(jié)果列于表9。表8提餾段的已知數(shù)據(jù)位置塔釜進(jìn)料板摩爾分?jǐn)?shù)Xw=0.00629Xf=0.0937Yw=0.00627Yf=0.750摩爾 質(zhì) 量Mlv = 20.77M Lf=20.22/kg / kmolMlv=18.272M vf=43.46溫度/C10067.2表9提餾段的汽液相負(fù)荷名稱液相汽相平均摩爾質(zhì)量/kg / kmol19.1230.846平均密度/kg/m3951.371.809體積流里/m / h12.920492塔徑的計(jì)算在塔頂?shù)臏囟认虏楸砻鎻埩Ρ? =19.0mN/mc66.

11、595mN /mcmD =0.968 19 (1 -0.968) 66.595 = 20.523mN/m在進(jìn)料板溫度下查表面張力表：二i=17.9mN/m 二2 =64.74mN/m二計(jì)=0.0937 17.9 (1 -0.0937) 64.74 =60.35mN / m在塔底溫度下查表面張力表：c1=14.3mN/m c2 =58.4mN/m-mW = 0.00629 14.3 (1 -0.00629) 58.4 = 58.12mN/m精餾段液相平均表面張力2。5236.35 = 40.4373mN/m提餾段液相平均表面張力6035 5859.24mN/m全塔液相平均表面張力2。5236.3

12、5畑仁詡窗訕如在塔頂?shù)臏囟认虏檎扯缺硇?0.24mP s 2 =0.51mPa slg % =0.968 lg 0.24 (1 -0.968) lg0.51 0.610% =0.245mP s在進(jìn)料板溫度下查粘度表：山二0.23mP s 0.46mPa slgmf 二 0.0937 lg 0.23 (1 - 0.0937) lg 0.46 二-0.367mw 二 0.431mP s在塔底溫度下查粘度表：小=0.160mP s - =0.249mPa slg Amw =0.00629 lg0.160 (1 -0.00629 lg 0.24-0.607化工原理課程設(shè)計(jì)19mw = 0.249mP

13、s精餾段液相平均粘度Jm0.431 a”5 二 0.338mPa s提餾段液相平均粘度Jm431.249 =0.339mPa s全塔液相平均粘度0245 O.431 0.249“3 0mpas1.塔徑的計(jì)算精餾段的體積流率計(jì)算:VMvm3600 ?lm120.18 50.1053600 1.922=0.87m / sLMlmLS =3600 L_ 68 38.1485-3600 852.3493=0.00087 m /sUmax=C.LV提留段：Vs=0.569M2/s Ls=0.0036M2/s（史密斯關(guān)聯(lián)圖）圖橫坐標(biāo)：Ll/2k、12沁7 （沁門=0.0230.871.92提留段:（口Vs

14、匚O.。036（951.37）120450.5691.809取板間距Ht =0.3，板上液層高度 九=0.06mHT -hL =0.3-0.06 = 0.24m:查附圖：表觀空塔氣速:估算塔徑：C20 = 0.052C 遵宀。52 （曾宀。05986Umax =0.05986. 852.31.92 = 1.259m/sU = （0.6-0.8）Umax提留段：C20=0.04Umax=1.138 m/s塔截面積:D= V4s ：1.2mV兀U：.22A1.21.1304m24提留段：D 1.03MAt=0.83m2實(shí)際塔氣速：u =Vs 二 0.87 -0.77m/sat1.1304U=0.6

15、9m/s精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：Z精=N精-1HT = 15-10.3 = 4.2m提留段有效高度為：Z提二 N提-1 Ht 二 9-10.3 = 2.4m在進(jìn)料板上方開一小孔，其高度為 0.8m，故精餾塔的有效高度為:Z =Z精 Z提 0.8 = 7.4 m3.溢流裝置的計(jì)算堰長(zhǎng)lw可取 lw=0.66D=0.66X 1.2=0.792mLw=0.6798m溢流堰高度hw由hw = h|_ -hw，選用平直堰，堰上液層咼度:how2 c c ,/ , 32.84LnE 1000(Lw取用E=1，則how1000800mm,故塔板采用分塊式，查表5-3得：塔板分3塊 邊緣區(qū)寬度

16、確定取 WS 二 WS =0.070m,WL = 0.035m開孔區(qū)面積A/ 2 、廠22 町xAa =2 x*r x +arcs in、180r yD1 2xW0.1632 0.07 =0.3 6 6n82 2其中，D1 2rWL0.0 3 5 0.5 6 m2 2Aa =2 漢 0.3 6 68/0.5 6 5-0.3 6 62 X 0.5 6 5arcs0n 6 60.7 6rSi2、1 800.5 6 5丿篩孔計(jì)算及其排列選用S =3mm碳鋼篩孔直徑板，取篩孔直徑d0 =5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t=3do=5mm篩孔數(shù)目:n =1158000 Aa/t2 =1158000

17、 .765 = 393個(gè)15A2開孔率:= 0.907dt 彳二 0.907迪2 = 10.1%10.015 丿氣體通過(guò)閥孔的氣速為:U。-0.87/ 0.101 0.7651=11.26m/s0化工原理課程設(shè)計(jì)3塔高的計(jì)算塔的高度可以由下式計(jì)算：Z=Hp4（N2S）H + STH + FH+WHHp-塔頂空間（不包括頭蓋部分）Ht-板間距N-實(shí)際板數(shù)S-人孔數(shù)Hf-進(jìn)料板出板間距Hw-塔底空間（不包括底蓋部分）已知實(shí)際塔板數(shù)為N=23塊，板間距Ht=0.3由于料液較清潔，無(wú)需經(jīng)常清洗， 可取每隔8塊板設(shè)一個(gè)人孔，因?yàn)榘鍞?shù)較少，所以可以忽略人工開孔數(shù)。取人孔兩板之間的間距 Ht =0.6m，則

18、塔頂空間Hp=1m，塔底空間Hw=1.5m,進(jìn)料板空間高度Hf =0.8m，那么，全塔高度：Z = 17.1m4塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定由于塔徑大于800mm,所以采用單溢流型分塊式塔板。取無(wú)效邊緣區(qū)寬度Wc=35mm,破沫區(qū)寬度W70mm，查得堰長(zhǎng)檐長(zhǎng)Lw = 792mm弓形溢流管寬度 Wd -163mm弓形降液管面積Af = 0.09m2A降液管面積與塔截面積之比二7.62%AT堰長(zhǎng)與塔徑之比 山=0.660D降液管的體積與液相流量之比，即液體在降液管中停留時(shí)間一般應(yīng)大于5s液體在精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間A f *Ht 0.086 0.3 l符合要求t = 31s 5sLst0.00087液體在

19、精餾段降液管內(nèi)的停留時(shí)間ST0.063 0.30.0036= 5.25S 5S符合要求5弓形降液管采用平直堰，堰高h(yuǎn)w二hi -血hL-板上液層深度，一般不宜超過(guò)60-70mmhow -堰上液流高度堰上的液流高度可根據(jù)Fran cis公式計(jì)算L 2 hw = 0.00284E（）3LWE-液體的收縮系數(shù)Ls-液相的體積流量Lw -堰長(zhǎng)精餾段how = 0.00284 E(3600 0.000870.7922)3= 0.0071E23由 Lw =0.66D+沁0晉75.6(Lw)2.50.7 9 25查手冊(cè)知 E=1 則hoW =0.0071 X1=0.0071mh w =0.06-0.0071

20、=0.0529m降液管底部離塔板距離h0,考慮液圭寸，取h0比hW小15mm 即 hg =0.0529-0.015=0.0379同理，對(duì)提餾段12.93hw = 0.00284E()3 0202E0.6798由 Lw =0.66D查手冊(cè)得E=1.how =0.0202 X1=0.0202mhw =0.06-0.0202=0.0398mh =0.0398-0.01=0.0298m6開孔區(qū)面積計(jì)算已知 Wd=0.12m進(jìn)取無(wú)效邊緣區(qū)寬度 Wc =0.035m破沫區(qū)寬度 Ws =0.07m閥孔總面積可由下式計(jì)算提留段：x=0.304mR=0.48mAa=0.542m2/sx= D-(Ws Wd) =

21、0.5 -(0.070.163) = 0.3668m2r=D -Wc =0.6 -0.035 =0.565m2所JI+1800Aa=2 0.3668.0.5652 -0.366820.5652 arcsi n(0.3668) = 0.765m20.565提留段；N=2789 個(gè)二 10.1%7篩板的篩孔和開孔率因丙酮-水組分無(wú)腐蝕性，可選用二=3mm碳鋼板，取篩空直徑d0=5mm 篩空按正三角排列，孔中心距 t=3d0=3 5=15mm篩孔數(shù)目 n J158000Aa J15%00) 0.7 6 53 9 3 7t2152開孔率二0907 =10.07% (在 5-15%范圍內(nèi))(t/d)23

22、2氣體通過(guò)篩孔的氣速為Uo則精餾段Uoj提餾段UoT0.870.10070.7650.3530.1007 0.962= 11.29m/s二 10.39m/ s化工原理課程設(shè)計(jì)11六、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1塔板壓降干板阻力hc計(jì)算干板阻力九=0.015 UoV八Pl丿由所選用篩板d67，查得Co =0.7732 hcm05l11.290.7731.928 5.34 90-0 2 4m液柱氣體通過(guò)液層的阻力hL的計(jì)算氣體通過(guò)液層的阻力二巾1Vs0.87Ua s0.833m/sAt - Af 1.1304 -0.086F。=Ua =0.833.1.92 =1.15kg12/ s m2查圖得：2 =0.

23、70hL 二：hL 二 hw how 二：0.0529 0.0071 = 0.042液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力hc46Igdo4 40.4373 10；852.35 9.81 0.005=0.00387m 液柱氣體通過(guò)每層塔板的高度hp可計(jì)算:hp 二 hc hL h：；. -0.0 70 3 7Pp 二 hp：g =5 88巳:7 0 Pa（700Pa=S計(jì)允許值）精餾段：Hc=0.0175m 液柱Ua=0.83m/sFo=1.14Hl=0.042h；- 0.0051m液柱hp=0.0645：P=597.3pa 700pa（700pa=設(shè)計(jì)允許 值）2液面落差對(duì)于篩板塔，

24、液面落差很小，由于塔徑和液流量均不大，所以可忽略液面落差 的影響。提留段:液沫夾帶液沫夾帶量，采用公式e =5.7 10匚Ua Hhf 32由 hf -2.5h2.5 0.040.105m所以e =5.7 10占40.4373/、3.2廣 11.26!l0.30.105 丿Hf=0.105m ev =0.0321.5穩(wěn)定系數(shù)：K =0 = 1.911.5U 0,min故在本實(shí)驗(yàn)中無(wú)明顯漏液。 液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度 Hd應(yīng)服從式子出乞:Ht hw取即=0.5,Ht hw 1=0.5 0.3 0.05291=0.17645而Hd=hp+h,+hd，板上不設(shè)進(jìn)口堰，則有hd =0.

25、153U0 2 =0.153漢(0.08 2 =0.001m液柱Hd =hp + h +1% =0.08 + 0.06+0.0 0 10.1 4 1(Ht +hw )可知，本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛:(Ht hw)二0.5 (0.3 0.0398)-0.1699Hd=0.064+0.042+0.001=0.1160.17645七、塔板負(fù)荷性能圖1精餾段塔板負(fù)荷性能圖1.1漏液線查CodS圖知Uo,min =4.40.00560.13hL 二 hTLv= 4.4 0.7720.0056 0.13 0.042-0.0040852.34/2.01= 0.1036 3.867158.103L：3在操作范圍內(nèi)，

26、任取幾個(gè)Ls值，已上式計(jì)算VsLs m3/s0.0010.0040.0080.01Vs m3/s0.21850.23930.25780.26541.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:5.7 10“oLI丄 2.84*3600Ls V3= 2.5hL =2.50.0529 +漢1漢11000、0.792 丿VsAT - Af-0.957VShf= 0.13225 1.948L：3Vs1.1304-0.086解得 VS=1.33-15.8LS2/33Ls m /s0.0010.0040.0080.01Vs m3/s1.1720.9320.6980.5966可作出液

27、沫夾帶線 2Ht -h2；= 0.16775 -1.948Ls35.7燈040.4373 10 J0.957Vs八3.2=0.10.16325-2.553L1.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降，對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how =0.00526作為最小液相負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。2how-0.0093E2.843600Lsf1000( LwE=1,則L s,min0.0071 10002.843)20.7923600=0.0 0 0 m6/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限3.1.4液相負(fù)荷上限線以二=3s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限AfHT-

28、3 LS,minAf H0.3 0.0863-0.0086m3/ss,maxAfHT30.3 0.08633=0.0086m /s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線4。1.5液泛線為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板降液管內(nèi)，須維持的液層高度Hd令 Hd =%Ht +hwT(0.3+0.0538) 出=hp+n+hdhp = 0 + 九 + ghi =16% , hL -hw how聯(lián)立得Ht 川汁； -1 hC 1)how hc hd整理得：aVcf =bcll -d,L|/30.051、( ) (A0C0): L0.0512(0.101 0.765 0.773)1 9()= 0.

29、322852.35b 二 Ht ( - ：-1)hw=0.5 0.3 (0.5-0.7 -1) 0.0529 = 0.086520.1532(Iwh。)0.1532(0.792* 0.04541)= 118.29d, =2.84 10J3E(V )( 3600 )2/3 =1.320.7920.0322V： =0.08652-118.29L2;-1.32 L：3Ls m3/s0.0010.0040.0080.01Vs m3/s1.511.260.90.648列表計(jì)算如下由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下:精餾A)在負(fù)荷性能圖A 上, 操作上線為液泛控制,

30、3Vs，max= 1.35m /s作出操作點(diǎn) A，連接OA，即可作出操作線。由圖可以看出，該篩板的 下線為漏液控制。由圖查得3Vs，min = 0.6m /Smax/Vsmin=2.25故 操 彈 性 為 Vs圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷下線,黑色線為操作線2提餾段塔板負(fù)荷性能圖2.1漏液線查CodS圖知3.246 60.589L在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，已上式計(jì)算VsUo,min =44. 0.0056 0.13hL -h匚幾 匚= 0.1036Ls m3/s0.0030.00350.0040.0045化工原理課程設(shè)計(jì)Vs m3/s0.21990.22320.22630.3

31、4222.2液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:3.25.7x10UaoLlHT-hf 丿0LS5513必=%.1.304/sa At -Af 0.830.063 hf=2.5hL=2.5( hw+how), hw=( 0.0398+0.0202)*2.5=0.03982/32/3how=2.84/1000 僅074 &600LS/0.6798) =0.927Ls2/32/32/3則 hf=0.0995+2.3175 LsHT-hf=0.3-0.0995-2.3175Ls =0.2005-2.3175 Ls5.7 10 啟59.24 10-f2=0.1|1.304

32、VS2.0.2005 2.3175Ls _解得 Vs=1.3476-15.5766L SLs/(m 3/s)0.0030.00350.0040.0045Vs/(m3/s)1.0260.990.95770.9257可作出液沫夾帶線22.3液相負(fù)荷下限線how = 0.00284E(3600LsLw2)3-0.006E=1s,min0.0202(0.00284 1)0.679836003=0.0032m /s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下線3。2.4液相負(fù)荷上限線以二=5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限Af Ht_ 5, L S ,minAfHT0.06380.3二 0.00383 m

33、3/s化工原理課程設(shè)計(jì)據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上線42.5液泛線0.051(6)(AoCo)2(幾0.051(0.101 0.542 0.773)21.809951.37)=0.05423b = Ht ( -1)hw =0.5 0.3 (0.5 -0.7 -1) 0.0398 = 0.102240.153(Iwh。)20.153(0.6798 0.0323)2= 317.32丄 n 3600 2/3J33600 -o= 2.84 10 E(V )()2=2.84 101 (1 0.7) ()3 =1.4668lw0.67980.054V： =0.102241-317.3L： -1

34、.4668 L2；3列表計(jì)算如下Ls/(m3/s)1 0.0030.00350.0041 0.0045Vs/(m3/s)：1.1291.0931.0559P 1.034由此表數(shù)據(jù)即可做出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可做出篩板塔的負(fù)荷性能圖如下：提留段塔板負(fù)荷性能圖Ls M3/S漏夜線液沫夾帶線液泛線B：在負(fù)荷性能圖B上，作出操作點(diǎn)A，連接0A，即可作出操作線。由圖可以看 出，該篩板的操作上線為液泛控制，下線為液相負(fù)荷下線控制。由圖查得33Vs，max= 1.05m /sVs，min= 0.3m /s故操作彈性為 Vs，max/Vs， min= 3.43圖中紅色線為液相負(fù)荷上線，藍(lán)色線為液相負(fù)荷

35、下線，黑色線為操作線八、精餾塔的主要附屬設(shè)備1. 塔頂全凝器設(shè)計(jì)計(jì)算(1)冷凝器的選擇：強(qiáng)制循環(huán)式冷凝器冷凝器置于塔下部適當(dāng)位置，用泵向塔頂送回流冷凝水，在冷凝器和泵 之間需設(shè)回流罐，這樣可以減少臺(tái)架，且便于維修、安裝，造價(jià)不高。(2)冷凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗量塔頂全凝器的熱負(fù)荷：塔頂溫度：tD=56.5 C進(jìn)料板溫度：tF=67.2 C塔釜溫度：tw=100 C塔頂：用內(nèi)插法求溫度tLD=56.757 CtvD =56.837* C冷凝器的熱負(fù)荷：Qc =(R 1)D(|vd _|LD)I VD塔頂上升氣體的焓I LD塔頂鎦出液的焓|VD | LD = XD = HV丙-(X-HV 水

36、)Hv丙丙酮的蒸發(fā)潛熱：Hv水 水的蒸發(fā)潛熱蒸發(fā)潛熱與溫度的關(guān)系：J：Hv2 = . ：HV1(- !)0381-Tr,2Tr對(duì)比溫度沸點(diǎn)/ C蒸發(fā)潛熱KJ/KgTc/K丙酮56.5523508.1水1002257648.15在 tvD=56.837 C丙酮：Tr,1=0.65Tr,2=0.649Hv 丙=522.4KJ/Kg同理可得：在 3=56.757 C水：Tr,1=0.51Tr，2=0.576Hv 水=2384.6KJ/Kg因?yàn)?R=1.3032D=52.18Koml/h MD=56.798Kg/KomlD1= D *M d =2963.72Kg/h6Qc=3.97 10 KJ /h因?yàn)樯綎|地區(qū)夏季平均溫度為 35 C,所以選用35 C的冷卻水，升溫10 C. 在于是冷凝水用量：qm2Q -Cpc (t2 - ti)Cpc在溫度為平均溫度40 C下查取為4.174KJ/( Kg* C)Wc=4.76 104Kg/h取冷凝器傳熱系數(shù)：K=2302KJ /(m2 h 0 C)A=QK -：