完整化工原理課程設(shè)計(jì)苯甲苯精餾塔設(shè)計(jì)

1、苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)武 昌 理 工 學(xué) 院化工原理課程設(shè)計(jì) 題 目：產(chǎn)量24180t/a93.2%苯的篩板精餾塔的設(shè)計(jì) 學(xué) 院： 生命科學(xué)學(xué)院 專 業(yè)： 制藥1101 學(xué) 號(hào)： 20114790013 學(xué)生姓名： 柯永新 指導(dǎo)教師： 陳馳 2013年6月28日目錄一 序 言2二 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)3三 設(shè)計(jì)計(jì)算43.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集43.2 精餾塔的物料衡算63.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算103.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算153.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算163.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算193.7 塔板負(fù)荷性能圖22四 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表27五 板式塔得

2、結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備285.1附件的計(jì)算285.1.1接管285.1.2冷凝器305.1.3 再沸器305.2 板式塔結(jié)構(gòu)31故全塔高為11.3m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。六 參考書(shū)目32七 附錄33一 序 言 精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以

3、是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來(lái)分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式塔將其分離。二 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)設(shè)計(jì)題目板式精餾塔的設(shè)計(jì)主要內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介：對(duì)給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備進(jìn)行簡(jiǎn)述；2、主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算：工藝參數(shù)的選定、物料和能量衡算、 篩板塔結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算；3、輔助設(shè)備的選型；4、 繪流程圖：以單線圖的形式描繪，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的 物料方向、物流量、能流量；5、精餾塔的設(shè)備工藝條件圖；6、編寫(xiě)設(shè)計(jì)計(jì)算說(shuō)明書(shū)。設(shè)計(jì)參

4、數(shù)1、用板式精餾塔分離苯-甲苯雙組分溶液；2、處理能力為3250kg/h； 3、原料液中xf=0.351（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）；3、設(shè)計(jì)要求，餾出液xd=0.932，釜底液xw=0.0424、進(jìn)料狀態(tài)屬于泡點(diǎn)進(jìn)料；5、操作壓力是常壓，采用間接蒸汽加熱方式。設(shè)計(jì)計(jì)劃進(jìn)度1、布置任務(wù)，查閱資料，其它準(zhǔn)備1天2、主要工藝設(shè)計(jì)計(jì)算3天3、輔助設(shè)備選型計(jì)算1天4、繪制工藝流程圖2天5、繪制主要設(shè)備工藝條件圖2天6、編寫(xiě)設(shè)計(jì)計(jì)算說(shuō)明書(shū)2天7、考核1天合計(jì)：（2周）12天主要參考文獻(xiàn)1、化工原理課程設(shè)計(jì)，賈紹義等編，天津大學(xué)出版社，2002.082、化工原理（上、下冊(cè)），夏清等編，天津大學(xué)出版社，2005.01

5、3、化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)（第三版）（上下冊(cè)），化學(xué)工業(yè)出版社， 2003.08 等等。設(shè)計(jì)文件要求1、設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)：a4幅面；2、工藝流程圖：a2幅面；3、設(shè)備工藝條件圖：a3幅面；三 設(shè)計(jì)計(jì)算3.1 設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要求，可以在常壓下操作。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.8倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接

6、蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm，篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有： () 結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 () 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。 () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。 () 壓降較低，

7、每板壓力比泡罩塔約低30左右。 篩板塔的缺點(diǎn)是： () 塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。 () 操作彈性較小(約23)。() 小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖：表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量m沸點(diǎn)（）臨界溫度tc（）臨界壓強(qiáng)pc（kpa）苯ac6h678.1180.1288.56833.4甲苯bc6h5ch392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kpa40.046.054.063.374.386.0表3 常溫

8、下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯，mn/m甲苯，mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768表6 液體粘度（1：）溫度()80901001

9、10120苯（mp.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mp.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.

10、8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.03.2 精餾塔的物料衡算(1) 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 苯的摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 自定義取值xf=0.351 xd=0.932 xw=0.042（2）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 mf=0.35178.11+(1-0.351)92.13=87.21(/mol)md=0.93278.11+(1

11、-0.932)92.13=79.06(/mol)mw=0.04278.11+(1-0.042)92.13=91.56(/mol)（3）物料衡算 原料處理量f = 3250/81.20 =40.03kmol/h總物料衡算 d + w =40.03苯物料衡算 0.351f = 0.932d + 0.042w聯(lián)立解得 d = 13.90 kmol/h w = 26.13 kmol/h式中 f-原料液流量 d-塔頂產(chǎn)品量 w-塔底產(chǎn)品量3 塔板數(shù)的確定 （1）理論板層數(shù)nt的求取 苯一甲苯屬理想物系，可采逐板計(jì)算求理論板層數(shù)。 利用q線方程和相平衡方程聯(lián)立求解得到最小回流比 q線方程： （泡點(diǎn)進(jìn)料q=

12、1） 相平衡方程：y=xp/(1+(-1)xp) q=1則q線為垂直線，古xp = xf = 0.351相對(duì)揮發(fā)度 = va /vb = pa0 /pb0 （參照上表）計(jì)算求得平均揮發(fā)度 = 2.47求得 xp = 0.351 yp = 0.57依據(jù)最小回流比計(jì)算公式 rmin = (xd - yp)/(yp - xp)=1.65r = 1.8rmin =1.81.65=2.97求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 l = rd = 1.65 13.90=22.935 (kmol/h)v =(r+1)d=(1.65+1)13.90= 36.835 (kmol/h)v、=（r+1)d _ (1 - q)f =

13、 2.6513.90=36.835 (kmol/h) (泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1)l、= rd + qf = 1.6513.9 + 40.03 =62.965 (kmol/h)求操作線方程 精餾段操作線方程為yn+1 = r xn/(r+1) + xd/(r+1) = 0.75 xn +0.233提餾段操作線方程為yn+1 = l、xn/v、 - wxw/v、 = 1.71xn -0.03（2）逐板法求理論板又根據(jù) 可解得 =2.47 相平衡方程 解得 變形得 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算 = 0.932 ， =0.847yn+1 = 0.75 xn +0.233 y2 = 0.75 x1

14、+0.233 =0.868 x2 =0.723y3= 0.75 x2 +0.233 =0.775 x3 = 0.580y4= 0.75 x3 +0.233 =0.668 x4 = 0.450y5= 0.75 x4 +0.233 =0.571 x5 = 0.350 因?yàn)? x5 = 0.350 xf=0.351故精餾段理論板 n=5，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算yn+1 = l、xn/v、 + wxw/v、 = 1.71xn +0.03y6= 1.71x5 -0.03 =0.568 x6 = 0.347 y7= 1.71x6-0.03 = 0.563 x7 = 0.343y8=0.55

15、7 x8=0.337.y17= 0.140 x17=0.062y18= 0.076 x18=0.032因?yàn)椋?x18=0.032 xw=0.042所以提留段理論板 n=18-5=13（不包括塔釜）進(jìn)料板是定在第6塊。（3） 全塔效率的計(jì)算查溫度組成圖得到，塔頂溫度td=80.94，塔釜溫度tw=105，全塔平均溫度tm =92.97。分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度，平均粘度由公式，得全塔效率et（4） 求實(shí)際板數(shù) 精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)進(jìn)料板在第18塊板。3.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（1）操作壓力計(jì)算 塔頂操作壓力p4+101.3 kpa每層塔板壓降 p0.7 k

16、pa進(jìn)料板壓力105.3+0.710112.2 kpa塔底操作壓力=119.3 kpa精餾段平均壓力 p m1 （105.3+112.3）2108.8 kpa提餾段平均壓力p m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kpa（2）操作溫度計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由 安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度進(jìn)料板溫度85.53 塔底溫度=105.0精餾段平均溫度=（ 80.9.+85.53）/2 = 83.24提餾段平均溫度=（85.53+105.0）/2 =95.27（3）平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由

17、xd=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.959進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.877， 0.742塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量（4） 平均密度計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均密度的計(jì)算 由td80.94，查手冊(cè)得 塔頂液相的質(zhì)量分率 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算 由tf85.53，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw105.0，查手冊(cè)得 塔底液相的

18、質(zhì)量分率 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為(5) 液體平均表面張力計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 td80.94，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tf85.53，查手冊(cè)得 塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由 tw105.0，查手冊(cè)得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為 (6) 液體平均粘度計(jì)算 液相平均粘度依下式計(jì)算，即 lm=xii塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由 td80.94，查手冊(cè)得 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 由tf85.53，查手冊(cè)得 塔底液相平均粘度的計(jì)算 由tw105.0，查手冊(cè)得 精餾段液相平均粘度為 提餾段液相平

19、均粘度為 （7）氣液負(fù)荷計(jì)算 精餾段：v = (r + 1)d =3.9713.9 = 55.18(kmol/h)vs = v.mvm/(3600pvm) = 55.1879.09/(36002.90)=0.418(m3/s)l = r.d=2.9713.9=41.28(kmol/h)ls=v.mlm/(3600plm) =36.83580.21/(3600810.6)=0.001(m3/s) 提餾段：v = (r + 1)d+(q-1)f=2.9713.9 = 55.18(kmol/h)vs = v.mvm/(3600pvm) =36.83584.79/（36003.21）=0.270(m3

20、/s)l = r.d+qf=2.9713.9 + 40.03 = 81.31 (kmol/h)ls = v.mlm/(3600plm) = 36.83580.21/(3600810.6) =0.001(m3/s) 3.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 (1) 塔徑的計(jì)算塔板間距ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表7 板間距與塔徑關(guān)系塔徑dt，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距ht，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層

21、高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得c20=0.070；依式校正物系表面張力為時(shí)0.0707 可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.66m/s。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；0.0717查2：圖38得c20=0.068；依式=0.069校正物系表面張力為時(shí)按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速1.56m/s。 將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2.0m。3.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算(1) 溢流裝置計(jì)算 精餾段因塔徑d2.0m，可選用單溢流

22、弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅w=（0.60.8）d，取堰長(zhǎng)為0.60d=0.602.0=1.20mb)出口堰高：故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查（2：圖313）得，故 ，利用(2：式310)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25）依(2：式311)：符合（）e)受液盤 采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm同理可以算出提溜段相關(guān)數(shù)據(jù)如下：a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅w=（0.60.8）d，取堰長(zhǎng)為0.66d=0.81.6=1.056mb)出口

23、堰高：由查知e=1.04,依式可得故c)降液管的寬度與降液管的面積：由 查圖得， 故計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即15.16（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速0.1m/s（0.07-0.25） 0.036（m）符合（）(2) 塔板布置 精餾段塔板的分塊 因d800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段：a) 取邊緣區(qū)寬度 安定區(qū)寬度 b)計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積，解得， c)篩孔數(shù)與開(kāi)孔率：取篩空的孔徑為，正三角形排列，一般碳的板厚為,取3.5，故孔中心距55=17.5mm篩孔數(shù) 則每層板上的開(kāi)孔面積為 氣體通過(guò)篩孔的氣速為 3.6 篩板的流體力

24、學(xué)驗(yàn)算 塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。(1) 氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算 精餾段：a) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，c0=0.84由式b)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗剑蕜t單板壓強(qiáng)：(2) 液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。 (4) 漏液由式篩板的穩(wěn)定

25、性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。 （5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。同精餾段公式計(jì)算，提溜段各參數(shù)計(jì)算如下：(1) 氣體通過(guò)篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算a) 干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋篵)氣體穿過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c)克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋海?故則單板壓降： （2）液面落差 對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。 (3) 液沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)

26、荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。(4) 漏液 查得： 篩板的穩(wěn)定性系數(shù)，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。(5) 液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式， 而取，則故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。3.7 塔板負(fù)荷性能圖 精餾段：(1) 霧沫夾帶線 霧沫夾帶量取，前面求得，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。 表8ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006vs /(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。 (2

27、) 液泛線 由e=1.04,lw=1.2得：已算出，代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。 表10ls /(m3/s) 0.0030.0040.0050.006vs /(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。 (3) 液相負(fù)荷上限線 以4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限， 據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0163（m3/s）。 (4) 漏液線 由和，代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，依上式計(jì)算出vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-21。 表11ls /(m3/s) 0.0030.004

28、0.0050.006vs /(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線4。 (5) 液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。e=1.04據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 圖1 精餾段篩板負(fù)荷性能圖 在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)p，連接op，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。同精餾段，得出提餾段的各曲線為：(1) 霧沫夾帶線 整理得：(2) 液泛線 已知e=1.06 lw=1.2，同理精餾段得：由此可作出精餾段液泛線2

29、。(3) 漏液線 整理得：據(jù)此可作出漏液線3。 (4) 液相負(fù)荷上限線 以5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.013。 (5) 液相負(fù)荷下限線 以how5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，整理得：由此可作出液相負(fù)荷下限線5。 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。 四 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)pmkpa108.8115.8各段平均溫度tm83.2495.27平均流量氣相vsm3/s2.082.02液相l(xiāng)sm3/s0.00430.0092實(shí)際塔板數(shù)n塊1010板間距htm0.400.40塔的有效

30、高度zm3.63.6塔徑dm22空塔氣速um/s0.660.643塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.21.2堰高h(yuǎn)wm0.0440.044溢流堰寬度wdm0.20.2管底與受業(yè)盤距離hom0.0360.0767板上清液層高度hlm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm17.517.5孔數(shù)n個(gè)96609660開(kāi)孔面積m20.1850.185篩孔氣速uom/s11.2610.92塔板壓降hpkpa0.5910.591液體在降液管中停留時(shí)間s7.097.09降液管內(nèi)清液層高度hdm0.1210.121霧沫夾帶evkg液/kg氣0.007320.00657負(fù)荷上限霧

31、沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷vsmaxm3/s3.6氣相最小負(fù)荷vsminm3/s1.2操作彈性3.1五 板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備5.1附件的計(jì)算5.1.1接管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、t形進(jìn)料管。本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。f=149kg/h , =807.9kg/ 則體積流量 管內(nèi)流速則管徑取進(jìn)料管規(guī)格952.5 則管內(nèi)徑d=90mm進(jìn)料管實(shí)際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質(zhì)量,平均密度則液體流量取管內(nèi)流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格652.5 則管內(nèi)直徑d=60mm回流管內(nèi)實(shí)際流速(3)塔頂蒸汽接管則整齊體積流量取管內(nèi)蒸汽流速則可取回流管規(guī)格43012 則實(shí)際管徑d=416mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h 平均密度平均摩爾質(zhì)量體積流量：取管內(nèi)流速則可取回流管規(guī)