苯-甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì)

1、河 西 學(xué) 院Hexi University化工原理課程設(shè)計(jì)題 目: 苯-甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì) 學(xué) 院: 化學(xué)化工學(xué)院 專 業(yè): 化學(xué)工程與工藝 學(xué) 號(hào): 2014210020 姓 名: 屈淵 指導(dǎo)教師: 王海平 2016年11月20日化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯精餾分離板式塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1.設(shè)計(jì)任務(wù)生產(chǎn)能力（進(jìn)料量） 85000 噸/年操作周期 7920 小時(shí)/年進(jìn)料組成 46% （苯） （質(zhì)量分率，下同）塔頂產(chǎn)品組成 98% （苯） 塔底產(chǎn)品組成 1.0% （苯）回流比， 自選 單板壓降 700Pa 2.操作條件操作壓力 塔頂為常壓 進(jìn)料熱狀態(tài) 進(jìn)料溫度20

2、加熱蒸汽 0.25Mpa(表壓) 3.設(shè)備型式 篩板塔 4.廠址 河北省 三、設(shè)計(jì)內(nèi)容1.設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明2.塔的工藝計(jì)算3.主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（1）塔徑、塔高及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（2）塔板的流體力學(xué)校核（3）塔板的負(fù)荷性能圖（4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4.輔助設(shè)備選型與計(jì)算5.設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6.工藝流程圖及精餾工藝條件圖7.設(shè)計(jì)評(píng)述目錄1.設(shè)計(jì)方案的確定12. 精餾塔工藝的設(shè)計(jì)32.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算32.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率32.1. 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量32.2物料衡算32.3 最小回流比的確定42.4精餾段和提餾段操作線方程52.4.1

3、求精餾塔的氣液相負(fù)荷52.4.2求操作線方程52.5精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置52.6實(shí)際板數(shù)的計(jì)算53. 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算73.1物性數(shù)據(jù)計(jì)算73.1.1操作壓力計(jì)算73.1.2操作溫度73.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算73.1.4平均密度計(jì)算83.1.5液體平均表面張力計(jì)算93.1.6液體平均黏度計(jì)算103.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算113.2.1精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算113.2.2塔板主要工藝尺寸的計(jì)算133.3篩板流體力學(xué)驗(yàn)算153.3.1塔板壓降153.3.2 液面落差163.3.3液沫夾帶163.3.4漏液173.3.5液泛驗(yàn)算173.4塔板負(fù)荷性能圖183.4.1漏液

4、線183.4.2液沫夾帶線183.4.3液相負(fù)荷下限線193.4.4液相負(fù)荷上限線203.4.5液泛線204.接管尺寸的確定225.板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備23篩板塔設(shè)計(jì)一覽表25參考文獻(xiàn)26主要符號(hào)說明27致謝28摘要：本設(shè)計(jì)采用篩板塔分離苯和甲苯，通過圖解理論板法計(jì)算得出理論板數(shù)為21塊，回流比為1.5，算出塔板效率0.54，實(shí)際板數(shù)為39塊，進(jìn)料位置為第18塊，在篩板塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算中得出塔徑為1.4米，全塔高19.975米，每層篩孔數(shù)目為5739。通過篩板塔的流體力學(xué)驗(yàn)算，證明各指標(biāo)數(shù)據(jù)均符合標(biāo)準(zhǔn)。同時(shí)還對(duì)精餾塔的輔助設(shè)備進(jìn)行了選型計(jì)算。關(guān)鍵詞：笨 甲苯 精餾 篩板塔1.設(shè)計(jì)方案

5、的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。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，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(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。塔釜采用間接蒸氣加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。在本設(shè)計(jì)中我們使用篩板塔，篩板塔的突出優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低。合理的設(shè)計(jì)和適當(dāng)?shù)牟僮骱Y板塔能滿足要求的操作彈性，而且效率高。采用篩板可解決堵塞問題，適當(dāng)控制漏液。篩板與泡罩板的差別在于取消了泡罩與升氣管，而直接在板上開很多小直徑的孔篩孔。操作時(shí)氣體以高速通過小孔上升，液體則通過降液管流到下一層板。分散成泡的氣體

6、使板上液層成為強(qiáng)烈湍動(dòng)的泡沫層。相同條件下，篩板塔生產(chǎn)能力比泡罩塔高10%15%，板效率亦約高10%15%，而每板壓力降則低30%左右，適用于真空蒸餾；塔板效率較高，但稍低于浮閥塔。具有較高的操作彈性，但稍低于泡罩塔。其缺點(diǎn)是小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理臟的、粘性大的和帶固體粒子的料液。流程參見附圖：22. 精餾塔工藝的設(shè)計(jì)2.1產(chǎn)品濃度的計(jì)算2.1.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量=92.13kg/mol F=原料組成： 塔頂組成： 塔底組成： 2.1. 2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 Mf=0.50178.11+1-0.501

7、92.13=80.50kg/kmol Mw=0.01278.11+1-0.01292.13=91.96kg/kmol MD=0.98378.11+1-0.98392.13=78.40kg/kmol2.2物料衡算 F=133.32kmol/h總物料衡算 F=W+D 133.32kmol/h=W+D苯物料衡算 133.32koml/h 0.501=D 0.983+W0.012 聯(lián)立得 D=67.14kmol/h W=66.1kmol/h q線方程根據(jù)公式：q=Cpmts-tF+rmrm進(jìn)料狀況下的平均溫度：ts=（91.79+20）/2=55.89進(jìn)料板的溫度： rM=0.4638978+0.54

8、36092=31842kJ/kmolCp=1.84780.46+1.84920.54=157kJ/(kmol) q=157(91.79-20)+3184231842=1.353 qq-1=3.83q線方程：y=3.83x-1.417887542.3 最小回流比的確定圖1 苯甲苯氣液平衡X-Y圖2.求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖上對(duì)角線上，自點(diǎn)d（0.501，0.501）作斜率為3.8的直線為進(jìn)料線q線，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 xq=0.581 yq=0.782最小回流比 Rmin=xd-yqyq-xq=0.983-0.7820.782-0.581=1.00取操作回流比

9、R=1.5Rmin=1.502.4精餾段和提餾段操作線方程2.4.1求精餾塔的氣液相負(fù)荷L=RD=100.71Kmol/hV=(R+1)D=167.85Kmol/hL=L+qF=281.09Kmol/hV、=V =167.85Kmol/h2.4.2求操作線方程精餾段: y = RR+1x+xDR+1=0.600x+0.393提餾段: y,=L+qFL+qF-Wx,- WxwL+qF-W=1.308x,-0.0042.5精餾塔理論塔板數(shù)及理論加料位置由苯甲苯氣液平衡線x-y圖，進(jìn)料板NF=10，精餾段9塊，提餾段11塊。2.6實(shí)際板數(shù)的計(jì)算（1）全塔效率 查表2數(shù)據(jù)利用拉烏爾定律計(jì)算 j=116

10、.946.0=2.541 t=172.974.3=2.327 =jt=2.43查表6得A=0.272mpas B=0.279 mpas平均粘度由公式，得: L=0.5010.272+0.4990.279=0.275mPa.s全塔效率ET =0.49(2.430.275)-0.245=54%（2）實(shí)際板數(shù)的求取精餾段實(shí)際板數(shù):NT=9/0.54=16.617提餾段實(shí)際板數(shù):NT=11/0.54=20.3 21（包括再沸器）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A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.

11、576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6, kPa，kPa101.3340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾率汽相中苯的摩爾率1.0001.0000.7800.9000.5810.7770.4120.6300.2580.4560.1300.26200表4 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.5

12、18.416.217.3表5 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表6 液體粘度溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.2640.2330.2540.2150.2283. 精餾塔主要工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算3.1物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.1.1操作壓力計(jì)算（1）塔頂操作壓力 Po=101.3Kpa（2）每層塔板壓降 P=0.7Kpa（3）進(jìn)料板壓力 PF=PD+PN=113.2Kpa（4）精餾段平均壓力 P,=(PD+PF)/2=107.2

13、5Kpa（5）塔底操作壓力 Pw=PD+PN=127.9Kpa（6）提餾段平均壓力 P,=(PF+PW)/2=120.55Kpa3.1.2操作溫度利用表3中的數(shù)據(jù)可求 tF ： 92.1-89.448.9-59.2=tF-92.150.1-48.9 tF=91.79 tD： 81.2-80.295.0-100=tD-81.298.3-95.0 tD = 80.54 tW: 110.6-106.10-8.8=tW-110.61.2-0 tW=109.99精餾段平均溫度：提餾段平均溫度：3.1.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（1）塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=0.983，=0.930=0.98378.11+（1-0.

14、983）92.13=78.35 kg/Kmol=0.93078.11+（1-0.930）92.13=79.09kg/Kmol（2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 yF=0.721 xF=0.530=0.72178.11+（1-0.721）92.13=82.02kg/Kmol=0.53078.11+（1-0.530）92.13=87.19kg/Kmol（3）精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=（+）/2=（78.35+82.02）/2=80.19kg/Kmol=（+）/2=（79.09+87.19）/2=83.14kg/kmol（4）塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 y21=0.024，x21 =0.004=0.02478.1

15、1+（1-0.024）92.13=91.80kg/Kmol=0.00478.11+（1-0.004）92.13=92.08kg/Kmol（5）提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算=（+）/2=（91.80+82.02）/2=86.91kg/Kmol=（+）/2=（92.08+87.19）/2=89.635kg/Kmol3.1.4平均密度計(jì)算（1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算=2.88=3.37 （2）液相平均密度計(jì)算塔頂液相平均密度計(jì)算由=80.54查表5得=812.4，=807.6=812.32進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由=91.79查表5得=796.5，=794.9進(jìn)料板質(zhì)量分率=0.53078.

16、110.53078.11+(1-0.530)92.13 =0.477=795.66精餾段液相平均密度計(jì)算=（+）/2=（812.32+795.66）/2=803.99塔底液相平均密度計(jì)算由=106.42查表5得=782.654，=783.938塔底質(zhì)量分率A=x21MAx21MA+(1-x21)MB =0.0204提餾段液相平均密度計(jì)算 Lt=(Lw+LF)/2=789.15kg/m33.1.5液體平均表面張力計(jì)算依式=Xii 計(jì)算塔頂液相平均表面張力計(jì)算由=80.54查表4得=20.984mN/m，=21.502mN/m=+（1-）=21.020mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由=91.7

17、9查表4得=19.628mN/m，=19.929 mN/m=x10+（1-x10）=19.769mN/m精餾段液相平均表面張力計(jì)算=（+）/2=（19.769+21.020）/2=20.395mN/m塔底液相平均表面張力計(jì)算由=109.99查表4得=17.9654mN/m，=18.7938 mN/m=x21+（1-x21）=0.00417.9654+（1-0.004）18.7938=18.790mN/m提餾段液相平均表面張力計(jì)算=（+）/2=（19.769+18.790）/2=19.280mN/m3.1.6液體平均黏度計(jì)算依式=Xii計(jì)算塔頂液相平均黏度計(jì)算由=80.54查表4得=0.303m

18、Pa s，=0.307mPa s=+（1-）=0.930（0.303）+（1-0.930）（0.307）得=0.302mPa s進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算由=91.79查表6得=0.264mPa s，=0.273mPa s=x10+（1-x10）=0.530（0.264）+（1-0.530）（0.273）得=0.269mPa s精餾段液相平均黏度計(jì)算=（+）/2=（0.302+0.269）/2=0.285mPa s塔底液相平均黏度計(jì)算由=100.99查表6得=0.250mPa s，=0.263mPa s=x21+（1-x21）=0.004（0.250）+（1-0.004）（0.263）=0.263

19、mPa s提餾段液相平均黏度計(jì)算=（+）/2=（0.263+0.269）/2=0.266mPa s3.2精餾塔主要工藝尺寸的計(jì)算3.2.1精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算（1）塔徑的計(jì)算精餾段塔徑的計(jì)算氣、液相體積流率=1.298=0.00289由，式中C=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為取板間距=0.4m，板上液層高度=0.06m，則-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得=0.078，則C=0.078(20.39520)0.2=0.0783=0.0783812.32-2.882.88 =1.313m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.71.313=0.9191 m/s

20、 D=4vsu=41.2980.919=1.34m按表準(zhǔn)塔徑圓整后為D= 1.4m塔截面積AT=4D2=1.539m2實(shí)際空塔氣速為0.843m/s提餾段塔徑的計(jì)算=167.8586.9136003.37 =1.202=281.0989.6353600789.15 =0.00869由，式中C=，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖的橫坐標(biāo)為0.112-=0.4-0.06=0.34m，由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得=0.069C=0.069=0.0677=1.034m/s取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7=0.71.034=0.724m/sD=4Vsu =1.45m為和精餾段塔徑保持一致，圓整后取為1.4m。塔截

21、面積AT=1.539實(shí)際空塔氣速為0.781 m/s（2）精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度=（-1）=（17-1）0.4=6.4m提餾段有效高度=（-1）=（21-1）0.4=8 m在進(jìn)料板上方開1個(gè)人孔，高度為0.8m，塔頂處開一人孔，精餾塔的效高度為Z=+0.8=15.2m3.2.2塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（1）溢流裝置計(jì)算塔徑D=1.4 m，選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤堰長(zhǎng)取=0.66D=0.661.4=0.924m堰高選用平直堰，堰上液層高度計(jì)算如下 2.841000ELhlw23，取，=2.841000（0.0028936000.924）23 =0.0143 精餾段：=-=0

22、.06-0.0143=0.0457 m提餾段：=2.841000（0.0086936000.924）23 =0.0297m=-=0.06-0.0297=0.0303m弓形降液管寬度和截面積精餾段：由=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖得=0.0722，=0.124則=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間=17.284s35s故降液管設(shè)計(jì)合理提餾段：由=0.66，查弓形降液管參數(shù)圖得=0.0722，=0.124則=0.0722=0.111，=0.124D=0.174m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間=5.748s35s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度=，取=0.15

23、m/s精餾段=36000.0028936000.9240.15 =0.0208m-=0.0249m0.006m提餾段=36000.0086936000.9240.4 =0.0235m-=0.0068m0.006m故選用凹形受液盤 =50mm（2）塔板布置塔板的分塊塔徑D1.4m，故塔板采用分塊式，查表得塔板分為4 塊邊緣區(qū)寬度WC=0.035 m，安定區(qū)寬度WS=0.065 m孔區(qū)面積計(jì)算Aa=2XR2-X2+180R2sin-1XR其中：x=D/2（Wd+WS）=1.4/2-（0.174 +0.065）=0.461mR=D/2WC=1.4/2-0.035=0.665mAa=1.118m2孔設(shè)

24、計(jì)及其排列本設(shè)計(jì)處理的物系無腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm。篩孔按正三角形排列，孔中心距t為：t=3do=35=15mm篩孔數(shù)目n為： n=1.155t21.118= 5739塔板開孔區(qū)的開孔率為=A0Aa=10.07%開孔率在515%范圍內(nèi)，符合要求。氣體通過篩孔的氣速為精餾段：u0=VsjA0=11.52m/s提餾段：u0=VstA0=10.68m/s 3.3篩板流體力學(xué)驗(yàn)算3.3.1塔板壓降（1）干板阻力hc由do/=5/3=1.67 查圖干篩孔的流量系數(shù)圖 得 C0=0.772由得精餾段：hcj=0.051(11.520.772)22.88803.99=0.040

25、m液柱 提餾段：hct=0.05110.680.77223.37789.15=0.041m液柱 （2）氣流通過液層的阻力計(jì)算由uaj=VsjAT-Af=0.908m/s且uat=VstAT-Af=0.842m/s氣相動(dòng)能因數(shù) FoF0=0.9082.88=1.541kg12/sm1/2查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.58F0=0.8423.37=1.546kg12/sm1/2 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得=0.57精餾段：=hL=0.0348m液柱提餾段：=hL=0.0342 m液柱（3）液體表面張力的阻力的計(jì)算精餾段：hj=4LjLjgd0=0.00207m液柱 提餾段：ht=0.00199m液柱 氣體通過每

26、層塔板的液柱精餾段：0.0775 m液柱提餾段： 0.0772 m液柱氣體通過每層塔板的壓降精餾段：ppj=0.0775803.999.81=611.25pa700pa 提餾段：ppt=0.0772789.159.81=597.65pa700pa 符合設(shè)計(jì)要求。3.3.2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3.3.3液沫夾帶液沫夾帶量根據(jù)設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，一般取=2.50.06=0.15m精餾段：evj=5.710-6LjUajHt-hf3.2=0.017kg液kg氣0.1kg液kg氣提餾段：evt=5.710-6LtUatHT-hf3.2=0.0

27、14 kg液kg氣0.1kg液kg氣故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量ev在允許的范圍內(nèi)3.3.4漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速精餾段： u0.min=4.40.772(0.0056+0.130.06-0.00207)803.99/2.88=6.04m/s實(shí)際孔速=11.52m/s，穩(wěn)定系數(shù)K=U0U0.min=1.911.5提餾段： u0.min=4.40.772(0.0056+0.130.06-0.00199)789.15/3.37=5.55m/s實(shí)際孔速=10.68m/s，穩(wěn)定系數(shù)K=U0U0.min=1.921.5故本設(shè)計(jì)中無明顯的漏夜。3.3.5液泛驗(yàn)算為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)滿足苯甲苯物系

28、屬一般物系，取=0.5，板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd=0.153Lslwh0=0.153u0,2=0.1530.082=0.009792 m液柱精餾段：=0.5（0.4+0.0457）=0.22285 m0.0775+0.06+0.009792=0.147 m液柱提餾段：=0.5（0.4+0.0303）=0.21515m0.0772+0.06+0.009792=0.146m故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象3.4塔板負(fù)荷性能圖3.4.1漏液線由得 ，代入數(shù)據(jù)整理后精餾段：Vsj.min=6.3830.0095+0.09Ls2/3，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算結(jié)果如下表7精餾段漏液線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00

29、060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.6430.6670.6870.703據(jù)此做精餾段塔板負(fù)荷性能圖漏液線。提餾段：Vst.min=5.8450.0075+0.09Ls2/3，在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)值，計(jì)算結(jié)果如下表8提餾段漏液線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）0.5270.5520.5720.588據(jù)此做提餾段塔板負(fù)荷性能圖漏液線。3.4.2液沫夾帶線取液沫夾帶極限值eV=0.1 kg液/kg氣由 式中Ua=VsAT-Af=0.700VsLW=0.924m，HT=0.4m，近似取E=1精餾段：整理得 Vs=2.56-15.

30、6Ls2/3在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSj，計(jì)算相應(yīng)VSj列于下表表9 精餾段液沫夾帶線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4492.3122.2002.104據(jù)此做精餾段塔板負(fù)荷性能圖液沫夾帶線。提餾段：整理得 Vs=2.854-15.38Ls2/3在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSt值，計(jì)算相應(yīng)VSt值列于下表，據(jù)此做提餾段液沫夾帶線。表10提餾段液沫夾帶線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.7452.6092.4992.404據(jù)此做精餾段塔板負(fù)荷性能圖液沫夾帶線3.4.3液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上

31、液層高度hOW=0.006m作為液相負(fù)荷下限線的條件。取E=1.0精餾段：how=0.703Ls2/3; Lsj.min=0.00079m3/s據(jù)此做精餾段塔板負(fù)荷性能圖中與氣體流量無關(guān)的液相負(fù)荷下限線。同理提餾段：Lst.min=0.00079m3/s據(jù)此可做提餾段塔板負(fù)荷性能圖中與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線。3.4.4液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中的停留時(shí)間=4s為限精餾段：Ls.jmin=HT.Af=0.0111m3/s提餾段：Ls.tmin=HT.Af=0.0111m3/s據(jù)此可分別作出精餾段和提餾段中與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線并都記為。3.4.5液泛線令忽略，將how與

32、Ls；與Ls；hc與Vs的關(guān)系式代入上式，并整理得：a,Vs2=b,-c,Ls2-d,Ls2/3a,=0.051A0C02vLb,=HT+-1hwc,=0.153lwh02d,=2.8410-3E1+3600lw2/3精餾段：Vsj2=6.292-17258.3Ls2-54.17Ls2/3在操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSj，依上式計(jì)算相應(yīng)VSj列于下表，據(jù)此做精餾段塔板負(fù)荷性能圖中液泛線。表11 精餾段液泛線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.4292.3162.1952.068提餾段：Vst2=5.793-11186.2Ls2-38.06Ls2/3在

33、操作范圍內(nèi)取幾個(gè)LSt依上式計(jì)算相應(yīng)VSt于下表，據(jù)此做提餾段塔板負(fù)荷性能圖中液泛線。表12 提餾段液泛線數(shù)據(jù)LS（m3/s）0.00060.00200.00350.0050VS（m3/s）2.3482.2682.1862.098綜上所得，分別畫出精餾段塔板負(fù)荷性能圖和提餾段塔板負(fù)荷性能圖。由精餾段負(fù)荷性能圖知，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。并查得圖2 精餾段性能負(fù)荷圖Vs，min=0.62/s Vs，max=2.09/s精餾段操作彈性為：2.090.62=3.37由提餾段負(fù)荷性能圖知，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。并查得圖3 提餾段負(fù)荷性能圖Vs，min =0.5

34、10/s Vs，max =1.610/s提餾段操作彈性為：Vs.maxVsmin=1.6100.510=3.156 4.接管尺寸的確定1.塔頂蒸汽出料管dD塔頂?shù)嚼淠鞯恼魵鈱?dǎo)管，必須具有合適的尺寸，以免壓力降過大，管徑可按下式計(jì)算。取u=1.0m/s,則 式中蒸氣速度uv在常壓操作時(shí)取1220m/s,絕對(duì)壓為6000pa1400pa時(shí)取3050m/s,絕對(duì)壓小于6000pa時(shí)取5070m/s。2.回流管回流量 L=RD=100.7Kmol/h通常，重力回流管內(nèi)流速uR取0.20.5m/s,強(qiáng)制回流uR取1.52.5m/s?；亓鞴苤睆絛R為 3.進(jìn)料管df和塔釜出料管dw料液由高位槽流入塔內(nèi)時(shí)

35、，進(jìn)料管內(nèi)流速uf可取0.40.8m/s；或由泵輸送，uf可取1.52.5m/s，塔釜流出液體流速uw一般取0.51.5m/s，計(jì)算公式與前面所述回流管徑的計(jì)算式相同。所有計(jì)算所得尺寸均應(yīng)圓整到相應(yīng)規(guī)格的直徑。5.板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備1）. 塔體結(jié)構(gòu) 板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔、基座、除沫器等附屬設(shè)備。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。1塔頂空間 指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于塔板間距（甚至高出一倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。2.塔底空間 指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值由如下二因素決定，即：塔底貯液

36、空間依貯存液量停留35 min或更長(zhǎng)時(shí)間而定；塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。3、進(jìn)料位置 通過工藝計(jì)算可以確定最適宜的進(jìn)料位置，但在結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)時(shí)應(yīng)考慮具體情況進(jìn)一步安排不同的進(jìn)料位置。一般離最適宜進(jìn)料位置的上下約13塊塔板處再設(shè)置兩個(gè)進(jìn)料口。相鄰兩個(gè)進(jìn)料位置的距離應(yīng)由設(shè)計(jì)者綜合多種因素確定。2）. 精餾塔的附屬設(shè)備 1、 冷凝器常用的冷凝器大多為列管式，并使蒸汽在殼程冷凝，冷卻水或其它冷卻劑在管程流動(dòng)以提高傳熱系數(shù)和便于排出凝液。在求得所需的傳熱面積后，應(yīng)考慮有一定裕度供調(diào)節(jié)之用，并根據(jù)冷凝器的規(guī)格來具體選取，特殊情況下亦可另外進(jìn)行設(shè)計(jì)。 多數(shù)情況下，冷凝器水平的安裝

37、于塔頂，利用重力使部分凝液自動(dòng)流入塔內(nèi)作為回流，稱為自流式。冷凝器距塔頂回流液入口所需的高度可根據(jù)回流量和管路阻力計(jì)算，并應(yīng)有一定裕度。當(dāng)冷凝器很大時(shí)，為便于安裝檢修和調(diào)節(jié)，常將冷凝器裝于地面附近，回流液用泵輸送，稱為強(qiáng)制回流式，這時(shí)，在冷凝器和泵之間宜加設(shè)冷凝儲(chǔ)罐來作為緩沖；另外，由于管路散熱的影響，返至塔頂?shù)臏囟认鄬?duì)較低，屬于冷回流的情況。對(duì)于直徑較小的塔，冷凝器宜較小，可考慮將它直接安裝于塔頂和塔連成一體。這種整體結(jié)構(gòu)的優(yōu)點(diǎn)是占地面積小，不需要冷凝器的支座，缺點(diǎn)是塔頂結(jié)構(gòu)復(fù)雜，安裝檢修不便。2、再沸器 常用的再沸器有立式和臥式兩種。在立式再沸器中，由于管內(nèi)物料被加熱而使密度減小，與塔底物

38、料形成的自然循環(huán)效果好，有利于提高傳熱系數(shù)，還具有占地面積小，物料在管內(nèi)流動(dòng)便于清洗的優(yōu)點(diǎn)。但它要求有較高的塔的支座，以保證物料循環(huán)所需的壓頭。當(dāng)再沸器的傳熱面積較大時(shí)，為避免支座過高和管數(shù)過多引起的物料循環(huán)不均勻，可采用臥式再沸器。但臥式再沸器也有一定缺點(diǎn)，入物料在殼程通過難以清洗，常不得不采用較復(fù)雜的浮頭或U型管結(jié)構(gòu)，且自然循環(huán)的傳熱效果較差和占地面積較大。綜上所述，本設(shè)計(jì)采用的是列管式塔頂及塔底產(chǎn)品冷凝器和立式再沸器。 篩板塔設(shè)計(jì)一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段各段平均壓強(qiáng)Pkpa107.25120.55各段平均溫度t0C86.165100.890平均流量氣相Vsm3/s1.2981.202液相LSm3/s0.002890.00869實(shí)際塔板數(shù)N塊1721板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm6.48塔徑Dm1.41.4空塔氣速um/s0.8430.781塔板液流型式單流型單流型溢流裝置溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)LWm0.9240.924堰高h(yuǎn)wm0.04570.0303溢流堰寬度Wdm0.1470.147板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0mm55孔間距tmm1515孔數(shù)n5739開孔面積Aa