化工原理課程設(shè)計：苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計

化工原理課程設(shè)計2苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計指導(dǎo)老師：設(shè)計地點：東南大學(xué)成賢學(xué)院2011年9月 二板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書 5-三設(shè)計計算 3苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.1設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 3.2精餾塔的物料衡算 9-3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 9-3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 9-3.2.3物料衡算 3.3塔板數(shù)的確定 9-3.3.1理論塔板數(shù)的確定 9-3.3.2全塔效率的計算 3.3.3求實際板數(shù) 3.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 3.4.1操作壓力的計算 3.4.2操作溫度的計算 3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計算 3.4.4平均密度的計算 3.4.5液體平均表面張力的計算 20-3.4.6液體平均黏度的計算 3.4.7氣液負荷計算 3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算 23-3.5.1塔徑的計算 3.5.2有效塔高的計算 3.6塔板主要工藝尺寸的計算 3.6.1溢流裝置計算 3.6.2塔板布置………………28-3.7篩板的流體力學(xué)驗算…………29-4苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.7.1塔板阻力………………29-3.7.2漏液點…………………30-3.7.3霧沫夾帶 3.7.4液面落差 3.7.5液泛的校核 3.8塔板負荷性能圖 四設(shè)計結(jié)果一覽表 41-五板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 42-5.1附件的計算 5.1.1配管 42-5.1.2冷凝器 44-5.1.3再沸器 45-5.2板式塔結(jié)構(gòu) 46-六參考書目 七設(shè)計心得體會 47- 甲苯連續(xù)精餾過程板式精餾塔示意圖……………49-化工原理課程設(shè)計是綜合運用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程(《物理化學(xué)》,《化工制圖》等)所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計為主的一次性實踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計，要求更加熟悉工程設(shè)計的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計算能力等。5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。精餾過程在能量劑驅(qū)動下(有時加質(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行分離。本設(shè)計的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計，即需設(shè)計一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計一板式塔將其分離。二板式精餾塔設(shè)計任務(wù)書一、設(shè)計題目苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計。6(1)原料液中苯含量：質(zhì)量分率=50%(質(zhì)量),其余為甲苯。(2)塔頂產(chǎn)品中苯含量不得低于95%(質(zhì)量)。(3)殘液中苯含量不得高于5%(質(zhì)量)。(4)生產(chǎn)能力：40000t/y苯產(chǎn)品，年開工300天。三、操作條件(1)精餾塔頂壓強：常壓(2)進料熱狀態(tài)：泡點進料(3)回流比：自選(1)設(shè)計方案的確定及流程說明(2)塔的工藝計算(3)塔和塔板主要工藝尺寸的設(shè)計塔高、塔徑以及塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定；塔板的流體力學(xué)驗算；塔板的負荷性能圖(4)編制設(shè)計結(jié)果概要或設(shè)計一覽表(5)輔助設(shè)備選型與計算(6)繪制塔設(shè)備結(jié)構(gòu)圖：采用繪圖紙徒手繪制五、時間及地點安排(1)時間：2011.8.15～2011.9.9(第1周～第4周)(2)地點：東南大學(xué)成賢學(xué)院六、參考書目[2]任曉光·化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)·北京：化學(xué)工業(yè)出版社，2009三設(shè)計計算3.1設(shè)計方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集7本設(shè)計任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計中采用泡點進料將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(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1.91388倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進行部分汽化和冷凝，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)計中設(shè)計把其熱量作為低溫?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，篩板塔塔板上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為3～8mm,篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60%,為浮閥塔的80%左右。(2)處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10～15%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低30%左右。篩板塔的缺點是：(1)塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。(2)操作彈性較小(約2～3)。(3)小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡略圖：8(或冷凝為餾出液)表1苯和甲苯的物理性質(zhì)分子式分子量M沸點(℃)臨界溫度臨界壓強苯AC?H?甲苯BC?H?—CH?表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度°CPg°,kPa表3常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)([2]:P例1—1附表2)溫度°C液相中苯的摩爾分率汽相中苯的摩爾分率表4純組分的表面張力([1]:P3?s附錄圖7)溫度9苯，mN/m甲苯，Mn/m表5組分的液相密度([1]:P3s?附錄圖8)溫度(℃)苯，kg/m3甲苯，kg/m'表6液體粘度μ,([1]:P3?s)溫度(℃)苯(mP.s)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y苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.2精餾塔的物料衡算3.2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量MA=78.11kg/kmo甲苯的摩爾質(zhì)量M。=92.13kg/kmol3.2.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M=0.541×78.11+(1-0.541)×M。=0.957×78.11+(1-0.957)×92.13=78.71M=0.0584×78.11+(1-0.0584)×kg/kmolkg/kmolkg/kmolkmol/h總物料衡算D+W=65.7苯物料衡算0.541F=0.957D+0.0584WW------塔底產(chǎn)品量苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.3塔板數(shù)的確定3.3.1理論塔板數(shù)的確定(1)相對揮發(fā)度的計算由安托因方程及網(wǎng)絡(luò)上關(guān)于苯和甲苯的安托因系數(shù)logP=A-B/t+C組分ABC苯6.0231206.35220.4甲苯6.0781343.94219.58Q圖2:苯和甲苯的安托因系數(shù)(來自百度網(wǎng)絡(luò))苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計KPa2T=110.6℃時P。=101.78KPa則80.1℃時(2)最小回流比的求取由于泡點進料即飽和液體進料，所以取q=1,q線為一條垂直線通常操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍，即R=(1.1～2)Rmin,則取R=1.91388Rmin=2苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(3)求精餾塔的氣液相負荷L=RD=2×35.3=70.6kmol/hV=(R+1)×D=(2+1)×35.3=105.9kmol/hL=RD+qF=2×35.3+1×65.7=136.3kmol/hV·=(R+1)D-(1-q)F=(2+1)×35.3-(1-1)×6(4)求操作線方程(泡點進料q=1)(5)逐板法求理論板數(shù)相平衡方程即用精餾段操作線和相平衡方程進行逐板計算：V?=x=0.957V?=0.67x?+0.319=0.873V?=0.67x?+0.319=0.812Vs=0.67x?+0.319=0.745故精餾段理論板數(shù)n=4y=1.287xs-0.0168=0.679y?=1.287x,-0.0168=0.578yx=1.287x,-0.0168=0.441y,=1.287xg-0.0168=0.295y?o=1.287x。-0.0168=0.170V?=1.287x?g-0.0168=0.081故提餾段理論板數(shù)n=6(不包括塔釜)理論板數(shù)一共10塊，進料板為第5塊3.3.2全塔效率的計算由于塔頂壓強為常壓P,=101.3KPa,單板壓降為0.7KPa,理論板為10塊，故塔釜壓強P,=101.3+0.7×9=107.6KP塔釜溫度T,=110.179℃。苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計所以全塔平均溫度T,,=95.6525℃。圖3:液體粘度共線圖分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度μ?=0.268(mPa·S),μg=0.274(mPa·S)μ=0.541×0.268+0.459×0.274=0.271(mPa·S)3.3.3求實際板數(shù)全塔共有塔板19塊，進料板在第9塊板。3.4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算3.4.1操作壓力的計算塔頂操作壓力P=101.3kPa每層塔板壓降△P=0.7kPa進料板壓力P=101.3+0.7×8=106.9kPa塔底操作壓力P=101.3+0.7×19=114.6kPa精餾段平均壓力P=(101.3+106.9)/2=104.1kPa提餾段平均壓力P?=(106.9+114.6)/2=110.75kPa3.4.2操作溫度的計算塔頂溫度tp=81.126℃81.49581.45481.41381.37281.33081.28981.24881.20781.16781.12681.08581.04481.00380.96380.92280.88280.84180.80180.76080.72080.68080.64080.59980.559101.3000.932000.972021.0001.0221.0001.000101.3000.934000.972891.0001.0221.0001.000101.3000.936000.973751.0001.0221.0001.000101.3000.938000.974601.0001.0221.0001.000101.3000.940000.975461.0001.0221.0001.000101.3000.942000.976311.0001.0221.0001.000101.3000.944000.977171.0001.0221.0001.000101.30046000.978011.0001.0221.0001.000101.300D.948000.978861.0001.0221.0001.000101.3000.95000n!9197030001*0211.0001.000101.3000.952000.980541.0001.0211.0001.000101.3000.954000.981381.0001.0211.0001.000101.3000.956000.982221.0001.0211.0001.000101.3000.958000.983051.0001.0211.0001.000101.3000.960000.983881.0001.0211.0001.000101.3000.962000.984711.0001.0211.0001.000101.3000.964000.985541.0001.0211.0001.000101.3000.966000.986361.0001.0211.0001.000101.3000.968000.987181.0001.0211.0001.000101.3000.970000.988001.0001.0201.0001.000101.3000.972000.988821.0001.0201.0001.000101.3000.974000.989631.0001.0201.0001.000101.3000.976000.990441.0001.0201.0001.000通用進料板溫度t=93.665℃0,478000.480000.482000.484000.486000.488000.490000.492000.49400496cL0.498000.500000.502000.506000.508000.510000.512000.514000.516000.518000.520000.522000.524000.691110.692820.694520.696220.697910.699600.701280.702950.704620.706290.707950.709600.711250.712890.714530.716160.717790.719410.721030.722640.724250.727450.72904△塔底溫度t=112.430℃苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計113.660113.451113.347113.243113.140113.038112.935112.732112.132112.034111.936111.838111.741111.644111.547111.451114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.600114.6000.024000.026000.028000.030000.032000.034000.036000.038000.040000.042000.044000.046000.048000.050000.052000.054000.056000.058000.060000.062000.064000.066000.068000.070000.058580.063250.067890.072500.077090.081640,086160.090650.095120.099560,103970.108350.112700.117030.121330.125600.129850.134070.138270.142440.146580.150700.154800.15887A圖6:chemCAD擬合計算得塔釜溫度精餾段平均溫度t,=(81.126+93.665)/2=87.40℃3.4.3平均摩爾質(zhì)量的計算塔頂平均摩爾質(zhì)量計算由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得y=0.745,x=0.541塔底平均摩爾質(zhì)量計算苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計由x=0.034,由相平衡方程，得y=0.081M=0.081×78.11+(1-0.081)×92.13=90.99(kg/kmol)M=0.034×78.11+(1-0.034)×92.13=91.65(kg/kmol)精餾段平均摩爾質(zhì)量提餾段平均摩爾質(zhì)量3.4.4平均密度的計算①氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即提餾段的平均氣相密度②液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即由溫度可以查有機液體相對密度共線圖可以得到對應(yīng)的液體密度苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計a.塔頂液相平均密度的計算p?=805kg/m3塔頂液相的質(zhì)量分率苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計b.進料板液相平均密度的計算p?=798.2kg/m3p=793.8kg/m3c.塔底液相平均密度的計算P?=774.6kg/m3PA=773.2kg/m3塔頂液相的質(zhì)量分率精餾段液相平均密度為提餾段液相平均密度為3.4.5液體平均表面張力的計算由公式：及查有機液體的表面張力共線圖得液體張力可以計算液體表面張力苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計圖8:有機液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計算由tp=81.126℃,查共線圖得σ=21.21(mN/m)σg=21.39(mN/m)σ1Dm=0.957×21.21+0.043×21.39=21.22(mN/m)b.進料板液相平均表面張力的計算由tr=93.665℃,查共線圖得σ=19.62(mN/m)σg=20.05(mN1m)σLFm=0.541×19.62+0.459×20.05=19.82(mN/m)c.塔底液相平均表面張力的計算σ?=17.48(mN/m)σg=18.12(mN/m)σm=0.029×17.48+0.971×18.12=18.10(mN/m精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為3.4.6液體平均黏度的計算由公式：及查液體黏度共線圖得液體黏度可以圖9:液體黏度共線圖a.塔頂液相平均黏度的計算μ?=0.314(mPa·s)μg=0.329(mPa·s)D=0.957×0.314+0.043×0.329=0.315(mPa·s)b.進料板液相平均黏度的計算μ=0.289(mPa·s)μg=0.312(mPa·s)μLfm=0.541×0.289+0.459×0.312=0.300(mPa·s)c.塔底液相平均黏度的計算由t=112.43℃,查共線圖得μ=0.239(mPa·s)μg=0.256(mPa·s)=0.029×0.239+0.971×0.256=0.256(mPa·s精餾段液相平均黏度為提餾段液相平均黏度為3.4.7氣液負荷計算V=(R+1)D=(2+1)×35.5=105.9kmol/hm3/skmol/hL=RDkmol/hV=(R+1)D+(q-1)F=(2+1)×35.5=105.9L=RD+qF=2×35.3+1×65.7=136.3kmol/hm3/skmol/h苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計C北nC北nmm3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計算3.5.1塔徑的計算彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取。塔徑Dr,m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0200～300250～350300～450350～600400～600Hr,mm初選板間距H?=0.40m,取板上液層高度h,=0.06m,查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C?o=0.074;依式 圖10:史密斯關(guān)聯(lián)圖校正物系表面張力為σ=20.52mN/m時m/s可取安全系數(shù)為0.7,則(安全系數(shù)0.6—0.8),苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計故u=0.7umx=0.7×1.258=0.8806m/s按標準，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.27m/s。初選板間距H,=0.40m,取板上液層高度h,=0.06m故H?-h?=0.40-0.06=0.34m;查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C?o=0.068;依校正物系表面張力為σ=18.98mN/m時m/s可取安全系數(shù)為0.7,則(安全系數(shù)0.6—0.8),故u=0.7umax=0.7×1.07=0.749m/s按標準，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.26m/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，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取1.2m。3.5.2有效塔高的計算Z?=(8-1)×0.4=2.81M提餾段有效塔高Z?=(11-1)×0.4=4M在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個，高度為600mm,3.6塔板主要工藝尺寸的計算苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.6.1溢流裝置計算精餾段因塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計0.60D=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高hg:h=h,-how查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。圖11:液流收縮系數(shù)計算圖J]]故h=h?-ho=0.06-0.0137=0.0463111c)降液管的寬度W,與降液管的面積A,:苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計W/0或1和W/0或1和由!/D=0.60查弓形降液管的寬度與面積圖可得lw/D故W=0.11D=0.11×1.2=0.132m,計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，(大于5s,符合要求)d)降液管底隙高度h。:取液體通過降液管底隙的流速u。=0.10m/s(0.07---0.25m/s)h-h,=0.0463-0.0278=0.0185m≥0.006m滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm提餾段因塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計b)出口堰高hy:h=h,-hou查液流收縮系數(shù)計算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。故h=h-ho=0.06-0.0232=0.0368177c)降液管的寬度W,與降液管的面積A,:由1/D=0.60查弓形降液管的寬度與面積圖可得故W=0.11D=0.11×1.2=0.計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，(大于5s,符合要求)d)降液管底隙高度h。:取液體通過降液管底隙的流速u。=0.10m/s(0.07---0.25m/s)h-h,=0.0597-0.0368=0.0229m≥滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計合理采用平行形受液盤，不設(shè)進堰口，深度為60mm3.6.2塔板布置①塔板的分塊因D≥1200mm,故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對精餾段：a)取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取30～50mm,所以這里取W=0.04m安定區(qū)寬度b)開孔區(qū)面積用計算開空區(qū)面積苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計b)篩孔數(shù)n與開孔率φ本例所處理是物系無腐蝕性，可選用δ=3mm碳鋼板，取篩板直徑d?=5mm,篩孔按正三角形排列取孔中心距t為t=3.5×5=17.5mmφ=A,/A,=0.907/(/d?)2=0.907/(17.5/5)2=10.1%A?=φA,=10.1%×0.825=0.0833.7篩板的流體力學(xué)驗算操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負荷性能3.7.1塔板阻力h,h,=he+h,h--板上清液層阻力，課根據(jù)圖查出。苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計①hc查干板孔的流量系數(shù)圖得C。=0.84d?/δ圖13:干板孔的流量系數(shù)圖②h,F,=u√P?=10.24×√2.79=17.10h?=ε,h,=0.5×0.06=0.03m液柱所以h,=hc+h,=0.03+0.026=0.056m液柱3單板壓降△P,△Pp=hpP?g=0.056×800.39×9.81=439.70Pa<700Pa(2)提餾段查干板孔的流量系數(shù)圖得C。=0.84苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計h,=ε?h,=0.5×0.06=0.03m液柱所以h,=hc+h,=0.03+0.028=0.058m液柱4單板壓降△P,3.7.2漏液點當孔速低于漏液點氣速時，大量液體從篩孔漏液，這將嚴重影響塔板效率，因此，漏液點氣速為下限氣速，篩孔的漏液點氣速按下式計算：(1)精餾段u故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。(2)提餾段u故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計3.7.3霧沫夾帶精餾段故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量的霧沫夾帶3.7.4液面落差對于篩板塔，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3.7.5液泛的校核H≤φ(H?+h)H=h,+h?+h?其中液體在降液管出口阻力：精餾段H=0.056+0.06+1.53×103=0.1175苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計則H=0.1175≤φ(H?+h)=0故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是3.8塔板負荷性能圖1精餾段(1)霧沫夾帶線 苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計取e,=0.1kg/kg,前面求得Gm=20.52mN/m,,整理得：V、=1.84-14.23L?在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表9。表9(2)液泛線=0.0366Y!已算出h=2.09×103m液柱苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計hp=h+h?+h=0.0366V2+0.030+0.57LH?=0.4m,h=0.0463m,φ=0.5在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表10。V、/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2.(3)液相負荷上限線從而做出液相負荷上限線3(4)漏液線苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表11。L、/(m3/s)V、/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.039Lin=5.799×10+m3/s=0.0005799m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖所示。苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計圖14:精餾段篩板負荷性能圖由塔板負荷性能圖可以看出：①任務(wù)規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P(設(shè)計點),處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位②塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制。2.提餾段(1)霧沫夾帶線 取e,=0.1kg/kg,前面求得σ=18.98mN/m,在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表12。V、/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1。(2)液泛線苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計h=he+h?+h?=0.0408V2+0.024+0.580LHy=0.4m,h=0.0368m,φ=0.5V2=3.81-35.76L2/3-2029.66L在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表13。表13L、/(m3/s)V/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。(3)液相負荷上限線從而做出液相負荷上限線3(4)漏液線苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計在操作范圍內(nèi)，任取幾個L、值，依上式計算出Vs值，計算結(jié)果列于表14。表14L、/(m3/s)V/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度h=0.006m作為最小液體負荷標準。E=1.058L=5.644×10+m3/s=0.0005644m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負荷下限線5.苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計/Vs/Vs/(m3321000.0010.0020.0030.0040.0050.006Ls/(m3/s)液泛線液相相負負荷荷限上線限操作線線液漏線下圖15:提餾段篩板負荷性能圖①任務(wù)規(guī)定的氣、液負荷下的操作點P(設(shè)計點),處在適宜操作區(qū)內(nèi)的適中位四設(shè)計結(jié)果一覽表符號單位設(shè)計得數(shù)據(jù)精餾段提餾段主要結(jié)構(gòu)參數(shù)塔徑M塔的有效高度Z4實際塔板數(shù)N8板間距塔板液流形式單流型單流型塔板形式弓形弓形堰長堰高0.04630.0368溢流堰寬度WM0.1320.132降液管的面積A,m20.06330.0633管底與受液盤距離M0.02780.0597板厚δmm孔徑mm孔間距tmm孔數(shù)N個開孔率P邊緣區(qū)寬度WM安定去寬度M開孔區(qū)面積m20.8250.825主要性能參數(shù)各段平均壓強PKPa各段平均溫度T,,℃87.40氣相平均流量m3/s液相平均流量m3/s0.00200.0043板上清液層高H,m液柱空塔氣速um/s苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計篩孔氣速m/s塔板壓降m液柱0.0560.058液體在降液管中停留時間θS降液管內(nèi)清液層高度H?M0.11750.1195霧沫夾帶量kg/kg0.0120.012負荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負荷下限漏液控制漏液控制氣相負荷上限Vmaxm3/s氣相負荷下限Vminm3/s0.555操作彈性五板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備已知進料流率為F=65.7kmol/h,平均分子質(zhì)量M=84.55kg/kmol,密度為P?F=795.99kg/m3m3/s取管內(nèi)流速U=0.6m/s苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計取管內(nèi)流速Ug=1.5m/sM取管內(nèi)流速U=MV、=0.85m3/s取管內(nèi)流速u=15m/sMV’=0.83m3/s取管內(nèi)流速u=13m/s苯-甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計M塔頂溫度tp=81.1