化工原理课程设计：苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计

化工原理课程设计2苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计指导老师：设计地点：东南大学成贤学院2011年9月 二板式精馏塔设计任务书 5-三设计计算 3苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.1设计方案的选定及基础数据的搜集 3.2精馏塔的物料衡算 9-3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 9-3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 9-3.2.3物料衡算 3.3塔板数的确定 9-3.3.1理论塔板数的确定 9-3.3.2全塔效率的计算 3.3.3求实际板数 3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3.4.1操作压力的计算 3.4.2操作温度的计算 3.4.3平均摩尔质量的计算 3.4.4平均密度的计算 3.4.5液体平均表面张力的计算 20-3.4.6液体平均黏度的计算 3.4.7气液负荷计算 3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算 23-3.5.1塔径的计算 3.5.2有效塔高的计算 3.6塔板主要工艺尺寸的计算 3.6.1溢流装置计算 3.6.2塔板布置………………28-3.7筛板的流体力学验算…………29-4苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.7.1塔板阻力………………29-3.7.2漏液点…………………30-3.7.3雾沫夹带 3.7.4液面落差 3.7.5液泛的校核 3.8塔板负荷性能图 四设计结果一览表 41-五板式塔得结构与附属设备 42-5.1附件的计算 5.1.1配管 42-5.1.2冷凝器 44-5.1.3再沸器 45-5.2板式塔结构 46-六参考书目 七设计心得体会 47- 甲苯连续精馏过程板式精馏塔示意图……………49-化工原理课程设计是综合运用《化工原理》课程和有关先修课程(《物理化学》,《化工制图》等)所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。5精馏是分离液体混合物(含可液化的气体混合物)最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下(有时加质量剂),使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同要求，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。二板式精馏塔设计任务书一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。6(1)原料液中苯含量：质量分率=50%(质量),其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于95%(质量)。(3)残液中苯含量不得高于5%(质量)。(4)生产能力：40000t/y苯产品，年开工300天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：常压(2)进料热状态：泡点进料(3)回流比：自选(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图(4)编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒手绘制五、时间及地点安排(1)时间：2011.8.15～2011.9.9(第1周～第4周)(2)地点：东南大学成贤学院六、参考书目[2]任晓光·化工原理课程设计指导·北京：化学工业出版社，2009三设计计算3.1设计方案的选定及基础数据的搜集7本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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1.91388倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为3～8mm,筛孔在塔板上作正三角形排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1)结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%,为浮阀塔的80%左右。(2)处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。筛板塔的缺点是：(1)塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。(2)操作弹性较小(约2～3)。(3)小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：8(或冷凝为馏出液)表1苯和甲苯的物理性质分子式分子量M沸点(℃)临界温度临界压强苯AC₆H₆甲苯BC₆H₅—CH₃表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度°CPg°,kPa表3常温下苯—甲苯气液平衡数据([2]:P例1—1附表2)温度°C液相中苯的摩尔分率汽相中苯的摩尔分率表4纯组分的表面张力([1]:P3₇s附录图7)温度9苯，mN/m甲苯，Mn/m表5组分的液相密度([1]:P³s₂附录图8)温度(℃)苯，kg/m³甲苯，kg/m'表6液体粘度μ,([1]:P3₆s)温度(℃)苯(mP.s)表7常压下苯——甲苯的气液平衡数据温度t℃液相中苯的摩尔分率X气相中苯的摩尔分率y苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量MA=78.11kg/kmo甲苯的摩尔质量M。=92.13kg/kmol3.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量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总物料衡算D+W=65.7苯物料衡算0.541F=0.957D+0.0584WW------塔底产品量苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.3塔板数的确定3.3.1理论塔板数的确定(1)相对挥发度的计算由安托因方程及网络上关于苯和甲苯的安托因系数logP=A-B/t+C组分ABC苯6.0231206.35220.4甲苯6.0781343.94219.58Q图2:苯和甲苯的安托因系数(来自百度网络)苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计KPa2T=110.6℃时P。=101.78KPa则80.1℃时(2)最小回流比的求取由于泡点进料即饱和液体进料，所以取q=1,q线为一条垂直线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,则取R=1.91388Rmin=2苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计(3)求精馏塔的气液相负荷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)求操作线方程(泡点进料q=1)(5)逐板法求理论板数相平衡方程即用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算：V₁=x=0.957V₃=0.67x₂+0.319=0.873V₄=0.67x₃+0.319=0.812Vs=0.67x₄+0.319=0.745故精馏段理论板数n=4y=1.287xs-0.0168=0.679y₇=1.287x,-0.0168=0.578yx=1.287x,-0.0168=0.441y,=1.287xg-0.0168=0.295y₁o=1.287x。-0.0168=0.170V₁=1.287x₁g-0.0168=0.081故提馏段理论板数n=6(不包括塔釜)理论板数一共10块，进料板为第5块3.3.2全塔效率的计算由于塔顶压强为常压P,=101.3KPa,单板压降为0.7KPa,理论板为10块，故塔釜压强P,=101.3+0.7×9=107.6KP塔釜温度T,=110.179℃。苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计所以全塔平均温度T,,=95.6525℃。图3:液体粘度共线图分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度μ₄=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求实际板数全塔共有塔板19块，进料板在第9块板。3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力的计算塔顶操作压力P=101.3kPa每层塔板压降△P=0.7kPa进料板压力P=101.3+0.7×8=106.9kPa塔底操作压力P=101.3+0.7×19=114.6kPa精馏段平均压力P=(101.3+106.9)/2=104.1kPa提馏段平均压力P₂=(106.9+114.6)/2=110.75kPa3.4.2操作温度的计算塔顶温度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通用进料板温度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△塔底温度t=112.430℃苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计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图6:chemCAD拟合计算得塔釜温度精馏段平均温度t,=(81.126+93.665)/2=87.40℃3.4.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=0.957,代入相平衡方程得x1=0.900进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得y=0.745,x=0.541塔底平均摩尔质量计算苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计由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)精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.4.4平均密度的计算①气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即提馏段的平均气相密度②液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即由温度可以查有机液体相对密度共线图可以得到对应的液体密度苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计a.塔顶液相平均密度的计算p₄=805kg/m³塔顶液相的质量分率苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计b.进料板液相平均密度的计算p₄=798.2kg/m³p=793.8kg/m³c.塔底液相平均密度的计算P₄=774.6kg/m³PA=773.2kg/m³塔顶液相的质量分率精馏段液相平均密度为提馏段液相平均密度为3.4.5液体平均表面张力的计算由公式：及查有机液体的表面张力共线图得液体张力可以计算液体表面张力苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计图8:有机液体的表面张力共线图a.塔顶液相平均表面张力的计算由tp=81.126℃,查共线图得σ=21.21(mN/m)σg=21.39(mN/m)σ1Dm=0.957×21.21+0.043×21.39=21.22(mN/m)b.进料板液相平均表面张力的计算由tr=93.665℃,查共线图得σ=19.62(mN/m)σg=20.05(mN1m)σLFm=0.541×19.62+0.459×20.05=19.82(mN/m)c.塔底液相平均表面张力的计算σ₄=17.48(mN/m)σg=18.12(mN/m)σm=0.029×17.48+0.971×18.12=18.10(mN/m精馏段液相平均表面张力为提馏段液相平均表面张力为3.4.6液体平均黏度的计算由公式：及查液体黏度共线图得液体黏度可以图9:液体黏度共线图a.塔顶液相平均黏度的计算μ₄=0.314(mPa·s)μg=0.329(mPa·s)D=0.957×0.314+0.043×0.329=0.315(mPa·s)b.进料板液相平均黏度的计算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计算由t=112.43℃,查共线图得μ=0.239(mPa·s)μg=0.256(mPa·s)=0.029×0.239+0.971×0.256=0.256(mPa·s精馏段液相平均黏度为提馏段液相平均黏度为3.4.7气液负荷计算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-甲苯连续精馏筛板塔的设计C北nC北nmm3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。塔径Dr,m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0200～300250～350300～450350～600400～600Hr,mm初选板间距H₇=0.40m,取板上液层高度h,=0.06m,查史密斯关联图得C₂o=0.074;依式 图10:史密斯关联图校正物系表面张力为σ=20.52mN/m时m/s可取安全系数为0.7,则(安全系数0.6—0.8),苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计故u=0.7umx=0.7×1.258=0.8806m/s按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.27m/s。初选板间距H,=0.40m,取板上液层高度h,=0.06m故H₇-h₂=0.40-0.06=0.34m;查史密斯关联图得C₂o=0.068;依校正物系表面张力为σ=18.98mN/m时m/s可取安全系数为0.7,则(安全系数0.6—0.8),故u=0.7umax=0.7×1.07=0.749m/s按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.26m/s。将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。3.5.2有效塔高的计算Z₁=(8-1)×0.4=2.81M提馏段有效塔高Z₂=(11-1)×0.4=4M在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,3.6塔板主要工艺尺寸的计算苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.6.1溢流装置计算精馏段因塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计0.60D=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高hg:h=h,-how查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图11:液流收缩系数计算图J]]故h=h₂-ho=0.06-0.0137=0.0463111c)降液管的宽度W,与降液管的面积A,:苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计W/0或1和W/0或1和由!/D=0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得lw/D故W=0.11D=0.11×1.2=0.132m,计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，(大于5s,符合要求)d)降液管底隙高度h。:取液体通过降液管底隙的流速u。=0.10m/s(0.07---0.25m/s)h-h,=0.0463-0.0278=0.0185m≥0.006m满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提馏段因塔径D=1.2m,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计b)出口堰高hy:h=h,-hou查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。故h=h-ho=0.06-0.0232=0.0368177c)降液管的宽度W,与降液管的面积A,:由1/D=0.60查弓形降液管的宽度与面积图可得故W=0.11D=0.11×1.2=0.计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，(大于5s,符合要求)d)降液管底隙高度h。:取液体通过降液管底隙的流速u。=0.10m/s(0.07---0.25m/s)h-h,=0.0597-0.0368=0.0229m≥满足条件，故降液管底隙高度设计合理采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm3.6.2塔板布置①塔板的分块因D≥1200mm,故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：a)取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取30～50mm,所以这里取W=0.04m安定区宽度b)开孔区面积用计算开空区面积苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计b)筛孔数n与开孔率φ本例所处理是物系无腐蚀性，可选用δ=3mm碳钢板，取筛板直径d₀=5mm,筛孔按正三角形排列取孔中心距t为t=3.5×5=17.5mmφ=A,/A,=0.907/(/d₀)²=0.907/(17.5/5)²=10.1%A₀=φA,=10.1%×0.825=0.0833.7筛板的流体力学验算操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能3.7.1塔板阻力h,h,=he+h,h--板上清液层阻力，课根据图查出。苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计①hc查干板孔的流量系数图得C。=0.84d₀/δ图13:干板孔的流量系数图②h,F,=u√P₁=10.24×√2.79=17.10h₁=ε,h,=0.5×0.06=0.03m液柱所以h,=hc+h,=0.03+0.026=0.056m液柱3单板压降△P,△Pp=hpP₁g=0.056×800.39×9.81=439.70Pa<700Pa(2)提馏段查干板孔的流量系数图得C。=0.84苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计h,=ε₂h,=0.5×0.06=0.03m液柱所以h,=hc+h,=0.03+0.028=0.058m液柱4单板压降△P,3.7.2漏液点当孔速低于漏液点气速时，大量液体从筛孔漏液，这将严重影响塔板效率，因此，漏液点气速为下限气速，筛孔的漏液点气速按下式计算：(1)精馏段u故在设计负荷下不会产生过量漏液。(2)提馏段u故在设计负荷下不会产生过量漏液。苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计3.7.3雾沫夹带精馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带提馏段故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带3.7.4液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落3.7.5液泛的校核H≤φ(H₇+h)H=h,+h₁+h₄其中液体在降液管出口阻力：精馏段H=0.056+0.06+1.53×10³=0.1175苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计则H=0.1175≤φ(H₇+h)=0故在设计负荷下不会发生液泛故在设计负荷下不会发生液泛根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是3.8塔板负荷性能图1精馏段(1)雾沫夹带线 苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计取e,=0.1kg/kg,前面求得Gm=20.52mN/m,,整理得：V、=1.84-14.23L?在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表9。表9(2)液泛线=0.0366Y!已算出h=2.09×10³m液柱苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计hp=h+h₁+h=0.0366V²+0.030+0.57LH₇=0.4m,h=0.0463m,φ=0.5在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表10。V、/(m³/s)由上表数据即可作出液泛线2.(3)液相负荷上限线从而做出液相负荷上限线3(4)漏液线苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表11。L、/(m³/s)V、/(m³/s)由上表数据即可作出漏液线4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.039Lin=5.799×10+m³/s=0.0005799m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计图14:精馏段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：①任务规定的气、液负荷下的操作点P(设计点),处在适宜操作区内的适中位②塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限有漏液控制。2.提馏段(1)雾沫夹带线 取e,=0.1kg/kg,前面求得σ=18.98mN/m,在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表12。V、/(m³/s)由上表数据即可作出雾沫夹带线1。(2)液泛线苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计h=he+h₁+h₀=0.0408V²+0.024+0.580LHy=0.4m,h=0.0368m,φ=0.5V²=3.81-35.76L²/3-2029.66L在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表13。表13L、/(m³/s)V/(m³/s)由上表数据即可作出液泛线2。(3)液相负荷上限线从而做出液相负荷上限线3(4)漏液线苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计在操作范围内，任取几个L、值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表14。表14L、/(m³/s)V/(m³/s)由上表数据即可作出漏液线4(5)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度h=0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.058L=5.644×10+m³/s=0.0005644m³/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5.苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计/Vs/Vs/(m3321000.0010.0020.0030.0040.0050.006Ls/(m3/s)液泛线液相相负负荷荷限上线限操作线线液漏线下图15:提馏段筛板负荷性能图①任务规定的气、液负荷下的操作点P(设计点),处在适宜操作区内的适中位四设计结果一览表符号单位设计得数据精馏段提馏段主要结构参数塔径M塔的有效高度Z4实际塔板数N8板间距塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长堰高0.04630.0368溢流堰宽度WM0.1320.132降液管的面积A,m²0.06330.0633管底与受液盘距离M0.02780.0597板厚δmm孔径mm孔间距tmm孔数N个开孔率P边缘区宽度WM安定去宽度M开孔区面积m²0.8250.825主要性能参数各段平均压强PKPa各段平均温度T,,℃87.40气相平均流量m³/s液相平均流量m³/s0.00200.0043板上清液层高H,m液柱空塔气速um/s苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计筛孔气速m/s塔板压降m液柱0.0560.058液体在降液管中停留时间θS降液管内清液层高度H₄M0.11750.1195雾沫夹带量kg/kg0.0120.012负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制气相负荷上限Vmaxm³/s气相负荷下限Vminm³/s0.555操作弹性五板式塔得结构与附属设备已知进料流率为F=65.7kmol/h,平均分子质量M=84.55kg/kmol,密度为P₁F=795.99kg/m³m³/s取管内流速U=0.6m/s苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计取管内流速Ug=1.5m/sM取管内流速U=MV、=0.85m³/s取管内流速u=15m/sMV’=0.83m³/s取管内流速u=13m/s苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计M塔顶温度tp=81.1