化工原理课程设计封面格式和任务书4.doc

南京工业大学化工原理课程设计设计题目 苯-甲苯体系筛板精馏塔的设计 学生姓名 刘波 班级、学号 4班16号 指导教师姓名 王磊王昌松 课程设计时间2013年12月23日-2014年1月3日 课程设计成绩百分制 权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字 化学化工学院课程名称 化工原理课程设计 设计题目 苯-甲苯体系筛板精馏塔的设计 学生姓名 刘波 专业 化学工程与工艺 班级学号 4班16号 设计日期 2013 年 12 月 23 日至 2014 年 1 月 3 日设计条件及任务：设计体系：苯-甲苯体系设计条件: 进料量：F=160、200、240、280、320kmol/h 进料组成(mol)：xf=0.20、0.25、0.30、0.35、0.40、0.45、0.50进料热状态：饱和蒸汽进料常压，塔釜间接蒸汽加热单板压降不大于0.7kPa塔顶冷凝水温度t25设计要求： XD99.5%(wt.)=99%指导教师 2013年12月18日 目 录第一章、产品与设计方案简介6 （一）产品性质、质量指标6 （二）设计方案简介6 （三）工艺流程及说明7第二章、工艺计算及主体设备设计7 （一）全塔的物料衡算8 1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率8 2）平均摩尔质量8 3）料液及塔顶底产品的摩尔流率8 （二）塔板数的确定8 1）理论塔板数的求取8 2）实际塔板数9 （三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算10 1）平均压强10 2）平均温度10 3）平均摩尔质量10 4）平均密度11 5）液体的平均表面张力11 6）液体的平均粘度12 （四）塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算12 1）塔径13 2）塔板工艺结构尺寸的设计与计算13 （六）塔板上的流体力学验算14 1)浮阀数及排列方式14 2）校对15 3）气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)15 4）干板阻力15 5）板上充气液层阻力15 6）由表面张力引起的阻力16 7）雾沫夹带验算16 8）漏液的验算17 9）液泛验算17第三章、塔板负荷性能图18 （一）雾沫夹带线（1）18 （二）液泛线（2）18 （三）液相负荷上限线（3）19 （四）漏液线（气相负荷下限线）（4）19 （五）液相负荷下限线（5）20第四章、对设计过程的评述和感受22一、 前言课程设计是本课程教学中综合性和实践性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁，是使学生体察工程实际问题复杂性、学习化工设计基本知识的初次尝试。通过课程设计，要求学生能综合利用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务，从而得到化工工程设计的初步训练。通过课程设计，要求学生了解工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养学生分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使学生树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度责任感的工作作风。课程设计是增强工程观念，培养提高学生独立工作能力的有益实践。本设计采用连续精馏分离苯-甲苯二元混合物的方法。连续精馏塔在常压下操作，采用间接蒸汽加热，被分离的苯-甲苯二元混合物由连续精馏塔中部进入塔内，以一定得回流比由连续精馏塔的塔顶采出含量合格的苯，由塔底采出甲苯。高径比很大的设备称为塔器。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。常见的、可在塔设备中完成的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收，气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。在化工或炼油厂中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量质量生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例。因此，塔设备的设计和研究，受到化工炼油等行业的极大重视。工业上对塔设备的主要要求是：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述所有要求，仅是在某些方面具有独到之处第一章、 产品与设计方案简介（一）产品性质、质量指标产品性质： 苯：苯在常温下为一种无色、有甜味的透明液体，其密度小于水，具有强烈的芳香气味。苯可燃，有毒，是一种致癌物质。苯是一种碳氢化合物也是最简单的芳烃。它难溶于水，易溶于有机溶剂，本身也可作为有机溶剂。苯是一种石油化工基本原料。苯的沸点为80.1，熔点为5.5，。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强，除甘油，乙二醇等多元醇外能与大多数有机溶剂混溶.除碘和硫稍溶解外，无机物在苯中不溶解。苯能与水生成恒沸物，沸点为69.25，含苯91.2%。因此，在有水生成的反应中常加苯蒸馏，以将水带出。摩尔质量78.11 g mol-1。最小点火能：0.20mJ。爆炸上限（体积分数）：8%。爆炸下限（体积分数）：1.2%。燃烧热：3264.4kJ/mol。 甲苯：无色澄清液体。有苯样气味。有强折光性。能与乙醇、 乙醚、丙酮、氯仿、二硫化碳和冰乙酸混溶，极微溶于水。凝固点-95。沸点110.6。折光率 1.4967。闪点（闭杯） 4.4。易燃。蒸气能与空气形成爆炸性混合物，爆炸极限 1.2%7.0%（体积）。低毒，半数致死量（大鼠，经口）5000mg/kg。高浓度气体有麻醉性。有刺激性。熔点()：-94.9。分子式：C7H8。分子量：92.14。燃烧热(kJ/mol)：3905.0。临界温度()：318.6。临界压力(MPa)：4.11。辛醇/水分配系数的对数值：2.69。闪点()：4。爆炸上限%(V/V)：7.0。引燃温度()：535。爆炸下限%(V/V)：1.2。质量指标：塔底产品甲苯浓度不低于99.8%。塔顶产品苯纯度不低于99.5%，原料液中苯20%。（以上均为质量分数）(二）设计方案简介1.精馏方式本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内苯和甲苯的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。2.操作压力本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于苯和甲苯这类非热敏沸点物系在常温（工业低温段）分离。3.塔板形式筛板塔具有足够的操作弹性，对易引起堵塞的物系可采用大孔径筛板，故近年我国对筛板的应用日益增多，且根据生产要求，选择结构简单，易于加工的精馏塔，所以在本设计中设计该种塔型。4.加料方式和加料热状态设计采用泡点进料，将原料通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。5.由于蒸汽质量不易保证，采用间接蒸汽加热。6.回流比（R）实际操作的R必须大于Rmin，但并无上限限制。操作费用总费用设备费用R最佳值选定操作R时应考虑，随R选值的增大，塔板数减少，设备投资减少，但因塔内气、液流量L，V，L，V增加，势必使蒸馏釜加热量及冷凝器冷却量增大，耗能增大，既操作费用增大。若R值过大，即气液流量过大，则要求塔径增大，设备投资也随之有所增大。其设备投资操作费用与回流比之间的关系如下图所示。总费用最低点对应的R值称为最佳回流比。设计时应根据技术经济核算确定最佳R值，常用的适宜R值范围为：R（1.22）Rmin。本设计考虑以上原则，选用：R1.6Rmin。7.再沸器、冷凝器等附属设备的安排塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至泡点下一部分回流入塔，其余部分经产品冷却器冷却后送至储灌。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。8.塔顶冷凝水的选择冷凝水的温度t259.设计方案确定的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求 所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。 (2) 满足经济上的要求 要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。 降低生产成本是各部门的经常性任务，因此在设计时，是否合理利用热能，采用哪种加热方式，以及回流比和其他操作参数是否选得合适等，均要作全面考虑，力求总费用尽可能低一些。而且，应结合具体条件，选择最佳方案。例如，在缺水地区，冷却水的节省就很重要；在水源充足及电力充沛、价廉地区，冷却水出口温度就可选低一些，以节省传热面积。 (3) 保证安全生产例如我们体系中，产品的酒精属易燃物料，不能让其蒸汽弥漫车间，也不能使用容易发生火花的设备。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。（三）工艺流程及说明1.流程说明首先，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。2.流程图第二章、 工艺计算及主体设备设计（一）全塔的物料衡算（1）料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率-D*)/W=0.25%（2）平均摩尔质量苯的摩尔质量：MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92.13 kg/kmolMD=0.995*78.11+(1-0.995)*92.1378.18 kg/kmolMF=0.2*78.11+(1-0.2)*92.1389.33 kg/kmolMW=0.0025*78.11+(1-0.0025)*92.1392.10 kg/kmol（3）料液及塔顶底产品的摩尔流率F=240 kmol/hD=0.99*F*/=47.76 kmol/hW=F-D=240-47.76=192.24 kmol/h（二）塔板数的确定（1）理论塔板数的求取苯-甲苯物系可采用梯级图解法（MT法）求取，步骤如下：1. 查课本P466常压下苯-甲苯的汽液平衡组成数据,平衡线方程：温度t/液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.60.00.0106.18.821.2102.220.037.098.630.050.095.239.761.892.148.971.089.459.278.986.870.085.384.480.391.482.390.395.781.295.097.980.2100100根据相对挥发度公式，求得：1=2.788186, 2=2.349206, 3=2.333333,4=2.457265,5=2.558423,6=2.57711,7=2.48688,8=2.607345,9=2.390713,10=2.453634.取平均值=2.497.所以平衡线方程为： 或 2.q线方程XF0.2 ,q1 q线方程为：X0.2 把X0.2代入平衡线方程：xe0.2，ye0.3843.确定操作的回流比R R=1.6Rmin=1.6*3.31=5.304.精馏塔的气液相负荷L=RD=5.3*47.76=253.1Kmol/h V=(R+1)D=6.3*47.76=300.9Kmol/h L=L+qF=253.1+1*240=493.1Kmol/hV=V-（1-q）F=300.9-（1-1）*180=300.9Kmol/h5.操作线方程精馏段： 提馏段：=1.639Xm-0.00166.图解法计算结果：NT=21块，第10块为加料板。精馏段塔板数NT19块，提馏段塔板数NT212块。（二）实际塔板数N由ET =NT /N可知N=NT / ET =21/0.52=40.38圆整得实际板数为41块 (三）塔的精馏段操作工艺条件及相关物性数据的计算（1）平均压强取每层塔板压降为0.7kPa计算。塔顶：加料板：塔底压力 PW= PD +41*P =105.325+28.7=134.025KPa精馏段平均压力 Pm=（105.325+117.925）/2=111.625KPa提馏段平均压力 Pm=(117.925+134.025)/2=125.975KPa(2)平均温度通过实验数据进行内插得：塔顶温度 t D=80.21进料板温度 t F=102.2塔底温度 t W=110.5精馏段平均温度 tm=(80.21+102.2)/2=91.205 提馏段平均温度 tm=(102.2+110.5)/2=106.35 (3)平均摩尔质量塔顶平均摩尔质量计算： y1=xD=0.995，X1 =0.988MVDM=0.995*78.11+(1-0.995)*92.13=78.18 kg/kmolMLDM=0.988*78.11+(1-0.988)*92.13=78.28 kg/kmol 进料板平均摩尔质量计算：x=0.20，y=0.37MVFM=0.37*78.11+(1-0.37)*92.13=86.94 kg/kmolMLFM=0.20*78.11+(1-0.20)*92.13=89.33 kg/kmol 塔底平均摩尔质量计算：XW =0.0025,Y=0.0062MVWM=0.0062*78.11+(1-0.0062)*92.13= 92.04 kg/kmolMLWM=0.0025*78.11+(1-0.0025)*92.13= 92.09 kg/kmol精馏段的平均摩尔质量MVM=(78.18+86.94)/2= 82.56 kg/kmolMLM=(78.28+89.33)/2= 83.81 kg/kmol提馏段的平均摩尔质量MVM=(86.94+92.04)/2= 89.49 kg/kmolMLM=(89.33+92.09)/2= 90.71 kg/kmol(4)平均密度1.气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，即精馏段：=(111.625*82.56)/8.314*(91.205+273.15)=3.042 kg/m3提馏段：=(129.975*89.49)/8.314*(106.35+273.15)= 3.686 kg/m32.液相平均密度计算液相平均密度通过计算(其中为质量分率，)。由于任务书中给出的是摩尔分率，所以首先要把塔顶、进料板和塔底液相的摩尔分率转化为质量分率，然后再应用上面公式，求出液相平均密度。塔顶(tD=80.21)：XA=0.995A=0.9941A=814.986 kg/m3, B=811.341 kg/m3塔顶LDM=814.96kg/m3进料板(tF=102.2)：XF=0.2A=0.1749A=790.11 kg/m3, B=789.054 kg/m3进料板lfm=789.24 kg/m3;塔底(tW=110.5)：XW=0.0025A=0.0021A=752.1 kg/m3, B=763.1 kg/m3塔底lwm=763.08 kg/m3精馏段Lm(814.96 +789.24 )/2= 802.1kg/m3提馏段Lm(789.24+763.08)/2= 776.16 kg/m3(5)液体的平均表面张力液体平均表面张力由计算：tD=80.21 A=21.10 mN/m , B=21.55 mN/mtF=102.2 A=18.39mN/m , B=19.10mN/mtW=110.5 A=18.23 mN/m , B=18.92 mN/mLDm=0.995*21.10 + 0.005*21.55= 21.10 mN/m LFm=0.2*18.39 + 0.8 *19.10= 18.96 mN/m LWm=0.0025*18.23 + 0.9975*18.92= 18.92 mN/m精馏段Lm=(21.10+18.96)/2= 20.03 mN/m提馏段Lm=(18.96+18.92)/2= 18.94 mN/m(6)液体的平均粘度液相平均粘度按计算：tD=80.21A=0.319 mPas , B=0.320 mPastF=102.2 A=0.257 mPas , B=0.262mPas tW=110.5 A=0.2445 mPas , B=0.2545 mPasLDm=0.3190 mPas; LFm=0.2610mPas; LWm=0.2545 mPas 精馏段：Lm=(0.3190+0.2610)/2= 0.29 mPas 提馏段：Lm=(0.2646+0.2545)/2= 0.25955 mPas(四) 塔和塔板主要工艺结构尺寸的计算（1）塔径1精馏段VS=(V*MVm)/(3600*Vm)=(300.9 *82.56)/(3600*3.042)=2.27m3/sLS=(L*MLm)/(3600*Lm)=(253.1*83.81)/(3600*802.1)=0.00735 m3/s,其中，C20由图8-24查取。该图的横坐标(0.00735/2.27)*(802.1/3.042)0.5=0.0526取HT=0.45m ,hL=0.06m ,查得C20=0.085,故C0.085*(20.03/20)0.2=0.0851液泛空塔气速 umax=0.0851*(802.1-3.042)/3.0420.5=1.380 m/s取安全系数为0.7,则空塔气速u = 0.7*umax=0.7*1.380 =0.966 m/s=(4*2.27)/(3.14*0.966)0.5=1.73m按标准塔径取圆整,令D=1.8m塔截面积=(3.14/4)*1.82=2.5434 m2实际空塔气速 u=Vs/AT=2.27/2.5434= 0.893 m/s2.提馏段VS=(V*MVm)/(3600*Vm)=(300.9*89.49)/(3600*3.686)= 2.029 m3/sLS=(L*MLm)/(3600*Lm)=(493.1*90.71)/(3600*776.16)= 0.0160 m3/s,其中，C20由图8-24查取。该图的横坐标(0.0160/2.029)*(776.16/3.686)0.5=0.1144取HT=0.45m ,hL=0.06m ,查得C20=0.079,故C0.079*(18.94/20)0.2=0.0781液泛空塔气速 umax=0.0781*(776.16-3.686)/3.6860.5=1.131 m/s取安全系数为0.7,则空塔气速u = 0.7*umax=0.7*1.131 =0.7917m/s=(4*2.029)/(3.14*0.7917)0.5=1.807 m按标准塔径取圆整,令D=1.8m塔截面积=(3.14/4)*1.82=2.5434 m2实际空塔气速 u=2.029/2.5434= 0.7978 m/s(2)精馏塔有效高度的计算 Z0=(NT/ET 1)HT =(41-1)*0.45=18m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m,故精馏塔的有效高度Z= Z0+0.8=18+0.8=18.8m(3)塔板工艺结构尺寸的设计与计算1.溢流装置计算 1.1精馏段因塔径D=1.8m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:(1)堰长LW 取LW=0.66D=0.66*1.8=1.188m(2)板上清液层设计hWhW=hL-hOW ;选用平直堰,堰上层高度hOW可 由计算.近似取E=1,则hOW=(2.84/1000)*(0.00735*3600/1.188)(2/3)=0.0225板上清液层高度取 hL=0.06mhW=hL-hOW,=0.06-0.0225=0.0375m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由LW/D=0.66,查图8-16,得 Af/AT=0.071, Wd/D=0.13Af=0.071*2.5434=0.1806 m2 ,Wd=0.13*1.8=0.234 m验算液体在降液管中的停留时间:=(3600*0.1806*0.45)/(0.00735*3600)=11.057s5s故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0 , 取u0=0.25m/s, hwh0=0.0375-0.0247=0.0128m0.006m, 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘,深度hW=0.05m1.2提馏段因塔径D=1.8m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘。各项计算如下:(1)堰长LW 取LW=0.66D=0.66*1.8=1.188m(2)板上清液层设计hWhW=hL-hOW ;选用平直堰,堰上层高度hOW可由计算.近似取E=1,则hOW=(2.84/1000)*(0.0160*3600/1.188)(2/3)=0.0378m板上清液层高度 hL=0.06mhW=hL-hOW,=0.06-0.0378=0.0222m(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af由lW/D=0.66,查图8-16,得 Af/AT=0.071, Wd/D=0.13Af=0.071*2.5434=0.1806 m2Wd=0.13*1.8=0.234 m验算液体在降液管中的停留时间:=(3600*0.1806*0.45)/(0.0160*3600)=5.08s5s故降液管设计合理。(4)降液管底隙高度h0 , 取u0=0.9 m/s, hwh0=0.0222-0.0150=0.0072m0.006m, 故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘,深度hW=0.05m2.塔板布置2.1精馏段：(1)塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。塔板分为5块。(2)边缘区宽度确定取WS=0.08m，Wc=0.025m(3)有效传质区面积Aa计算其中=(1.8/2)-(0.234+0.08)=0.586m=(1.8/2)-0.025=0.875mAa=1.885 m2(4)筛孔计算及其排列由于苯-甲苯体系无腐蚀性，可选用=3mm的碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按三角形排列，取孔中心距t=2.7d0=13.5mm筛孔数目n=(1.155*Aa)/t2=(1.155*1.885)/0.01352=11946个开孔率=0.907(d0/t)2=0.907*(1/2.7)2=12.44%气体通过筛孔的速度u0=VS/(*Aa)=2.27/(0.1244*1.885)=9.68 m/s2.2提馏段：(1)塔板的分块因D800mm,故塔板采用分块式。塔板分为5块。(2)边缘区宽度确定取WS=0.08m，Wc=0.025m(3)有效传质区面积Aa计算其中=(1.8/2)-(0.234+0.08)=0.586m=(1.8/2)-0.025=0.875mAa=1.885 m2(4)筛孔计算及其排列由于苯-甲苯体系无腐蚀性，可选用=3mm的碳钢板，取筛孔直径d0=5mm。筛孔按三角形排列，取孔中心距t=2.7d0=13.5mm筛孔数目n=(1.155*Aa)/t2=(1.155*1.885)/0.01352=11946个开孔率=0.907(d0/t)2=0.907*(1/2.7)2=12.44%气体通过筛孔的速度u0=VS/(*Aa)=2.029/(0.1244*1.885)=8.653 m/s(五)塔板上的流体力学验算精馏段（1）塔板压降1.干板阻力hC计算，由d0/=1.67, =12.44%，查图8-20得C0=0.7625故hC=0.051*(9.68/0.7625) 2*(3.042/802.1)=0.0312 m液柱2气体通过液层的阻力hl计算，而=2.27/(2.5434-0.1806)=0.96m/s=0.96*3.0421/2=1.67441/2/(sm1/2)查图8-22，得=0.60hl=hL=(hW+hOW)=0.60*0.06=0.0360 m液柱3.液体表面张力的阻力=(4*20.03/1000)/( 802.1*9.8*0.005)=0.002 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP=hC+hl+=0.0312+0.0360 m +0.002=0.0692 m液柱气体通过每层塔板的压降为P=hPLg=0.0692* 802.1*9.8=543.9Pa0.7 kPa满足条件（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本题的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带3.2，其中hf=2.5hL=2.5*0.06=0.15m故eV(5.7*10-6)/( 20.03*10-3)* 0.96/(0.45-0.15)3.2=0.0118 kg液/kg气eV u0,min稳定系数=9.68/4.934=1.961.5故本设计中无明显的漏液现象。（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从。苯-甲苯物系属于一般物系，取=0.5,则=0.5*(0.45+0.0375)=0.244m而;板上不设进口堰，=0.0096mHd=0.0692+0.06+0.0096=0.1388 m液柱满足，故本设计中不会发生液泛现象。提馏段（1）塔板压降1.干板阻力hC计算，由d0/=1.67, =12.44%，查图8-20得C0=0.7625故hC=0.051*(8.653/0.7625) 2*( 3.686/776.16)= 0.0312 m液柱2气体通过液层的阻力hl计算，而=2.029/(2.5434-0.1806)=0.86m/s=0.86*3.6861/2=1.65111/2/(sm1/2)查图8-22，得=0.58hl=hL=(hW+hOW)=0.58*0.06=0.0348 m液柱3.液体表面张力的阻力=(4*18.94/1000)/( 776.16*9.8*0.005)=0.002 m液柱气体通过每层塔板的液柱高度hP=hC+hl+=0.0312+0.0348+0.002=0.068 m液柱气体通过每层塔板的压降为P=hPLg=0.068*776.16*9.8=517.2Pa0.7 kPa满足条件。（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本题的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。（3）液沫夹带3.2，其中hf=2.5hL=2.5*0.06=0.15m故eV(5.7*10-6)/( 18.94*10-3)* 0.86/(0.45-0.15)3.2=0.0088kg液/kg气eVu0,min稳定系数=8.653/4.39=1.971.5故本设计中无明显的漏液现象。（5）液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从。苯-甲苯物系属于一般物系，取=0.5,则=0.5*(0.45+0.04)=0.425m而;板上不设进口堰，=0.153*0.92=0.1239mHd=0.0700+0.06+0.1239=0.2539 m液柱满足，故本设计中不会发生液泛现象。第三章、 塔板负荷性能图（一）精馏段负荷性能图（1）漏液线 = 整理得：Vs=12.775在操作范围内，任取几个Ls值，代入上式算出Vs值，结果如下：LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.018VS1.21531.2461.28441.31571.3431.37541.40461.44381.46781.5012由上表数据作出漏液线(1)。（2）液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls如下：由，, 整理，得LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.018VS5.10054.96914.80024.65854.53214.37894.23814.04353.9223.7496由上表数据即可作出液沫夹带线(2)。（3）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。 取E=1，则此为与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)。（4）液相负荷上限线以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，由可得，由此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)。（5）液泛线令，由联立，得忽略,将hOW与LS，hd与LS，hC与VS的关系式代入上式，并整理得:,系数如下：整理得：LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.018VS5.38605.29345.15965.02864.89174.69294.46924.07183.75293.1582由上表数据即可作出液泛线(5)。根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下所示1：漏液线；2：液沫夹带线；3：液相负荷下限线4：液相负荷上限线；5：液泛线；6：操作线在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。VS,max=4.10m3/s , Vs,min=1.30m3/s操作弹性Vs,max/ VS,min=4.10/1.30=3.15（一）提馏段负荷性能图（1）漏液线 =整理得：Vs=11.42在操作范围内，任取几个Ls值，代入上式算出Vs值，结果如下：LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.018VS0.92420.95630.99611.02821.05611.08891.11821.15751.18141.2145由上表数据作出漏液线(1)。(2)液沫夹带线以eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls如下：由，,整理，得LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.018VS5.54505.40605.22745.07764.94404.78204.63314.42734.29894.1166(3)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。 取E=1，则此为与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(3)(5)相负荷上限线以=5s作为液体在降液管内停留时间的下限，由可得，由此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线(4)。（6）液泛线令，由联立，得忽略,将hOW与LS，hd与LS，hC与VS的关系式代入上式，并整理得:,系数如下：整理得：在操作范围内，任取几个Ls值，代入上式算出Vs值，结果如下：LS0.00060.00150.0030.00450.0060.0080.010.0130.0150.016VS5.05454.96874.82794.66884.48184.17713.79122.98372.16061.5403由上表数据即可作出液泛线(5)。根据以上各线方程，可作出筛板的负荷性能图，如下所示1：漏液线；2：液沫夹带线；3：液相负荷下限线4：液相负荷上限线；5：液泛线；6：操作线在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即可作出操作线。VS,max=2.70m3/s , Vs,min=1.10m3/s操作弹性Vs,max/ VS,min=2.70/1.10=2.45第四章、辅助设备及零件设计（一）塔顶冷凝器（列管式换热器）苯-甲苯走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式.（1） 方案1：垂直管1. 估计换热面积 苯-甲苯冷凝蒸汽的数据tD=80.21冷凝蒸汽量：d由于苯摩尔分数为0.995,所以可以