整理板式精馏塔设计

1、精品文档武汉工程大学邮电与信息工程学院 课程设计说明书论文题目: 学 号: 学生姓名: 专业班级： 指导教师: 总评成绩:邮电与信息工程学院课程设计任务书一、课题名称苯一一甲苯分离过程板式精馏塔设计二、课题条件（原始数据）一、设计方案的选定原料：苯、甲苯年处理量：55000t原料组成（甲苯的质量分率）：、0.65料液初温：30 C操作压力、回流比、单板压降：自选进料状态：饱和液体进料塔顶产品浓度：98.5%塔底釜液含甲苯量不低于97% （质量分率）塔顶采用全凝器，泡点回流塔釜：饱和蒸汽间接/直接加热塔板形式：筛板生产时间：330天/年，每天24h运行冷却水温度：20 C35 T设备形式：筛板塔

2、厂址：武汉地区三、设计内容（包括设计、计算、论述、实验、应绘图纸等根据目录列出大 标题即可）1设计方案的选定2精馏塔的物料衡算3塔板数的确定4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（加热物料进出口温度、密度、粘度、比热、导热系数）5精馏塔塔体工艺尺寸的计算6塔板主要工艺尺寸的计算7塔板的流体力学验算8塔板负荷性能图（精馏段）9换热器设计10馏塔接管尺寸计算11制生产工艺流程图（带控制点、机绘， A2图纸）12绘制板式精馏塔的总装置图（包括部分构件）（手绘，A1图纸）13撰写课程设计说明书一份设计说明书的基本内容课程设计任务书课程设计成绩评定表中英文摘要目录设计计算与说明设计结果汇总小结参考文献1

3、4有关物性数据可查相关手册15注意事项写出详细计算步骤，并注明选用数据的来源每项设计结束后列出计算结果明细表设计最终需装订成册上交四、进度计划（列出完成项目设计内容、绘图等具体起始日期）1.设计动员，下达设计任务书0.5天2收集资料，阅读教材，拟定设计进度1-2天3. 初步确定设计方案及设计计算内容5-6天4. 绘制总装置图2-3天5. 整理设计资料，撰写设计说明书2天6. 设计小结及答辩1天指导教师（签名）： 年月日学科部（教研室）主任（签名）： 年_月_日说明：1 学生进行课程设计前，指导教师应事先填好此任务书，并正式打印、签名，经学科部（教研室）主任审核签字后，正式发给学生。设计装订时应

4、将此任 务书订在设计说明书首页。2 如果设计技术参数量大，可在任务书后另设附表列出。3所有签名均要求手签，以示负责。精品文档精品文档目录摘要Abstract I第一章文献综述 0第二章设计方案的确定 02.1操作条件的确定 02.2确定设计方案的原则 1第三章塔体计算 23.1设计方案的确定 23.2 精馏塔的物料衡算 2第四章塔板计算 44.1塔板数的确定 44.2精馏段的计算 74.3提留段的计算 20第五章塔附件设计 345.1附件的计算 345.2附属设备设计 37设计小结 40附录 41精品文档精品文档精馏是分离液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

5、的应用。本设计的题目是苯一甲苯二元物系板式精馏塔的设 计。在确定的工艺要求下，确定设计方案， 设计内容包括精馏塔工艺设计计算, 塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书关键词：板式塔；苯-甲苯；工艺计算；结构图精品文档精品文档AbstractDistillation separation is the most commonly used liquid mixture of a unit operation in chemical, petrochemical and other industries refining, widely applied. This d

6、esig n is the subject of benzene morpholi ne-tolue ne binary system -a type of distillation process of design, in determining the request, design scheme. Design content includes distillation, distillation process flowcharts , distillation equipment structure and desig n specificati on.Keyword:Series

7、-platetower; Benzene-methylbenzene; Distillationprocess ；distillatio n equipme nt structure精品文档精品文档第一章文献综述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。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。板式塔内设置一定数 目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈 阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体 自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质 热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接

8、触操作过程。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。板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导 向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板， 如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板， 如浮阀、筛板、泡罩塔板等。苯的沸点为80.1 C，熔点为55C，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气 味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为

9、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。甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃 烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 C，沸点为111 C。甲苯带有一种特殊的 芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体， 密度为0. 866克/厘米3,对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯几 乎不溶于水（0,52 g/l），但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯 仿，丙酮和大多数其他常用有机溶剂中也有很好的溶解性。甲苯的粘性为

10、0,6mPa s,也就是说它的粘稠性弱于水。甲苯的热值为40.940 kJ/kg,闪点为4 C， 燃点为535 C。分离苯和甲苯，可以利用二者沸点的不同，采用塔式设备改变其温度，使其分离并分别进行回收和储存。板式精馏塔、浮法塔都是常用的塔类型，可以 根据不同塔各自特点选择所需要的塔。筛板是在塔板上钻有均布的筛孔，呈正三角形排列。上升气流经筛孔分散、 鼓泡通过板上液层，形成气液密切接触的泡沫层（或喷射的液滴群）。筛板塔是1932年提出的，当时主要用于酿造，其优点是结构简单， 制造维修方 便，造价低，气体压降小，板上液面落差较小，相同条件下生产能力高于浮阀 塔，塔板效率接近浮阀塔。其缺点是稳定操作

11、范围窄，小孔径筛板易堵塞，不 适宜处理粘性大的、脏的和带固体粒子的料液。但设计良好的筛板塔仍具有足 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，所以在本设计中设计该种塔型。精品文档第二章设计方案的确定2.1操作条件的确定确定设计方案是指确定整个精馏装置的流程、各种设备的结构型式和某些 操作指标。例如组分的分离顺序、塔设备的型式、操作压力、进料热状态、塔 顶蒸汽的冷凝方式等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。2.1.1操作压力蒸馏操作通常可在常压、加压和减压下进行。确定操作压力时，必须根据 所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行

12、考虑。例如， 采用减压操作有利于分离相对挥发度较大组分及热敏性的物料，但压力降低将 导致塔径增加，同时还需要使用抽真空的设备。对于沸点低、在常压下为气态 的物料，则应在加压下进行蒸馏。当物性无特殊要求时，一般是在稍高于大气 压下操作。但在塔径相同的情况下，适当地提高操作压力可以提高塔的处理能 力。有时应用加压蒸馏的原因，则在于提高平衡温度后，便于利用蒸汽冷凝时 的热量，或可用较低品位的冷却剂使蒸汽冷凝，从而减少蒸馏的能量消耗。2.1.2进料状态进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际 的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中， 这主要是由于此

13、时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在 泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。2.1.3加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直 接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀 释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度 应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于 釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。对于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0KPa （表压）。精品文档2.2确定设计方案的原则确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量

14、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：2.2.1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

15、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。2.2.2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。2.2.3保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。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

16、 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。第三章塔体计算3.1设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐。3.2精馏塔的物料衡算3.2.1原料液级塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M A 二 78.11Kg /m o l甲苯的摩尔质量M b =92.

17、13Kg /mol70.35/78.11X F0.4 1 70.35/78.11 0.65/92.13XdO.985%.110.9870.985/78.110.015/92.130.03/78.11XW0.0 3 50.03/78.11 0.97/92.133.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf 7417 78.11(1 -0.417) 92.13 =86.28Kg /molMd =0.987 78.11 (1-0.987) 92.13 = 7829Kg/molMw =0.035 78.11 (1 -0.035) 92.13 = 91.64Kg/mol3.2.3物料衡算原料处理量6

18、945F80.49kmol/h86.28总物料衡算80.49 二 D W苯物料衡算80.49 0.4 1 7 0.9 8 7D 0.0 3 5W联立解得D = 332.26k mo/hW = 48.226k mo/lh精品文档第四章塔板计算4.1塔板数的确定4.1.1理论板数Nt的求取(1) 相对挥发度的求取苯的沸点为80.1 T，甲苯额沸点为110.63 C 当温度为80.1 C时1211 033lg Pa 03552.00680.1 +220.791344.8lg PB= 6.079541.59180.1 +219.482解得 Pa -101.34KPa , Pb= 38.96KPa 当温

19、度为110.63C时lgPa =6.0355lgPb =6.079541211.033=2.376110.63 220.791344.8110.63 2 1 91 8 2 2.0 0 6解得 Pa =237.95KPa , Pb= 101.34KPa则有：1 =101.31. 38.96 =2.600：2 = 237.95. 101.34 = 2.3 4 8:二 匸；2 = 2600 2.348 =2.47(2) 最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1, q线为一垂直线，故xx 0.417，根据相 平衡方程有-0.639xP2.47 汉 0.4171(： -1)xP 1(2.47 -1)

20、 0.417 Xd yP yP -xp最小回流比为0.987 -0.6391.570.639 0.417回流比为最小回流比的2倍，即R =2Rmin =2 1.57 =3.14精馏塔的气、液相负荷L 二 RD =3.14 32.26 = 101.29.K mo/lhV 二(1 R)D 二(13.14) 34.26 =133.56Kmol /hL = L qF =101.2980.49 =181.79Kmol /hV=V =131.56K mo/lh(4) 操作线方程精馏段操作线方程XnXd3.140.987.014 1Xn3.14 1= 0.76x 0.238提馏段操作线方程L qFL qF

21、-WxmWXwL qF -W= 1.36x0.013两操作线交点横坐标为(R 1)Xf (q -1)XdR+q(3.141) 0.4173.14+1= 0.41 7理论板计算过程如下yi相平衡=Xd = 0.987 相平衡 % 二 0.968y2= 0.974相平衡X2=0.936y3= 0.949相平衡X3= 0.886y4二0.903相平衡X4= 0.79ys二0.838相平衡X5二 0.675y6-0.751相平衡X6二 0.548y?= 0.654相平衡X?二 0.433y8-0.567相平衡X8=0.346 ： xfy9=0.457相平衡X9=0.254yi0=0.332 相平衡X1

22、0=0.168%1= 0.215相平衡X11= 0.1yi2相平衡= 0.123X12-0.054y13= 0.06相平衡 x13 = 0.035 ： xw8块板为进料板总理论板数为13 （包括蒸馏釜），精馏段理论板数为7,4.1.2实际板数的求取取全塔效率为0.52，则有N精=7/0.52 =13.46 ： 14N 提=5/0.52=9.61104.2精馏段的计算421精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1) 操作压力的计算塔顶的操作压力PD =101.3 4 =105.3K Pa每层塔板的压降P =0.7KP a进料板压力P =1053 0.7 14=1 15KPa精馏段平均压力P =

23、(1 0 5 1 1。)/2 = 1 1 .QK P a(2)操作温度的计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下:塔顶温度t =80.49 C进料板温度tF = 94.72 C精馏段平均温度坊二(80.4994.72)/2 =87.6 C(3) 平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，y1 = xD =0.987， X| =0968MVDm =0.987 78.11 (1 -0.987) 92.13 =78.29Kg / molMLDm =0.968 78.11 (1 0.968) 92.13 = 78.

24、56Kg / mol 进料板平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，yF =0.697, xf =0.417MVFm -0.697 78.11 (1 -0.697) 92.13 =82.36Kg / molM LFm =0.417 78.11 (1 -0.417) 92.13 =86.28Kg /mol精馏段的平均摩尔质量为M v (78.2982.36)/2 =80.33Kg / mol精品文档3MLm= (79.5686.28)/2 =82.42Kg/mol(4) 平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程式计算，即精品文档Pm M VmRTm110.2x80.338.314 (

25、89.86273.15)-2.93Kg /m 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即：1 aA 宜 P 一 p P -Lm - LA - LB塔顶液相平均密度的计算由tD -80.49 C ,查液体在不同温度下的密度表得:3匚=813.5Kg /m10.9850.015?LDm 一 813.5808.93订=808.9Kg /mLDm = 813.44Kg / m3进料板液相平均密度的计算。由tF =94.72 C，查液体在不同温度下的密度表得:3订=791.5Kg /m3a-0.3770.417 X78.110.417 78.11(1 -0.417) 92.1310.377 0.62

26、3=r ?LFm794.5 791.5?LDm = 7 926Kg/m匚=794.5Kg /m精馏段的平均密度为：=(813.44792.6)/2 =803.03Kg/m3(5) 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：n二 Lm = K；- ii =i精品文档塔顶液相平均表面张力的计算。由tD =80.49 C ,查液体表面张力共线图得：匚 a = 21.32mN / m 二 B =21.52mN/mLDm = 0.987 x 21.32 +(1 0.987) x 21.52 =21.32mN /m 进料板液相平均表面张力的计算。由tF =94.72 C，查液体表面张力共线图得

27、：二 a =19.20mN/m二 B =21.12mN/m二LFm =0.417 19.2(10.417) 21.12 =20.32mN /m精馏段平均表面张力为：二 Lm =(21.3220.32)/2 =20.82mN/m(6) 液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lg 7mx ig 7塔顶液相平均黏度的计算：由tD =82.49 C，查气体黏度共线图得：ja =0.301mPa s= 0.315m PaslgLDm =0.987 lg 0.301 0.013lg0.315jld 0.301mPas精馏段液相平均黏度的计算：由tF =94.72 C，查气体黏度共线图得：ja =0.

28、261Pa s=0.27 mPaslg JLFm 二 0.417 lg 0.2610.583lg 0.271% F m= 0.266m P as精馏段液相平均黏度为：Lm =(0.301 0.266)/2 =0.284mPa s422精馏塔的塔体工艺尺寸计算（1）塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为:LsVM Vm3600-Vm80.33 133.563600 2.933= 1.017m /sLMLm3600 鮎101.29 82.423600 803.033=0.0029m /s精品文档D =417.1.256m3.14 0.821由Umax二C 7 一3，式中C由C =。20（工）0.2求

29、取，其中C20由筛板塔汽液负XPV20荷因子曲线图查取，图横坐标为“ 丄 12 =（0.0029 沢3600g）12 “ 0472Vh*1.017 36002.93取板间距Ht =0.4m ,板上液层高度hL = 0.06m，则H hL = 0.4 0.06 = 0.34m查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C20 =0.070C =0.070 (丄)0.2 =0.070 ( P - P,/8082-2 87Umax =cL =0.0777 一 .-1.302m/s:匚.2.87取安全系数为0.7，则空塔气速为： u =0.7 Umax =0.7 1.173 =0.821m/s82)0- 0.0712

30、0 20按标准塔径圆整后为D =1.4m。塔截面积为：At -0.785D2 =0.785 1.42 =1.593m2Vsu =At1.0170.661m/s1.593(2) 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为:Z精=(N精-1) Ht =(14-1) 0.4 = 5.2m提馏段有效高度为：Z 提(N 提-1) Ht (10-1) 0.4=3.6m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为：Z = Z精 Z提 0.8 二 5.23.60.8 二 9.6m4.2.3. 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算因塔径D =1.4m ,可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。

31、各项计算如下: 堰长I w取lw 766D =0.66 1.4=0.924m 溢流堰高度由hw-how，选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即：取板上清液层高度hL =60mm故 hw 二 hL -how =0.06 - 0.014 = 0.046m 弓形降液管宽度Wd和截面积Af :由lwD =0.66，查弓形降液管参数图得: 贝U: Af -0.0722 1.539 =0.111m，Wd =0.124 1.4= 0.1736m 验算液体在降液管中停留时间，即:0.07223600Af H T3600 0.111 0.40.0029 3600=15.3s 5s故降液管设计合理。降液管底

32、隙的流速u0 =0.08m/s，则:=0.039m,Lh0.0029 x3600h0 一 3600lwu0 一 3600 0.924 0.08hw -怕=0.046 -0.039 = 0.007m0.006m故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw=50mm。(2) 塔板布置 塔板的分块。因D -800mm，故塔板采用分块式。查塔板块数表得塔板分为 4块。 边缘区宽度确定：取Ws 二Ws= 0.065m，Wc = 0.035m 开孔区面积计算。开孔区面积 代计算为：/ 22 二 2-1 XAa = 2(x r - x r sin -)180r其中 x=D2(Wd Ws) =0.7 -

33、(0.124 0.065) =0.511mr = D 2 讥=0.7 -0.03 & 0.6 6 m故Aa =2 (0.511 “0.6650.015 -0.5112 314 0.6 6 5 s i n10:511 = 1.2 1 m21 800.6 6 5 筛孔计算及其排列。由于苯和甲苯没有腐蚀性，可选用-=3mm碳钢板，取筛孔直径d。=5mm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为：筛孔数目n为:= 6211 个1.155Aan =t21.155 0.210开孔率为:哎=0.907 冲)907 (”1%气体通过筛孔的气速为：UoV 1.017Ao 0.101 1.210=8.32m/s4.2.

34、4. 筛板的流体力学验算(1) 塔板压降 干板阻力hc计算干板阻力由下式计算:U0 2hc2 g L lC0 丿由 d。： =5 3 =1.67，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得C。二0.772故 hc =0.0512.93803.03广 8.32 丫0.772, J= 0.0216 m 液柱 气体通过液层的阻力hl计算气体通过液层的阻力hL由下式计算，即UaVs1.01 70.7 1 m/sA - Af1.5390.1 1 1Fu 1.5故在本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式所表示的关系，即:H (Ht hw)苯一甲苯物系属一般物系，取=0.5，贝(H th

35、w) =0.5 (0.4 0.046) =0.223m液柱而 Hd 二 hp n hd板上不设进口堰，hd按下式计算：hd = 0.153 uo $ =0.153 0.0604? = 0.00056m液柱Hd =0.06040.060.00056 =0.12im 液柱Hd ”： (Ht hw)，故本设计中不会发生液泛现象。4.2.5. 精馏段塔板负荷性能图(1) 漏液线由 Uo.min 二 Vs.min . A0 = 4.4C。-： O.O。560.13(hw !%w) - hJ l / V hw 注 E1000lw得：s0. min二 4.4C A。.00560.132.84 e1000=

36、4.4 0.772 0.101 1.2100.0056 +0.13汉 p.046+竺4I10000.924 0.0216803.03x2.93=6.87. 0.0096 0.0914 LS23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表4-1漏液线计算结果Ls /(m3/s)0.00060.00300.00450.014Vs /(m3 / s)0.6960.7370.7550.839由上表数据即可作出漏液线1(2)液沫夹带线以ev =0.1kg液/kg气为限，求 Vs -Ls关系如下：5.7 10 ( Ua )3.2(Ht -hf )33600疋 Ls 2/32/3ho

37、w =2.84 10J 1 (s)=0.703Ls0.924s2/32/3hf =2.5hL =2.5(hwl%w) = 2.5(0.046 0.703Ls) =0.115 1.76Ls2/3Ht -hf =0.285-1.76Ls由g 2/3宀0.120.82 100.285-2.2Ls整理得 Vs =1.31 -8.10Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表4-2液沫夹带线计算结果Ls/(mLs,min = 0.00079m /s据此可作出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=4s作为液体在降液管中停留时间的下限-AH = 4

38、Ls故 Ls,min = 0.111 汇 0.40/ 4 = 0.0111m3/s据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 Hd 二(Ht hw)/s)0.00060.00300.00450.014Vs/(m3/s)1.2521.2041.1420.839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 =0.006作为最小液体负荷标准33600 江 Ls 2/32/ 3how =2.84 101 (s)=0.703Ls=0.0060.924由 Hd 二 hp 血 hd 二九 F h；hd九hi -h_hL hw how联立解得 Ht

39、-1)hw 1)how he h hd忽略h；：-,将how与Ls , hd与Ls , he与V的关系式代入上式，并整理得:2.93= 0.084aVs2 二b-cLs2 -dLs2/32 x 9.81 (0.101 x 1.210 x 0.772 厂 1803.03 丿b二 Ht ( -1 -1)hw =0.5 0.40 (0.5 -0.61 -1) 0.046 =0.149C0.153(lwh0)0.153(0.920.039)117.82d=2.84 10 E (1 J3600 2/3.lw=2.84 10”1 (1 0.61)3600、i0.924 丿2/311=1.132将有关的数据

40、代入整理，得 Vs2 =7.09-5610.47Ls2 -53.9Ls2/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表表4-3液泛线计算表3Ls/(m /s)0.00060.00300.00450.014Vs/(m3/s)2.5892.4332.3471.690由上表即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如下图:米方立(s0.00000.00500.01000.0150漏液线液沫夹带线液相负荷下限线 液相负荷上限线 液泛线Ls （立方米/秒）图4-1精馏段筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点 A，连接OA，即作出操作线。由上图可看出，该筛板

41、的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得：3Vs,m i n = 0.788m /sVs,m a= 1.017故操作弹性为：Vs,max/Vs,min =1.29所设计精馏段筛板的主要结果汇总于下表4-7表4-7精馏段筛板塔设计计算结果序号项目数值1平均温度tm / P87.62平均压力pm/kPa110.23气相流里Vs/(m / s)1.1074液相流量Ls/(m3/s)0.00295塔的有效高度Z/m5.26实际塔板数147塔径/m1.48板间距0.409溢流形式单溢流10降液管形式弓形11堰长/m0.8412堰咼/m0.05313板上液层咼度/m0.06514堰上液层咼度/m0.

42、01215降液管底隙高度/m0.02516安疋区咼度/m0.0717边缘区咼度/m0.0418开孔区面积/ m1.21019筛孔直径/m0.00520筛孔数目621121孔中心距/m0.01522开孔率/%10.123空塔气数/(m/s)0.72924筛孔气数/(m/s)8.3225稳定系数1.5726单板压降/kPa0.727负荷上限液泛控制28负荷下限漏液控制29液沫夹带量/(kg液/kg气)0.007830气相负荷上限/m3/s0.012431气相负荷下限/m3/s0.003232操作弹性1.294.3提溜段的计算431精馏塔的提馏段工艺条件(1) 操作温度的计算依据操作压力，由泡点方程

43、通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的 饱和蒸汽有安托尼方程计算，计算结果如下：塔釜温度tw =108.89 C进料板温度tp =94.72 C提馏段平均温度如=(108.89 94.72)/2 =101.8 C(2) 平均摩尔质量计算精品文档塔釜平均摩尔质量的计算由理论板的计算过程可知，y12 =0.06 , x12 = 0.025MVDm =0.025 78.11(1 -0.025) 92.13 =91.7Kg / molMLDm =0.06 78.11(1 -0.06) 92.13 =90.68Kg/mol由理论板的计算过程可知，提馏段的平均摩尔质量为：M v (90.68 82.36

44、)/2 =886.5Kg/molM Lm=(91.7 86.28)/2 =88.94Kg/mol(3) 平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程式计算，即Pm M VmRTm118.6X86.58.314 (101.8273.15)= 3.3Kg /m3 液相平均密度计算液相平均密度计算依下式计算，即:塔釜液相平均密度的计算由tw =108.89 C ,查液体在不同温度下的密度表得:a =780.3Kg /m31_ 0.020.98;?Lwm - 780.3776.4进料板液相平均密度的计算。776.4Kg /m3;wm = 8143Kg/m3由tF =94.72 C ,查液体在不同温度

45、下的密度表得:匚=794.1Kg /m3订=791.5Kg /m30.025 78.110.025 78.11(1 -0.06) 92.1310.020.98=+5m794.1 791.5?LDm = 7916Kg/m3提馏段的平均密度为：rLm =(814.3791.6)/2 =802.9Kg/m3(4) 液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即：n二 Lm =、片；二 ii 4塔釜液相平均表面张力的计算。由tw =108.89 C，查液体表面张力共线图得：二A =17.56mN /m - B =18.01mN/m二LDm =0.025 17.56(1 -0.025) 18.01

46、 = 18.0mN /m进料板液相平均表面张力的计算。由tF =94.72 C，查液体表面张力共线图得：二A =19.2mN /m二B = 20.38mN/m二 LFm =0.025 19.2(1 -0.025) 20.38 = 20.32mN/m提馏段平均表面张力为：二 Lm =(18.020.32)/2 =19.16mN/m(5) 液体平均黏度计算液相平均黏度依下式计算，即：lg %m 八 x ig 7塔釜液相平均黏度的计算：由tw =108.89 C ,查气体黏度共线图得：% =0.231mPa sB = 0.242m Paslg JLDm =0.025 lg 0.2311 -0.025

47、 lg 0.242JL W0.2 36n P as取安全系数为0.7，则空塔气速为：精品文档提馏段液相平均黏度的计算：由tF =94.72 C,查气体黏度共线图得:=0261Pa sIgLFm =0.025 lg 0.2611 -0.025 Ig 0.271 叽 f 0.266m P a s提馏段液相平均黏度为：JLm =(0.236 0.266)/2 = 0.251mPa s4.3.2提馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算提馏段的气、液相体积流率为:VMVm3600 5133.56 86.53600 3.3-0.99m3/sLSLMLm3600Lm181.79 88.943600 802.9-0.0056m3/s| p _ pQ由umaxJ，式中C由C心审2求取，其中C20由筛板塔汽液负荷因子曲