化工原理课程设计--苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计

1、化工原理课程设计题目苯-甲苯二元物系筛板式精馏塔的设计化工原理课程设计任务书设计题目：苯-甲苯连续筛板式精馏塔的设计二任务要求设计一连续筛板精馏塔以分离苯和甲苯, 具体工艺参数如下:原料加料量 F= 100kmol/h 进料组成xf = 0.462馏出液组成 xd = 0.932釜液组成Xw = 0.032塔顶压力p= 100kpa单板压降< 0.7 kPa2 工艺操作条件：常压精馏，塔顶全凝器，塔底间接加热，泡点进料，泡点回流。三主要设计内容1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计(1) 塔径及精或提馏段塔板结构尺寸的确定(2) 塔板的流体力学校核(3) 塔板的

2、负荷性能图(4) 总塔咼4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图及精馏塔设备条件图目录摘要化工生产常需要进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏 是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重 组分分离的方法。精馏操作在化工、石油化工、轻工等工业生产中中占有重要的地位 为此，掌握气液相平衡关系，熟悉各种塔型的操作特性，对选择、设计和分析分离过 程中的各种参数是非常重要的。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备类型之一。本次设计的筛板塔是化工生 产中主要的气液传质设备。此设计针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、 核算、绘图等，是较完整

3、的精馏设计过程，该设计方法被工程技术人员广泛的采用。精馏设计包括设计方案的选取，主要设备的工艺设计计算 物料衡算、热量衡 算、工艺参数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算，辅助设备的选型，工 艺流程图，主要设备的工艺条件图等内容。通过对精馏塔的运算，可以得出精馏塔的 各种设计如塔的工艺流程、生产操作条件及物性参数是合理的，换热器和泵及各种接 管尺寸是合理的，以保证精馏过程的顺利进行并使效率尽可能的提高。关键词：苯、甲苯、精馏段、提馏段、筛板塔。第一章绪论§ 1.1设计方案苯和甲苯的混合液是使用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。塔顶上升蒸 汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力

4、泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却 后送至产品罐。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送入贮槽。具体连续精 馏流程参见下图（图1-2-1）：§ 1.2设计全塔物 料衡算板数的确疋筛板塔的 设计画筛板 负荷性热量衡算附属设备及 主要附件的§ 1.3选塔依据筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下:1）结构简单、金属耗量少、造价低廉2）气体压降小、板上液面落差也较小3）塔板效率较高.改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔第二章精馏塔的工艺设计2.1精馏塔的物料衡算2.1.1原料液及塔顶塔底产品的摩尔分率：进料组成：Xf =0.45+0.001

5、20-8)=0.462溜出液组成：Xd =0.92+0.001 20-8)=0.932釜液组成：xW =0.02+0.001 x(20-8)=0.032进料量 F=100kmol/h总物料衡算：F D W即：100 D W易挥发组分物料衡算：Fxf Dxd Wxw即：100xF 0.932D 0.032W联立解得：D=47.78kmol/h , W=52.22kmol/h2.1.2原料液及塔顶塔底产品的平均摩尔质量：苯的摩尔质量：Ma 78.11 kg/mol甲苯的摩尔质量：Mb 92.14 kg/molMf =0.462X78.11+(1-0.462) >92.14=85.66kg/m

6、olM D =0.932 X78.11+(1-0.932) >92.14=79.06kg/molMw =0.032 >78.11+(1-0.032)>92.14=91.69kg/mol2.2物性参数的计算2.2.1操作温度的计算由苯-甲苯的气液平衡关系表2-1知：(101.3kPa)表2-1温度苯的摩尔分数温度苯的摩尔分数t/ c液相气相t/ c液相气相x/ %y/ %x/ %y/ %110.40.00.090.058.477.8106.010.823.286.073.887.6102.021.039.984.082.492.198.032.254.382.091.596.4

7、94.044.666.881.096.398.592.051.272.580.2100.0100.0F面用内插法分别求塔顶，进料，塔釜的温度，分别用 tD , tF, tW表示:对于塔顶：Xd=0.93，由气液平衡关系表用内插法求tD，即:塔顶温度：卫 82L = 82.° 81.0 解得：tD =81.65 C93.2 91.591.5 96.3进料温度： 上 942 = 94.0 92.0 解得：tF =93.52 C46.2 44.644.6 51.2塔底温度：如1104= 解得：tW =109.10 C3.2 0.0精馏段平均温度：t1 = tF 俎二 93.52 81.65

8、 =87.585 °C2 2提溜段平均温度：t2 = “ 如=93.52 109.10 =101.31 C2 2即：苯-甲苯的安托因方程分别为:对于塔顶:igP：igPBtD =81.65 C，则 ig =6.023-lg Pb =6.078-6.0236.078120.06t 220.241342.94t 219.581206.3581.65 220.041343.9481.65 219.58P0=1O6.42KpaPB =41.35Kpa2.2.2相对挥发度a的计算苯一甲苯的饱和蒸汽压可用安托因方程求解，即:,0 a BLgp =A-t CA,B,C, An toi ne式中：t

9、 ：物系温度，常数，见如卜表2-2表2-2单位：C.pO :饱和蒸汽压/ kPa，组分ABC苯(A)6.O2312O6.3522O.24甲苯(B)6.O781342.94219.58_P；_aD = o =Pb：106丝=2.57441.35同理，塔底:tw=109.10C则 lg Pa =6.023-1206.35109.10 220.24lg Pb =6.078-1343.94109.10 219.58P°=229.12KpaP0 =97.52Kpa解得：p；=229.308kPa, p；=97.230kPaPaP22.1297.52=2.349相对挥发度为：m =厂。w = 2

10、.574 2.349 =2.459从而得到相平衡方程x = 2.459x(1)x11.459x泡点进料：q=1, Xq =Xf =0.462,代入相平衡方程，得yq= 2.459 0.462 =0.68qq 1.459 0.462 1xd yq 0.932 0.68取小回流比为：Rmin=1.16yq xq0.68 0.462R=( 1.12.0)Rmin，取 R=1.8Rmin =1.8 1.16=2.092.3精馏塔汽液相负荷精馏段：L=RD= 2.0947.78=99.86kmol/hV=(R+1)D=(2.09+1) 47.78=147.64kmol/h提馏段：L =L+qF=99.8

11、6+1 100=199.86kmol/hV V (q 1)FV 147.64kmol/h2.4操作线方程的确定精馏段操作线方程的确定:Xd99.86147.640.932= 0.676x 0.301147.64提馏段操作线方程的确定y Lx199.86x147.6452.22x147.640.0321.353x 0.011(1)(2)联立以上两式得：xq 0.460， yq 0.6112.5精馏塔理论塔板数的计算对于苯-甲苯物系，我采用了相平衡方程与操作线方程式逐板计算法求理论板数: 精馏段操作线方程：yn 1 0.676xn 0.301提溜段操作线方程：yn 1 1.353焉0.011(3)

12、平衡线方程：xnynYn(1)2.459 1.459yn由于是全凝器：y1 xd 0.932从第一块塔板下降的液体组成由式（3）求得:Xiyi2.459 1.459y12.459 1.4590.932 0.9320.848第二块板上升的气相组成用式（1）求得:y20.676x1 0.3010.676 0.8480.3010.874第二块板下降的液相组成由（3）式求得:y20.874X2 2.459 1.459y22.459 1.459 0.8740.738用此法依次计算得：Y30.799 ,X30.648Y40.739 ,X40.535Y50.662 ,X50.443<0.457Xq求得

13、:Y61 .353x5 0.0111.353 0.443 0.011 0.588X6矢1.459y60.5882.459 1.459 0.5880.367以此计算得：y70.485,X70.276Y80.362 ,X80.187y90.242 ,X90.114%00.143,X100.063y110.074 ,X110.031 xW 0.0322.459因为X5 Xq,所以第6块板上升的气相组成由提馏段操作线方程,第6块板为进料板,根据以上求解结果可得：总理论板数为Nt 11块（含塔釜）精馏段理论板数为5块，提馏段理论板数为6块。2.6板效率的计算对于进料：tF =93.52 CigP*6.0

14、231206.3593.52 220.24PA 151.36igPB06.0781343.9493.52219.58PB 60.26得：PB061.094KPaP0151.36Pe02.51160.26又 D 2.574 W 2.349精馏段平均相对挥发度:2.574 2.51122.349提馏段平均相对挥发度:2.574 2.34922.430由液体平均粘度公式:AA545.64545.64t 273.15265.34© l F5 i可求得不同温度下苯和甲苯的粘度提馏段的液相组成：X2精馏段平均液相粘度：xdXw20.032 0.4622当t187.585 °C 时,lg

15、LA,1545.64545.64ULA 10.286mpa / s87.585273.15265.34当t2101.31 °C 时，lgLA,2545.64545.64ULA 20.252mpa/s101.31273.15265.34对于甲苯(B)，其中467.33，265.34即：lgL467.33467.33L t273.15255.24当t187.585 C时,lgLB ,1467.33467.33ULB 10.342mpa / s87.585 273.15265.34当t2101.36 C 时 lgLB,2467.33467.33ULB 20.307mpa /s101.31

16、273.15265.34又精馏段的液相组成:X1xd xf0.9320.4620.6972 2对于苯(A)，其中A 545.64，B265.34 即：lg LAL,1LA,1X1LB,1(1 x1)0.286 0.697 0.342 (1 0.697)0.302mPa s提馏段的平均液相粘度L,2LA ,2 X2LB,2 (1x2)0.2520.2470.307(1 0.247)0.293mPa s精馏段的板效率:ET,10.49( 1)0.245L,1丿0.49(2.5420.302) 0.2450.523提馏段的板效率:Et,20.49( 2)0.245L,2)0.49(2.4300.29

17、3) 0.2450.5332.7实际板数的计算及全塔效率的计算Nt 精5r j.T-9.5 10 块ET10.523N t提6NP提一11.2 12 块Et,20.533全塔所需实际塔板数：NP Np- NP提10 12 22块，其中第11块为加料版。N11全塔效率：Et H 100%100%50%Np22第三章板式塔主要工艺尺寸的设计计算3.1塔的工艺条件及物性的数据计算3.1.1操作压力的计算塔顶操作压力Pd100kpa假设每层塔板压降P0.7KPa进料板压力Pf1000.710107KPa精馏段平均压力P100107103 5 KPam2塔釜压力Pw1000.722 115.4KPa进料

18、板压力P1000.711107.7Kpa提馏段平均压力Pm 1154 1077 111.55KPa23.1.2操作温度计算tD=81.65°Ct F =93.52 °Ct W=109.10 0C93 5581 69精馏段平均温度tm 87.585 C2提馏段平均温度tm 93.55 109.18101.31 r23.1.3平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量的计算由 xDy1 0.932 , x10.848。可知：M VDm%M A(1y1 )M B0.93278.11(10.932)92.1479.06kg/kmolM LDm%M A(1X1)M B0.84878.1191

19、0.848)92.1480.24kg /kmol进料板平均摩尔质量计算由牡Y60.588, xFx60.367M VFMyF M A(1yF) M B0.58878.11(10.588)92.1483.89 kg/ kmolM LFMXF M A(1XF )M B0.36778.11(10.367)92.1486.99 kg / kmol塔釜平均摩尔质量的计算M VWmywM a(1yw)M b0.07478.11(10.074)92.1491.10kg/kmolM LWmXwM a(1Xw)Mb0.03178.11(10.031)92.1491.70kg/kmol由 Xwxii0.031 ,

20、 ywyii精馏段平均摩尔质量的计算0.074M VMM lm79.06 83.89280.24 86.99281.475kg/kmol83.615g / mol提馏段平均摩尔质量的计算M VMLM83.89 91.10286.99 91.70287.495kg / kmol89.345kg / kmol3.1.4平均密度计算气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段vmPmM vmRTm1035 81.4752.94kg /m38.314 (87.585 273.15)提馏段vmPmM vmRTm111.55 87.4958.314 (101.31 273.15)33.14kg/m液相

21、平均密度计算液相平均密度依下式计算，即LmLA旦（其中为质量分率）LB塔顶液相平均密度的计算由 tD 81.65 C,得:3813.20Kg/m, B3808.40kg/m质量分率为X|M AM LDM0.848 78.1180.24ldm 822.37kg/m310.8251 0.825LDM 813.20808.40进料板液相平均密度的计算由 tF 93.52 C,得:A 799.00kg/m3, B 798.50kg/m3质量分率为XF M aM LFm0.367 78.1186.99则 10.331 0.33lfm 799798.5塔底液相平均密度的计算由tW 109.18oC，得:3

22、lfm 833.33kg /m33a 781.90kg/m , B 781.20kg /m质量分率为XwM AM LWm0.017 78.1191.701 0.021 0.023LWm 777.00kg /mLWm781.90781.20精馏段平均液相密度:LM 1LDm LFm2822.37 833.332827.85kg/m3提馏段平均液相密度:LWm LFmLM 2-2833.33 777.002805.16 kg/m33.1.5液体平均表面张力液相平均表面张力依下式计算，即nmXiii 1塔顶液相平均表面张力的计算：tD 81.65°C 得 LA 21.07mN/m, LB

23、21.50mN/m21.10mN/mLDmxD LA (1 xD) lb 0.932 21.07 (1 0.932) 21.51进料板液相平均表面张力的计算：tF 93.55 C 得 LA 19.63mN/m, LB 20.36mN/mLFmXF LA(1XF ) LB0.367 19.63 (1 0.367) 20.36 20.09mN/m塔釜液相平均表面张力的计算：tW 109.10 °C 得 la 17.76mN/m, LB 18.85mN/mLWmX LA (1xw)LB则：精馏段液相表面张力: 提馏段液相表面张力:3.1.5液体粘度计算m1LDmLFm21.10 20.09

24、20.595mN /m22LWmLFm18.53 20.0919.31mN /mm1220.031 17.76 (1 0.031) 18.55 18.53mN/mnlg ULmXi lg Uii 1塔顶液相平均粘度计算由 tD 81.65 C得 ula 0.303mpa/s, ulb0.307mpa/ slgULDmXD lg ULA (1 XD)lgULB0.932 lg 0.303(1 0.932) lg 0.3070.303mpa/s进料板液相平均粘度计算由 tF 93.52 C 得 uLA 0.271 mpa/ s, uLB 0.278mpa/ slgULFm XF lg ULA(1X

25、f ) ©0.367 lg 0.271 (1 0.367) lg 0.278ULFm0.275mpa/s塔釜液相平均粘度计算由 tw 109.10 C 得 ula 0.234mpa/ s, uLB 0.255mpa/ s0.031 lg 0.234 (1 0.031) lg 0.255ULWm0.254mpa/s则：UL1ULDmULFm0.303 0.27522Ul2ULFmULWm0.275 0.25422lg ULWmXW lgULA (1 XW)lgULB3.2精馏塔的主要工艺尺寸计算0.289mpa/s0.265mpa/ s3.2.1塔径D的计算(1) 精馏段精馏段的气液相

26、体积流率:VMVm147.64 81.4753600Vm3600 2.941.14m3/ sLsLMLm3600 Lm99.86 83.6153600 827.850.0028m3/sUmax式中C由：C C200.2求得20C20由史密斯关联图得，图的横坐标参数为:l,i)1/2(0.0028 3600) (827.85)1/20.0471( 1.14 3600)( 2.94)0.34m取板间距Ht 0.40m，板上液层高度hL 0.06m，贝归HT hL 0.40 0.06可得到：C200.072校正表面张力为：C %益严 J072 (響严 O'0724液泛速度:UmaxC(LM

27、,1VM ,1)1/2VM ,10.0724 (827.85 2.94)1/21.213m/s2.94取安全系数为0.70则空塔速度为：u 0.70umax 0.70 1.213 0.849m/sD4Vs4 1.141.31m u V3.14 0.849按标准塔径圆整后为：D 1.4 m塔截面积为：At2 2 2D1.41.54m44精馏实际空塔气速为：Vs1 14us0.74m/s塔径:At1.54(2) 提馏段0.2式中C由:提馏段的气液相体积流率:VSV M Vm147.6487.49531.14m /s3600 Vm36003.14LsL M Lm199.8689.34530.0061

28、m /s3600 Lm3600805.16UmaxC C20益求得C20由史密斯关联图查得，图的横坐标参数为:（Vs）（上严VSV,2（0.0061）（1.14）805.163.141/20.086取板间距Ht 0.40m，板上液层高度hL 0.06m ,贝U: Ht hL 0.40 0.06 0.34mC200.0690.2校正表面张力为:CVm,20.0690.219.31200.069Lm,2'805.16 3.14Vm,20.0693.141.102m/s取安全系数为0.70则空塔速度为:u 0.70umax 0.70 1.102 0.771m/ s塔径:D ,4；S4 1.1

29、41.37m,3.14 0.771按标准塔径圆整后为：D 1.4 m塔截面积为：A -D2-1.421.54m244提馏实际空塔气速为:u Vs1 140.74m/sAt1.543.2.2精馏塔有效高度的计算精馏段的有效高度为：Z精N精-1 Ht 10 10.43.6m提馏段的有效高度为：Z提Z提 -1 Ht 12 10.4 4.4m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ZZ 提 Z 精 0.8 3.64.40.8 8.8m3.3塔板主要工艺尺寸的计算3.3.1溢流装置因塔径D 1.4m，可选用单溢流，弓型降液管，凹行受液盘，不设进口堰。溢流堰长 lw 0.66D0.6

30、6 1.4 0.924m堰流堰高度hwhi how选用平直堰,堰上液咼度haw由how2.84E1000|_ 3§计算1 w近似取E 1则:精馏段：how2.8410002/3|h3-2.84 1000lw°.0028636000.014m0.924取板上清液层高度hL60 mm故: hwhihow 0.06 0.014 0.046m2/3提馏段：how鴛竺110002/33600°.00630.024m0.924取板上清液层高度hL60 mm故：hiwhihow 0.06 0.024 0.036m弓形降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 由 0.66 查图 5-7

31、 得 Al 0.0722, W 0.124DAtD故: Wd 0.124D0.124 1.4 0.174m2Af0.0722At 0.0722 1.54 0.111m液体在降液管中停留时间:精馏段3600Af Ht3600 0.111 0.43600 0.002815.86s 5s,提馏段3600Af HtLh3600 0.111 0.43600 0.00637.05s 5s,故降液管设计合理。3.3.2降液管底隙高度h。(1) 精馏段取液体通过降液管底隙的流速u00.10m /s , 依下式计算降液管底隙高度h。h°Is1 wU00.00280.924 0.100.0303mhw

32、g 0.046 0.0303 0.0157m(2)提馏段取液体通过降液管底隙的流速u0 '0.10m/s ,则：h0wu00.00630.9240.068m故降液管底隙高度设计合理。选选凹形受液盘，深度hw 50mm3.4塔板布置3.4.1塔板的分块因D=1400mm>800m故塔板采用分块式:塔径mm800120014001600180020002200 2400塔板分块数3456表2-1因此，塔板分为4块.边缘区宽度确定：精馏段：取 Ws Ws 0.065m,Wc0.035m提馏段：取 Ws Ws 0.065m,Wc0.035m开孔区面积计算2开孔区面积A 2/ 2 2 xp

33、r xr. xarcs in180r精馏段:x D Wd1 4Ws1.40.174 0.0650.461m2 d2D g1.4r Wc 0.0350.665m22Aa 2 0.461 J0.6652c '一23.14 0.665.0.461arcsin180提馏段:x D Wd1 4Ws1.40.174 0.0650.461m22r D Wc 0.0350.665m0.665220.46120.89m2Aa20.461 0.66520.46123.14 0.665180.0.461 arcs in 0.6650.89m2筛孔计算及其排列因为所处理的物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛

34、孔直径d。5mm,筛孔按正三角排列,取孔中心距：t 3d03 5 15mm精馏段:筛孔数目为n提馏段:筛孔数目为n开孔率为0.907 牛1.155A0t21.155A021.155 0.890.01521.155 0.890.0150.9070.0050.0154569个4569个10.1%精馏段气体通过阀孔的气速为U0VsA1 17713.09m/s0.101 0.89提馏段气体通过阀孔的气速为U0VsA01.12512.52m/s0.101 0.893.5筛板的流体力学验算3.5.1塔板压降干板阻力he计算he 0.051Up.C01.67 ,C00.84精馏段：he0.05113.090

35、.842.819802.630.0435 m 液柱提馏段：he0.05112.520.843.169778.5780.0461m 液柱气体通过液层的阻力气体通过液层的阻力h1hL精馏段：Ua1.177At Af 1.54 0.1110.824m/s1 1F0 山 二 0.824 . 2.819 1.383kg至 / s.m至0.62hw how 0.620.06 0.0372m 液柱提馏段：uaVs1.1250.787m/sF。ua ,v 0.787 .3.1691.401kg°/(s.ml0.61hhwow0.610.06 0.0366m 液柱液体表面张力的阻力h计算精馏段:h4

36、i4 20.6410 30.0021m 液柱)5精馏段.hyd。802.63 9.810.00At Af 1.54 0.1111 1气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算hp hc h1 h 0.0435 0.03722.097 10 30.0828m液柱气体通过每层塔板的压降为：p hp ,g 0.828 802.63 9.81651.951pa0.652kpa 0.7kpa (设计允许提馏段:3h4 14 19.40 100.0020m 液柱lgd0778.578 9.81 0.005值）气体通过每层塔板的液柱高度hp按下式计算hp hc h1 h 0.0461 0.0366 0.002

37、0 0.0847m液柱气体通过每层塔板的压降为：p hp ,g 0.0847 778.578 9.81646.926 pa 0.647kpa <0.7Kpa（设计允许值）3.5.2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，故可忽略液面落差的影响.精馏段:63.2ev5.7 10 30.8240.0126kg液 /kg气 0.1kg液/kg气20.64 10 30.4 0.15提馏段:63.2ev5.7 10 30.7870.0115kg液 / kg气 0.1kg液 /kg气19.40 10 30.4 0.152.5 0.060.15m其中：hf 2.5hL故在本设计中液

38、沫夹带量ev在允许范围内.3.5.3液沫夹带3.2液面夹带量:eV5.7 10UaHt hf3.5.4漏液对筛板塔,漏液点气速Uo,min 4.4Cophl/ V精馏段：u0,min 4.4 0.84J 0.0056 0.13 0.06 0.0021 802.63/2.819 6.63m/s 实际孔速 u013.09m/s 6.63m/s稳定系数k旦空1.974 1.5u 0,min6.63提馏段：u0,min 4.4 0.84J 0.0056 0.13 0.06 0.0020 778.578/3.169 6.185m/s 实际孔速 u012.52m/ s 6.185m/s稳定系数k旦空2 2

39、.024 1.5u 0,min6.185故在本设计中无明显漏液3.6液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度Hd应服从Hd H hw甲苯-对二甲苯属一般物系，取 0.5,则精馏段： Ht hw 0.5 0.4 0.046 0.223m液柱板上不设进口堰，hd 0.153 u。'0.153 0.120.0015m液柱Hd hp hi hd 0.0828 0.06 0.015 0.1443m液柱Hhw提馏段： Ht hw0.5(0.4 0.036) 0.218m液柱板上不设进口堰，2hd 0.153 u。0.153 0.12 0.0015m液柱Hd hp hl hd0.0847 0.06

40、0.0015 0.146m液柱Hd H hw故在本设计中不会发生液泛现象3.6.1漏液线由 U0,min4.4C。. 0.0056 0.13hL hl/ VU0,minVs,min /A0, hLh、“hw ow2how2.84 Lh 弓 E 得Vs,min4.4C0A00.0056 0.13 hw1000lwVs,min4.4 0.84 0.101 0.89O.。056 °13 0.。46 誥236001 飞s0.9240.0021802.63/2.8195.602.0.00948 0.0914以在操作线范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs表2-2Lsm3 / s0.00060

41、.00150.00300.0045Vs, m3 / s0.5640.5790.5980.613提馏段：=4.870 0.00818 0.09141/3操作线范围内，任取几个匚值,依上式计算出V表2-3Lsm3 / s0.00060.00150.00300.0045Vs,m3 / s0.4580.4720.4890.503由上表数据可作出漏液线13.6.2液沫夹带线3.2以ev0.1kg液/kg气为限,求出VsLs关系如下:6由ev5.7 10UaHt hf精馏段：UaVs AtAf1.54Vs0.1110.70VS2.5h2.5 hwhow , hw0.046how2.84103hf0.115

42、1.76lHthf0.2855.710 6ev20.6410 31hf23 s3600ls0.92421.760.70vs20.703欝,3.220.285 1.76ls30.12整理得：vs 2.57 15.85ls3在操作范围内,任取几个Ls值,依上式计算出Vs值Ls , m / s0.00060.00150.00300.0045Vs , m0.006 1000 20.924 2.84 3600 / s2.4572.3622.242.138表2-4VsVsAtAf提馏段：Ua0.70Vs1.54 0.111hf2.5hL2.5 hw%,hw 0.036hfHt2.840.09hf5.736

43、001s0.92421.7581s s20.31 1.758ls310 6319.4 1020.7031 s3 ,0.70Vs20.31 1.7581/3.20.12整理得：Vs 2.74 15.53ls3在操作范围内,任取几个LS值,依上式计算出VS值表2-5Ls,m3 / s0.00060.00150.00300.0045VS,m3 / s2.632.532.422.32由上表数据可作出液沫夹带线2.3.6.3液相负荷下限线对于平直堰,取堰上液层高度how0.006m作为最小液体负荷标准how2.84 匚 3600 31000 lw0.006取 E=1,则 ls,m.437.88 100.

44、000788m /s364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AfHTAfHLS,0.111 0.4 c c 3 ,l s, min0.0111m /s44.据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线3.6.5液泛线令 Hd Hthw ,由 Hd hp hLhd,hphcg hhihL,hL联立得： H1 hw1 howhchdh忽略h ,将how与Ls，hd与Ls , hc与 V的关系代入上式,并整理得:2a'VS2b' c'LSd'Lj式中：,0.051va2A0C0Lb'Ht1 hw2c' 0.153/ l0ho23360

45、0 3d' 2.84 10 3E 11 w将相关数据代入上式，得:精馏段：a'0.05122.8190.0314(0.101 0.89 0.84)2802.63b' 0.5 0.405 0.62 10.0460.1482c' 0.153/ 0.924 0.031186.4762d' 2.84 10 3 11 0.62 600 '1.1390.924故 0.0314vs2 0.148 186.476ls2 1.139匸2o2继续整理得：Vs 4.713 5938.726ls36.274在操作范围内任取几个Ls值,依上式计算出Vs值Ls , m3 /

46、 s0.00060.00150.00300.0045VS, m3 / s2.232.0551.981.90表2-60.0364提馏段：a0.0513.16920.101 0.89 0.84778.5780.5 0.40.5 0.61 10.0360.153/ 0.924 0.068 238.75532.84 101 1 0.6136000.924b'0.160I cd'231.139_ 21.139ls3故 0.0364vs0.160 38.7551so_ o_ 2继续整理得 vs4.396 1064.6981s31.2 9ls3在操作范围内.任取几个Ls值,依上式计算出Vs值

47、表2-7Ls,m3 / s0.00060.00150.00300.0045VS,m3 / s2.041.9961.9331.875由上表数据即可作出液泛线5第四章热量衡算4.1热量衡算示意图4.2加热介质和冷凝剂的选择4.2.1加热介质的选择选择饱和水蒸气，温度133.3 C，工程大气压为300KPa原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸气冷凝放热值大，而水 蒸气压力越高，冷凝温差越大，管程数相应越小，但水蒸气不宜太高。4.2.2冷却剂的选择常用的冷却剂是水和空气。故选用 25 C的冷却水，温升10 C ,即冷却水的出口温度 为 35 C。4.3热量衡算4.3.1比热容及汽化潜热的计算(1) 塔顶温度tD下的比热容tD=81.69 C下，苯和甲苯的比热容分别为Cp1 1.941kJ/(kg K) 151.53kJ /(kmol K) Cp2 1.908kJ/(kg K) 175.78kJ/(kmol K)CPD CP1xD CP2(1 xD) 151.53 0.93 175.78 (1 0.93) 153.22kJ/(kmol K)(2) 进料板温度tF =93.