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-甲苯连续筛板式精储塔的设计教学院化工与材料工程学院专业班级化工1001学生姓名巩方飞学生学号指导教师张振坤2012 年 12 月 06目录第一章序言 错误!未定义书签。第二章板式精馏塔设计任务书 错误!未定义书签。第三章设计计算 错误!未定义书签。设计方案的选定及基础数据的搜集 错误!未定义书签。精馏塔的物料衡算 错误!未定义书签。原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 错误!未定义书签。原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量. 错误 ! 未定义书签。物料衡算 错误!未定义书签。塔板数的确定 错误!未定义书签。理论塔板数的确定 错误!未定义书签。全塔效率的计算 错误!未定义书

2、签。求实际板数 错误!未定义书签。精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算. 错误 ! 未定义书签。操作压力的计算 错误!未定义书签。操作温度的计算 错误!未定义书签。平均摩尔质量的计算 错误!未定义书签。平均密度的计算 错误!未定义书签。液体平均表面张力的计算 错误!未定义书签。液体平均黏度的计算 错误!未定义书签。精馏塔的塔体工艺尺寸计算 错误!未定义书签。塔径的计算 错误!未定义书签。有效塔高的计算 错误!未定义书签。塔板主要工艺尺寸的计算 错误!未定义书签。溢流装置计算 错误!未定义书签。塔板布置 错误!未定义书签。筛板的流体力学验算 错误!未定义书签。塔板阻力 错误!未定义书签。雾沫夹带

3、 错误!未定义书签。液面落差 错误!未定义书签。液泛的校核 错误!未定义书签。塔板负荷性能图 错误!未定义书签。第四章设计结果一览表 错误!未定义书签。第五章板式塔得结构与附属设备 错误!未定义书签。附件的计算 错误!未定义书签。配管 错误!未定义书签。冷凝器 错误!未定义书签。再沸器 错误!未定义书签。板式塔结构 错误!未定义书签。第六章参考文献 错误!未定义书签。第一章 序 言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

4、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。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

5、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。第二章化工原理课程设计任务书一 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x f=储出液组成XD=釜液组成x w=塔顶压力 p =100kpa单板压降 < 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）塔径及精馏段塔板结构尺寸的确定（ 2）塔板的流体力学校核

6、（ 3）塔板的负荷性能（ 4）总塔高4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程及精馏塔设备条件第三章 设计计算设计方案的选定及基础数据的搜集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

7、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38mm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 1015%。(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

8、较高，否则气液接触不匀2)操作弹性较小(约23)。3)小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图:图3-1板式塔的简略图表3-1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点(C)临界温度tC (C)临界压强PC (kPa)苯AQH6甲苯BGH5一 CH表3-2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0C859095100105PA0,kP aPb0 , kPa表3-3常温下苯一甲苯气液平衡数据温度0c859095100105液相中苯的摩 尔分率汽相中苯的摩 尔分率表3-4纯组分的表面张力温度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m20表3-5组分的液相密度温度（C）8090100110120苯,kg/

9、m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表3-6液体粘度w l温度（C）8090100110120苯（a）甲苯（a）表3-7常压下苯一一甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率气相中苯的摩尔分率cxy精储塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率物料衡算式：D W FDxD WxW FxF苯的摩尔质量(一甲苯的摩尔质量Mb 92.13kg/kmolXf 0.45 0.001 (11 20) 0.441xD 0.92 0.001 (11 20) 0.911xW 0.02 0.001 (11 20) 0.011原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F

10、0.44178.11(10.911)92.1385.95kg/ kmolkg / kmolM D 0.911 78.11 1 0.911 92.13 79.36MW0.01178.1110.01192.1391.98物料衡算原料处理量F 100kmol/h总物料衡算D W 100苯物料衡算0.441F 0.911D 0.011W联立解得D 47.78kmol/hW 52.22kmol/h式中 F 原料液流量D 塔顶产品量W 塔底产品量塔板数的确定理论塔板数的确定(1) 相对挥发度的计算苯的沸点：c甲苯的沸点：c由安托因方程lgP AT=C时1206.35本：lgPA6.0233 2.00678

11、0.1 220.24甲苯：lgPB 6.0781343.941.593480.1 219.58解得：Pa101.55KPaPB39.21 KPaT=C时苯：lgPA6.0233 1206.35 2.377110.6 220.241343.94%甲本：lgPB6.078 2.0077110.6 219.58解得：PA238.22 KPaPB101.78 KPa则c时1，罂2.5899C时2多篙2 234051 22.5899 2.3405 2.462(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xqxF 0.441yqxp2.462 0.441-1 xp 1

12、 2.462-1 0.4410.66Rminxq 1.15yq Xp通常操作回流比可取最小回流比的2 倍，即 R 1.1 2 Rmin，则取R2Rmin2.3(3)求精储塔的气液相负荷RD2.3 47.78109.894kmol / h1 D 2.31 47.78 157.647kmol / hL,F 109.894100 209.894kmol / hV,157.674kmol /h精微段:Vs理3600 Vm157.674 80.6 , “ 1.253600 2.823600109.894 83.39 0.0032Lm3600 806.3653 /m /s提储段:3 /m /sVs VMv

13、m 157.674 86.80 1 223600 Vm 3600 3.11LsVM Lm3600 Lm209.894 82.033600 789.690.0061“3 /m /s(4)求操作线方程精微段操作线方程:0.9112.3 10.697Xn 0.276RxD2.3XnXnR 1 R 1 2.3 1提微段操作线方程:L qFWxmm109.894 100 52.22WL qF W L qF W52.22109.894 100 52.220.011109.894 1001.331Xm 0.0146(5)逐板法求理论板数相平衡方程2.462X1 1.462X变形得：x2.462 1.462y

14、用精微段操作线和相平衡方程进行逐板计算:y1 xD 0.911Xiy20.697x10.2760.838y30.697x20.2760.749y40.697X30.2760.6482.4621.462y1y22.4621.462y2y32.4621.462y3y42.4621.462 yyi0.678X20.548X30.429X40.806X40.429XF 0.441故精储段理论板数n=3用提储段操作线和相平衡方程继续逐板计算:y 1.331X4 0.0146 0.572y5X52.462 1.462y50.352y6 1.331x5 0.0146 0.454y7 1.331X6 0.01

15、46 0.321y 1.331X7 0.0146 0.200y 1.331X8 0.0146 0.108y10 1.331X9 0.0146 0.048y111.331X10 0.01460.012Xy60.2522.4621.462 yX7y70.1612.4621.462 y7X8y80.0922.4621.462 yX9y90.0472.4621.462 yy100.020X102.4621.462y10y110.005X112.4621.462y11X11 0.005Xw 0.011故提储段理论板数n=7 （不包括塔釜）理论板数一共10块，进料板为第4块全塔效率的计算查苯一一甲苯的气液

16、平衡数据，由内差法求得得tF 92.920C得tD 80.010C得tw 109.910.441 0.45 tF 92.69 tF ：0.5 0.4591.40 92.69,0.911 91.2 tD 84.4 tF :1 91.280.01 84.4,0.011 0tW 11056tw ：0.03 0108.79 110.56求苯一一甲苯的粘度tD80.010CUa0.308Ub0.311tF92.920CuA0.272uB0.278tw109.91uA0.233uB0.254精微段平均压力Pm1（+） /2= kPaULDXDUA (1Xd)Ub0.911 0.308 (1 0.911)

17、0.3110.308uLFXfUa (1 Xf)Ub0.441 0.272 (1 0.441) 0.278 0.275uLWxWu A (1 XW )uB0.011 0.223(1 0.233) 0.2540.197平均粘度由公式，得Uld Ulf Ulw0.39 mPa S根据奥康奈尔(O'connell )公式计算全塔效率et0.2450.245Et 0.49 l 0.49 2.462 0.390.495求实际板数精储段实际板层数0.4957（块）提储段实际板层数15（块）0.495全塔共有塔板22块，进料板在第8块板精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算 操作压力的计算塔顶操作压力

18、Pd 101.3 2 103.3kPa每层塔板压降AP= kPa进料板压力Pf = + x7=塔底操作压力Pw=+X22= kPa提馏段平均压力Pm2=（ +） /2 = kPa操作温度的计算根据上式计算出的压力，109.91 塔顶温度tD 80.01oC进料板温度tF 92.92 C塔底温度精馏段平均温度tm1=（+） /2 = 提馏段平均温度tm2=（ +） /2 = 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由xD=y1=, 代入相平衡方程得x1=ML,Dm0.80678.1110.80692.1380.83 kg/kmolMV,Dm0.91178.1110.91192.1379.36 kg

19、/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF=,Xf =MV,Fm 0.734 78.111 0.734 92.13 81.84 kg/kmolMLF 0.441 78.111 0.441 92.13 85.936 kg/kmolL,Fm塔底平均摩尔质量计算 由 Xw =, 由相平衡方程，得yw =MVW 0.027 78.11 (1 0.027) 92.13 91.75(kg/kmol)Ml,Wm 0.011 78.11 (1 0.011) 92.13 91.98(kg/kmol)精微段平均摩尔质量79.36 81.84MVm 80.6(kg/kmol)MLm80.83 85.

20、94 83.39(kg / kmol)提储段平均摩尔质量81.84 91.75MVm 86.80(kg / kmol)MLm85.94 91.98 88.96(kg /kmol)平均密度的计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精微段的平均气相密度即V PVM104.75 80.62.82(kg/m3)mRTm8.314 86.465 273.15提储段的平均气相密度VmPVm111.5 86.88.314 101.415 273.1533.11(kg/m )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F-W一二士-三二-ayw-三

21、-LllWEr =M=- -l-kTF二wa一 三-二MnTlrm-ll;-lT=lalTlT j S 号 8 : 0 TIm rr-一一 . 一事»事 1， > , 一 !nr4 1 I Hl til'同 g -W v ； v vI « BflS IBt 1 I 1iiiiiiiiiiiiiiiiiiiiiis:L- UIo 口 曲 做LE-rEBrlrE-fc一rh - - 一r-rlFF'F-E- E-EZ-llfc.JI- hh-JJL.二二一 - u rl三一图3-2 :有机液体相对密度共线图a.塔顶液相平均密度的计算由t D= C ,用试差

22、法求得.80.01 80 A :90 80a 814805 814a 814kg /m3.80.01 80B : 90 80b 809801 809B 809kg/塔顶液相的质量分率求得0.911 78.11A0.911 78.111 0.911 92.130.90L,Dm0.900.1得814 809'LQm813.5kg/m3b.进料板液相平均密度的计算由tF 92.920C ,用试差法求得A 800.9kg / m3798.08kg / m3塔顶液相的质量分率求得0.441 78.11A0.441 78.111 0.441 92.130.4L,Fm0.400.60800.9 79

23、8.08L F799.23, mkg/mc.塔底液相平均密度的计算由tw= C ,用试差法求得3A 778.117 kg/m3B 780.099 kg/m塔顶液相的质量分率求得A0.011 78.110.011 78.111 0.011 92.130.00910.0091 0.009得lw778.117 780.099, m3L,wm 780.15 kg/m精储段液相平均密度为Lm813.5 799.233806.365 kg/m由tF=C,由内差法求得提储段液相平均密度为799.23 780.153Lm 789.69 kg/m2液体平均表面张力的计算n由公式：LmXL L及查有机液体的表面张

24、力共线图得液体张力可L 1以计算液体表面张力Rire图3-3 :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t d= C ,由内差法求得A 21.2(mN/m)B 21.7(mN/m)L,Dm 0.911 21.2 0.089 21.7 21.24(mN/m)b.进料板液相平均表面张力的计算a 19.65(mN/m)20.34(mN /m)L,Fm 0.441 19.65 0.559 20.34 20.00(mN/m)C.塔底液相平均表面张力的计算由tw= C ,由内差法求得A 17.51(mN/m)B 18.41(mN / m)L,Wm 0.011 17.51 0.989 18.

25、41 18.40(mN/m)精储段液相平均表面张力为21.24 20Lm 20.62(mN/m)2提储段液相平均表面张力为20 18.4,Lm 19.2(mN /m)液体平均黏度的计算由公式:nLmXi i及查液体黏度共线图得液体黏度可以计算液体黏-3W= w -1M>-i7O加一3&OIM)170-34。-753】60 F IMTIO川一j JOTI4O -110-用工TO120 =-250-TH110. no3 -21。-2mon-190Nt -T#0*1中R-TftnL-IM3fio -1401前30TM-11 i>>40 -im'矶q-w一一 70-f

26、iOia-40r-30一30-ir -30刘部 RC ml's , ,由tF=C,由内差法求得图3-4 :液体黏度共线图a.塔顶液相平均黏度的计算由t D= C ,由内差法求得a 0.308(mPa s) b 0.311(mPa s)L,Dm0.911 0.308 0.089 0.311 0.308(mPa s)b.进料板液相平均黏度的计算a 0.272(mPa s)b 0.280(mPa s)表3-8板间距与塔径关系L,Fm 0.441 0.272 0.559 0.280 0.276(mPa s)C.塔底液相平均黏度的计算由tw= C ,由内差法求得a 0.233(mPa s)b 0

27、.254(mPa s)L,Wm 0.011 0.233 0.989 0.254 0.254(mPa s)精储段液相平均黏度为0.308 0.276Lm 0.292(mPa s)2提储段液相平均黏度为0.276 0.254Lm 0.256(mPa s)精储塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效 率、塔的操作弹性，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DT, m板间距H,mm200300 250350 300450 350600 400600对精微段：初选板间距HT 0.40m,取板上液层高度hL0.06m,故 Ht hL

28、0.40 0.06 0.34m；0.50.5LsL0.0032 806.365一 一0.0433Vsv1.252.820.2查史密斯关联图得C20=；依式C C20 20校正物系表面张力为20.62mN/m时0.20.220.62C C200.074 0.07452020c L V806.365 2.82Umax C /0.0745 1.258 m/s, V2.82可取安全系数为，则（安全系数一），故u 0.7umax 0.7 1.258 0.8806 m/sD 4Vs 4 也，u 3.14 0.88061.345对提储段: 初选板间距Ht 0.40m,取板上液层高度hL 0.06m,故 Ht

29、 hL 0.40 0.06 0.34m；0.50.5LsL0.0061789.69八 0.0797Vsv1.223.110.2查史密斯关联图 得G0=；依式C C20 20校正物系表面张力为19.2mN/m时0.20.219.2C C200.0680.0672020m/sL v789.69 3.11umax C v 0.067、3.111.07 可取安全系数为，则（安全系数一）u 0.7umax 0.7 1.07 0.749 m/s1.44 m4Vs 4 1.22D . ,u 3.14 0.749将精微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

30、大的， 因此在设计塔的时候塔径取 有效塔高的计算精微段有效塔高乙 7 1 0.4 2.4 m提储段有效塔高Z215 1 0.4 6.4 m在精储段和提储段各设人孔一个，高度为 600mm,故有效塔高Z 2.4 6.4 0.6 2 10 m塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算精储段因塔径D=,可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精储段各项计算如下：a)溢流堰长lw：单溢流区lW=()D,取土6长口为=乂 =b)出 口堰高 hw : hw hL how14.04lw/D 0.66,Lhl2.5w0.0032 36002.50.924查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。图3-5 :液流收

31、缩系数计算图查得E二，则hOW2/32.84 LhE 1000lw2.8410001.0422/30.0032 36000.9240.0159故 hwhL hOW0.06 0.0159 0.0441 mC）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af :由lw /D 0.66查弓形降液管的宽度与面积图可得M03(ux>a oi图3-6:弓形降液管的宽度与面积Wd/D0.11, Af / AT 0.056故Wd 0.11D 0.11 1.44 0.1584m,23.1422Af0.056 -D0.0561.440.0912m44利用 3600AfHT计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积Lh11

32、.4s （大于5s,符合要求）即3600AfHT3600 0.0912 0.40Lh0.0032 3600d）降液管底隙高度二：0.10m/s取液体通过降液管底隙的流速uo,"一 LhLh0.0032 3600依式 ho : ho 3600lw uo,3600lw Uo, 3600 0.924 0.1hw ho 0.0441 0.0346 0.0095m 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塔板布置塔板的分块因DA 1200mm故塔板采用分块式。塔极分为4块。a）取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取 30 50mm,所以这

33、里取 W。安定区宽度由于 口二效Ws 6075mm>Ws 0.06mb）开孔区面积0.0346 m对精储段:0.04m用Aa 2 xvR2 x2 -R-sin 1-计算开空区面积 180 RDR 2Dx 2WcWd解得,Aa1.42Ws0.041.420.48160.66m0.1584 0.060.4816m223.14.0.660.48160.661802arcsin”8竺1.147m20.66b）筛孔数n与开孔率本例所处理是物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛板直径d05mm,筛孔按正三角形排列取孔中心距t 为 t 3 5 15mm筛孔数1158 103t2Aa1158 101.1

34、47 5904 个152开孔率22Ao/Aa 0.907/t/d0 2 0.907/ 15/5 2 10.1%则每层板上的开孔面积4为A0Aa 10.1% 1.147 0.116筛板的流体力学验算塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，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图塔板阻力hp p塔板阻力依下式计算:hehphe A0.051 uo Co式中：he 干板阻力，m液柱;hL 板上清液层阻力，课根 据图查出精储段u0 上流 10.78m/sdo 3 1.67查干板孔的流量系数图得C。加图 3-7 :,hC0.051 uo-0.051

35、10.76Co L0.7722.82806.3650.0346 m 液柱2) h1hLua VS- 125 0.813m/sAT AF1.6286 0.0912hLFo Ua, v 0.8132.82 1.365h1hL(hw how) 0.61 (0.0441 0.0159) 0.0360m 液柱所以 hp hCh1hL0.0346 0.0360 0.0021 0.0728m 液柱单板压降PPPP hP Lg 0.0728 806.365 9.81 575.49Pa 700Pa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

36、按下式计算:一八 (0.0056 0.13hL h ) LUom4.4Co L )其中h9810 Ldo(1)精储段u4 20.62 10 39.81 806.365 0.0050.0021 m 液柱uom4.4 0.772(0.0056 0.13 0.06 0.002。806.3652.826.64m/s稳定系数K W果1.621.5,故在设计负荷下不会产生过量漏 液。雾沫夹带其中UgVsAtAo3.20.0057UgHThf精储段Ug1.251.6286 0.1160.826m/shf2.5hL2.5(hWhOW) 2.5 0.06 0.153.20.00570.82619.20.40 2

37、.5 0.060.014kg/kg 气 0.1kg/kg 气故在设计负荷下不会发生过量的雾沫夹带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。液泛的校核hw)为了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超过0.4 0.6倍的（Ht即Hd Ht hw2Hdhp儿hd其中液体在降液管出口阻力：hd 0.153 Lwho精储段2hd 0.1530.00321.53 10 30.924 0.0346Hd hp > hd 0.0728 0.06 1.53 10 3 0.1343取 0.5 贝U HThW0.5 0.40 0.04410.222贝 UHd 0.13

38、43 HT hW0.222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,可认为精储段塔径及各项工艺尺寸是适合的塔板负荷性能图1精微段(1)雾沫夹带线3.2雾沫夹带量小00057UgH T hf其中UgVsAtAoUg1.6286 0.1160.661Vs.c ,c , 3600Lshf 2.5 hw how2.5 hw 0.00284El wLs /(m3/s)Vs/(m3/s)由上表数据即可作出雾沫夹带线1(2)液泛线由E=,'=得:hOW2/3284e 3600Ls也4 10421000 lw10002/33600Ls0.9242/30.733Lshe0.051 uo

39、Co0.0512VsAoCo0.0512Vs2.820.116 0.84806.365Ht 0.4m, hw 0.0441m,0.5代入Hthp hw hOWhd ,整理得:20.0222Vs2h1o(hW hOW) 0.66 0.0441 0.733L2/30.029 0.48L；/3已算出h0.0021m液柱，22/3hphe h h0.0367Vs0.029 0.48Ls0.002122 /30.0222Vs2hd0.153 工 0.153 349.691L：lWho0.924 0.0346 0.48L；0.031122/32Vs 6.651 54.64Ls 15752 Ls在操作范围内

40、，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-9。表3-10液泛线计算结果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表数据即可作出液泛线2。(3)液相负荷上限线以0 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限,Ls,maxHTAf0.4 0.091240.00912一 3 /m /s从而做出液相负荷上限线3(4)漏液线由 hLhW h°W0.0441 0.733Ls/3和 Uom .，Ao代入 Uom4.4C。0.0056 0.13hL h ) l 得.V-4.4 0.0.772A(0.0056 0.13 0.0441 0.733Ls/30.0021) 806.3652.82整

41、理得： V 0.394 . 2.72 32.08Ls/3在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-10。表3-11漏液线计算结果Ls/(m3/s)Vs/(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=2/3hOW2.84 E 3600Ls1000 lw0.006 ;284 1.04210002/33600Ls,min0.924Ls,min 5.788 10 4m3/s 0.0006410m3/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，

42、如图所示精储段筛板负荷性能图32.5相负荷下限线液泛线雾沫夹带线液相负荷上限线操作点P操作线液漏线00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008Ls/(m3/s)图3-8 :精储段筛板负荷性能图由塔板负荷性能图可以看出：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 内的适中位置。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按照固定的气液比，由图14查出塔板的气相负荷上限Vs max 1.345m3/s,气相负荷下限 Vs min 0.555m3/s,所以操作弹性造久42第四章设计结果一览表项目符号单位设计得数据精储段提储段主要结构参

43、数塔径Dm塔的有效局度Zm实际塔板数N块715板间距Htm塔板液流形式单流型单流型塔板形式弓形弓形堰长lwm堰局hWm溢流堰宽度Wdm降液管的面积Af2 m管底与受液盘距离hom板厚mm孔径domm孔间距tmm1515孔数n个59045904开孔率%边缘区宽度Wcm安定去宽度Wsm开孔区面积Aa2 m主要性能各段平均压强PmKPa各段平均温度TmC参数气相平均流量Vs3 / m /s液相平均流量Ls3m /s板上清液层高H Lm液柱空塔气速um/s筛孔气速uom/s塔板压降hpm液柱液体在降液管中停留时间s降液管内清液层高度Hdm雾沫夹带品eVkg/kg/气负荷上限雾沫夹带控制负荷卜限漏液控制

44、气相负荷上限Vs,max3 / m /s气相负荷卜限Vsmin3 , m / s操作弹性第五章板式塔得结构与附属设备附件的计算配管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管本设计采用直管进料管。已知进料流率为F 100kmol/h,平均分子质量Mf 85.95kg/kmol ,密度为 L,Fm 799.23kg / m3所以Lf100 85.95799.9910.743 ,m /s则进料管直径取管内流速Uf 0.6m/sdF4Lf/3600 UfdR0.0524Lw/36004 5.68/ 3600:3.14 0.50.0634 1。74/3600 0.07963.

45、14 0.6(2)回流管采用直管回流管，回流的体积流率：Ls 0.0032m3/s取管内流速UR 1.5m/s则进料管直径4Ls4 0.0032.UR 3.14 1.5釜液出口管体积流率：Lw 52.22 84.93 5.68m3/h780.15取管内流速Uw 0.5m/s则进料管直径(4)塔顶蒸汽管Vs 1.25m3/s取管内流速u 15m/s4Vs 4 1.25.u. 3.14 150.33(5)加热蒸汽管Vs, 1.22m3/s取管内流速u 13m/s则进料管直径4V,s 4 1.22,u.3.14 130.35冷凝器塔顶温度tD=C冷凝水11=20C t 2=30 C则 t1 tD t1 80.01 20 60.01 Ct2 tD t2 80.01 30 50.01 CtmG I ln t1 / t2ln(60.01/50.01)54.86 由t D=C查液体比汽化热共线图a-rwi图5-1 :液体比汽化热共线图得：苯 390.5kJ/kg又气体流量 Vs 1.25m