化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计最终版

1、化工原理课程设计苯-甲苯连续精微筛板塔的设计目录一序言3.二板式精储塔设计任务书五4三设计计算5.1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集51.2 精储塔的物料衡算7.1.3 精储塔的工艺条件及有关物性数据的计算121.4 精储塔的塔体工艺尺寸计算1.61.5 塔板主要工艺尺寸的计算1.81.6 筛板的流体力学验算201.7 塔板负荷性能图23四设计结果一览表29五板式塔得结构与附属设备.305.1 附件的计算305.1.1 接管305.1.2 冷凝器325.1.3 再沸器325.2 板式塔结构33六参考书目35七设计心得体会35八附录37word文档可自由复制编辑一万百化工原理课程设计是综合运

2、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。精储是分离液体混合物（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。精储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

3、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，精储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储或萃取精储等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精微筛板塔的设计，即需设计一个精储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。word文档可自由复制编辑二板式精储塔设计任务书五一、设计题目苯-甲苯连续精微筛板塔的设计。二、设计任务(1)原料液中苯含量：质量分率=75%(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于98%(质量)。(3)残液中苯含量不得高于8.5%(质量)。生产能力：90000t/y苯产品，年开工310天。三、

4、操作条件(1)精储塔顶压强：4.0kPa(表压)(2)进料热状态：自选回流比：自选。(4)单板压降压：0.7kPa四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明塔的工艺计算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：2011.6.202011.7.3(第18周第19周)地点：明德楼A318(1)教室六、参考书目1谭天恩？化工原理(第二版)下册?北京：化学工业出版社，19982何潮洪，冯霄?化工原理？北京：科学出版

5、社，20013柴诚敬，刘国维?化工原理课程设计?天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义，柴敬诚？化工原理课程设计？天津：天津大学出版社，2002word文档可自由复制编辑三设计计算1.1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，应采用连续精储流程。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人精储塔内。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1.8倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热

6、，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸储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储，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

7、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23)。(3)小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：word文档可自由复制编辑项目分子式分子量M沸点（C）临界温度tC（C）临界压强Pc（kPa）苯A78.1180.1288.56833.4甲苯BGHCH92.13110.6318.574107.7表1苯和甲苯的物理性质进科Yn塔顶产品（或冷凝为溜出演）三_K一尸生,-“!_-T-t-1-T_加热水蒸汽1板式精懒塔LJm-1表2苯和甲苯的饱和蒸汽压温度0c80.1859095100105110.6Pa,kPa101.33116.913

8、5.5155.7179.2204.2240.0PB,kPa40.046.054.063.374.386.0表3常温下苯一甲苯气液平衡数据（2:P8例11附表2）温度0c80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力（1:巳78附录图7）温度8090100110120苯,mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21.720.619.518.417.3word文档可自由复制编辑表5组分的液相密度（1:P382附录图8）温

9、度（C）8090100110120苯,kg/m3814805791778763甲苯,kg/m3809801791780768表6液体粘度（1:P365）温度（C）8090100110120苯（mPa.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mPa.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度tc液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298

10、.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.2 精微塔的物料衡算（1）原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量一叫二word文档可自由复制编辑甲苯的摩尔质量Mb92.

11、13kg/kmolXf0.75/78.110.75/78.110.25/92.130.7800.98/78.110.98/78.110.02/92.130.9830.085/78.110.085/78.110.915/92.130.099(2)原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量0.78078.11(10.780)92.1381.20(kg/kmol)Md0.98378.11(10.983)92.1378.40(kg/kmol)0.09978.11(10.099)92.1390.73(kg/kmol)(3)物料衡算原料处理量-21.4910(kmol/h)90000000F81.2031024

12、总物料衡算DW1.49102苯物料衡算0.780F0.983D0.099W联立解得_42D1.1910kmol/h._2.W0.3010kmol/h式中F原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3塔板数的确定(1)理论板层数NT的求取苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数求最小回流比及操作回流比。采用恩特伍德方程求最小回流比。Rm1qai(xD,i)maiai(XF,i)ai解得，最小回流比Rm0.73word文档可自由复制编辑取操作回流比为R1.8Rm1.31求精储塔的气、液相负荷LRD1.31119155.89(kmol/h)V(R1)D(1.311)119274.89(kmol/h)

13、(泡点进料：q=1)V(R1)D(1q)F2.31119274.89(kmol/h)LRDqF1.311191149304.89(kmol/h)求操作线方程精储段操作线方程为RXnyn1xn0.567xn0.426R1R1提储段操作线方程为yn1vxnW1.109xn0.011(2)逐板法求理论板又根据Rmin1AIT(1Xd)可解得=2.47相平衡方程x1(1)xxf2,11.475X2.47xy11.47x变形得2.471.47y用精微段操作线和相平衡方程进行逐板计算Vixd=0.983,xiy1y1=0.959y1(1y1)y12.475(1y1)word文档可自由复制编辑y20.567

14、x10.4260.970X22.471.47y0.959y30.567X20.4260.953X32.471.47y30.891y40.567x30.4260.931x42.471.47y40.845y50.567x40.4260.905X52.471.47y50.795y60.567x50.4260.877X62.471.47y60.742因为,X60.742xF0.780故精储段理论板n=5,用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算y70.567x60.4260.811X72.471.47y70.635y80.567X70.4260.693X82.471.47y80.478y90.567x8

15、0.4260.519X92.471.47y90.304y100.567x90.4260.326x102.471.47y100.164word文档可自由复制编辑2.471.47yli0.077Xiiy110.567x100.4260.171因为,X110.077xW0.099所以提留段理论板n=5(不包括塔釜)(3)全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度TD=80.94C,塔釜温度TW=105,全塔平均温度Tm=92.97Co分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度a0.272(mPas),b0.279(mPas)平均粘度由公式，得m0.7800.2720.220.2790.274(mPas)全塔效

16、率EtEt0.170.616lgm0.170.616lg0.2740.516(4)求实际板数精储段实际板层数5N精9.6910(块)0.516提储段实际板层数5-N提9.6910(块)0.516进料板在第11块板。word文档可自由复制编辑1.3 精微塔的工艺条件及有关物性数据的计算(1)操作压力计算塔顶操作压力P=4+101.3kPa每层塔板压降AP=0.7kPa进料板压力岸=105.3+0.7X10=112.2kPa塔底操作压力Pw=119.3kPa精微段平均压力Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8kPa提储段平均压力Pm2=(112.3+119.3)/2=115.8kPa(

17、2)操作温度计算依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度tD80.90c进料板温度tF=85.53C塔底温度tw=105.0C精储段平均温度tm=(80.9.+85.53)/2=83.24C提储段平均温度tm=(85.53+105.0)/2=95.27C(3)平均摩尔质量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=0.959ML,Dm0.95978.11(10.959)92.1378.69(kg/kmol)MV,Dm0.98378.11(10.983)92.1378.35(kg/k

18、mol)进料板平均摩尔质量计算word文档可自由复制编辑由上面理论板的算法，得yF=0.877,xF=0.742MV,Fm0.87778.11(10.877)92.1379.83(kg/kmol)ML,Fm0.74278.11(10.742)92.1381.73(kg/kmol)塔底平均摩尔质量计算由xw=0.077,由相平衡方程，得yw=0.171MV,Wm0.17178.11(10.171)92.1389.74(kg/kmol)ML,Wm0.07778.11(10.077)92.1391.05(kg/kmol)精微段平均摩尔质量78.3579.83MVm79.09(kg/kmol)-78.

19、6981.73MLm80.21(kg/kmol)2提储段平均摩尔质量-79.8389.74MVm84.79(kg/kmol)81.7391.05MLm86.39(kg/kmol)(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，精储段的平均气相密度即2.90(kg/m3)PVM108.879.09RTm8.314(83.24273.15)提储段的平均气相密度word文档可自由复制编辑3.21(kg/m3)115.884.798.314(95027273.15)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算由tD=80.94C,查手册得33a814.0(kg/m);b8

20、09.1(kg/m)塔顶液相的质量分率求得aa0.98L,Dm0.980.02彳J4LDm813.9(kg/m;814.0809.1,进料板液相平均密度的计算由tF=85.53C,查手册得3_3A808.6(kg/m3);B804.36(kg/m3)进料板液相的质量分率0.74278.11a0.710.74278.11(10.742)92.131L,Dm0.710.29和/寸L,Fm808.86804.36,807.4(kg/m3)塔底液相平均密度的计算由ty105.0C,查手册得33a786.4(kg/m);b785.3(kg/m)塔底液相的质量分率aA0.07778.110.07778.1

21、1(10.077)92.130.066word文档可自由复制编辑L,Wm0.066786.40.934/曰；传L,wm785.3784.9(kg/m3)精储段液相平均密度为813.9807.4Lm810.6提储段液相平均密度为807.4784.9Lm796.15(kg/m3)(5)液体平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即1塔顶液相平均表面张力的计算由td=80.94C,查手册得A21.25(mN/m);B21.59(mN/m)L,Dm0.98321.250.01721.5921.26(mN/m)进料板液相平均表面张力的计算由tF=85.53C,查手册得A21.60(mN/m);B21

22、.08(mN/m)L,Fm0.74220.600.25821.0820.72(mN/m)塔底液相平均表面张力的计算由tWj=105.0C,查手册得A18.26(mN/m);B19.18(mN/m)L,Wm0.07718.260.92319.1821.50(mN/m)精储段液相平均表面张力为21262072Lm20.99(mN/m)2提储段液相平均表面张力为Lm21.5020.72221.11(mN/m)(6)液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算，即lLm=2xini塔顶液相平均粘度的计算由td=80.94C,查手册得a0.305(mPas);B0.309(mPas)L,Dm0.9830.30

23、50.0170.3090.311(mPas)进料板液相平均粘度的计算word文档可自由复制编辑由tF=85.53C,查手册得a0.292(mPas);b0.297(mPas)L,Dm0.7420.2920.2580.2970.294(mPas)塔底液相平均粘度的计算由tw=105.0C,查手册得A0.244(mPas);B0.259(mPas)L,Dm0.0770.2440.9230.2590.258(mPas)精储段液相平均粘度为L,m0.3110.29420.303(mPas)提储段液相平均粘度为L,m0.2940.2590.276(mPas)(R1)D(7)气液负荷计算精储段：(1.31

24、1)119274.89(kmol/h)VMVm3600Vm274.8979.0936002.9032.08(m/s)RD1.31119155.89(kmol/h)VMLm3600Lm155.8980.213600810.60.0043(m3/s)提储段:V(R1)D(q1)F(1.311)119274.89(kmol/h)VMVm3600Vm274.8984.7936003.212.02(m3/s)LRDqF1.31119149304.89(kmol/h)LSVMLm3600Lm304.8986.393600796.1530.0092(m3/s)1.4精微塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔径的计算塔

25、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。表7板间距与塔径关系塔径D,m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT,200300250350300450350600400600word文档可自由复制编辑mm对精储段：初选板间距Ht0.40m,取板上液层高度hL0.06m,故HthL0.400.060.34m;,0.50.5工0.0043810.650.0346Vsv2.082.90.2查史密斯关联图得C20=0.070;依式CC20一20校正物系表面张力为20.99(mN/m)时

26、cc200.072翌980.07032020CmaxJ810.62.900.07071.180(m/s)2.90可取安全系数为0.7,则（安全系数0.60.8）,故0.7max0.71.1800.826(m/s)4Vs42.08S.1.791(m)3.140.826按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.66m/s对提储段：初选板间距Ht0.40m,取板上液层高度hL0.06m,故HthL0.400.060.34m；Ls12Lmvm01即783.42.90120.0900.2一=0.06920D4VsD,查2:P165图38得Go=0.068;依式CC20校正物系表面张力为19.58mN/m

27、时796.153.210.0691.08(m/s)3.210.7max0.71.080.759(m/s)42.021.84(m)3.140.759按标准，塔径圆整为2.0m,则空塔气速1.56m/s。将精储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word文档可自由复制编辑定，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2.0m。1.5塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装置计算精储段因塔径D-2.0m,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iw：单溢流去lw=（0.60.8）D,取堰长lw为0.60D=0.60X2.0=1.20

28、mb)出口堰局hw:hwAhowLh0.00433600lw/D0.60,2.52.51w1.2查图可得，E1.04,则2/3how2.84(0.004336001.0410001.29.810.016hw0.060.0160.044(m)c）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af:由lw/D0.66查(2:P70图313)得Wd/D0.124,Af/At0.0722故Wd0.124D0.1241.60.198m,23.1422Af0.0722-D0.07221.60.1452m44利用（2：P170式310）计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即/0.14520.4015.70s（大于5

29、s,符合要求）Ls0.0037d）降液管底隙高度ho:取液体通过降液管底隙的流速o0.08m/s（0.070.25）依（2:比1式311）:hoLs,0.00370.035m符合（hhw0.006）lwo1.060.09e）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm同理可以算出提溜段相关数据如下：word文档可自由复制编辑a)溢流堰长lw：单溢流去lw=(0.60.8)D,取堰长lw为0.66D=0.8Xl.6=1.056mb)出口堰Hjhw：hw入how由lw/D0.8Lh/lw2.523.34m2284I.3查知E=1.04,依式howE上1000lw2可得how0.026m2.8

30、4ELh31000w故hw0.060.0260.034mc）降液管的宽度wd与降液管的面积Af:lw/D0.60w查图得，D故Af0.100,0.052Atwd0.100D0.20(m)Af0.052AT0.0523.140.163(m2)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,一AH即-1-15.66（大于5s,符合要求）d）降液管底隙高度儿：取液体通过降液管底隙的流速。0.1is/S0.07-0.25）hoLs,lwo036mm）符合（h0hw0.006)（2）塔板布置精储段塔板的分块因D800mm故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精储段:a）取边缘区宽度wc0.04(m)(3050m

31、m)安定区宽度word文档可自由复制编辑ws0.07(m)b)Aa2xR2R2.ixsin-180R计算开空区面积解得,10.040.96(m)D(wdws)1(0.20.07)0.73(m)2Aa2.50(m)c)筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径d0为5mm,正三角形排列，一般碳的板厚为3mm,取t/d。.5,故孔中心距t3.5X55=155mm3115810n筛孔数1158000人Aa-2.509453(个)17.52则每层板上的开孔面积AAa0.07402.500.185(m2)气体通过筛孔的气速为VS2.080S一11.24(m/s)A00.1851.6筛板的流体力学验算塔板的流体力学计

32、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。(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计算精储段：a)干板压降相当的液柱高度%:依d0/5/31.67,查干筛孔的流量系数图得，G=0.84由式240,051U00.051睛2蕊0.0327CCqq0.84810.65word文档可自由复制编辑b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl:Vs2.08aAtAf10.0523.140.70m/sUa,ev0.7.2.901.19由o与Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.66,依式hl0hL0hwhow0.660,0440.016

33、0.0396c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度h:依式4eigd0-320,99100.00211故hp0.002110.03960.03270.0744则单板压强：(2)液面落差对于筛板塔,落差的影响。(3)雾沫夹带Pphpe1g0.0744810.659,8591.0p700p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5.7106ua0Hthf32571060.73220,991030.42.50.067.32103kg/k冰0.1kg/k冰故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。漏液ow4.4co.%/00.00560.13how4.40.84J0.00560.130.060

34、.00211嚅6.57m/s筛板的稳定性系数K旦UOW11.241,711.56.57,故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5)液泛为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度HdHthw2hd0,153Ls0.153依式Hdhphlhd,而20.004331.52101.20.036H0.05930.060.001520.121mword文档可自由复制编辑取0.5,则Hthw0.50.41.170.785故HdHThw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。同精储段公式计算，提溜段各参数计算如下:(1)气体通过筛板压强相当的液柱高度计

35、算a)干板压降相当的液柱高度：10.93.21hc0.0510.0346m0.84796.4b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度:VsuaATAf受0.679FaUaV0.679,3.211.22Fa关联图查得板上液层充气系数o=0.65,依式h10.650.060.039c)克服液体表面张力压降相当的液柱高度:-4421.11103h0.00216mLgd0796.49.85103故hp0.03460.0390.002160.0758(m)则单板压降：P0.0758796.49.80.5910.7(kPa)(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

36、的影响。(3)液沫夹带5.710ev321.111033.206790.0066(kg液/kg气)0.1(kg液/kg气)0.25故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)漏液曳51.673word文档可自由复制编辑查得:c00.84Uow4.4c。0.00560.13hLhL/v4.4o.840.00560.130.060.0021810.62.9K筛板的稳定性系数生上1.71Uow6.571.5,故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5)液泛为防止降液管液泛的发生,应使降液管中清液层高度HdHthw依式Hdhphlhd0.1532LS0.15320.00431.20.036-31.52100.

37、05930.060.001520.121m0.5,则Hthw0.50.41.170.785故HdHthw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，可认为提储段塔径及各项工艺尺寸是适合的。1.7塔板负荷性能图精储段：(1)雾沫夹带线雾沫夹带量UaAtAf5.7106UaHt0.25D20.1633.2hf0.336Vshf2.5(hw220.111.54L3s33600LShow)2.5hw2.8410ESlwword文档可自由复制编辑取00.1（kg液/kg气），前面求得m,精2.99mN/m6325.710uaev-代入HThf，整理得：Vs5.1129.05L3s在操作范围

38、内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表3-19o表8Ls/(mLShd0.153-0.153lwho/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表数据即可作出雾沫夹带线液泛线由E=1.04,lv=1.2得：hch12.84E10000.0510hwU0hhow3600Lslw0.660.0510.0442.8410002VsCo20.614Ls1.043600Lslw0.0510.02920.614L3Vs0.840.18520.405L%s22.90327.55510VS810.7已算出h2.11103(m)7.

39、555103V：20.0290.405LI2.111032Ls1.20.036_281.983LsHt0.4mhw0.044m0.5代入Hthwhphwhowhd,整理得:word文档可自由复制编辑Uow代入整理得：Vs,min20.6842.57422.314L3103810.72.902Vs219,443134.878L?1.085104L；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3-20表10Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表数据即可作出液泛线2。(3)液相负荷上限线以8=4s

40、作为液体在降液管中停留时间的下限，,HTAf0.40.1633,、Ls,max0.0163(m/s)4据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线0.0163(m/s)漏液线2Vs,minuow由hLhwhow0.0440.614L3和A4.4C00.00560.13hLhLv得:0.84.0.00560.130,0440.614L22.11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3-21表11Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表数据即可作出液泛线4word文档可自由复制编辑(5)液相

41、负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hQW0.006m作为最小液体负荷标准。E=1.042hhow2.84E3600Ls,min31000CLs,min3.167104m3/s据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线5。Ls,maxHyAf0.40.16330.013m/s根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。图1精微段筛板负荷性能图Li(hVh在负荷性能图上，作出操作点P,连接QP即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。同精储段，得出提储段的各曲线为：(1)雾沫夹带线5.7106ev3.2UaHThf2整理得：Vs5.5213.07L1wor

42、d文档可自由复制编辑(2)液泛线Hthwhphwhowhd已知E=1.06lw=1.2,同理精储段得:HTAf0.4Ls,maxLs,maxHTAf0.40.163530.013(m/s)0.1633,0.013m/s5c00.84由此可作出精储段液泛线2漏液线2hLhwhow0.03250.628lS3ovvsVsmin0786.4Uow4.430.840.00560.628L30.00216A03.212整理得：Vs,min0.6881.9020.251；据此可作出漏液线3。(4)液相负荷上限线以8=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线0.01

43、3(5)液相负荷下限线23600Ls,min1.2以how=5s作为液体在降液管中停留时间的下限,-2.84,how1.061000整理得：Lmin9.73104(m3/s)word文档可自由复制编辑由此可作出液相负荷下限线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。word文档可自由复制编辑四设计结果一览表项目符号单位计算数据精福段提留段各段平均压强PmkPa108.8115.8各段平均温度tmC83.2495.27平均流量气相Vsm/s2.082.02液相Lsm3/s0.00430.0092实际塔板数N块1010板间距m0.400.40塔的有效高度Zm3.63.6塔径Dm22

44、空塔气速um/s0.660.643塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.21.2堰局hwm0.0440.044溢流堰宽度wm0.20.2管底与受业盘距离hom0.0360.0767板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm17.517.5孔数n个96609660开孔面积2m0.1850.185筛孔气速Uom/s11.2610.92塔板压降hpkPa0.5910.591液体在降液管中停留时间Ts7.097.09降液管内清液层高度Hdm0.1210.121雾沐夹带evkg液/kg气0.007320.00657负荷上限雾沫夹带控制雾沐夹带控制负荷卜限漏

45、液控制漏液控制Y相取大负何Vs-max3.m/s3.6气相最小负荷Vsmin3Zm/s1.2操作弹性3.1word文档可自由复制编辑五板式塔得结构与附属设备5.1 附件的计算5.1.1 接管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。F=149Kg/h,F=807.9Kg/m3则体积流量FM进14980.21cA/cVe进807.936000.00411m/s管内流速u0.6m/s-4V40.00411则管径du0f3.140.O934m93.4mm取进料管规格95X2.5则管内径d=90mmu进料管实际流速4Vd240.004113.140.092

46、0.65m/s(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量LI55.87kmol/h塔顶液相平均摩尔质量M80.21kg/kmol,平均密度813.9kgLM155.8780.213则液体流量Vle813936000.00427m/s取管内流速u1.5m/Sd4Vl则回流管直径,u,40.004271.53.140.0602m60.2mm可取回流管规格65X2.5则管内直径d=60mmword文档可自由复制编辑u回流管内实际流速4V40.0042721.51m/s3.140.06(3)塔顶蒸汽接管则整齐体积流量274.891038.31480.94273.153/4101.1310336002.

47、134m/S取管内蒸汽流速u15m/s42.134153.140.426m可取回流管规格430X12则实际管径d=416mmu塔顶蒸汽接管实际流速4Vd242.3143.140.416217m/S(4)釜液排出管塔底w=30kmol/h3平均密度e785.4kg/m平均摩尔质量M91.05kg/kmol体积流量：VwM3091.053-V785.436000.00096m/s取管内流速u0.5m/s4V40.000960.53.140.0495m可取回流管规格54X2.5则实际管径d=49mmu塔顶蒸汽接管实际流速4Vd240.000963140.04920.51m/s(5)塔顶产品出口管径D

48、=119koml/h相平均摩尔质量M80.21kg/kmol溜出产品密度e813.9kg/DM-11980.213c则塔顶液体体积流量：Ve813.936000.00326m/sword文档可自由复制编辑取管内蒸汽流速u15m/s则d娱信警0.0526m52.6mm可取回流管规格58X2.5则实际管径d=53mmu号：:003261.48m/s塔顶蒸汽接管实际流速d3.14。0535.1.2冷凝器60.94C50.94C塔顶温度tD=80.94C冷凝水ti=20Ct2=30CtitDti80.9420则t2tDt280.9430tmtit2lnt1/t210In60.94/50.9455.79C由tD=80.49C查液体比汽化热共线图得苯392.5KJ/kg又气体流量V=2.134m3/s塔顶被冷凝量qVh2.1342.805.97kg/s冷凝的热量Qq苯5.973922340k