城建--苯-氯苯连续精馏筛板塔的设计

1、苯-氯苯连续精馆筛板塔的设计目录设计任务书3设计说明书61概述2设计方案确定73设计计算83.1精情塔的物料衡算83.L1原料液、塔顶及塔底产品的平均摩尔质量83.1.2塔顶产品产量、釜残液量及进料流量计算83.2塔板数的确定83.2.1.1q值的计算83.2.1.2最小回流比的求取83.2.1.3求操作线方程9321.4求理论板数：逐板计算法10113.2.1.4实际塔板数N，3.3精馆塔的工艺条件及有关物性数据的计算113.3.1操作压力计算113.3.2操作温度计算113.3.3平均摩尔质量计算123.3.4平均密度计算123.3.5体积流率计算133.3.6液体平均表面张力的计算143

2、.3.7液体平均粘度计算153.4精储塔的塔体工艺尺寸计算15一一3.4.1塔径的计算153.4.2塔高的计算163.5塔板主要工艺尺寸计算173. 5.1精馈段计算183.6 筛板的流体力学验算201/283.6.1 精储段流体力学验算213.7 塔板负荷性能图233.7.1 精储段负荷性能图234附属设备选型264.1 再沸器的选择264.1.1 再沸器的热量衡算26.4.1.2饱和蒸汽用量264.1.3再沸器的加热面积264.2冷凝器的选择27.4.2.1全凝器热量衡算27，4.2.2 冷却水用量274.2.3 冷凝器的选择274.2.4 3塔内其他构件284.3.1进料管284.3.2

3、回流管28一4.3.3塔顶蒸汽管284.3.4塔底出料速度2?5设计数据列表296一设计评述307参考文献30设计任务书一、设计题目苯一氯苯连续精储筛板塔的设计。二、设计任务（1）原料液中氯含量：质量分率=50%（质量），其余为苯。（2）产品纯度为99.8%以上的（质量：）的氯苯。2/28（3）塔顶镯出液中氯苯含量不得高于0.2%（质量）。（4）生产能力：20000t/y苯产品，年开工300天。三、操作条件（1）精懦塔顶压强：4.0KPa（表压）（2）进料热状态：泡点（3）回流比：R=L4Amm（4）单板压降压：0.7KPa（5）冷凝器冷却剂：水,冷却剂温度：/k25。；/,=40（6）再沸器

4、加热剂：饱和水蒸气，加热剂温度：P=2at（表压）热损失：a=5%e«四、四求(1)对精镶过程进行描述（2）对精情过程进行物料衡算和热量衡(3)对精镭塔进行设计计算（4）对精馀塔的附属设备进行选型(5)画一张精饵塔的装配图（6）编制设计说明书五、设计说明书要求（1）目录（2）设计题目及原始数据（任务书）（3）简述精饰过程的生产流程及特点（4）精储过程有关计算（物料衡算、热量衡算、理论塔板数、回流比、塔高、塔径、塔板设计、接管设计等）（5）附属设备的选型（裙座、再沸器、冷凝器等）：（6）设计结果概要（主要设备尺寸、衡算结果等）（7）设计评述（8）参考文献。符号说明英文字母A”一阀孔的鼓

5、泡面积m：Af一降液管面积m：Ar塔截面积m:b一操作线截距c负荷系数（无因次）co流量系数（无因次）D一塔顶流出液量kmol/hD一塔径mdo一阀孔直径m日一全塔效率（无因次）E一液体收缩系数（无因次）ev物沫夹带线kg液/kg气3/28F一进料流量kmol/hF。一阀孔动能因子m/sg一重力加速度m/s：Hr一板间距mH-塔高mHd一清液高度mhc一与平板压强相当的液柱高度mhd与液体流径降液管的压降相当液柱高度m鼠一与气体穿过板间上液层压降相当的液柱高度mhf一板上鼓泡高度m尻一板上液层高度mho一降液管底隙高度mho二一堰上液层高度m人一与板上压强相当的液层高度mh0一与克服液体表面张

6、力的压降所相当的液柱高度mh?一溢液堰高度mK一物性系数（无因次）L塔内下降液体的流量m3/sL一溢流堰长度mM分子量kg/kmolN一塔板数1一实际塔板数凡一理论塔板数P一操作压强PaP压强降Paq一进料状态参数R回流比工皿一最小回流比u一空塔气速m/sw一釜残液流量kmol/hwc边缘区宽度m皿一弓形降液管的宽度m也一脱气区宽度IDX一液相中易挥发组分的摩尔分率y一气相中易挥发组分的摩尔分率z-塔高m希腊字母«一相对挥发度口一粘度CpP一密度kg/m3。一表面张力下标r一气相4/28L一液相1一精饰段Q-q线与平衡线交点min一最小max最大A一易挥发组分B一难挥发组分设计说明书

7、1概述（一）塔设备设计概述塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的设备之一，它可以使气（或汽）或液液两相紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，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方面都有重大影响。最常见的塔设备为板式塔和填料塔两大类。作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得高的传质效率。此外，为满足工业生产的需要，塔设备还必须满足以下要求：1、生产能力大；2、操作稳定，弹性大：3、流体流动阻力小：4、结构简单、材料耗用量少，制造和安装容易；5、耐腐蚀和不易阻塞，操作方便，调节

8、和检修容易。（二）板式精镭塔设备选型及设计因为板式塔处理量大、效率高、清洗检修方便且造价低，故工业上多采用板式塔。因而本课程设计要求设计板式塔。工业上常见的几种的板式塔及其优缺点：I、浮网塔：在塔板开孔上方，安装可浮动的网片，浮阀可随气体流量的变化自动调节开度，可避免漏液，操作弹性大，造价低，且安装检修方便，但对材料的抗腐蚀性能要求高。II、筛板塔：结构简单、造价低廉、筛板塔压降小、液面落差也较小、生产能力及塔板效率都较泡罩塔高，故应用广泛。IIK泡罩塔：其气体通道是升气管和泡罩，由于升气管高出塔板，即使在气体负荷很低时也不会发生严重漏液，操作弹性大，升气管为气液两相提供了大量的传质界面。但泡

9、革塔板结构复杂，成本高，安装检修不便，生产能力小。综合考虑，最终本次分离任务选择筛板精储塔。5/282设计方案确定本设计任务为分离苯-氯苯混合物连续精饰。设计中采用25C进料,将原料通过预热器加热至25c送入精储塔内.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，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。塔釜用再沸器加热水至饱和过热水蒸气状态，送至塔内，塔釜塔底产品经冷却后送至储罐。3设计计算3.1精情塔的物料衡算由于精饵过程的计算均以摩尔分数为准，需先把设计要求中的质量分数转化为摩尔分数.3.1.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量M=78.11kg/kmolfy氯苯的摩尔

10、质量56kg/kmol0.5/78.110.5/78.11+0.5/112.56=0.590。.雷般”2#。颉0.002/78.110.002/78.11+0.998/112.56=0.0029%；=1-0.590=0.41"1-0.986=0.0144=1-0.0029=0.99713.L2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量=0.590*78.11+0.410*112.56=9222kg/bnol0.986*78.11+0.014*112.56=78.39版/hnolMw=0.0029*78.11+0.9971*112.56=112.46/kmol3.1.3物料衡算塔釜产品。=2

11、0000*103300*24*78.35=3535kmol/h总物料衡算：F=D+W氯苯物料衡算：尸=F=59A9kmol/h代入数据解得D=3535kmol/hW=23.84h。/13.2.1、理论板层数N7的求取3.2.1.1q值的计算因为泡点进料所以3.2.1.2最小回流比的求取：首先全塔平均相对挥发度的求取；根据a=d"xa"我们先求取塔顶的相对挥发度：(试差法)利用安托因公式：hipA=6.94192769.42/(753.26)(A/PaK)1g%=6.079631419.045/(216.633+，)(KPa,摄氏度)假设温度为90摄氏度：Pr136-0：S&

12、quot;"0.5560p,B=28.30即。假设温度为80摄氏度："厂加华"4=1.0533假设温度为85摄氏度：刎=0.8701p,=23.72kpa假设温度为81.7摄氏度：P，At=iQ631kpax=0.9875pB=2l.04kpaA与枭=0.998接近故此时的温度为塔顶的泡点温度；，0=81.7a'=P；/pa=106.37/21.04=5.056用相同的方法求取塔底的露点温度和相对挥发度：%,=137.5a=pA/pB=450.07/121.84=3.693全塔平均相对挥发度为：a=4=，3.693x5.056=4.321相平衡方程为：y=

13、otx/l+(a-l)x7/28因为所以代入相平衡方程解得：yr=0.8164八-z=0.986-0.8164/0.8164-0.590=0.7491R=1.4Hmm=1.4x0.7491=0.5282nun3.2.1.3求操作线方程精饰段液体流量L=RD=0.282x75.35=18.67/精馀段气体流量V=(R+1)。=1.5282x35.35=54.02E?。/"提馀段液体流量L=L+qF=18.67+1x59.19=77.86kmol/h提馀段气体流量V=V-(l-q)F=V=54.02b"/h可得精储段操作线方程：LDx加="乙+寸=034565+0.6

14、452提循段操作线方程：)3=某一等"4413.0.00133. 2.1.4求理论板数：逐板计算法(塔顶全凝器)相平衡方程：y=ax/l+(a-l)x=4.321.v/l+3.321.v精馀段操作线方程：LDx川=歹乙+%#=0,3456/+0.6452提锦段操作线方程：加=卜一等=L4413.0.0013应用精储方程：>1=0986工=£=0.590=0.00298/28第一块塔板:第二块塔板:第三块塔板:第四块塔板:第五块塔板:第六块塔板:第七块塔板:第八块塔板:y=xD=0.986&=0.9426X=0.9709X,=0.8853%=0.9512x3=0

15、.8185乂=0.9281.=0.7492y5=0.9041”0.6857=0.8821升=0.6339%=0.8643»=0.5958%=0.8511X=0.5695因为x=0.5695<x=0.590。q故第八块为进料板换用提留段方程计算:%=0.8195为0=0.7372%=0.5660%=0.3328公=0.1035一y13=0.1479x13=0.0386=0.0543y15=0.0176xl4=0.0131x15=0.0041V=0.0046x=0.0011A6%=0.5142x10=0.3936乙=0.2318此时=0.0064<x=0.0029所需要的总的

16、理论板数为：N=16（包括再沸器）由以上计算结果可知：精储段的理论板数为73.2.1.5实际塔板数N08板效率的求取查此温度下的相对挥发度为2左右，9/28外二0.737,=0.85E=0.49(2x0.808)3=0.48所以，精饰段的塔板数为：N精=7/0.48=14.58=15块提储段的塔板数为：N,=9/0.48=18.75=19块(含再沸器)3'C进料板实际位置：N进=19块3.3精馆塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.3.1操作压力计算塔顶操作压力：Pd=101.3+4=105.3kPa每层塔板压降：ZXP=0.7kPa进料板压力：Pf=105.3+0.7X16=116.5

17、kPa塔釜操作压力：P,=105.3+0.7X34=129.lkPa精镭段平均压力：Pal=(105.3+116.5)/2=110.9kPa提饵段平均压力：Pr(116.5+129.1)/2=122.8kPa3.3.2操作温度计算前面己计算出塔顶、进料板及塔釜的泡点温度，分别为81.7。、94.2。、137.5o所以：精储段的平均温度为tttl=(81.7+94.2)/2=87.95°C：提镭段的平均温度为t*(137.5+94.2)/2=115.85°C。3.3.3平均摩尔质量计算(1)塔顶平均摩尔质量计算yi=xD=0.986由相平衡方程算得知=0.9426Mvdm=0

18、.986x78.ll+(l-0.986)x112.56=78.59kg/koml=0.9246x78.ll+(l-0.9246)x112.56=80.09kg/koml(2)进料板平均摩尔质量计算由逐板计算结果知=0.85114=0.569510/28MVFm=0.8511x78.11+(1-0.8511)x112.56=83.24依/hnolMu,“=0.5695x78.11+(1-0.5695)x112.56=92.94依/hnol(3)塔釜平均摩尔质量计算由逐板计算结果知：%,=0.0046xM=0.0011M哂f=0.0046x78.11+(1-0.0046)x112.56=112.4

19、0依/hnolMLWm=0.0064x78.11+(1-0.0064)x112.56=112.34依/kmol故：精饵I段平均摩尔质量为：MVm=(78.35+83.24)/2=80.915依/hnolMhu=(80.09+92.94)/2=86.515依/kmol提播段平均摩尔质量为：MVin=(83.24+112.40)/2=97.82依/kmolMUn=（92.94+112.52）/2=102.73依/kmol3. 3.4平均密度计算（1）气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，得：塔顶：Pd=2.805PDMn_105.3x78.59RTd-8.314x(81.7+273.15)塔釜：

20、pWvRTW129.1x112.468.314x(137.5+273.15)=4.2514依/M精播段平均密度外加=竺也110.9x80.9158.314x(87.95+273.15)=2.989依/提播段平均密度a心=4电里=RL122.8x97.828.314x(115.85+273.15)=3.7142依/W（2）液相平均密度计算液相平均密度以下式计算，即：II=2%月塔顶液和平均密度的计算:11/28由tD=81.7,查手册可得：P八二813.5伙/丁P5=0.98610.014=8699口/加+813.51040.215进料板液相平均密度的计算tF=94.2,查手册得：pA=7995

21、5kg/府进料板液相的质量分率：p.八1八一八=878.89kg/WKLhnl0.5900.4106+799.5510253塔釜液相平均密度的计算=137.5,查手册得：P人=747.82依/4二1040.215依/户Pb=1025.3依/pH=976.43依/，0.002/0.9971=975.57依"1747.82976.43故：精饵1段平均密度的计算夕的=(815.99+878.89)/2=847.44依/丁提储段平均密度的计算/以=(878.89+975.57)/2=927.23依/3. 3.5体积流率计算(1)气相体积流率计算VM精循段：匕=-=50.42*80.915/(

22、36002.989)=0.4062/?/3/53600国提饵段：R=50.42*97.82/(3600*3.7142)=0.3952/s-36004“(2)液相体积流率计算/KA精福段：4=-=18.67*86.515/(3600*847.44)=0.0005户/s3600?/iWIM提馀段:L=77.86*102.73/(3600*927.23)=0.002W/53600%3.3.6液体平均表面张力的计算(1)液相平均表面张力以计算(2)塔顶液相平均表面张力的计算：12/28由%=87.53,查手册得：aA=21.064mN/m=23.56mN/tn叫=0.968x21.064+0.014x

23、23.56=21099/W/m（3）进料板液相平均表面张力计算由，户=94.2。，查手册得：cr.=19.576?N/iti=22.224，N/m*=0.590x19.576+0.410x22.224=20.662W/m（4）塔釜液相平均表面张力计算由q=137.5。，查手册得：aA=14.518mN/ni4=17.635W/m=0.0029X14.518+0.9971x17.635=17.626W/m2til（5）精例段的液相平均表面张力=（21.099+20.662）/2=20.88ImN/m提馀段的液相平均表面张力2足=（20.662+17.626）/2=19.144囚/73.3.7液体

24、平均粘度计算（1）液体平均粘度计算如下：bg/“=ZxJogM（2）塔顶液相平均粘度的计算由5=81.7。，查手册5得：=0.3034/Pas“=0.4224mPas根据=0.9861g0.3034+0.0141g0.224可得：“加,=0.302（3）进料板液相平均粘度的计算由=94.2。，查手册得：=0.294iPas&=0.3825，尸a-s根据=0.590电。.294+0.410笆0.3825可得：13/28/月=03275?0”5（4）塔釜液相平均粘度的计算由=137.5。，查手册得:根据1g/的=000291g0.24+0.997Ug0.24可得:=0.2439？Pas精储

25、段液相平均粘度为：他,“=(0.3021+0.3275)/2=0.3148$提镭段液相平均粘度为：入心=(0.2439+0.3275)/2=0.28577与3.4精情塔的塔体工艺尺寸计算3.4.1塔径的计算（1）精福段将以上计算结果列表如下：表3已计算出的各项物性数据名称精锚段提锦段液相平均密度/依/加847.44927.23气相平均密度/依/2.9893.7142液相体积流量/M/s0.00050.0024气相体积流量/加/S0.40620.3952液体表面张力mM/m20.88119.144液体平均粘度mPa.s0.31480.2857由皿=cj2B（其中0由。=6。（去产计算，C由史密斯

26、关联图查取。止出y不4Pl；0.0005x360084.44、；八鹏公横坐标为上1（匕£尸=（>=0.0063Vhpv0.4062x36002.989取板间距Ht=061，板上液层高度%=0.06/77,则HT-hL=0.54m14/28查史密斯关联图得Go=0.081C=q期.08心黑产=0.0840max=0.0840/858.88-3.11vrn=1.3934/?/5取安全系数为0.7,则空塔速度为u=Q.7uam=Q.97Qhn/s则：D=4X10786=1,1901.3.14x0.9701按标准塔径圆整后为塔截面积为实际空塔气速为Aj=D2=x(2.0)2=3.141

27、5/7721.0786c,u.=0.3433?/s13.14153.4.2塔高的计算塔的高度可以由下式计算:Z="+(N-2-S)Hr+SHt+%.+Hw已知实际塔板数为N=30块，板间距”=0.6/由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔7块板设一个人孔，则人孔的数目S为：S=?-l=3.8=3个取人孔两板之间的间距%=0.7/，则塔顶空间为=1.2?，塔底空间“w=24，进料板空间高度%=05，那么，全塔高度：Z=1.2+(34-2-3)x0.46+3x0.74-0.54-2.4=23.6/?3.5塔板主要工艺尺寸计算3.5.1精馈段计算1、溢流装置计算因塔径0=20，可选用单溢流

28、弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：(1)堰长'取/“=0.70=0.7x2.0=L40i(2)溢流堰高度瓦15/28由H,选用平宜堰，堰上液层高度心.由式心三荒员”计算近似取£=1（根据设计经验）由4=0.0012x3600=432m/h,lw=1.40/7?型*1*（吗10001.40=0.0060取板上清液高度hL=60可行故/?u=0.06-0.0060=0.0540/7;（3）弓形降液管宽度也和截面和A,由,0.72查弓形降液管的参数Aiv得=0.07222=0.1244D故4=0.0722%=0.22681M也=0.1240=0.248加依式。=3600A,

29、H验算液体在降液管中停留时间,3600AfHT=132.3s5s3600x0.2268x0.70.0012x3600故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度力。/0=V取4=0.085°3600/"°llhli0.0012x3600则%=0.011/77°3600x132x0.08八一分0=0.050-0.011=0.039>0.011故：此降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度儿=50。16/282、塔板布置a）塔板分块因。N1200/wn,故塔板采用分块式。取Ws=Ws=0.070,叱=0.040/?/。b）开孔区面积计算开孔区面积4按A,

30、=2（xE+霸计算其中工=?_(必+叱)=当一(0.248+0.070)=0.682小r=-W=-0.040=0.960/h2c2故Aa=2(0.6825/0.9602-0.6822+34皿96。飞屋螫=2.377加1800.960c）筛孔计算及排列本例所处理的物系无腐蚀性，可选用a=3mm碳钢板，取筛孔直径4=6。筛孔按三角形排列，取孔中心距/=3d。=18“松筛孔数目为“号一55x靛=8473.56开孔率=0.907(牛尸=0.907(|尸=10.08%3.6筛板的流体力学验算3.6.1精馈段流体力学验算1、塔板压降（1）干板阻力儿的计算/-/干板阻力由式儿=0.051"以计算c

31、o/Pl>由%=2,查筛孔的流量系数图可得：C。=0.76CT气体通过筛孔的速度/=匕=1686=4.4927s40.101x2.377故4=0.051x(4.49272.9430、0.76832.61=0.0063/%液柱17/28（2）气体通过液层的阻力人的计算气体通过液层的阻力丸由4=户儿=M=心计算1,07863.1415-0.2267=0.3700/5Fq=1.12xV1383=2.02（依）心/（5产）查充气系数关联图得：/7=0.60故：九=/7%=0.60乂0.07=0.0427液柱（3）液体表面张力的阻力儿的计算液体表面张力所产生的阻力%由%=计算夕那4.4（7.4x2

32、0.688x10-37儿=匚=1.6886x10°pLgdQ832.61x9.81x0.006气体通过每层塔板的液柱高（可按下式计算：hp=九+九+ha=0.04+0.042+0.0016886=0.0837?液柱气体通过每层塔板的压降为：=hfpLg=832.61x9.81x0.0837=0.684ATP,30.7长修（设计允许值）2、液面落差对于筛板塔，液面落差很小，可忽略不计。3、液沫夹带Y（32液沫夹带量由6=7义10厂厂计算。=25九=2.5x0.050=0.125/nJL=0.0081心液/kg气40.1依淑kg气5.7x10（0.8520.688x10-310.42-0

33、.125,故：液沫夹带量与在允许范围内。4、漏液对筛板塔，漏液板气速可由下式解得:18/28B|JuQj=4.4C0(0.0056+0.13/zz-ha)pL/pv=6322m/s实际孔速o=12.25,/s%金稳定系数为：K=-L=2"=1.94)1.5k6.322故本设计中无明显漏液。5、液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高“d应服从奴7+%)苯一氯苯系属一般物系，取*=0.5,贝I：叭/+hw)=0.5x(0.42+0.040)=0.23Im而4=4+%+也板上不设进口堰，/可由式计算如下：4二0.153(%)?=0.153x0.08?=9.981x107/液柱=0.072+

34、0.06+0.000981=0330?液柱k叭叫+心故在本设计中不会发生液泛现象。3.7塔板负荷性能图3.7.1 精储段负荷性能图1、漏液线wo,nun=4-4C0(0.0056+0.13Z/l-ha)pL/pv,K,mm%=h+h°w19/28J284fLV<0.0056+0.13/Jh+-E,JlJ-hApLlpv代理数据整理得：V=11.56870.00998+0.526L/75在操作范围内，任取几个L值，依上式计算出匕值，计算结果列于下表:0.00060.00150.00300.0045”(W/s)1.4101.52311.76941.8365由此可作出漏液线1。2、液

35、沫夹带线以(=0.1依液/kg气为限，求匕-4关系如下:因为0=)7xlOY43.14-0.2267=0.34325V/?/=2.5%=2.5(4+/鼠.)h=0.050n?W人m畸)=0.55£/5故力,=0.1225+1.3754%=0.27751.3754*4/、325.7xl0w0.343匕1八，=。20.688x1()710.3015-1.326L?73/整理得：v=5.540-24.365L/75在操作范围内，任取几个人值，以上式计算出匕值，计算结果列于下表:Ls(mi/s)0.00060.00150.00300.0045匕(M/s)5.49635.32365.28604

36、.997620/28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%,=0.006m作为最小液体负荷标准，由式Zx2/3h,“=2.84x107xEx兆。"=0.0083,7?kw>取E=l,则:=0.00127/h3/50.006x1000V21.47-Z84-)X3600据此,可作出与气相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作为浆液管中停留时间的下限，由式8=3600%”得。=创£=4故La=j267x0.42=o.o2397Bss、max44据此可作出与气相流量无关的垂直液相负荷上限线4。5、液泛线令居=奴%

37、+儿）由Hd=%+%+hd；区=>+/+%;%=4十%联立得：（pHT+（°户一l）/?u=（/?+1）*+儿+4+her忽略人6招*与与LJi,与*的关系式代入上式得：b'=(pHr+“p-”Dh、,0.051R、式中：-一3(4)(A)cJPlJr=2.84xl0-5xEx(l+/7)代入有关数据得:21/280.007071*(*)=(0.101x2.05x0.770)2832.61/=0.5x0.42+(0.5-0.62-l)x0.050=0.154=169.4400454-0.154/(/人/(1.48x0.02037/d'=2.84x103xix(l

38、+0.60)j=0.8031故0.005229V/=0.154-189.440L,2-0.8031.2/3或嗫=26.734-21075L-113.484%在操作范围内，任取几个4值，以上式计算出匕值，计算结果列于下表:线性线性线性线性表|4,浦0.00060.00150.00350.005v.5.0274.7254.32973.7196由上表数据即可作出液泛线5.22/28在负荷性能图上，作出操作点A(0.002777,2.77),连接0A,作出操作线，由图可看出，该筛板的操作上限为液沫夹带线控制，下限为漏液线控制，由图查得：匕g=4,69K.a=L35V故操作弹性为：-至=3.47>

39、3vs.tmn4附属设备的选型4.1 再沸器的选用再沸器选用0.2例匕，263.8C的水蒸气，传热系数K取2520kJ/(m.h.C)R=2204.6KJ/Kg4.1.1 再沸器的热量衡算;2=%+%也+0lv是由再沸器上升的蒸汽的熔值:，=30.76562(132.2+273.125)/562405.1°38=28.846W/是塔底液的熔值:/“=36.547632.6-(132.2+273.125)/632.6-405.1°38=35.86353/molQl=0050V=HS.61kmol/hW=28.14A/”o力L=l46.Slkmol/h0.95a=118.67x

40、28.846+28.14x36.86-42.89x36.8608=2921.68x10'/？4.1.2饱和蒸汽用量：G=Qh/R=2921.68X1O3/2204.6=1325.65依/14.1.3再沸器的加热面积twl=131.4C再沸器的液体的入口温度:23/28/心=131.4C为回流汽化上升蒸汽时的温度：八=263.8C为加热蒸汽的温度;/.=263.8C为加热蒸汽冷凝为液体的温度 /=t-t=263.8-131.4=132.4*01A /.=一g=263.8-136.2=132.4 /=132.4C4=2921.68x1()3=g7568/可选择釜式再沸器(其换热管束采用U形

41、管KStm220x132.4911束，结构上与其他换热器不同之处在于壳体上设置一个蒸发空间，其大小由产气量和所要求的蒸汽品质来决定。)4.2冷凝器的选用本设计中冷凝器选用管壳式冷凝器，冷凝水循环与气体之间方向相反，当逆流式流入冷凝器时，其液膜减少，传热系数增大，有利于节省面积，减少材料费用。冷却水的进口温度/25，出口温度4=40。露点回流温度经估算得小二86.8C,塔顶操作温度=87.534.2.1全凝器热量衡算:Qn=V7、,一"一一(八+/,)/。Iv=30.761562-(81.7+273.125)/562-405.1°38=30.468=36.547632.6-(

42、81.7+273.125)/632.6-405.1°M=39.427=30.265x0.986+39.245x0.014=30.3818V/0=118.67x30.468-75.78x30.381842.89x30.3818=1.2909x1()7/力4.2.2冷却水用量w=eD/4.187x(z1-r2)=1.29xl07/4.187(40-25)=2.01xl07/i4.2.3冷凝器的选择：冷凝器选择列管式，逆流方式24/28总的传热系数为500->SOOkal/m2./?.本设计取值K=S00kal/m2.h.=3344V/m2.h进料温度为t,尸81.7。（饱和蒸汽）-

43、1=81.7。（饱和液体）冷却水为1257（=40。、¥、公用卜包=81.7-25=56.7逆流操作：1Ar=81.7-40=41.7Ar=M/In乂/M=15/03072=48.816传热面积根据全塔热量衡算：&=1.29x107股？4=Q/KAr,“=80.145/4.3塔内其他它构件：4.3.1进料管加料选用高位槽进料，也取0.40.8?/s。本次设计取WK=0.6m/sdF=4><尸'/3600叫.0乙=74x9130.41/3600x3.14x0.6x850.48=0.14/n:.式中F,一一进料液质量流量，kg/hpL一一进料条件下的液体密度，

44、kg/m54.3.2回流管本次设计采用的是重力回流，所以速度WR=0.4m/sdR="4山3600叫P/=74x358131/3600x3.14x0.4x832.61=0.0617m式中L一一回流液体质量流量，kg/hpL一一塔顶液相密度，kg/m5.4.3.3塔顶蒸汽管因为操作压力为常压，所以蒸汽速度叱,取1220z/s,本设计选叱,=15sdD=J4XV/3600叫，a=y/4x9490.04/3600x3.14x15x2.9340=0.28/n式中V-塔顶蒸气质量流量，kg/hA一一塔顶气相密度，kg/m3.4.3.4塔底出料速度塔釜流出液的速度比、取0.5/s,本设计取叱,=0.7m/s25/28塔底温度取132.2%;4=机卬/3600叫,自=74x3161.25/3600x3.14x0.6x112.34=0.082/式中W-塔釜出液的质量流量，kg/h;心一塔釜液相密度，kg/m55所设计筛板的主要结果汇总于表下序号项目符号，单位数值1平均温度JC109.62平均压力P；kPa115