化工原理课程设计说明书苯和苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计资料

1、化工原理 课程设计说明书苯- 苯乙烯分离过程浮阀精馏塔设计院系：化学与化工学院专业：化学工程与工艺班级：09化工 2班学号： 0906210201姓名：武金龙指导老师：李梅摘要本设计的任务是设计用于分离苯- 苯乙烯的浮阀精馏塔。精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。根据加热方式来决定塔底是否设置再沸器，塔底设置再沸器时为间接加热，这种加热方式适用于各种物系，且被广泛使用。由于本设计设置了再沸器，故采用间

2、接加热。板式塔的种类繁多，本设计采用浮阀塔，它是在泡罩塔的基础上发展起来的。浮阀塔被广泛用于精馏、吸收以及脱吸等传质过程中，塔径从200mm到 6400mm，使用效果较好。它具有处理能力大，操作弹性大，塔板效率高，压强小，使用周期长等特点。 确定回流比有图解法和逐板计算法，本设计采用逐板计算法，虽然计算过程较为繁琐，但计算精度较高。理论板确定后，计算实际板数，再设计塔和塔板中所有的参数，初选塔板间距并计算塔径，这些数据的计算都是以精馏段的数据为依据的。设计中采用平直溢流堰， 因为这样可以使得塔板上具有一定高度的均匀流动的液层。浮阀塔的开孔率设计中要满足一定的要求，即要确定合适的浮阀数，浮阀的孔

3、径是由所选浮阀的型号确定的，浮阀数通过上升蒸汽量、阀孔气速和孔径确定，阀孔的排列采用等腰三角形叉排。最后是塔板负荷性能图中过量雾沫夹带线、液泛线、漏液线、液相负荷上、下限线的计算以及确定塔体结构。- 1 -目录第一部分概述5一、设计目标5二、设计任务5三、设计条件5四、设计内容5第二部分工艺设计计算6一、设计方案的确定6二、精馏塔的物料衡算61. 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数.62. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数63. 物料衡算原料处理量7三、塔板数的确定71.相对挥发度的求取72.进料状态参数的确定83.最小回流比的确定84.操作线方程的求取95.全塔效率的计算 .96

4、. 实际板层数的求取10四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算101. 操作压强计算102. 操作温度计算10- 2 -3. 平均摩尔质量计算114. 平均密度计算115. 液相平均表面张力计算126.求精馏塔的气、液相负荷13五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算141. 塔径的计算142. 精馏塔的有效高度的计算15六、塔板主要工艺尺寸的计算151. 溢流装置计算152. 塔板布置183. 浮阀数与开孔率19七、塔板的流体力学验算201. 气体通过干板的压降202. 雾沫夹带量的验算213. 液泛的验算214. 漏液的验算22八、塔板负荷性能图221. 漏液线222. 过量雾沫夹带线223. 液相

5、负荷下限线234. 液相负荷上限线235. 液泛线23- 3 -九、附属设备的设计251.接管尺寸252. 回流管尺寸253. 塔底进气管尺寸254. 加料管尺寸255. 料液排出管尺寸25第三部分设计结果汇总26一、设计结果一览表26二、工艺流程图28三、设计总结29参考文献29- 4 -第一部分概述一、设计目标分离苯苯乙烯混合液的浮阀式精馏塔设计二、设计任务试设计分离苯与苯乙烯混合物的浮阀精馏塔，年处理量为2.4 万吨苯与苯乙烯混合液，要求气液混合进料。三、设计条件生产能力： 3.33 吨/ 小时（料液）年工作日：每年按300 天生产日计算原料组成 ( 自选 ) ：27%的苯和 73%的苯

6、乙烯（质量分率，下同）产品组成 ( 自选 ) ：馏出液中含苯99.8%，釜液中含苯 0.5%进料温度 ( 自选）：130进料状况：气液混合进料加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热四、设计内容编制一份设计说明书，主要内容包括：设计任务。塔的工艺计算：包括全塔物料恒算、塔底及塔顶温度、精馏段和提馏段气液负荷、塔顶冷凝器热负荷、冷却水用量、塔底再沸器热负荷、加热蒸汽用量、塔的理论板数、实际板数。塔的结构设计：包括塔高、塔径、降液管、溢流堰、开孔数及开孔率。塔板流体力学验算。塔板布置图、塔板负荷性能图。附属设备的设计：塔顶冷凝器、塔顶再沸器、进料接管、塔顶产品、接管、塔底产品接管、塔顶蒸汽接管。- 5

7、-计算原料储罐、回流罐、产品贮罐的体积、塔的人孔或手孔开孔数目。撰写设备结果一览表。绘制精馏塔或冷凝器的设备图。设计感想、设计评价、参考文献。第二部分工艺设计计算一、设计方案的确定本设计任务书为分离苯与苯乙烯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合进料， 将原料液通过预热器加热至130后送入精馏塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。二、精馏塔的物料衡算原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数苯的摩尔质量 M A 为 78 kg/kmol ，苯乙烯的摩尔质量M B 为 104 kg/kmol原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量和质量分数进料组成X F27/780.3302

8、7/ 7873/ 104馏出液X D99.8 / 780.998599.8 / 780.2 /104釜液XW0.5 / 780.00670.5 / 7899.5/ 104M F0.33 780.67 104 95.42 kg / kmolM D =0.9985 78+1040.0015=78.04kg/kmolM W =0.006778+0.9933104=103.83kg/kmol- 6 -物料衡算原料处理量取一年工作日为300 天，则F2.41072434.93kmol / h30095.42联立FDWFXFDXDWXW解得D=11.39kmol/hW=23.54kmol/h三、塔板数的确

9、定相对挥发度的求取温度苯的蒸汽压/KPa苯乙烯蒸汽压/KPa表 1.1苯与苯乙烯物系的饱和蒸汽压表80.190100110120130140145101.33135.5179.2234.38300.34379.58473.62534.4112.2817.9625.7236.0249.4266.5588.11101.3在某一温度下，由表 1.1 可查得该温度下纯组分苯和苯乙烯的饱和蒸气压PA 和 PB ，由于总压 P 为定值，即 P=101.33 KPa ，由拉乌尔定律可求得液相组成x, 平衡气相组成 y。根据公式 =PAoPPB ， y =PA x 计算，所求值列于下表：o ，x =PBPAP

10、BP- 7 -表 1.2 温度与 、x、y 的关系温度80.1901001101201301401457.546.976.476.085.705.385.27x10.7090.4930.3290.2070.1110.0340y10.9480.8720.7610.6130.4160.1590该温度范围内平均相对挥发度amN a1a2a3.an 6.315进料状态参数的确定进料 130， XF0.33 时泡点为 110，平均温度（ 110+130)/2=120 下苯的摩尔热熔 CmA =38.188cal/ （kmol）苯的汽化潜热 r A =6776cal/kmol苯乙烯的摩尔热熔CmB =49

11、.05cal/（kmol）苯乙烯的汽化潜热rB =9167cal/kmolCm, pCmA X ACmB X B38.1880.3349.050.6745.47 cal/（kmol）rrA X Ar B X B6776 0.33 9167 0.67 8377.97 cal/kmolqCm , pt ) 0.8981(Tr最小回流比的确定利用恩特伍德法i ( Xi, f )1q ;ii ( Xi , D ) mR min1;i由试差法解得=2.54 ， R min =1.643取 R=1.8 R min =2.957- 8 -xD1 xwlogxw1 xDN min1lo gm带入数据得N mi

12、n =5.24操作线方程的求取相平衡方程：x ny ny n- (1) y n6.3155.315y n精馏段操作线方程：RxD0.7473xn0.2523yn 1xn1R 1R提馏段操作线方程：yn 1RDqFXFDX1.571X0.0038n(R1)D(1 q)F(R1)D(1q)Fwn( R1) xF( q 1) xDxqRq0.701逐板计算发求理论板层数y1xD 0.9985, x1 0.9906y20.9926 , x20.9550y30.9660, x30.8182y40.8637 , x40.5009y50.6266, x50.20990.311,改用提馏段操作线方程计算，y6

13、0.3260, x60.0711y70.1079, x70.0188y80.0257, x80.00420.0067故所需总理论板数NT 8块，第五块板加料。5 全塔效率的计算液相平均粘度依下式计算：nLmxiii1- 9 -根据塔顶、塔底液相组成查图，求得平均温度Tm =( TDTW )/2 =112.65 ，该温度下苯和苯乙烯的黏度如下：苯 0.231mPa s苯乙烯0.2928mPa sLm0.330.231(10.33)0.29280.2724mPa s全塔效率 ET0.49 (L ) 0.245 =0.4296 实际板层数的求取精馏段实际板层数： N 精511.66 ，取 N精12块

14、0.429提馏段实际板层数： N 提36.99块 ，取 N提7块0.429四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算操作压强计算塔顶压力为 4KPa表压，每层压降0.7KPa塔顶压强PD101.3254 105.325kpa进料板压强PF105.3250.7 12 113.725kpa塔底压强p w113.72570.7 118.625kpa精馏段平均压强Pm( PDPF)/2109.525 kpa提馏段平均压强Pm( PWPF)/2116.175kpa操作温度计算塔顶温度 TD =80.1 ，进料板温度 TF =130，塔釜温度 TW =145.2 精馏段平均温度80 .1130105.05

15、Tm2提馏段平均温度145.2130137.6 Tm2-10-平均摩尔质量计算（ 1）塔顶摩尔质量计算：由x Dy10.9985 =x 1M VD ,m0.9985 78(10.9985)104M LD ,m78.04kg / kmol塔釜摩尔质量计算：M VW , m0.0067 78 (10.0067)104M LW ,m103.83kg / kmol（ 2）进料板平均摩尔质量计算由进料参数得 yF0.762 ，查平衡曲线，得 xF0.330M VF ,m0.76278(10.762) 10484.19kg / kmolM LF ,m0.3378(1 0.33)10495.42kg / k

16、mol则，精馏段平均摩尔质量MV ,m78.0484.19281.12kg / kmolML ,m78 .0495.42286.73kg / kmol提馏段平均摩尔质量MV ,m84.19103.83294.01kg / molML ,m95.42103.83299.63kg / kmol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，即精馏段提馏段V ,m109.52581.122.827 kg / m 3Pm M V ,mRTm8.314 (105.05 273.15)V ,m116.17594.013.198 kg / m 3Pm M V ,mRTm8.314 (137.6273

17、.15)2）液相平均密度计算液相平均密度依下式计算：1ai /iL, m-11-塔顶液相平均密度计算：由 TD =80.1 ，查表得苯0.8148g/cm 3 ， 苯乙烯0.8554g/cm 3质量分数a苯0.998，a苯乙烯，计算得0.002LD , m814.88kg / m3进料板液相平均密度计算：由 TF =130，查表得苯0.7567g/cm3 ， 苯乙烯0.8102g/cm3质量分数a苯0.27， a苯乙烯0.73 ，计算得LF , m795.02kg / m3塔釜液相平均密度计算：由 TW =145.2 ，查表得苯0.7376g/cm3 ， 苯乙烯 0.7959g/cm 3质量分

18、数a苯0.005 ，a苯乙烯，计算得0.995LW ,m795.59kg / m3则，精馏段液相平均密度L ,m814.88795.02804.95kg / m32提馏段液相平均密度L ,m795.59795.02795.31kg / m32液相平均表面张力计算液相平均表面张力依下式计算，即nmxii11）塔顶液相平均表面张力计算由 TD =80.1 ，查表得苯21.25mN / m ，苯乙烯24.81mN / mD, m0.998521.25(10.9985)24.8121.26mN / m（ 2）进料板液相平均表面张力计算由 TF =130，查表得苯15.32mN / m ，苯乙烯19.7

19、7mN / m-12-F , m 0.33 15.32 (1 0.33) 19.77 18.30mN/m（ 3）塔釜液相平均表面张力计算由 TW =145.2 ，查表得苯13.59mN / m ，苯乙烯18.30mN / mW ,m 0.0067 13.59 (1mNm0.0067) 18.30 18.27/则，精馏段液相平均表面张力为：18.3021.26m19.78mN / m2提馏段液相平均表面张力为：18.3018.27m18 .29mN / m2求精馏塔的气、液相负荷1）精馏段：汽相摩尔流量V(R 1)D3.95711.39 45.07kmol / h汽相体积流量VSVM V ,m4

20、5.0781.120.359m3/s360036002.827V , mVh3600VS1293.27m3 / h液相摩尔流量LRD 2.857 11.3932.541kmol / h液相体积流量LSLM L ,m32.54186.730.00097m3/s36003600804.95L , mLhLS3.506m3/h3600冷凝器的热负荷：由 TD =80.1 ，查表得汽化热r苯394.71 kJ/kg ， r苯乙烯389.59 kJ/kg平均汽化热rm0.9980.002394.70 kJ/kgr苯r苯乙烯Q Vrm (45.0778.04)(394.7/3600)=385.63kw（

21、2）提馏段：汽相摩尔流量VV(1q) F45.070.10934.9341.26kmol / hV M汽相体积流量VS3600,m V , m41.2694.01m3/s36000.3373.198-13-Vh3600VS1212.90m3 / h液相摩尔流量 LL qF32.541 0.891 34.9363.66kmol / h液相体积流量LSL M L , m63.6699.63m3/s360036000.0022L , m795.31LhLSm3/h36007.975再沸器的热负荷：由 TW =145.2 ，查表得汽化热r苯 341.27 kJ/kg ， r苯乙烯354.51 kJ/k

22、g平均汽化热rm0.005r苯0.995r苯乙烯354.44 kJ/kgQV rm(41.26103.83)(354.44/3600)=421.79kw五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算塔径的计算初选板间距 H T0.45m ，板上液层高度 hL0.05m ，则H LhL0.4m按 Smith 法求取允许空塔气速umax11( LS )(L ) 2( 0.00097 )( 804.95) 2 0.0456VSV0.3592.827查 smith 图得 C 20 =0.085, 负荷因子 CCC20 ( )0.20.084820u maxCLV1.428V一般空塔气速为最大气速的 0.6-0.8倍，在

23、此取安全系数为0.7 ，则空塔气速为：u0.7umax1.0m / s-14-史密斯关联图塔径D4VSmu0.676初步算出塔径D 后，应按化工机械标准圆整并核算实际气速。常用的标准塔径为400、500、600、 700、800、1000、1200、1400、1600、1800、 2000、 2200mm等。按标准塔径圆整后为D T800mm精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为Z精( N 精1)H T(12 1) 0.454.95m提馏段有效高度为Z 馏（ N 馏1）H T(7 1) 0.452.7m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精 Z馏0.88.45m六

24、、塔板主要工艺尺寸的计算溢流装置计算板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。溢流装置的布置应考虑液流在塔板上的途径，一般根据塔径与液体流量选取。本设计采用单流型，液体流-15-径长、板面利用好，塔板结构简单，直径2.2 m 以下的塔普遍采用此型。一般可根据初估塔径和液体流量，选塔板的液流型式。降液管有圆形与弓形两类，本设计采用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：（ 1） 溢流堰长 lw依据溢流型式及液体负荷决定堰长。单溢流型塔板堰长lW 一般为0.6 0.8 D ；双溢流型塔板，两侧堰长取为0.5 0.7 D ，其中 D 为塔径。堰长也可以由溢流强度计算。溢

25、流强度即通过单位堰长的液体流量，一般筛板及浮阀塔的堰长溢流强度应为：Lh / l w100 130m3 /(m h)本次设计取堰长 l w 0.7DT0.56m验算/l w3.506 / 0.56 6.26100 1303/() ，符合要求Lhmm h（ 2）溢流堰高度 hwhwhLhow由l w与LhD2.5 査液体收缩系数图，得 E=1l w2.84Lh2依式 how)E(l w310002.84L h22.843.5062得how)3)3mm ，满足要求E(0.560.00960.0061000l w1000取板上清液层高度 hL0.05m则 hw0.050.00960.0404m-16

26、-（ 3）弓形降液管宽度 Wd 和降液管面积 Af由l w0.7 ，査弓形降液管参数图得Wd0.15，Af0.09DTDTAT则 Wd 0.15DT 0.12mAT0.785DT20.50m2A f0.09AT0.045m2降液管的截面积应保证溢流液中夹带的气泡得以分离，液体在降液管内的停留时间一般等于或大于3-5 秒，对低发泡系统可取低值，对高发泡系统及高压操作的塔，停留时间应加长些。验算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即Af H T0.0450.4520.88s5s ,符合要求。L S0.00097-17-降液管底隙高度 h0降液管底隙高度即降液管下端与塔板间的距离，以hO 表示。

27、为保证良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取为：ho hW0.006 0.012 mho 也可按下式计算：h0LSl w u0式中： u0 为通过降液管底隙hO 的流速，一般 u00.07 0.25 m s/ ，不宜超过0.4m /s ，不宜小于 0.02 0.025m ，以免引起堵塞。取液体通过降液管底隙的流速u00.07 m / s，计算降液管底隙高度 h0 ，即：h0LS0.00097l w u00.070.025m0.56hWh00.04040.025 0.01540.006 ，符合要求。塔板布置溢流区降液管及受液盘所占的区域为溢流区。安定区开孔区与溢流区之间的不开孔区域为安定区，

28、其作用为使自降液管流出液体在塔板上均布并防止液体夹带大量泡沫进入降液管，其宽度Ws 可参考下列经验值选定：D 1.5m时， Ws60 75mmD 1.5m时， Ws80110 mm直径小于1m 的塔 Ws 可适当减小，在设计中选 Ws =0.06m，边缘区宽度 WC 0.04m开孔区面积 Aa 计算，得；xD T(Wd Ws ) 0.4 (0.12 0.06) 0.22m2-18-DTWC0.4 0.04 0.36mR2Aa 2 xR 2x 2R 2 sin 1x180R20.220.3620.22 20.362 sin1 0.221800.360.296m 2浮阀数与开孔率阀孔孔径 d0孔径

29、由所选定浮阀的型号决定。F1 型（即 V-1 型）浮阀使用得很普遍，已定为部颁标准。 F1 型浮阀的孔径为39 mm ，故 d00.039m浮阀数目的确定为确定浮阀数 n ，先要求操作时阀孔气速u0 。对塔板效率、塔板压降及生产能力作综合考虑后，一般希望浮阀在刚刚全开时操作。浮阀全开时的阀孔气速称为阀孔临界气速u0 c 。工业试验结果表明：浮阀临界动能因数一般为：(F0 ) c(u0 )c v9 12 ，由此关系可决定 u0 c 。式中：v 气相密度， kg / m3取 (F 0 )c =10，得 uo105.95m / s 通常，阀孔临界气速是操作中最适宜的阀孔2.827速度。浮阀数 n 可

30、根据上升蒸汽量 VS ，阀孔气速 u0 和孔径 d0 用下式算出：4VSd02u0 =51 个依式计算塔板上开孔区的开孔率，即-19-A0100% nd 0100% 12.12%APDT2阀孔的排列应使绝大部分液体内部有汽（气）泡透过，一般按三角形排列。在三角形排列中又有顺排和叉排两种方式，采用叉排时，相邻阀孔中吹出的气流搅动液层的作用较顺排显著，鼓泡均匀，故一般采用叉排并且本设计中采用叉排。故作等腰三角形三叉排列，塔板厚度=3mmAa0.077m, 取 h=0.07m叉排高度 h=0.075n七、塔板的流体力学验算气体通过干板的压降依式h fhChe干板压降相当的液柱高度hc ，计算如下临界

31、孔速7315.939m / suoc = () 1.825vu05.95u0c顾应该在浮阀全开下计算干板压降hc 5.34 u02(v )2gL5.345.952( 2.827 )29.8804.950.0338m气体通过板上液层压降相当的液柱高度he ，计算如下：hehL(hWhOW )0.0225mh fhChe =0.0563m气体通过每层塔板的压降为：Pfh fL g804.950.05639.81444.58Pa0.7kPa符合要求。-20-雾沫夹带量的验算板上液流长度ZDT2Wd 0.82 0.12 0.56m根据v2.827kg / m3 及 H T0.45m 查化工原理下册泛点

32、系数负荷表得CF0.127 ，K=1Vsv1.36LS Z泛点率 =Lv=42.3%KC F Ab其中 AbAT2 AF =0.5-2 0.045=0.41 通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，此比值称为泛点百分数，或称泛点率。在下列泛点率数值范围内，一般可保证雾沫夹带量达到规定指标。即eV0.1液 /kg气kg大塔泛点率 80%直径 0.9 m 以下塔泛点率 70%减压塔泛点率 75%泛点率 70故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。液泛的验算为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板， 降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度 H d 用来克服

33、相邻两层塔板间的压强降、 板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。为防止塔内发生液泛，降液管内液层高H d 应服从如下关系：H d( H Thw )依式计算，即 H dhp hLhdhd0.153(LS )20.153( 0.00097) 20.00074 ml w h00.56 0.025-21-H dhPhLhd0.05630.050.000740.10704m苯 - 苯乙烯物系属一般物系，取0.5 ，则(H ThW )0.5(0.450.0404)0.2452m故 H d(H T hW ) ，在设计负荷下不会发生泛液。根据以上塔板的各项流体力学的验算， 可认为精馏段塔径及各工艺尺寸是合适的。

34、漏液的验算对浮阀塔，漏液点气速uOW 计算：uOW52.97m/ sv稳定性系数u05.952.01 1.5 2.0K2.97uOW故在本设计中不会产生过量漏液。八、塔板负荷性能图漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降。uOW52.97m / svVS，minuOW A0nd0 uOW 0.181m3 / s4过量雾沫夹带线令泛点率 F=0.8，则2.8271.36 0.56L SsVS2.8270.8804.950.1270.41-22-整理得VS0.7112.92LS液相负荷下限线液相负荷低于此线， 就不能保证塔板上液流的

35、均匀分布， 将导致塔板效率下降。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。2.843600LS,min2how) 3E(l W10002.843600L S, min2取 E=1，则0.006) 3(0.561000整理得LS,min4.7610 4 m3 / s液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以5s 作为液体在浆液管中停留时间的下限，H T Af0.45 0.0453/ sLS,max0.0041m5液泛线若操作的气液

36、负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度。降液管发生液泛的条件为( H ThW )h fhWhOWhd近似取 E1.0 ， lW0.56m ，由式22hOW2.84 10 3E(3600L S ) 32.84 10 3 (3600L S ) 3lW0.56-23-2化简得hOW0.9819LS 3h fhChe2其中hC5.34u0(V )2 gL0.2577VS222he( hW hOW ) 0.45(0.04040

37、.9819LS 3 )0.0182 0.4418L S 3LS2hd0.153780.6LS2Lw h022hf0.4418LS 30.01820.2577VS将 H T0.45m ， hW0.0404m，0.5以及以上式代入，并整理得：VS2233029.1L2S0.7245.52L S根据以上方程做出塔的负荷性能图：塔板负荷性能图0.90.80.70.60.5V0.40.30.20.1000.0010.0020.0030.0040.005Ls由图可看出，该塔的生产能力是由过量雾沫夹带控制的，下限为漏液控制。在负荷性能图上，作出操作点A，连接 OA，即作出操作线。操作线OA与负荷性能图交点的

38、气相负荷 Vs,max 与 Vs,min 之比，称为操作弹性。故操作弹性为VS, max0.78153.93，在 3-4 范围内。VS, min0.1986-24-九附属设备的设计接管尺寸接管尺寸由管内蒸气速度及体积、流量决定。取 u=5.95m/s,塔顶蒸气出口管径D4VS4 0.359 =0.28mu5.95根据工艺标准，将其圆整到D=0.50m。选取 2997.5 规格的热轧无缝钢管。2 回流管尺寸取 u=1.0m/s,D4LS40.00097mu0.0391.0根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。，选取563.5 规格的热轧无缝钢管。3 塔底进气管尺寸塔底进气管 直管进气 u=5.

39、95m/s,4VS=0.28mDu根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取2997.5 规格的热轧无缝钢管。加料管尺寸LFSFMF34.9395.420.0012m3 / s3600LF3600795.02取 u=1.0m/s,4LFS4 0.0012D0.041u1根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m，选取563.5 规格的热轧无缝钢管。料液排出管尺寸WM w23.54103.830.0008534m3/ sLWS3600795.593600Lw-25-取 u=0.6m/s,4LWS4 0.0008534mD0.043u0.6根据工艺标准，将其圆整到 D=0.05m。选取 563.5

40、规格的热轧无缝钢管。第三部分设计结果汇总一、设计结果一览表序号项目1平均温度2平均压力3气相平均流量液相45实际塔板数6塔的有效高度7塔径8板间距9降液管形式10空塔气速11溢流管形式溢溢流堰12长度流装置13溢流堰高度符号单位计算结果精馏提馏段段Tm105.0137.65Pmkpa109.5116.12575Vkmol / h45.0741.26Lkmol / h32.5463.66N块127Zm4.952.7DTmm800800H Tmm450450单溢单溢流弓形降流弓形降液管液管um/s1.01.0单流单流型型l wm0.560.56hwm0.0400.04044-26-板上液14层高度

41、15堰上液层高度16安定区宽度17开孔区到塔壁距离18开孔区面积19阀孔直径20浮阀或筛孔个数21阀孔或筛孔气速22开孔率23孔心距24排间距25塔板压降26液相负荷上限27液相负荷下限28气相负荷下限29操作弹性hLhowWsWcAad0nu0h0hPfLs,maxLs,minVs, minVs, maxVs,minm0.050.05m0.0090.00966m0.060.06m0.040.04m 20.2960.296mm3939个5151m/s5.955.95%12.1212.12mm7575mm7070kPa0.440.44m3 / s0.0040.00411m3 / s0.0000.000476476m3 / s0.1810.1813.933.93-27-二、工艺流程图精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器和产品冷凝器等设备。热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分汽化与与部分冷凝器进行精馏分离，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，为此，在确定流程装置时应考虑余热的利用，注意节能。另外，为保持塔的操作稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波动的影响。原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液） ，再沸器中原料液部分汽化，