制藥工程原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告.docx

制藥工程原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告（制藥工程學(xué)院）設(shè) 計(jì) 題 目： 苯-甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)專 業(yè) 班級(jí)： 指 導(dǎo) 教師： 學(xué) 生 姓名： 設(shè) 計(jì) 地 點(diǎn)： 設(shè) 計(jì) 日 期： 制藥工程原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書一、設(shè)計(jì)題目苯-甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1. 年處理量：4419 kg/h2. 料液初溫：253. 料液濃度：45%（苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)）4. 塔頂產(chǎn)品濃度：98.5% 5. 塔底釜液含甲苯量不低于98%（以質(zhì)量計(jì)）6. 每年實(shí)際生產(chǎn)天數(shù)：330天（一年中有一個(gè)月檢修）7. 精餾塔塔頂壓強(qiáng)：4KPa（表壓）8. 冷卻水溫度：259. 飽和水蒸汽壓力：2.5kgf/cm2（表壓）(1kgf/cm2=98.066KPa)10. 設(shè)備形式：篩板（浮閥）塔11. 進(jìn)料熱狀況 泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1；12. 回流比 2.06613. 單板壓降 0.7kPa14. 廠址：貴州地區(qū)三、設(shè)計(jì)內(nèi)容及要求1. 設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介：對(duì)給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備的型式進(jìn)行簡(jiǎn)要的論述。2. 設(shè)計(jì)計(jì)算過(guò)程： 工藝計(jì)算及主體設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算。包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、主體設(shè)備結(jié)構(gòu)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算等。 輔助設(shè)備的選型計(jì)算。通過(guò)計(jì)算選定典型輔助設(shè)備的規(guī)格型號(hào)（選做）。3. 圖紙： 工藝流程圖草圖。 主體設(shè)備工藝條件圖。4. 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總。5. 設(shè)計(jì)結(jié)果評(píng)述。6. 參考文獻(xiàn)。目 錄設(shè)計(jì)任務(wù)書前言11.設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介21.1 工藝流程簡(jiǎn)介21.2 操作條件21.3 主要設(shè)備簡(jiǎn)介22.工藝流程草圖及說(shuō)明23.工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)23.1工藝計(jì)算23.2.物料衡算33.3 塔板數(shù)計(jì)算33.3.1 作圖法求Rmin33.3.2 操作線方程43.4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算53.4.1 操作壓力計(jì)算53.4.2操作溫度計(jì)算53.4.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算83.4.4 平均密度計(jì)算83.5 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算103.5.1塔徑的計(jì)算103.5.2有效高度的計(jì)算123.5.3 塔板的布置123.5.4 溢流堰的計(jì)算143.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算163.6.1 精餾段163.6.2 提餾段183.7 塔板負(fù)荷性能圖(精餾段)203.7.1 漏液線203.7.2 液沫夾帶線203.7.3 液相負(fù)荷下限線213.7.4 液相負(fù)荷上限線223.7.5 液泛線223.8 塔板負(fù)荷性能圖(提餾段)233.8.1 漏液線233.8.2 液沫夾帶線243.8.3 液相負(fù)荷下限線253.8.4 液相負(fù)荷上限線253.8.5 液泛線254. 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型274.1 塔頂冷凝器274.2 再沸器284.2.1 蒸餾釜熱負(fù)荷QB284.2.2 接管284.2.3 進(jìn)料管284.2.4 回流管294.2.5 塔釜出料管294.2.6 塔頂蒸汽出料管294.2.7 塔釜蒸汽進(jìn)口管294.2.8 法蘭304.3 筒體與封頭304.3.1 筒體壁厚304.3.2 封頭(橢圓形封頭)314.4 除沫器314.5 裙座324.6 人孔324.7 塔總體高度的設(shè)計(jì)325. 設(shè)計(jì)結(jié)果概要326.本設(shè)計(jì)方案的評(píng)價(jià)及總結(jié)33參考文獻(xiàn)34致謝34附圖前 言通過(guò)兩個(gè)學(xué)期對(duì)制藥工程原理的理論課學(xué)習(xí)，同學(xué)們或多或少了解了一些化工單元操作在制藥領(lǐng)域的應(yīng)用，但只有理論知識(shí)是遠(yuǎn)遠(yuǎn)不夠的。更多的是要求工科的學(xué)生形成一種思維模式，提高動(dòng)手能力，把理論和實(shí)踐充分結(jié)合起來(lái)，最終達(dá)到學(xué)習(xí)致用的目的。制藥工程原理課程設(shè)計(jì)是制藥工程原理課程的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生工程設(shè)計(jì)能力的一次基本訓(xùn)練，它要求學(xué)生按照課程設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求，完成一項(xiàng)制藥工程設(shè)備的設(shè)計(jì)工作，通過(guò)設(shè)計(jì)使學(xué)生掌握制藥工程設(shè)計(jì)的基本程序和方法，同時(shí)在以下幾個(gè)方面得到訓(xùn)練、培養(yǎng)和提高：1. 綜合應(yīng)用制藥工程原理課程及有關(guān)先修課程的基本知識(shí)去分析和解決實(shí)際問(wèn)題的能力。2. 查閱技術(shù)資料、選用計(jì)算方法、計(jì)算公式和收集數(shù)據(jù)的能力。3. 樹立正確的設(shè)計(jì)思想，懂得工程設(shè)計(jì)應(yīng)兼顧技術(shù)上的先進(jìn)性、經(jīng)濟(jì)上的合理性和操作上的安全可靠性。4. 用層次清楚的計(jì)算，輔以必要而簡(jiǎn)潔的文字說(shuō)明和清析的圖表來(lái)表達(dá)設(shè)計(jì)結(jié)果的能力。5. 工程制圖的能力。這次課程設(shè)計(jì)任務(wù)重，內(nèi)容多，需要的不僅僅是坦然面對(duì)，而更多的還有專心與細(xì)致。1.設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.1 工藝流程簡(jiǎn)介本設(shè)計(jì)方案采用了篩板精餾塔對(duì)苯-甲苯混合物進(jìn)行分離，其中主要涉及的設(shè)備有預(yù)熱和加熱裝置、回流裝置、冷凝裝置、以及一系列的控制裝置，傳感器、篩孔塔板等。1.2 操作條件操作壓力：4kPa；進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1；單板壓降：0.7kPa；加熱方式：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽的絕對(duì)壓力P=264.6kPa回流狀態(tài)：泡點(diǎn)回流，即y1=xD；R=2.066操作溫度：80攝氏度以上的高溫。1.3 主要設(shè)備簡(jiǎn)介本著簡(jiǎn)潔、高效、易于操作的原則，本設(shè)計(jì)方案選擇了板式精餾塔。其中本方案中的篩板精餾塔與填料塔相比，因具有接觸面積大、生產(chǎn)能力大、操作彈性大、效率高等特點(diǎn)而被最終采用。2.工藝流程草圖及說(shuō)明草圖見附圖1。說(shuō)明：苯-甲苯混合料液經(jīng)過(guò)原料預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后，送入精餾塔，塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻器冷卻后，送至貯槽，塔釜采用間接蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯槽。3.工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)3.1工藝計(jì)算1. 原料液處理量：4419kg/h；2. 原料液組成：0.45(苯質(zhì)量分?jǐn)?shù))；3. 塔板形式：篩孔塔板；4. 操作壓力：4kPa(塔頂產(chǎn)品出料管表壓)；4kPa（塔底再沸器釜液出料管表壓）；4kPa（進(jìn)料管表壓）5. 進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1；6. 單板壓降：0.7kPa：7. 建廠地址：貴州地區(qū)，如貴陽(yáng)，大氣壓P=101.325 kPa；8. 加熱方式：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽的絕對(duì)壓力P=264.6 kPa；9. 回流狀態(tài)：泡點(diǎn)回流，即y1=xD；10. 塔頂餾出液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))：0.985；11. 塔底釜液組成(質(zhì)量分?jǐn)?shù))：0.02；12. 苯的相對(duì)分子量：MA=78.11kg/kmol，甲苯的相對(duì)分子量：MB=92.13kg/kmol3.2.物料衡算已知xF(m)=0.45，xD(m)=0.985，xW(m)0.02,Fm= 4419 kg/hxF=0.4578.110.4578.11+0.5592.13=0.491xD=0.98578.110.98578.11+0.01592.13=0.987xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.0235原料中 MF=78.110.491+92.131-0.491=85.24 kg/kmol塔頂產(chǎn)品MD=78.110.987+92.131-0.0.987=78.29 kg/kmol塔釜產(chǎn)品MW=78.110.0235+92.131-0.0235=91.88 kg/kmol F=FmMF=441985.24=51.84 kmol/hF.xF=D.xD+w.xWF=D+w1D=25.31 kmol/h，w=26.53 kmol/h3.3 塔板數(shù)計(jì)算3.3.1作圖法求Rminq線方程為：q=1即x=xF作圖得出p點(diǎn)坐標(biāo)為xP=0.491，yP=0.735Rmin=xD-ypyp-xp2Rmin=0.987-0.7350.735-0.491=1.033由于苯-甲苯物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。操作回流比R=2Rmin=21.033=2.0663.3.2操作線方程a.精餾段操作線方程即 yn=2.0662.066+1xn-1+xD2.066+1yn=0.674xn-1+0.322b.提餾段操作線方程其中，即R=2.066+10.491-0.02350.987-0.491=2.926yn+1=2.926+12.926xn-0.02352.926yn+1=1.342xn-0.006在苯-甲苯溶液的y-x圖上作出操作線，見附圖2。3.3.3理論塔板數(shù)求取從D點(diǎn)開始在平衡曲線與精餾短操作線之間繪直角梯級(jí)，第八個(gè)梯級(jí)的水平線跨過(guò)f點(diǎn)，此后，在提餾段操作線與平衡曲線之間作梯級(jí)，直到第十六級(jí)水平線與平衡曲線交點(diǎn)的x值小于xw為止，共有16個(gè)梯級(jí)，即總理論塔板數(shù)為16，精餾段理論數(shù)為7，第八塊理論板為進(jìn)料板，從進(jìn)料板開始為提餾段，其理論塔板數(shù)為8(包括再沸器)。3.3.4實(shí)際塔板數(shù)求取xF=0.491，查苯-甲苯氣液平衡組成與溫度關(guān)系圖得tF=92.13由tF=92.13,查液體粘度共線圖得A=0.279mPa.S,B=0.286mPa.S進(jìn)料液體平均粘度為L(zhǎng)=0.2790.491+0.286(10.491) =0.283 mPa.S由L =0.283 mPa.S，查精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得ET=54%已知ET=NT/N實(shí)精餾短實(shí)際板層數(shù) N精=6/54%=11.1111提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=8/54%=14.8115總實(shí)際板層數(shù)N精+N提=263.4.精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.4.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3kPa取單板壓降 P=0.7 kPa進(jìn)料板壓力PF=105.3+0.711=113 kPa可得精餾段平均壓力Pm=( PD+ PF)/2=( 105.3+ 113)/2=109.2 kPa塔釜壓力Pw=113+0.715=123.5 kPa可得提餾段平均壓力Pm=( Pw+ PF)/2=( 123.5+ 113)/2=118.25 kPa3.4.2操作溫度計(jì)算a.塔頂溫度tD已知xD=0.987假設(shè)t=81，由安托因公式其中 苯： A=6.03055，B=1211.033,C=220.79 甲苯：A=6.07954，B=1344.8,C=219.482得PA0=104.164kPa得故假設(shè)溫度較小假設(shè)t=82，則得PA0=107.391kPa得PB0=41.582kPa故假設(shè)溫度較大假設(shè)t=81.6，則lgPA0=6.03055-1211.03381.6+220.79得PA0=106.170kPalgPB0=6.03055-1344.881.6+219.482得PB0=41.020kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-41.020106.170-41.020=0.987故假設(shè)溫度較適合tD=81.6b.進(jìn)料溫度tF已知xF=0.491假設(shè)t=95.8，則故假設(shè)溫度較小假設(shè)t=94.5，則lgPA0=6.03055-1211.03394.5+220.79得PA0=154.717kPalgPB0=6.07954-1344.894.5+219.482得PB0=62.588kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-62.588154.717-62.588=0.464xF故假設(shè)溫度較小假設(shè)t=111.1，則lgPA0=6.03055-1211.033111.1+220.79得PA0=240.797 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.1+219.482得PB0=102.698 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.698240.797-102.698=0.0188xF故假設(shè)溫度較小。假設(shè)t=111.16，則lgPA0=6.03055-1211.033111.16+220.79得PA0=241.163 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.16+219.482得PB0=102.873 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.873241.163-102.873=0.0235=xF故假設(shè)溫度較適合tw=111.163.4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算a.塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂產(chǎn)品為泡點(diǎn)回流y1=xD=0.987，查平衡曲線，得x1=0.980MVDR=0.98778.11+(10.987) 92.13=78.292kg/kmol MLDR=0.95378.11+(10.953) 92.13=78.39kg/kmolb.進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板，得yF=0.660，xF=0.491MVFm=0.66078.11+(10.660) 92.13=82.88kg/kmol MLFm=0.49178.11+(10.491) 92.13=85.25kg/kmol故精餾段平均摩爾質(zhì)量為MVm=(78.292+82.88)/2=80.59 kg/kmolMLm=(78.39+85.25)/2=81.82 kg/kmolc.塔釜平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板，得yw=0.042，xF=0.020MVwm=0.04278.11+(10.042) 92.13=91.54kg/kmolMLwm=0.02078.11+(10.020) 92.13=91.85kg/kmol故提餾段平均摩爾質(zhì)量為MVm=(91.54+83.22)/2=87.38 kg/kmolMLm=(91.85+86.35)/2=89.10 kg/kmol3.4.4平均密度計(jì)算a.氣相密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算=PM/RT 精餾段氣相密度：Vm=PmMVm/RTm= 109.580.77/8.314(88.77+273.15)=2.939kg/m3 提餾段氣相密度：Vm=PmMVm/RTm= 119.387.38/8.314(103.36+273.15)=3.330kg/m3b.液相密度計(jì)算液相平均密度計(jì)算為塔頂液相平均密度計(jì)算由tD=81.6，查有機(jī)液體的相對(duì)密度得A=815 kg/m3，B=800 kg/m3LDm=814.77 kg/m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由tF=93.7，查表得A=799 kg/m3，B=796 kg/m3LFm=798.955 kg/m3精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m=(814.77+798.955)/2=806.862kg/m3釜底液相平均密度計(jì)算由tw=111.16，查表得A=780.3 kg/m3，B=780.3 kg/m3Lwm=780.3 kg/m3提餾段液相平均密度為L(zhǎng)m=(780.3+798.955)/2=789.628 kg/m3c.液體平均表面張力的計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即Lm=xii塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由tD=81.6，查液體表面張力共線圖11得A=21.2mN.m-1，B=22.2mN.m-1LDm=0.98721.2+0.01322.2=21.213 mN.m-1進(jìn)料管液相平均表面張力的計(jì)算由tF=93.7，查圖得A=19.4mN.m-1，B=20.5mN.m-1LFm=0.49119.4+0.50920.5=19.960 mN.m-1精餾段液面平均表面張力Lm=（21.213+19.960）/2=20.587 mN.m-1提餾段液相平均表面張力的計(jì)算由tw=111.16，查圖得A=17.3mN.m-1，B=18.8mN.m-1Lwm=0.023517.3+(1-0.0235)18.8=18.774 mN.m-1提餾段液面平均表面張力Lm=（19.960+18.774）/2=19.367 mN.m-1d.液體平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均粘度計(jì)算由tD=81.6，查液體表面張力共線圖得A=0.301mPa.S, B=0.324mPa.S,lgLDm=0.987lg0.301+0.013lg0.324LDm=0.302mPa.s進(jìn)料管液相平均粘度計(jì)算由tF=93.7，查圖得A=0.279mPa.S, B=0.286mPa.S,lgLFm=0.987lg0.279+0.013lg0.286LFm=0.256mPa.s精餾段液相平均粘度Lm=(0.302+0.256)/2=0.279mPa.S塔釜液相平均粘度計(jì)算由tw=111.16，查圖得A=0.233mPa.S, B=0.254mPa.S,lgLWm=0.0235lg0.233+0.9824lg0.254LWm=0.225mPa.S提餾段液相平均粘度Lm=(0.225+0.256)/2=0.241 mPa.S3.5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算3.5.1塔徑的計(jì)算a.精餾段塔徑的計(jì)算精餾段的氣相體積：V=(R+1)D=(2.066+1)25.31=77.600 Kmol/h提餾段的氣相體積：L=RD=2.06625.31=52.290 Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60080.5936002.939=0.591m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147其中C20由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，其中圖的橫坐標(biāo)為：LsVsLmVm1/2=0.001470.591808.5972.93912=0.0412取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m，則HThT=0.400.06=0.34m查史密斯關(guān)聯(lián)圖13，得C20=0.0708c=c20Lm200.2=0.078020.587200.2=0.0785max=c.L-VV=0.0785808.597-2.9392.939=1.299取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7 umax=0.71.299=0.910 m/sD=4.Vs=40.5910.910=0.909m經(jīng)圓整，取D=0.909mm塔截面積為AT=D2/4=1.02/4=0.785m2實(shí)際空塔氣速為：u=Vs/ AT= 0.591/ 0.785=0.753 m/sb.提餾段塔徑的計(jì)算提餾段的氣相體積：V=V=77.600Kmol/h提餾段的氣相體積：L=L+F=52.290+40.58=92.870Kmol/h精餾段的氣相、液相體積流率為：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60087.3836003.330=0.566m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147史密斯關(guān)聯(lián)圖的橫坐標(biāo)為：LsVsLmVm12=0.001470.566789.6283.33012=0.0400取板間距HT=0.40m，板上液層高度hT=0.06m14，則HThT=0.400.06=0.34m查史密斯關(guān)聯(lián)圖13，得C20=0.0690取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7 umax=0.71.050=0.735m/s按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后，取D=1.0m塔截面積為AT=D2/4=1.02/4=0.785m2實(shí)際空塔氣速為：u=Vs/ AT= 0.566/ 0.785=0.721m/s3.5.2有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為：Z精=(N精-1) HT=(11-1)0.4=4m提餾段有效高度為：Z提=(N提-1) HT=(15-1)0.4=5.6m故精餾的有效高度為：Z= Z精+ Z提+0.8=4+5.6+0.8=10.4m3.5.3 塔板的布置A.精餾段塔板的布置a.塔板的分塊因D=909mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊b.邊緣區(qū)寬度確定c.開孔區(qū)面積計(jì)算d.篩孔計(jì)算及其排列本例子所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用=3mm的鋼板，取篩孔直徑=5mm，篩孔按正三角形排列，取篩孔中心距t為t=3d0=3x5=15mm篩孔數(shù)目n為：n=1.155A0/t2=1.155x0.532/0.0152=2731個(gè)開孔率為:氣孔通過(guò)閥孔的氣速為：0=VsAD=0.5910.1010.532=10.99m/sB.提餾段塔板布置a.塔板的分塊因D=909mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊b.邊緣區(qū)寬度的確定c.開孔區(qū)面積d.篩孔計(jì)算及其排列本例子所處理的物系無(wú)腐蝕性，可選用=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0=5mm，篩孔按照正三角形排列，取篩孔中心距t為: t=3d0=35=15mm篩孔數(shù)目為：開孔率為：氣孔通過(guò)閥孔的氣速：0=VsA0=0.566(0.1010.532)=10.53m/s3.5.4 溢流堰的計(jì)算a.精餾段的溢流堰計(jì)算因塔徑D=0.909mm，可選用單溢流方形液管，采用凹形復(fù)液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：1 堰長(zhǎng)lw取lw=0.601D=0.6011=0.601m2 溢流堰高度hw由hw=hL- how選用平直堰，堰上液層高度how由下式計(jì)算，即:how=2.841000ELhlw23=2.84100010.0014736000.60123=0.0124m取板上滴液層高度hL=60mmhw=0.06-0.0124=0.0476m3 弓形降液管寬度wd和截面積Af由lw/D=0.661查圖5-7得Af/AT=0.0722，wd/D=0.124故Af=0.0722AT=0.07220.785=0.0567m2Wd=0.124D=0.1240.909=0.113m依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。4 降液管底隙高度hv則hv=0.00147360036000.6010.08=0.0031hw-hv=0.0479-0.0031=0.04480.006故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mmb.提餾段的溢流堰計(jì)算因塔徑D=0.909m，可選用單溢流弓形降液管，采用弓形受液盤，各項(xiàng)計(jì)算如下：1.堰長(zhǎng)lwlw=0.601D=0.6010.909=0.546m2.溢流堰高度hw選用平直堰，堰上液層高度hw由下式計(jì)算，即取板上液層高度hl=60mm3.弓形降液管寬度wd和截面積Af由lwD=0.586查圖得wd=0.124D=0.1240.932=0.116依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故提餾段降液管設(shè)計(jì)合理。4.降液管底隙高度hv則hv=0.00292360036000.5460.08=0.007hw-hv=0.042-0.007=0.0350.006故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度hw=50mm3.6 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1 精餾段塔板壓降1.干板阻力hv計(jì)算干板阻力hv由下式計(jì)算，即2.氣體通過(guò)液層的阻力h1計(jì)算ua=VsAT-2Af=0.5910.785-20.0567=0.784m/sF0=uaG=0.7842.939=1.344kg12/(s.m12)查圖11-12 he=hw+how=0.650.0479+0.0121=0.039清液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降清液柱=0.545kPa0.7kPa所以0.7kPa為設(shè)計(jì)允許值。液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量按下式計(jì)算，即u=VsAT-Af=0.5910.785-0.0567=0.811m/s液/Kg氣氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量et在允許范圍內(nèi)。漏液液體表面張力所產(chǎn)生的阻力按下式計(jì)算，即清液柱故得篩孔處操作氣速與漏液點(diǎn)氣速之比為故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高Hd應(yīng)服從下式關(guān)系，即苯-甲苯物系屬一般物系，取=0.5 則板上不設(shè)進(jìn)口堰，hd可由下式計(jì)算，即：故在本設(shè)計(jì)中不發(fā)生液泛現(xiàn)象。3.6.2 提餾段塔板壓降1 干板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由下式計(jì)算，即， 查相關(guān)圖，得c0=0.7722 氣體通過(guò)液層的阻力h1計(jì)算ua=VsAT-2Af=0.5660.785-20.0567=0.843m/sF0=uaG=0.8433.330=1.538 kg12/(s.m12)查圖11-12 清液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降清液柱=0.538kPa0.7kPa所以0.7kPa為設(shè)計(jì)允許值。2 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。液沫夾帶液沫夾帶量按下式計(jì)算，即u=VSAT-Af=0.5660.785-0.0567=0.688m/s故液/Kg氣800mm，故裙座壁厚取16mm基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：Dbi=(1000+216)(0.20.4)103=732mm基礎(chǔ)環(huán)外徑：Db0=(1000+216)+(0.20.4)103=1332mm圓整Dbi=800mm，Db0=1400mm基礎(chǔ)環(huán)厚度，考慮到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直徑取M30。4.6 人孔人孔是安裝或者檢修人員進(jìn)出塔的唯一通道，人孔的設(shè)置應(yīng)便于進(jìn)入任何一層塔板，由于放置人孔處塔間距離大，且人孔設(shè)備過(guò)多會(huì)造成塔體的彎曲度難以等到要求，一般每隔1020個(gè)塔板設(shè)一個(gè)人孔，本塔共26個(gè)塔板，需設(shè)置3個(gè)人孔，每個(gè)人孔直徑為450mm，在設(shè)置人孔處，板間距為600mm，群坐上開一個(gè)人孔，直徑為450mm，人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)壁修平，其邊緣需倒棱和磨圓。4.7 塔總體高度的設(shè)計(jì)塔的頂部空間高度：塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，取除沫器到第一塊板的距離為600mm，塔頂部空間高度為1200mm。塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，釜液停留時(shí)間取5min，塔立體高度：=5. 設(shè)計(jì)結(jié)果概要1.工藝流程草圖（見附圖1，A3紙）2.理論塔板圖（見附圖2，A4紙）3.主體設(shè)備圖及其尺寸（見附圖3，A2紙）4.篩板塔的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提餾段操作壓力PmkPa109.2118.25操作溫度tm81.693.7流量氣相Vsm3/s0.5910.566液相Lsm3/s0.001470.00147實(shí)際塔板數(shù)N塊1115板間距HTm0.40.4塔的有效高度Zm45.6塔徑Dm0.9090.990空塔氣速um/s0.7530.721溢流裝置溢流管形式單溢流弓形堰長(zhǎng)lwm0.5460.601堰高h(yuǎn)wm0.04760.041溢流堰寬度wdm0.1130.116管-受液盤距離h0m0.02970.0316板上清液層高度hLm0.060.06孔徑d0mm5.05.0孔間距