苯甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)

1、江漢大學(xué)化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)題目 苯甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì) 專(zhuān)業(yè)班級(jí) 過(guò)控141 學(xué) 生 陶翔 指導(dǎo)老師 劉紅姣 成 績(jī) 2017 年 7 月 5 日 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)名稱： 苯-甲苯溶液連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二設(shè)計(jì)條件處理量： 10萬(wàn)噸/y料液組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 45%塔頂產(chǎn)品組成（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）： 99%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%每年實(shí)際生產(chǎn)時(shí)間： 7200h精餾塔頂?shù)膲簭?qiáng)：4kpa (表壓) 加熱蒸汽：低壓蒸汽單板壓降：0.7kpa三、設(shè)計(jì)任務(wù)1、設(shè)備選型、設(shè)計(jì)方案的確定和流程說(shuō)明； 2、精餾塔的工藝計(jì)算：塔徑、塔高、溢流裝置、塔板的布置、升氣道等的設(shè)計(jì)與排列； 3、流體力學(xué)性能

2、的驗(yàn)算； 4、繪制塔板負(fù)荷性能圖并結(jié)合流體力學(xué)驗(yàn)算進(jìn)行調(diào)整； 5、有關(guān)附屬設(shè)備的計(jì)算選型； 6、編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)和設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表，繪制主體設(shè)備工藝條件圖目錄1.流程和工藝條件的確定和說(shuō)明32.操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)32.1操作條件32.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)33.設(shè)計(jì)計(jì)算33.1精餾塔的物料衡算33.2塔板數(shù)的確定43.2.苯甲苯混合物的-圖和x-y圖43.2.2確定最小回流比和回流比63.2.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定63.2.4操作線方程73.2.5圖解法求理論板層數(shù)73.2.6全塔效率的計(jì)算73.2.7實(shí)際板層數(shù)93.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算93.3.1操作壓力計(jì)算93.3.2平均

3、摩爾質(zhì)量計(jì)算93.3.3平均密度計(jì)算103.3.4液體平均表面張力計(jì)算123.3.5液體平均粘度計(jì)算133.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算與板間距的確定133.4.1塔徑的計(jì)算133.4.2塔高度計(jì)算153.5塔板主要工藝尺寸計(jì)算163.5.1溢流裝置的計(jì)算163.5.2塔板布置183.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算193.6.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算193.6.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算213.7塔板負(fù)荷性能圖233.7.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算232.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算253.8塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型283.8.1全凝器283.8.2再沸器283.8.3接管管徑計(jì)算與選型293.8.4

4、塔頂空間313.8.5人孔31設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表31參考文獻(xiàn)351.流程和工藝條件的確定和說(shuō)明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷凝冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.6倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)2.1操作條件塔頂壓力：4kpa進(jìn)料熱狀態(tài)：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：1.6倍加熱蒸汽：低壓加熱單板壓降：0.7kpa2.2基礎(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯的含量（

5、質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：45%塔頂苯的含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）：99%塔頂易揮發(fā)組分回收率： 99%生產(chǎn)能力（萬(wàn)噸/年）：103.設(shè)計(jì)計(jì)算3.1精餾塔的物料衡算苯的摩爾質(zhì)量ma=78kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量mb=92kg/kmol進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)） xf=(0.4578)0.4578+0.5592=0.4911塔頂餾出液組成（摩爾分?jǐn)?shù)）xd=0.99780.9978+0.00192=0.9915進(jìn)料平均摩爾質(zhì)量 mf=0.491178+0.508992=85.1246kg/kmol塔頂溜出液平均摩爾質(zhì)量 md=0.991578+0.008592=78.12kg/kmol根據(jù)全塔物料及輕組分衡算列平衡方程式，

6、如下：f=d+wfxf=dxd+wxw而，進(jìn)料量流量f=10872008501246=163.1595kmol/h以塔頂苯為主要產(chǎn)品，回收率=dxdwxw100%可以解得d=79.3263kmol/l w=83.8332kmol/l xw=0.0176簽殘液平均摩爾質(zhì)量mw=0.017678+0.0984292=91.7536kg/kmol式中 f-原料液流量 d-塔頂產(chǎn)品流量 w-塔底產(chǎn)品流量3.2塔板數(shù)的確定3.2.苯甲苯混合物的-圖和x-y圖由化工工藝設(shè)計(jì)手冊(cè)查得的苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如表3-1所示：表3-1苯-甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/苯的摩爾分?jǐn)?shù)溫度/液相氣相

7、液相氣相0.000.00110.60.5920.78989.40.088 0.212106.10.7000.85356.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2根據(jù)表3-1作苯甲苯混合液的相平衡圖如圖3-2所示根據(jù)表3-1作苯甲苯混合液的-y圖，如圖3-3所示3.2.2確定最小回流比和回流比采用作圖法求最小回流比。應(yīng)為是泡點(diǎn)進(jìn)料，則xf=xq,在圖3-3對(duì)角線上，（0.4911,0.4911）做垂線即為進(jìn)料線（q

8、線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為 yq=0.7067 xq=0.4911故最小回流比為rmin=xd-yqyq-xq=0.9915-0.70640.7064-0.4914=1.32則操作回流比為r=1.6rmin=2.1123.2.3精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定l=rd=3.11279.3263=167.5371kmol/lv=r+1d=2.112+179.3263=246.8634kmol/ll=l+f=167.5371+163.1595=330.6966kmol/lv=v=2246.8634kmol/l3.2.4操作線方程精餾段操作線方程y=lvx+dvxd=0.6787x+0.3186提餾段操

9、作線方程y=lvx+wvxw=1.3396x-0.0059773.2.5圖解法求理論板層數(shù)理論板圖3-4圖解得總理論板層數(shù)為塊，進(jìn)料板為第9塊。3.2.6全塔效率的計(jì)算（1）操作溫度 由圖3-2，畫(huà)圖可得td=80.5 tf=92.7 tw=109.71精餾段平均溫度 tm1=td+ tf2=86.22提餾段平均溫度tm2= tw+tf2=101.7(2)相對(duì)揮發(fā)度塔頂相對(duì)揮發(fā)度d操作溫度已知td=80.5 tf=92.7 tw=109.71則查手冊(cè)，用內(nèi)插法的d=2.534 f=2.48 w=2.37平均相對(duì)揮發(fā)度=3d fw=2.46（3）液體的平均粘度表3-5 苯和甲苯的液體粘度操作溫度

10、已知td=80.5 tf=92.7 tw=109.71通過(guò)表3-5，經(jīng)內(nèi)插法得當(dāng)td=80.5時(shí)，苯=0.0.30655mpas 甲苯=0.30957mpas當(dāng)tf=92.7 時(shí)，苯=0.27252mpas 甲苯=0.28mpas當(dāng)tw=109.71時(shí)，苯=0.21554mpas 甲苯=0.22878mpas根據(jù)液相平均粘度公式lnlm=xili塔頂：當(dāng)td=80.5時(shí)，ldm=0.3066mpas進(jìn)料板：當(dāng)tf=92.7 時(shí)，lfm=0.2763mpas塔底：當(dāng)tw=109.71時(shí)，lwm=0.2285mpas則液相平均粘度為lm=ldm+lfm+lwm3=0.27mpas(4)全塔效率全塔

11、效率et=0.49(lm)-0.254=0.54173.2.7實(shí)際板層數(shù)精餾段的實(shí)際板層數(shù)：n1=8et=14.67315提餾段的實(shí)際板層數(shù)：n2=9et=16.6517總實(shí)際板層數(shù)：n=n1+n2=15+17=323.3精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.3.1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力pd=101.3+4=105.3kpa每層塔板壓降p=0.7kpa進(jìn)料板壓力pf=105.3+0.715=115.8kpa塔底操作壓力pw=101.3+0.717=117.2kpa精餾段的平均壓力pm1=pd+pf2=110.55kpa提溜段的平均壓力pm2=pdw+pf2=116.5kpa3.3.2平均摩

12、爾質(zhì)量計(jì)算從圖3-3可知塔頂：y1=0.9915,x1=0.9778加料板：xf=0.428,yf=0.6533塔底：xw0.0083,yw=0.0176塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量計(jì)算mvdm=0.991578+1-0.991592=78.12kg/kmol mldm=0.977878+1-0.977892=78.31kg/kmol進(jìn)料的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算mvfm=0.653378+1-0.653392=82.85kg/kmolmlfm=0.427878+1-0.427898=86.01kg/kmol進(jìn)料的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算mvwm=0.017678+1-0.017692=91.75kg/kmolmlwm

13、=0.008878+1-0.008892=91.88kg/kmol精餾段與提餾段的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算mvm=mvdm+mvfm2=78.12+82.852=80.485kg/kmolmlm=mlfm+mldm2=78.31+86.012=82.16kg/molmvm=mvfm+mvwm2=91.75+82.852=87.3kg/kmolmlm=mlfm+mlwm2=86.01+91.882=88.945kg/kmol3.3.3平均密度計(jì)算精餾段的平均溫度：tm=td+tf2=86.22提餾段的平均溫度：tm=tw+tf2=101.07(1) 氣相平均密度計(jì)算精餾段與提餾段的平均氣相密度計(jì)算如下：

14、v,m=pmmv,mrtm=110.580.4858.314(86.22+273.15)=2.98kg/m3v,m=pmmv,mrtm=116.587.38.314(101.07+273.15)3.27kg/m3()液相平均密度計(jì)算液相平均密度計(jì)算公式1lm=aii表3-6 苯和甲苯的液相密度（1）塔頂液相平均密度：當(dāng)td=80.5時(shí)，查表3-6由內(nèi)插法得苯=814.653kg/m3,甲苯=811.041kg/m3ldm=1xd苯+(1-xd)甲苯=814.62kg/m3（2）進(jìn)料板液相平均密度：當(dāng)tf=92.7 時(shí)，查表3-6由內(nèi)插法得苯=800.993kg/m3,甲苯=798.728kg/

15、m3進(jìn)料板液相質(zhì)量分率苯=0.428780.42878+（1-0.428）92=0.338lfm=1苯苯+(1-苯)甲苯=799.64kg/m3（）塔底液相平均密度：當(dāng)tw=109.71時(shí)，查表3-6由內(nèi)插法得苯=781.126kg/m3,甲苯=781.209kg/m3苯=0.0176780.017678+（1-0.0176）92=0.015lwm=1苯苯+(1-苯)甲苯=781.26kg/m3精餾段液相平均密度為lm=814.622+799.642=807.131kg/m3提餾段液相平均密度為lm=799.64+781.262=790.45kg/m33.3.4液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面

16、張為依據(jù)下式計(jì)算，即lm=xii表3-7苯和甲苯的表面張力（）塔頂液相平均表面張力：當(dāng)td=80.5時(shí)，查表3-7由內(nèi)插法得苯=21.14mn/m 甲苯= 21.645 mn/m 由xd=0.9915，得ldm=0.991521.14+1-0.991521.645=21.144mn/m（2）進(jìn)料板液相平均表面張力；當(dāng)tf=92.7 時(shí)，查表3-7由內(nèi)插法得苯=19.676mn/m 甲苯=20.303 mn/m 由xf=0.428，得lfm=0.42819.676+1-0.42820.303=20.035 mn/m （3）塔底液相平均表面張力：當(dāng)tw=109.71時(shí)，查表3-7由內(nèi)插法得苯=17

17、.538mn/m 甲苯=18.432 mn/mlwm=0.017617.538+1-0.017618.432=18.42mn/m精餾段液相平均表面張力為lm=21.144+20.0352=20.723mn/m提餾段液相平均密度為lm=20.035+18.422=19.2275mn/m3.3.5液體平均粘度計(jì)算前面已經(jīng)計(jì)算得塔頂：當(dāng)td=80.5時(shí)，ldm=0.3066mpas進(jìn)料板：當(dāng)tf=92.7 時(shí)，lfm=0.2763mpas塔底：當(dāng)tw=109.71時(shí)，lwm=0.2285mpas精餾段平均粘度lm=0.3066+0.27632=0.2915mpas提餾段平均粘度lm=0.2285+0

18、.27632=0.2524mpas3.4精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算與板間距的確定3.4.1塔徑的計(jì)算（1）精餾段塔徑計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率vs=vmvm3600vm=246.880.4536002.98=1.85m3/sls=lmlm3600lm=167.537182.163600814.622=0.004694m3/s由 umax=cl-vv式中c由c=c20(l20)0.2計(jì)算，式中c20是由化工原理（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為 lhvh(lv)12=0.0044741.85(814.6222.98)12=0.0411取板間距ht=0.50m，板上液層高度hl=0.06m，則h

19、t-hl=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，c20=0.10c=c20(l20)0.2=0.10(20.723520)0.2=0.1007umax=cl-vv=1.65m/s安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.71.65=1.155m/sd=4vsu=41.851.551.41m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為d=0.16m（2）提餾段塔徑計(jì)算提餾段的氣、液相體積流率vs=vmvm3600vm=246.887.336003.27=1.83m3/sls=lmlm3600lm=330.696688.9453600790.45=0.0103m3/s由umax=cl-

20、vv式中c由c=c20(l20)0.2計(jì)算，式中c20是由化工原理（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，圖的橫坐標(biāo)為lhvh(lv)12=0.01031.83(790.453.27)12=0.0875取板間距ht=0.50m，板上液層高度hl=0.06m，則ht-hl=0.05-0.06=0.44m由化工原理（下）史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，c20=0.096c=c20(l20)0.2=0.096(19.227520)0.2=0.0952umax=cl-vv=1.485m/s安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.71.485=1.0394m/sd=4vsu=41.851.0394=1.4968m按標(biāo)準(zhǔn)

21、塔徑圓整后為d=0.16m由此塔徑都取1.6m塔截面積為at=4d2=41.62=2.01m2實(shí)際空塔氣速為精餾段 u=1.852.01=0.896m/s提餾段 u=1.832.01=0.894m/s3.4.2塔高度計(jì)算精餾段有效高度z精=n精-2ht=15-20.5=6.5m 提餾段有效高度z提=n提-2ht=17-2=7.5m精餾與提餾各開(kāi)一人孔，其高度為0.8m.所以精餾塔有效高度為z=z精+z提+20.8=6.5+7.5+20.8=15.6m3.5塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.5.1溢流裝置的計(jì)算塔徑d=1.6m，選用單溢流弓形降液管，采用凹型受液盤(pán)。精餾段的各項(xiàng)計(jì)算如下：（） 堰長(zhǎng)lw取l

22、w=0.7d=0.71.6=1.12m （） 溢流堰高度hw由 hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how用弗蘭西斯公式計(jì)算，how=2.841000e(lhlw)23lhlw=0.00447436001.12=14.38查化工原理（下）液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得：e=1.024how=2.841000e(lhlw)23=0.0172m板上清液高度 hl=0.06m故 hw=0.06-0.172=0.0428m(3) 弓形降液管寬度wd和截面積af由 lwd=0.7查化工原理（下）弓形降液管寬度與面積表得afat=0.094 wdd =0.151 故af=0.0942.01=0.189m2 w

23、d=0.01511.6=0.2416m 依據(jù)=3600afhtlh驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間，=3600afhtlh=36000.1890.50.004473600=21.12s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度h0h0=lh3600lwu0取 u0=0.24m/s則 h0=lh3600lwu0=0.004474360036001.120.24=0.0167hw-h0=0.0428-0.0167=0.0261m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹型受液盤(pán)，深度hw=0.06m提餾段的各項(xiàng)計(jì)算如下：（1）堰長(zhǎng)lw取lw=0.7d=0.71.6=1.12m （2）溢流堰高度hw由

24、 hw=hl-how選用平直堰，堰上液層高度how用弗蘭西斯公式計(jì)算，how=2.841000e(lhlw)23lhlw=0.010336001.12=31.14查化工原理（下）液流收縮系數(shù)計(jì)算圖得：e=1.042how=2.841000e(lhlw)23=0.0252m板上清液高度 hl=0.06m故 hw=0.06-0.0252=0.0348m(3) 弓形降液管寬度wd和截面積af由 lwd=0.7查化工原理（下）弓形降液管寬度與面積表得afat=0.094 wdd =0.151 故af=0.0942.01=0.189m2 wd=0.01511.6=0.2416m 依據(jù)=3600afhtl

25、h驗(yàn)算液體在降液管中停留的時(shí)間，=3600afhtlh=36000.1890.50.0.01033600=9.147s5s故降液管設(shè)計(jì)合理。（4）降液管底隙高度h0h0=lh3600lwu0取 u0=0.24m/s則h0=lh3600lwu0=0.0103360036001.120.24=0.00.0259hw-h0=0.0348-0.00259=0.0089m0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹型受液盤(pán)，深度hw=0.06m3.5.2塔板布置（1）塔板的分塊因d800mm,故塔板采用分塊式。查表3-8，塔板分為4塊。表3-8 塔板分塊數(shù)（2）邊緣區(qū)寬度計(jì)算取ws=ws=0.08m w

26、c=0.06m wd=0.2416m（3）開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)算 開(kāi)孔區(qū)面積aa按公式aa=2（xr2-x2+r2180sin-1xr）計(jì)算其中x=d2-wd+ws=0.8-0.2416+0.08=0.4784mr=d2-wc=0.8-0.06=0.74m故aa=2xr2-x2+r2180sin-1xr=1.46m2（4）篩孔的設(shè)計(jì)及其排列苯和甲苯無(wú)明顯腐蝕，可選用=3mm的碳鋼，取篩孔直徑d0=5mm篩孔按正三角形排列，孔中心距t為t=3d0=15mm篩孔數(shù)目n為n=1.115aat2=1.1151.460.00152=6724個(gè)開(kāi)孔率為=0.907（d0t）2=0.907(515)2=10.1%氣

27、體通過(guò)閥孔的氣速為精餾段：u0=vs a0=1.851.460.101=12.54m/s提餾段：u0=vs a0=1.831.460.101=12.43m/s3.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.6.1精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （1）塔板壓降平板阻力hc計(jì)算干板阻力hc由式hc=0.051u0co2vl計(jì)算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干篩孔的流量系數(shù)圖得：c0=0.782故hc=0.051u0co2vl=0.050m液柱氣體通過(guò)液層阻力h1計(jì)算氣體通過(guò)液層阻力h1由式h1=hl計(jì)算ua=vsat-af=1.852.01-0.189=1.016m/sf0=0.5222.98=1.75kg/s查

28、化工原理課程設(shè)計(jì)充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖=0.53故h1=hl=hw+how=0.530.06=0.0318m液柱液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力的阻力h由式h=4llgd0計(jì)算，h=420.07807.139.810.005=0.0021m液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp由式hp=hc+h1+h 計(jì)算，hp=0.050+0.0318+0.0021=0.0839m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為pp=hplg=0.0839807.1319.8=663.64pa700pa(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2計(jì)算hf=2.5hl=2.50.06=0.15mev=5

29、.710-620.723510-3(1.0160.5-0.15)3.2=0.0084kgumin穩(wěn)定系數(shù)為k=u0umin=12.545.65=2.211.5故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。（4）泛液 為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度hd應(yīng)服從公式hd（ht+hw）的關(guān)系，取=0.6，則ht+hw=060.6+0.0428=0.3857m液柱而hd=hp+hl+hd,其中hd=0.153（u0）2計(jì)算，算的hd=0.00881m液柱則hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱hdht+hw故在設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生泛液現(xiàn)象。3.6.2提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 （1）塔板壓降平板阻力

30、hc計(jì)算干板阻力hc由式hc=0.051u0co2vl計(jì)算由d0=53=1.67，查化工原理（下）干篩孔的流量系數(shù)圖得：c0=0.782故hc=0.051u0co2vl=0.0524m液柱氣體通過(guò)液層阻力h1計(jì)算氣體通過(guò)液層阻力h1由式h1=hl計(jì)算ua=vsat-af=1.832.01-0.189=1.005m/sf0=0.5222.98=1.82kg/s查化工原理課程設(shè)計(jì)（下）充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖=0.50故h1=hl=hw+how=0.500.06=0.03m液柱液體表面張力的阻力h計(jì)算液體表面張力的阻力h由式h=4llgd0計(jì)算，h=419.2275790.459.810.005=0.001

31、9m液柱氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp由式hp=hc+h1+h 計(jì)算，hp=0.0524+0.03+0.0019=0.0843m液柱氣體通過(guò)每層塔板的壓降為pp=hplg=0.0843790.459.8=653.02pa700pa(2)霧沫夾帶霧沫夾帶量由式ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2計(jì)算hf=2.5hl=2.50.06=0.15mev=5.710-619.227510-3(1.0050.5-0.15)3.2=0.0081kgumin穩(wěn)定系數(shù)為k=u0umin=12.335.65=2.151.5故本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。（4）泛液 為了防止塔內(nèi)發(fā)生泛液，降液管內(nèi)液層高度hd應(yīng)

32、服從公式hd（ht+hw）的關(guān)系，取=0.6，則ht+hw=060.6+0.0428=0.381m液柱而hd=hp+hl+hd,其中hd=0.153（u0）2計(jì)算，算的hd=0.00881m液柱則hd=0.08394+0.06+0.00881=0.1527m液柱hdht+hw故在設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生泛液現(xiàn)象。 3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1精餾段塔板負(fù)荷性計(jì)算（1）漏液線由umin=4.4c0(0.0056+0.13hl-h )lv umin=vs，mina0 hl=hw+howhow=2.841000e(lhlw)23聯(lián)合整理得vs,min=0.504727.18ls23+2.455在操作范圍內(nèi)，

33、任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-9.由上表3-9的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以ev=0.1/kg液/ kg氣 為限，求vs-ls關(guān)系如下：由 ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2 ua= vsat-af= vs2.01-0.189=055 vshf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0428how=2.841000e(lhlw)23求得hf=0.107+1.5464l23整理的vs=4.3818-17.2353l23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-10.由上表3-10的數(shù)據(jù)可作出液沫夾帶線2（3）液相負(fù)荷下

34、限線對(duì)于平直堰，取堰上層清液how=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得how=2.841000e(lhlw)23取e=1.024，則how=2.8410001.024(3600ls1.12)23=0.006m整理得ls。min=0.00097220m3/s由此可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3（4）液相負(fù)荷下限線以=4s作為液體在降液管中時(shí)間的下限由=afhtlh=4 整理得ls。min=0.02362m3/s由此可以做出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4（5）泛液線令hd=（ht+hw） 由hd=hp+hl+hd=hc+h1+h+hl+hd聯(lián)令兩式得ht+-1hw=+1ho

35、w+hc+hd+h忽略h，并整理得vs2=b-cls2-dls23式中a=0.051a0c02(vl)b=ht+-1hwc=0.153(lwh0)2d=0.00284e(1+)(3600lw)23代入數(shù)據(jù)整理得vs2=18.3-20795.81ls2-68.3ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-11由上表3-11的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可作出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-12所示2.7.2提餾段塔板負(fù)荷性能計(jì)算（1）漏液線由umin=4.4c0(0.0056+0.13hl-h )lv umin=vs，mina0 hl=hw+howhow=

36、2.841000e(lhlw)23聯(lián)合整理得vs,min=0.504719.435ls23+1.988在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-13.由上表3-13的數(shù)據(jù)可作出漏液線1.(2)液沫夾帶線以ev=0.1/kg液/ kg氣 為限，求vs-ls關(guān)系如下：由 ev=5.710-6 l(ua ht-hf)3.2 ua= vsat-af= vs2.01-0.189=055 vshf=2.5hl=2.5(hw+how)hw=0.0348how=2.841000e(lhlw)23求得hf=0.087+1.5464l23整理的vs=4.3818-17.2353l23在操作

37、范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-14.由上表3-14的數(shù)據(jù)可做出液沫夾帶線2（3）液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上層清液how=0.006作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由公式得how=2.841000e(lhlw)23取e=1.024，則how=2.8410001.024(3600ls1.12)23=0.006m整理得ls。min=0.00095540m3/s由此可以作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3（） 液相負(fù)荷下限線以=4s作為液體在降液管中時(shí)間的下限由=afhtlh=4 整理得ls。min=0.02362m3/s由此可以做出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線4（

38、） 泛液線令hd=（ht+hw） 由hd=hp+hl+hd=hc+h1+h+hl+hd聯(lián)令兩式得ht+-1hw=+1how+hc+hd+h忽略h，并整理得vs2=b-cls2-dls23式中a=0.051a0c02(vl)b=ht+-1hwc=0.153(lwh0)2d=0.00284e(1+)(3600lw)23代入數(shù)據(jù)整理得vs2=17-11369.2ls2-61ls23在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)ls值，按公式計(jì)算出 vs，計(jì)算結(jié)果如表3-15由上表3-15的數(shù)據(jù)可做出泛液線5根據(jù)以上各線方程，可做出精餾段篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖3-16所示3.8塔的輔助設(shè)備及附件的計(jì)算與選型3.8.1全凝器

39、塔頂回流全凝器通常采用管殼式換熱器，應(yīng)為精餾塔處理量大，且板數(shù)較多，為避免給安裝和檢修帶來(lái)不便，選擇強(qiáng)制循環(huán)式，塔頂蒸汽溫度td=80.5，需冷卻到td=40,取冷卻水進(jìn)口溫度t1=25，出口溫度t2=45,查表由此溫度范圍內(nèi)水的比熱容c.h2o=4.147kj/(kg.k)故tm=td-t2-(td-t1)ln(td-t2)(td-t1)=43.97查資料，k取為800w/（m2.k）由r苯=30.84kj/kmol r甲苯=35.05kj/kmol 得 r=xiri=0.991530.84+1-0.991535.05=31.02kj/kmol故q=vr=246863.4360031.021

40、000=2127139.7j/s 所以換熱面積a=qktm=2127139.780043.97=60.5m23.8.2再沸器選用130飽和水蒸氣，取總傳熱系數(shù)800w/（m2.k）出料液溫度：109.71110.5 走管程水蒸汽濕度：120130故tm=130-109.71-(120-110.5)ln(130-109.71)(120-110.5)=19.95塔底組成近似作為純甲苯 r甲苯=33.2kj/kmol q=vr=246863.4360033.21000=2276629.1j/s所以換熱面積a=qktm=2276629.180019.95=142m23.8.3接管管徑計(jì)算與選型（1）進(jìn)

41、料管尺寸計(jì)算料液質(zhì)量流速gf=f.mlfm=163.159586.013600=3.9kg/s體積流速vfl=gflf=3.9799.64=0.00488m3/s取管內(nèi)流速為uf=1.6m/s所以進(jìn)料管管徑為df=4vfluf=40.004881.6=62.2mm進(jìn)料口管徑選取705.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0mpa, 公稱直徑為70mm的平頸平焊鋼制管法蘭（1）塔頂回流管管徑計(jì)算回流液質(zhì)量流速gd=dmd=79.326378.123600=1.72kg/s體積流速vdl=gdld=1.72814.622=0.00211m3/s取管內(nèi)流速為uf=1.6m/s所以回流管管徑為df=4vdluf=40.002111.6=38mm塔頂回流管選用455.0的標(biāo)準(zhǔn)管法蘭選取公稱壓力4.0mpa, 公稱直徑為45mm的平頸平焊鋼制管法蘭（） 塔頂