篩板精餾塔課程設(shè)計(jì)報(bào)告書

1、化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書篩板式精餾塔設(shè)計(jì)系 別：化學(xué)工程系 班 級(jí)：水凈化 1001學(xué) 號(hào)： 0903100108姓 名： 澤 于指導(dǎo)老師；黃 秋 穎目錄第一部分 概述 4一、設(shè)計(jì)目標(biāo) 4二、設(shè)計(jì)任務(wù) 4三、設(shè)計(jì)條件 4四、設(shè)計(jì)容 4五、工藝流程圖 5第二部分 工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 6一、設(shè)計(jì)方案的確定 6二、精餾塔的物料衡算 61. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù) . 62. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù) 63. 物料衡算原料處理量 6三、塔板數(shù)的確定 71. 理論板層數(shù)Nt的求取 72. 全塔效率 ET 83. 實(shí)際板層數(shù)的求取 8四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 81

2、.操作壓強(qiáng)計(jì)算 92. 操作溫度計(jì)算 93. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 94. 平均密度計(jì)算 95. 液相平均表面力計(jì)算 106. 液相平均粘度計(jì)算 11五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 111. 塔徑的計(jì)算 112. 精餾塔的有效高度的計(jì)算 12六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 131. 溢流裝置計(jì)算 132. 塔板布置 143. 篩孔數(shù) n 與開孔率 15七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 151. 氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hP 152. 霧沫夾帶量 eV 的驗(yàn)算 163. 漏液的驗(yàn)算 174. 液泛驗(yàn)算 17八、塔板負(fù)荷性能圖 171. 漏液線 172. 霧沫夾帶線 183. 液相負(fù)荷下限線 194. 液相負(fù)

3、荷上限線 195. 液泛線 206. 操作線 21九、設(shè)計(jì)一覽表 22十、操作方案的說(shuō)明： 23附表 24總結(jié) 26參考文獻(xiàn) 26第一部分概述一、設(shè)計(jì)目標(biāo)分離苯一甲苯混合液的篩板式精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)試設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合物的篩板精餾塔。已知原料液的處理量為 9000kg/h， 組成為0.49 （苯的摩爾分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液的組成為 0.93，塔底釜液的組成 為 0.02 。三、設(shè)計(jì)條件操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比與最 小回流比比 值單板壓降全塔效率4kPa （塔頂表壓）泡點(diǎn)20.7kPaEt 50%計(jì)容編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書，主要容包括：1、前言2、流程的確定和說(shuō)明3、生產(chǎn)條件的確定和說(shuō)明4、精

4、餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算：（1）工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算（2）精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算（3）塔板主要工藝尺寸的計(jì)算（4）塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算（5）塔板負(fù)荷性能圖（精餾段）（選作）5、設(shè)計(jì)結(jié)果列表6、設(shè)計(jì)結(jié)果的討論和說(shuō)明7、主要參考資料8結(jié)束語(yǔ)五、工藝流程圖精餾裝置包括精餾塔，原料預(yù)熱器，再沸器，冷凝器。釜液冷卻器和產(chǎn)品冷 凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精 餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率 很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔 的操作穩(wěn)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

5、受 泵操作波動(dòng)的影響。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取 出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海┰俜衅髦性弦翰糠制?，產(chǎn)生上升蒸汽， 依次通過(guò)各層塔板。塔頂蒸汽進(jìn)入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進(jìn)入貯槽 再經(jīng)過(guò)冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分 經(jīng)過(guò)冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進(jìn)行，流程中還 要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵，有時(shí)還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置 必要的儀表（流量計(jì)、溫度計(jì)和壓力表）。以測(cè)量物流的各項(xiàng)參數(shù)。塔頂冷凝裝置根據(jù)生產(chǎn)狀況以決定采用全凝器，以便于準(zhǔn)確地控制回流比。 若后繼裝置使用氣態(tài)物

6、料，則宜用全分凝器?？偠灾_定流程時(shí)要較全面，合 理的兼顧設(shè)備，操作費(fèi)用操作控制及安全因素。1丹杓V-Js-ta1<連續(xù)精餾操作流程圖i書進(jìn)第二部分工藝設(shè)計(jì)計(jì)算、設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離苯-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， 其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(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 2倍。、精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量M a =78.11kg/mol甲苯的摩爾質(zhì)量M B =92.13kg/mol2. 原料液及塔頂、

7、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)Mf=0.49 78.11+ (1-0.49)M d =0.9378.11+ (1-0.93)92.14=85.26kg/mol92.14=79.09kg/mol92.14=91.85kg/molWfXF M AXf M A (1 Xf )M B0.49 78.110.49 78.11(1 0.49) 92.130.45WdXD M AXd M a (1 Xd ) M b0.93 78.110.93 78.11 (1 0.93) 92.130.92WwXw M aXw M a (1 xw )M b0.02 78.110.02 78.11(10.02) 92.13

8、0.02Mw=0.02 78.11+ (1-0.02)3. 物料衡算原料處理量總物料衡算D /+W = 9000苯物料衡算0.92Dz + 0.02 Wz= 0.459000聯(lián)立解得D /=4300 k g /h，W = 4700 k g /h，F(xiàn)z= 9000kg/hF=9000/85.26=105.56kmol/h, D=4300/79.09= 54.39 kmol/h,W=4700/91.85=51.17kmol/h三、塔板數(shù)的確定1. 理論板層數(shù) NT 的求取苯-甲苯屬理論物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。由附表查得苯 -甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出 x-y 圖及 t-x-y 圖81.5

9、 91.5286.5 度根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度為86.5度，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為0.49 苯(10.49)甲苯0.49 0.29350.51 0.29850.269( mPa s)求最小回流比及操作回流比采用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)e (0.49, 0.49 )做垂線,ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)F坐標(biāo)為：yq =0.70 xq =0.49故最小回流比為：Rmin： Xd-yq .0.930.70 =1.095yq-Xq0.70 -0.49取操作回流比為：R2Rmin21.0952.19求操作線方程精餾段操作線方程：yRxXd2.09x09

10、30.676x 0.3R1R 13.093.09圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，由圖可知求解結(jié)果為：總理論板層數(shù)Nt (11 1)10層，精餾段4層，提餾段6層。進(jìn)料板是第五塊板2.全塔效率EtT頂T進(jìn)Et 0.17-0.616 lg m，T2Et 0.17 0.616 lg 0.2960.4950.503.實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)：M4N精8(層)0.5提餾段實(shí)際板層數(shù)：6 n提0.512(層)故四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算以精餾段為例進(jìn)行計(jì)算。1.操作壓強(qiáng)計(jì)算塔頂操作壓強(qiáng)PD101.3 4 105.3kPa每層塔板壓降P0.7kPa進(jìn)料板壓強(qiáng)PF105.3 0

11、.7 8 110.9kPa提餾段平均壓強(qiáng)p m(105.3 110.9)/2 108.1kPa2.操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過(guò)試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽 和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過(guò)程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度Td=81.5 C進(jìn)料板溫度Tf=91.5 C平均溫度 T 815 91586.5 C23. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由xD力0.93查表得：X=0.83M VDm M D 79.09kg/kmolM LDm 0.83 78.11(1 0.83) 92.1380.49kg/koml進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由圖解理論板，得yF 0.70查平衡曲線，得Xf

12、0.49MvFm 0.7 78.11(10.7) 92.1382.316kg / kmolM LFm 0.49 78.11(10.49) 92.1385.26kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量79.09 82.316M Vm80.7kg/kmol280.49 85.26 M Vm82.88kg/kmol24. 平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即mVPM m精RT血1 8°72.92 kg/m38.314 (86.5 273.1)液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算:ai / iLm 塔頂液相平均密度計(jì)算:由Td=81.5 C,查附表得 ia813.5Cib808.

13、5CLmD0.92 813.5 0.08 808.53813.1kg/m 進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由Tf=91.5 C,查附表得A 805 CB 802C進(jìn)料板液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)計(jì)算0.49 78.11aA 0.49 78.11(10.49)0.4592.13Lm F0.45 805 0.55 8023803.35kg/m精餾段液相平均密度為L(zhǎng)m813.1 803.35808.23kg/m35. 液相平均表面力計(jì)算液相平均表面力依下式計(jì)算,Lm即nXi1塔頂液相平均表面力計(jì)算由Td=81.5 C,查附表得21.24mN /mb 21.42mN/m21.25mN /mB 20.4mN /m0.93 2

14、1.24 (1 0.93) 21.42進(jìn)料板液相平均表面力計(jì)算由 Tf=91.5 C,查附表得 a 18.9mN/mma 0.49 18.9 (10.49) 20.419.67mN/m精餾段液相平均表面力為:21.25 19.6720.46mN/m6. 液相平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算:LmnXii1塔頂液相平均粘度計(jì)算由Td=81.5 C,查附表得0.303mPa?s0.305mPa ? s0.930.303 (10.93)0.3050.303mPa?s進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算由Tf=91.5 C,查附表得a 0.274mPa?s0.28mPa ?sl 進(jìn) 0.490.274(10.49

15、)0.280.277mPa?s精餾段液相平均粘度為0.303 0.2770.29mPa?s 求精餾塔的氣、液相負(fù)荷Ls(R 1)D3.19 54.39173.5kmol / hVM vm3600 VmRD 2.09LM Lm3600 Lm173.5 80.73600 2.9231.33m /s54.39 113.68kmol/h113-68 8280.0032m3/s3600 808.23Lh 3600LS 11.68m2/s五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1.塔徑的計(jì)算取板間距日丁0.30 m,取板上液層高度hL 0.06m , 則H L hL0.3 0.06 0.24m(嚴(yán))宀VS V1(0.

16、0032 808.23遼(1.29 )( 2.92 )0.041查smith圖得C2o=O.O72,依式校正到物系表面力為 20.46mN/m時(shí)的CC C2o(2o)O.20.072(等)0.20-072Umax0.072、80823 返1.22.92取安全系數(shù)為0.70，則空塔氣速為：u0.70umax 0.70 1.20.84m/smax4VsDu4 1.290.841.4m按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 D 1.4m2. 精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精（N精（八精1)Ht(8 1) 0.42.8m提餾段有效高度為Z餾（N餾1) Ht (121)0.44.4m在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為

17、0.64m,故精餾塔的有效高度為ZZ 精Z 餾 0.64 2.8 4.4 0.647.84m六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1. 溢流裝置計(jì)算篩板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。其尺寸和結(jié)構(gòu) 對(duì)塔的性能有著重要影響。根據(jù)經(jīng)驗(yàn)并結(jié)合其他影響因素，當(dāng)因D=1.0m,可選用單 溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：溢流堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng)lw為0.66D 即lw 0.66 1.40.924m溢流堰高度hw 計(jì)算如下:依式hwhl how，0.9241.40.66，Lhl 2.51 w11 68時(shí)14.23m査下圖知EM。3howE（“）31000 lw2.8422.84 e

18、（B）3 1000（lw）2.8410001.03（11.68）30.01m0.9240.060.010.05mhw聯(lián)it牧匚戢計(jì)irns取板上清液層高度h 60mm,故弓形降液管寬度Wd和降液管面積Af由 *0.66，査下圖得 叫 0.124，0.0722DDAy故Wd0.124D 0.124 1.4 0.3472m23 142A -D1.421.538644Af 0.0722州 0.1111m2驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即Af Ht0.1111 0.30-10.40 （5s,符合要求）Ls0.0032故降液管設(shè)計(jì)合理。降液管底隙高度取液體通過(guò)降液管底隙的流速Ug 0.08

19、m/s計(jì)算降液管底隙高度g即:hoLs1W U00.00320.942 0.080.0433 m2. 塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC0.035m，安定區(qū)寬度WS 0.065m開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積Aa計(jì)算，得222.1 XAa 2 x 很 xR sin -180R2 0.288 0.66520.28820.6652 sin 10.6650.38m2xDWWS)0.7 (0.34720.065)0.288mRDWC0.70.035 0.665m23. 篩孔數(shù)n與開孔率本例所處理的物系無(wú)腐蝕性，取篩孔孔徑 d0 5mm,正三角形排列，可選用3mm碳鋼板，取t d0 4.0，故孔中心距 t 4.0 5.

20、020.0mm依式計(jì)算塔板上開孔區(qū)的開孔率，即乍 100% 冊(cè) 1。0%9100%3.05.67%每層塔板上的開孔面積A0為A0Aa 0.101 0.380.384m2氣體通過(guò)篩孔的氣速為u。VS 空93.36m/sA。0.384七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算1. 氣體通過(guò)篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮p依式hPheh1干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c，計(jì)算如下依 do.5 3 1.67，査圖得 C。0.78hc0.051（尹）2（）C0L0.051（需器）0.0277m氣體通過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮i，計(jì)算如下:VsAtAf0.249 0.0213 0.91m/SFa ua . V 1 .53由圖查取板上

21、液層充氣系數(shù)00.61m （Ao（hw how） O.。366克服液體表面力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮依式4Lgd04 20.46 100.0021m808.23 9.81 0.005氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度hp可按下式計(jì)算:hP0.055 0.0366 0.002012 0.0658m氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：Pp hp Lg 0.0658 808.49 9.81521 Pa 0.7kPa（設(shè)計(jì)允許值）2. 霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算65.7 10 Ua ） 3.2（Ht hf）65.7 10（0.951、20.46 10 3 0.42.5 0.150.0168kg 液 /kg 氣 0.1kg 液 /

22、kg 氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。3. 漏液的驗(yàn)算對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速uow可由式(5-25)計(jì)算：uOW 4.4C0 . (0.0056 0.13hL h ) L / v7.1m/ s穩(wěn)定系數(shù)為K 出 1465 1.57( 1.5)Uow故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。4. 液泛驗(yàn)算為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高 Hd應(yīng)服從如下關(guān)系：Hd (Ht hw)依式計(jì)算，即Hd hp hL hdLS20.00322hd0.153( S )2 0.153()20.00098mlw ?h00.924 0.0433Hd hP hL hd 0.04680.06 0.000980.205m苯-甲苯物系屬一般

23、物系，取0.5，則(Ht Hw)0.5( 0.40.0504)0.2252m故Hd (Ht Hw)，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生泛液。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)的驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是 合適的。八、塔板負(fù)荷性能圖1. 漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。Uow4.4C。. (0.0056 0.13hl h ) l/ vV i2Uow沁，hLhw how0.05 0.704LsAo代入原式得VS,min4.4 0.78 0.0056 0.13(0.0504 0.704LS3) 0.002012808.452.92已算出

24、A 0.135m2，代入整理得Vs, min 0.77 1 9Ls3在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表。Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00060.790.00150.850.00300.860.00450.88由此表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1當(dāng)氣相負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，液沫夾帶量過(guò)大，使塔板效率大為降低。對(duì)于精餾, 般控制2. 霧沫夾帶線ev< 0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg為限，求V-Ls關(guān)系如下:5.7 10 6 / Ua 、3.20/(-)Ht hfhfUaVsAtAfVs1.53862.5( hwhow )2.5 Hw2.84 10 3

25、E(36001-l W近似取E 1.0，hW0.05mlW 0.924m21.76Ls?23 3600 Ls "3hf 2.5 0.05042.84 10 ( 一)30.1250.924取霧沫夾帶極限值e 0.1kg液/kg氣，已知 20.46 10 N/m，Ht 0.4m，代入原式得:整理得0.15.76 10 6 (3 (20.46 10 30.7Vs2)320.40.125 1.76Ls32VS0.16 1.03Ls3在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表。Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00060.150.00150.150.00300.140

26、.00450.13可作2。由此表數(shù)據(jù)即 出液沫夾帶線3. 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下 降。對(duì)于平直堰，取堰上液層高度how 0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式（5-7） 得22.84 L/3600Ls,minE()31000Iw2取E=1,則2.84 3600 LS,min 3 0.006 ( )310000.924整理上式得Ls,min12.66 10 4m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線34. 液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在 降液管停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不

27、及與液相分離而被帶入下層塔板， 造成氣相返混，降低塔板效率。以4s作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，由式（5-9 ）得LS ,maxHt Af0.4 0.111130.01111m /s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線45. 液泛線若操作的氣液負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液 泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通 常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管 須維持一定的液層高度H聯(lián)立式得(H T H W ) hphwhOWhd近似取E1.0，lw 0.924m，由式how22.84 10 乍嚴(yán)001

28、)2.84Iw2103飾how20.7032 Ls3hPhCh1 hhe0.051(匹)2()0.051(C0 lVs )2C0 A0lhi20.01665Vs0 ( hwhOW )0-6(0. 05042 20.7032 Ls3 )0.030240.4219 Ls空h 0.002069m (已算出)hP0.01665Vs20.0302420.4219Ls 女 0.0020690.032 0.01665Vs220.4219Ls3L s2L s22hd0.153VX)°.153(0.924 0.0433)販5%將Ht 0.4m、hW 0.0504m、0.5以及以上式代入得:2295.2

29、0.5(0.40.0504)0.03220.01665Vs0.4219Ls30.05040.7032 Ls 3整理得下式:28.58 68.17®5740.511s2 vs2在操作圍，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于下表:Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)0.00062.850.00152.770.00302.680.00452.59由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線 56. 操作線由 Ls,min12.66 10 4m3/s，Ls,max0.01111m3/s，及 Ls 與 Vs 之間的關(guān)系可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：s在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA即作出操作線。由圖

30、可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為Vs,max0.011118.776Vs,min0.001266九、設(shè)計(jì)一覽表將設(shè)計(jì)篩板的主要結(jié)果匯總于下表:序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度嚅，C86.517邊緣區(qū)寬度WC，m0.2平均壓力Pm，kPa108.118開孔區(qū)面積As， cm0.323氣相流里VS，m /s1.3319篩孔直徑d。，m0.0054液相流量LS，m3/s0.003220篩孔數(shù)目n8655實(shí)際塔板數(shù)1021孔中心距t， m0.0186有效段高度Z m7.8422開孔率，%10.17塔徑D, m1.423空塔氣速u，m/s0.848板間距Ht，m0.4

31、24篩孔氣速Uo，m/s3.369溢流形式單溢 流25穩(wěn)定系數(shù)2.8410降液管形式弓形26每層塔板壓降 pp，kPa0.711堰長(zhǎng)hL，m0.92427負(fù)荷上限液泛控 制12堰高h(yuǎn)W，m0.050428負(fù)荷下限漏液控 制13板上液層咼度hL， m0.0629液沫夾帶q，（kg液/kg氣）0.016814堰上液層咼度how，m0.01130氣相負(fù)荷上限Vs,max， m3/s0.0036315降液管底隙高度h。，m0.043331氣相負(fù)荷卜限Vs,min， m3 /s0.00045316安定區(qū)寬度WS，m0.06532操作彈性8.776十、操作方案的說(shuō)明:本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對(duì)于二

32、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，降原料液通過(guò)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。冷凝器在泡點(diǎn)下一部分回流到塔，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷 卻器冷卻后送入儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比 去最小回流比的兩倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品冷卻送到儲(chǔ)罐。附表表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式相對(duì)分子質(zhì)里Mr沸點(diǎn)/ c臨界溫度tc/ C臨界壓強(qiáng)pc/kPa苯C6H78.1180.1288.56833.4甲苯GH5-CH92.13110.6318.574107.7表2常壓下苯-甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/ c液相中苯的摩爾分?jǐn)?shù)/X氣相中苯的摩

33、爾分?jǐn)?shù)/y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080