化工原理課程設(shè)計(jì)之甲苯精餾塔設(shè)計(jì)(doc 39頁(yè)).doc

1、內(nèi)蒙古科技大學(xué)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書資料前 言化工原理課程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性、經(jīng)濟(jì)合理性?；どa(chǎn)常需進(jìn)行液體混合物的分離以達(dá)到提純或回收有用組分的目的，精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝達(dá)到輕重組分分離的方法。塔設(shè)備一般分為階躍接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。篩板塔和泡罩塔相

2、比較具有下列特點(diǎn)：生產(chǎn)能力大于10.5%，板效率提高產(chǎn)量15%左右；而壓降可降低30%左右；另外篩板塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，消耗金屬少，塔板的造價(jià)可減少40%左右；安裝容易，也便于清理檢修。本次課程設(shè)計(jì)為年處理含苯質(zhì)量分?jǐn)?shù)36%的苯-甲苯混合液4萬(wàn)噸的篩板精餾塔設(shè)計(jì)，塔設(shè)備是化工、煉油生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣(或汽)液或液液兩相之間進(jìn)行緊密接觸，達(dá)到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。在設(shè)計(jì)過(guò)程中應(yīng)考慮到設(shè)計(jì)的精餾塔具有較大的生產(chǎn)能力滿足工藝要求，另外還要有一定的潛力。節(jié)省能源，綜合利用余熱。經(jīng)濟(jì)合理，冷卻水進(jìn)出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量。另一方面影響到所需傳熱面積的大小。即對(duì)操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均有影

3、響，因此設(shè)計(jì)是否合理的利用熱能R等直接關(guān)系到生產(chǎn)過(guò)程的經(jīng)濟(jì)問題。II目錄第一章 緒論11.1 精餾條件的確定11.1.1 精餾的加熱方式11.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài)11.1.3 精餾的操作壓力11.2 確定設(shè)計(jì)方案11.2.1 工藝和操作的要求21.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求21.2.3 保證安全生產(chǎn)2第二章 設(shè)計(jì)計(jì)算32.1 設(shè)計(jì)方案的確定32.2 精餾塔的物料衡算32.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率32.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量32.2.3 物料衡算32.3 塔板計(jì)算42.3.1 理論板數(shù)NT的求取42.3.2 全塔效率的計(jì)算62.3.3 求實(shí)際板數(shù)72.3.4

4、 有效塔高的計(jì)算72.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算82.4.1 操作壓力的計(jì)算82.4.2 操作溫度的計(jì)算82.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算82.4.4 平均密度的計(jì)算102.4.5 液體平均表面張力的計(jì)算112.4.6 液體平均黏度的計(jì)算122.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算132.5 塔徑的計(jì)算132.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算152.6.1 溢流裝置計(jì)算152.6.2 塔板布置182.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降192.7.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降192.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降212.8 塔板負(fù)荷性能圖232.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖232.82 提餾段

5、塔板負(fù)荷性能圖26第三章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表30第四章 板式塔結(jié)構(gòu)314.1 塔頂空間314.2 塔底空間314.3 人孔314.4 塔高31第五章 致謝34參考文獻(xiàn)35II第1章 緒論1.1 精餾條件的確定本精餾方案適用于工業(yè)生產(chǎn)中苯-甲苯溶液二元物系中進(jìn)行苯的提純。精餾塔苯塔的產(chǎn)品要求純度很高，而且要求塔頂、塔底產(chǎn)品同時(shí)合格，普通的精餾溫度控制遠(yuǎn)遠(yuǎn)達(dá)不到這個(gè)要求。故在實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程控制中只有采用靈敏板控制才能達(dá)到要求。故苯塔采用溫差控制。1.1.1 精餾的加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設(shè)置再沸器。有時(shí)也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對(duì)塔底溶液起了稀釋

6、作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時(shí)，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。1.1.2 精餾的進(jìn)料狀態(tài) 進(jìn)料狀態(tài)直接影響到進(jìn)料線（q線）、操作線和平衡關(guān)系的相對(duì)位置，對(duì)整個(gè)塔的熱量衡算也有很大的影響。和泡點(diǎn)進(jìn)料相比：若采用冷進(jìn)料，在分離要求一定的條件下所需理論板數(shù)少，不需預(yù)熱器，但塔釜熱負(fù)荷（一般需采用直接蒸汽加熱）從總熱量看基本平衡，但進(jìn)料溫度波動(dòng)較大，操作不易控制；若采用露點(diǎn)進(jìn)料，則在分離要求一定的條件下，所需理論板數(shù)多，進(jìn)料前預(yù)熱器負(fù)荷大，能耗大，同時(shí)精餾段與提餾段上升蒸汽量

7、變化較大，操作不易控制，受外界條件影響大。泡點(diǎn)進(jìn)料介于二者之間，最大的優(yōu)點(diǎn)在于受外界干擾小，塔內(nèi)精餾段、提餾段上升蒸汽量變化較小，便于設(shè)計(jì)、制造和操作控制。故此設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料。1.1.3 精餾的操作壓力精餾操作在常壓下進(jìn)行，因?yàn)楸椒悬c(diǎn)低，適合于在常壓下操作而不需要進(jìn)行減壓操作或加壓操作。同時(shí)苯物系在高溫下不易發(fā)生分解、聚合等變質(zhì)反應(yīng)且為液體（不是混合氣體）。所以，不必要用加壓或減壓精餾。另一方面，加壓或減壓精餾能量消耗大，在常壓下能操作的物系一般不用加壓或減壓精餾。1.2 確定設(shè)計(jì)方案確定設(shè)計(jì)方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學(xué)技術(shù)上的最新成就，使生產(chǎn)達(dá)到技術(shù)上最先進(jìn)、經(jīng)濟(jì)上最合理的要

8、求，符合優(yōu)質(zhì)、高產(chǎn)、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點(diǎn)：1.2.1 工藝和操作的要求所設(shè)計(jì)出來(lái)的流程和設(shè)備，首先必須保證產(chǎn)品達(dá)到任務(wù)規(guī)定的要求，而且質(zhì)量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應(yīng)的措施。其次所定的設(shè)計(jì)方案需要有一定的操作彈性，各處流量應(yīng)能在一定范圍內(nèi)進(jìn)行調(diào)節(jié)，必要時(shí)傳熱量也可進(jìn)行調(diào)整。因此，在必要的位置上要裝置調(diào)節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計(jì)算傳熱面積和選取操作指標(biāo)時(shí)，也應(yīng)考慮到生產(chǎn)上的可能波動(dòng)。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計(jì)、壓強(qiáng)計(jì)，流量計(jì)等)及其裝置的位置，以便能通過(guò)這些儀表來(lái)觀測(cè)生產(chǎn)過(guò)程是否正常，從而幫助找出不正

9、常的原因，以便采取相應(yīng)措施。1.2.2 滿足經(jīng)濟(jì)上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設(shè)備及基建費(fèi)用。如前所述在蒸餾過(guò)程中如能適當(dāng)?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)都有影響。同樣，回流比的大小對(duì)操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)也有很大影響。1.2.3 保證安全生產(chǎn)例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過(guò)大或塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會(huì)使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項(xiàng)原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的。但在化工原理課程設(shè)計(jì)中，對(duì)第一個(gè)原則應(yīng)作較多

10、的考慮，對(duì)第二個(gè)原則只作定性的考慮，而對(duì)第三個(gè)原則只要求作一般的考慮。第二章 設(shè)計(jì)計(jì)算2.1 設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進(jìn)料。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)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產(chǎn)品冷卻后送至儲(chǔ)罐。2.2 精餾塔的物料衡算2.2.1 原料液進(jìn)料量、塔頂、塔底摩爾分率 （生產(chǎn)能力）進(jìn)料量：F=85000t/年 苯的摩爾質(zhì)量 MA=78.11Kg/mol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13Kg/mol 2.2.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品

11、的平均摩爾質(zhì)量 2.2.3 物料衡算 原料處理量 總物料衡算 F=D+W=137kmol/h 苯物料衡算 聯(lián)立解得： D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板計(jì)算2.3.1 理論板數(shù)NT的求取(1) 相對(duì)揮發(fā)度的求取查 溫度-組成 圖得td=80 tw=92.6（由表2）當(dāng)取td=80時(shí) 當(dāng)取 td=92.6時(shí) ， (2)最小回流比的求取由于是飽和液體進(jìn)料，有q=1，q線為一垂直線，故，根據(jù)相平衡方程有最小回流比為對(duì)于平衡曲線不正常情況下，取回流比R=(1.1-2)Rmin R=1.5Rmin=2.16（3） 精餾塔的氣、液相負(fù)荷 (4)操作線方程精餾段操作線方程 提

12、餾段操作線方程 (5)逐板法求理論板數(shù)計(jì)算過(guò)程如下相平衡方程 即 變形得： 精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算： 故精餾段理論板數(shù)n=7用提餾段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算： 故提餾段理論板數(shù)n=8（不包括再沸器）2.3.2 全塔效率的計(jì)算由 td=80 tw=92.6計(jì)算出 tm=93.5 根據(jù)表6分別查得苯、甲苯在平均溫度下的粘度內(nèi)差法計(jì)算出 ，平均粘度由公式，得根據(jù)奧康奈爾（Oconnell）公式計(jì)算全塔效率 2.3.3 求實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)提餾段實(shí)際板層數(shù)全塔共有塔板28塊，進(jìn)料板在第14塊板。2.3.4 有效塔高的計(jì)算精餾段有效塔高提餾

13、段有效塔高在精餾段和提餾段各設(shè)人孔一個(gè)，高度為600mm,故有效塔高2.4 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算2.4.1 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力P101.3 kPa每層塔板壓降 P0.7 kPa進(jìn)料板壓力101.3+0.713110.4kPa塔底操作壓力=101.3+0.715111.8kPa精餾段平均壓力（101.3+110.4）/2105.85 kPa提餾段平均壓力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa2.4.2 操作溫度的計(jì)算80 精餾段平均溫度=（ 80+92.6）/2 = 86.3提餾段平均溫度=（92.6+107）/2 =99.82.4.3 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔

14、頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由,得x1=0.959進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由上面理論板的算法，得0.654， 0.43塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精餾段平均摩爾質(zhì)量 提餾段平均摩爾質(zhì)量2.4.4 平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 提餾段的平均氣相密度液相平均密度計(jì)算 液相平均密度依下式計(jì)算，即 由tD80，查手冊(cè)得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 由tf92.06，查共線圖得 塔頂液相的質(zhì)量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的計(jì)算 由tw107， 塔頂液相的質(zhì)量分率 得 精餾段液相平均密度為 提餾段液相平均密度為2.4

15、.5 液體平均表面張力的計(jì)算由公式：a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算 由 tD80，查手冊(cè) b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算 由tF92.06，查共線圖得 c.塔底液相平均表面張力的計(jì)算 由tw107，查共線圖得 精餾段液相平均表面張力為 提餾段液相平均表面張力為2.4.6 液體平均黏度的計(jì)算由公式：及查手冊(cè)得塔頂液相平均黏度的計(jì)算由 tD80，查共線圖得 a. 進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由tF92.06，查共線圖得 b. 塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw107，查共線圖得 精餾段液相平均黏度為 提餾段液相平均黏度為2.4.7 氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：提餾段： 2.5 塔徑的計(jì)算塔板間距HT的選定很重要，

16、它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性，以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。 表2.1 板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板間距HT，mm200300250350300450350600400600對(duì)精餾段：初選板間距，取板上液層高度， ；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.070；依式校正物系表面張力為可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8）， 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.73m/s。對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得C20=0.065；依式校正物系表面張力為可取安全系

17、數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.60.8），故 按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.46m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取2m。2.6 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.6.1 溢流裝置計(jì)算 精餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌鲄^(qū)=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為=0.60D=0.602.0=1.2mb)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以 圖2.1液流收縮系數(shù)計(jì)算圖查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形降

18、液管的寬度與面積圖圖2.2弓形降液管的寬度與面積， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即（大于5s，符合要求）d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）依式滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm提餾段 因塔徑D2m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下： a)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌鲄^(qū)lW=（0.60.8）D，取堰長(zhǎng)為0.60D=0.602.0=1.2m b)出口堰高： ， 查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。 查得E=1.04,則故 c)降液管的寬度與降液管的面積：由查弓形

19、降液管的寬度與面積圖可得， ， 利用計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，d)降液管底隙高度：取液體通過(guò)降液管底隙的流速（0.07-0.25m/s）滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e)受液盤采用平行形受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm2.6.2 塔板布置 a)塔板的分塊 因D1200mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段：取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取3050mm所以這里取安定區(qū)寬度由于D=1.2m1.5m故 b)開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積， 篩孔數(shù)與開孔率：本例所處理是物系無(wú)腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩板直徑，篩孔按正三角形排列取孔中心距t為則每層板上的開孔面積為 氣體通過(guò)篩孔

20、的氣速為：2.7 篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降2.7.1 精餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降(1) 干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算： 由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖圖2.3得液柱(2) 氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算。氣體通過(guò)液層的阻力由下式計(jì)算，即 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。故。(3) 液體表面張力的阻力計(jì)算。液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即：氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度按下式計(jì)算：氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：(2) 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即： 塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則苯甲

21、苯物系屬一般物系，取，則：所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計(jì)算：故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(5) 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計(jì)算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。2.7.2 提餾段篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降(1)干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得(2) 氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算。 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。 故。(3) 液體表面張力的阻力計(jì)算。 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即： 氣體通過(guò)每層塔板的液柱高度按下式計(jì)算： 氣體通過(guò)每層塔板的壓降為： (2) 液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液

22、面落差的影響。(3) 溢流液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式所表示的關(guān)系，即：塔板不設(shè)進(jìn)口堰 則苯甲苯物系屬一般物系，取，則：所以設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象(4) 霧沫夾帶霧沫夾帶按下式計(jì)算：故液沫夾帶量在允許的范圍內(nèi)。(5) 漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由以下公式計(jì)算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設(shè)計(jì)中無(wú)明顯漏液。2.8 塔板負(fù)荷性能圖2.81 精餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線, ， 得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.2 漏液線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32由上表數(shù)據(jù)

23、即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線為限，：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.3 霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):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3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 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4。(5)液泛線由E=1.04,.得：，代入整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表

24、2.4。 表2.4Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01Vs /(m3/s)9.74 9.46 9.13 8.817.18 圖2.4 精餾段負(fù)荷性能圖2.82 提餾段塔板負(fù)荷性能圖(1)漏液線, ， 整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表2.5 漏液線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1(2)霧沫夾帶線以，求：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列于下表表2.6 液沫夾帶線計(jì)算結(jié)果 0.003 0.004

25、0.005 0.006 0.01 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2(3)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn):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3(4)液相負(fù)荷上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限 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4。(5)液泛線由E=1.04,=1.2得：，代入整理得： 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表 表2.7 Ls/(m/s) 0.0030.0040.0050.0060.01 Vs /(m/s)12.412.2812.1712.0611

26、.66第3章 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa105.85111.1各段平均溫度tm86.399.8平均流量氣相VSm3/s 1.471.46液相LSm3/s0.0360.086實(shí)際塔板數(shù)N塊78板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.85.6塔徑Dm22空塔氣速um/s0.730.46塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.21.2堰高h(yuǎn)wm0.0460.04溢流堰寬度Wdm0.1980.198管底與受業(yè)盤距離hom0.03750.09板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm2020孔數(shù)n個(gè)72197

27、219開孔面積m20.1420.142篩孔氣速uom/s10.3510.35塔板壓降hPkPa0.5250.540液體在降液管中停留時(shí)間s5.265.26降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1270.13霧沫夾帶kg液/kg氣0.007320.00657負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制第四章 板式塔結(jié)構(gòu)板式塔內(nèi)部裝有塔板、降液管、各物流的進(jìn)出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計(jì)板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。4.1 塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取4.

28、2 塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個(gè)因素決定。塔底駐液空間依貯存液量停留35min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)間）而定。塔底液面至最下層塔板之間要有12m的間距，大塔可大于此值。本塔取4.3 人孔一般每隔68層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450500mm，其伸出塔體得筒體長(zhǎng)為200250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約8001200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個(gè)人孔，共兩個(gè)，即4.4 塔高 故全塔高為14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙座取了較小的1.5m。主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子

29、量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105105,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240kPa40.046.054.063.374.386.0101、33表3 常溫下苯甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2：例11附表2）溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300

30、.4560.262表4 純組分的表面張力(1：附錄圖7)溫度8090100110120苯 甲苯 21.27 21.6920.0620.5918.8519.9417.6618.4116.4917.31表5 組分的液相密度(1：附錄圖8)溫度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770表6 液體粘度（1：）溫度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t

31、液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0第五章 致謝兩個(gè)星期的課程設(shè)