化工原理課程設(shè)計(jì)分離苯甲苯混合物的精餾塔設(shè)計(jì)

1、 化工原理課程設(shè)計(jì) 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一、設(shè)計(jì)任務(wù)：設(shè)計(jì)題目：分離苯-甲苯混合物的精餾塔設(shè)計(jì)給定條件：原料液：苯-甲苯混合物組成：xF = 0.32（摩爾分率，下同）處理量：F = 12400 kg/h溫度：29 oC餾出液：組成：xD = 0.93殘液：組成：xW = 0.02操作壓力：常壓二、設(shè)計(jì)內(nèi)容：設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)一份，其內(nèi)容包括目錄題目及數(shù)據(jù)工藝流程選擇論證及說(shuō)明、流程圖主要設(shè)備的設(shè)計(jì)（塔板數(shù)、塔徑、塔板結(jié)構(gòu)元件及尺寸，流體力學(xué)交校核）塔板布置圖，負(fù)荷性能圖主要輔助設(shè)備的選用與計(jì)算（塔頂冷凝器）三、參 考 資 料：化工原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論，成都科技大學(xué)化工原理設(shè)計(jì)導(dǎo)論編寫(xiě)組，成都科技大學(xué)出版社

2、，1994化工原理，下冊(cè)，葉世超 夏素蘭 易美桂 楊雪峰等編，科學(xué)出版社，2002化工原理（第二版），下冊(cè)，陳敏恒等，化學(xué)工業(yè)出版社，2000化工設(shè)備設(shè)計(jì)基礎(chǔ)，化工設(shè)備設(shè)計(jì)基礎(chǔ)編寫(xiě)組，上海科學(xué)技術(shù)出版社，1987化學(xué)工程師手冊(cè)，機(jī)械工業(yè)出版社，1999PERRY化學(xué)工程手冊(cè)（第六版），化學(xué)工業(yè)出版社，1984化學(xué)工程手冊(cè)（第二版），時(shí)鈞等，化學(xué)工業(yè)出版社，1996化學(xué)工程師簡(jiǎn)明手冊(cè)，鄧忠等，機(jī)械工業(yè)出版社，1997化工生產(chǎn)流程圖解，化學(xué)工業(yè)出版社，精餾設(shè)計(jì)、操作和控制，吳俊生等，中國(guó)石化出版社，1997塔型設(shè)備基礎(chǔ)設(shè)計(jì)，石油化學(xué)工業(yè)部編，1975塔設(shè)備設(shè)計(jì)，上?？茖W(xué)技術(shù)出版社，1988塔的工藝

3、計(jì)算，石油化學(xué)工業(yè)部設(shè)計(jì)院，1977 目錄 第一章 方案選定 1.1操作條件的確定 1.1.1操作壓力·········································

4、83;· 1.1.2 進(jìn)料狀態(tài)···········································加熱方式···

5、·········································冷卻劑與出口溫度·······

6、3;···························回流比的選擇·····················

7、3;·················1.2設(shè)備的選擇塔設(shè)備的選擇······························&#

8、183;········再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排····················· 1.3流程的確定物料的儲(chǔ)和輸送···············&

9、#183;····················· 參數(shù)的檢測(cè)和調(diào)控··························

10、3;·······1.4 熱能的利用 第二章 總體工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 2.1物料衡算與操作線方程 原料及產(chǎn)品組成 (xF, xD, xW, F)························· 2.1.2 全塔總物料衡算·····&#

11、183;································操作溫度················

12、3;···························· 2.1.4 使進(jìn)料達(dá)到泡點(diǎn)，預(yù)熱原料液所需熱··················

13、;··· 2.1.5 相對(duì)揮發(fā)度(a)········································ 2.1.6 最小回流比(Rmin)·&#

14、183;····································· 2.1.7 精餾塔的氣、液相負(fù)荷及操作線方程········

15、83;·············2.2 塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)··································

16、··········實(shí)際塔板數(shù)·······································&

17、#183;····2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 2.3.1 平均摩爾質(zhì)量·······································&#

18、183;·· 2.3.2 平均密度·············································

19、83; 2.3.3 液相平均表面張力······································ 2.3.4 液相平均黏度·······

20、;···································2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 2.4.1 塔徑的計(jì)算··········&

21、#183;··································· 2.4.2 精餾塔有效高度計(jì)算 ···········&#

22、183;························2.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 2.5.1 溢流裝置計(jì)算····················

23、3;······················· 2.5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列·······················

24、83;········2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 2.6.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降·································· 2.6.2 淹塔·

25、··················································

26、· 2.6.3 霧沫夾帶···············································2

27、.7 塔板負(fù)荷性能圖 2.7.1 霧沫夾帶線··············································&#

28、183;液泛線·················································

29、;··· 2.7.3 液相負(fù)荷上限線··········································· 2.7.4 漏液

30、線··················································

31、; 2.7.5 液相負(fù)荷下線限··········································· 第三章 附屬設(shè)備計(jì)算3.1 換熱器熱量計(jì)算 3.1.

32、1 塔頂冷卻所需熱·········································· 3.1.2 原料液加熱到泡點(diǎn)所需熱量···&#

33、183;····························· 3.1.3 塔釜加熱所需熱量··················

34、;·······················3.2 塔頂冷凝器 3.2.1 物性參數(shù)·······················

35、83;························· 3.2.2 傳熱面積······················

36、3;·························· 3.2.3 工藝尺寸結(jié)構(gòu)·····················

37、83;·······················3.3進(jìn)料預(yù)熱器 3.3.1 設(shè)計(jì)方案的確定·······················

38、;···················· 3.3.2 物性數(shù)據(jù)····························

39、···················· 3.3.3 傳熱面積估算····························

40、;················· 3.3.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu)······························

41、3;··············3.4 塔底再沸器 設(shè)計(jì)方案的確定·································

42、;··········· 物性數(shù)據(jù)······································

43、··········· 3.4.3 傳熱面積的估算····································

44、3;······· 3.4.4 工藝尺寸結(jié)構(gòu)········································

45、83;·····3.5 接管與法蘭 3.5.1 塔頂蒸汽出口管徑········································

46、83; 3.5.2 回流液管徑···············································

47、83; 3.5.3 進(jìn)料管直徑···············································

48、83; 3.5.4 釜液排出管徑···············································3.

49、6 筒體與封頭 3.6.1 筒體···············································&#

50、183;······· 3.6.2 封頭·········································

51、;··············3.7 人孔 第一章 方案選定1.1操作條件的確定1.1.1操作壓力根據(jù)生產(chǎn)要求，本設(shè)計(jì)選擇常壓下的連續(xù)蒸餾。常壓操作對(duì)設(shè)備要求低，操作費(fèi)用低，適用于苯-甲苯這類(lèi)非熱敏沸點(diǎn)在常溫（工業(yè)低溫段）物系分離，連續(xù)蒸餾集成度高，可控性好，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定。1.1.2 進(jìn)料狀態(tài)本設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)。在29攝氏度時(shí)苯與甲苯的狀態(tài)均為油狀液體，所以采用q>1。在進(jìn)料前將冷液體加熱到泡點(diǎn)再進(jìn)料。加熱方式由于蒸汽質(zhì)量不易保證，采用間接蒸汽加熱。用飽

52、和水蒸汽作為加熱劑，選用較高的蒸汽壓力，可以提高傳熱溫度差，從而提高傳熱效率。冷卻劑與出口溫度冷卻劑選用經(jīng)濟(jì)的常溫水?；亓鞅鹊倪x擇 采用泡點(diǎn)回流。根據(jù)實(shí)驗(yàn)和生產(chǎn)數(shù)據(jù)統(tǒng)計(jì)，一般最適宜回流比的范圍為R（1.12）Rmin，該物系屬易分離物系，最小回流比較小，所以在設(shè)計(jì)中把操作回流比取最小回流比的1.5倍。1.2設(shè)備的選擇塔設(shè)備的選擇 精餾操作課選用的塔設(shè)備有很多。在實(shí)際的生產(chǎn)操作中，由于浮閥塔具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、生產(chǎn)能力和操作彈性大、板效率高等優(yōu)點(diǎn)，因而是一種綜合性能較優(yōu)異的板型，所以本實(shí)驗(yàn)采用浮閥塔。再沸器，冷凝器等附屬設(shè)備的安排 塔底設(shè)置再沸器，塔頂蒸汽完全冷凝后再冷卻至回流入塔。冷凝冷卻器安裝在較

53、低的框架上，通過(guò)回流比控制期分流后，用回流泵打回塔內(nèi)，餾出產(chǎn)品進(jìn)入儲(chǔ)罐。塔釜產(chǎn)品接近純水，一部分用來(lái)補(bǔ)充加熱蒸汽，其余儲(chǔ)槽備稀釋其他工段污水排放。1.3流程的確定物料的儲(chǔ)和輸送在流程中應(yīng)設(shè)置原料槽、產(chǎn)品槽以及離心泵。原料可有泵直接送入塔內(nèi)，也可以通過(guò)高位槽送料，以免受泵操作波動(dòng)的影響。衛(wèi)士過(guò)程連續(xù)穩(wěn)定地進(jìn)行，產(chǎn)品還需用泵送入下一個(gè)工序。 參數(shù)的檢測(cè)和調(diào)控 流量、壓力和溫度等是生產(chǎn)中的重要參數(shù)，必須在流程中的適當(dāng)位置裝設(shè)儀表，以測(cè)量這些參數(shù)。 同時(shí)，實(shí)際生產(chǎn)過(guò)程中，物流的狀態(tài)（流率、溫度、壓力）、加熱劑和冷卻劑的狀態(tài)都不可能避免地會(huì)有一定程度的波動(dòng)，因此必須在流程中設(shè)置一定的閥門(mén)（手動(dòng)或自動(dòng)）進(jìn)

54、行調(diào)節(jié)，以適應(yīng)這種波動(dòng)，保證產(chǎn)品達(dá)到規(guī)定的要求。1.4 熱能的利用 精餾過(guò)程是組分反復(fù)汽化和反復(fù)冷凝的過(guò)程，耗能較多，如何節(jié)約和合理地利用精餾過(guò)程本身的熱能是十分重要的。 選取適宜的回流比，使過(guò)程處于最佳條件下進(jìn)行，可使能耗降至最低。與此同時(shí)，合理利用精餾過(guò)程本身的熱能也是節(jié)約的重要舉措。 若不計(jì)進(jìn)料、餾出液和釜液間的焓差，塔頂冷凝器所輸出的熱量近似等于塔底再沸器所輸入的熱量，其數(shù)量是相當(dāng)可觀的。然而，在大多數(shù)情況，這部分熱量由冷卻劑帶走而損失掉了。如果采用釜液產(chǎn)品去預(yù)熱原料，塔頂蒸汽的冷凝潛熱去加熱能級(jí)低一些的物料，可以將塔頂蒸汽冷凝潛熱及釜液產(chǎn)品的余熱充分利用。 此外，通過(guò)蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)

55、置，也可以取得節(jié)能的效果。例如，采用中間再沸器和中間冷凝器的流程1，可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器，可以利用溫度比塔底低的熱源，而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。 第二章 總體工藝設(shè)計(jì)計(jì)算以下設(shè)計(jì)計(jì)算中，A代表苯，B代表甲苯，苯、甲苯可視為理想溶液。苯的摩爾質(zhì)量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92 kg/kmol進(jìn)料液平均摩爾質(zhì)量2.1物料衡算與操作線方程 原料及產(chǎn)品組成 (xF, xD, xW, F)= 0.32 = 0.93 = 0.02 kmol/h2.1.2 全塔總物料衡算 總物料 易揮發(fā)組分 解方程 解得 操作溫度 由上述操作條件知，在進(jìn)料處

56、采用泡點(diǎn)進(jìn)料，蒸餾塔頂采用泡點(diǎn)回流。所以根據(jù)物料組成，結(jié)合苯-甲苯的物系相圖中的壓強(qiáng)一定下（P=101.325pa）的溫度組成圖t-x(y)圖， 可以查得： 冷液體進(jìn)料溫度 =29oC 塔頂 xD =0.93 =81oC 塔板 xF = 0.32 =98oC 塔底 xW = 0.02 =109oC 精餾段平均溫度 =89.5o 提餾段平均溫度 =103.5oC2.1.4 使進(jìn)料達(dá)到泡點(diǎn)，預(yù)熱原料液所需熱泡點(diǎn)下的飽和液體進(jìn)料則：q=1其中，苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：則甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為：苯的比熱容=1.7kJ/（kg·K)甲苯的比熱容=1.7kJ/（kg·k）進(jìn)料板xF = 0.39,，

57、=98oC 所以所需熱量為2.1.5 相對(duì)揮發(fā)度(a) 用安托因方程計(jì)算:苯的安托因常數(shù)為： 甲苯的安托因常熟為： 苯與甲苯的飽和蒸汽壓 塔頂 =81oC 則代入數(shù)值得 2.007 1.597 進(jìn)料板 =98oC 2.2223 1.8373 塔底 =109oC 2.349 1.97954 2.4029則全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度2.472.1.6 最小回流比(Rmin) 平衡方程 A式q=1 則q線方程為 B式聯(lián)立A、B兩式的 由此可得最小回流比為 操作過(guò)程中去回流比為最小回流比的1.5倍，則2.1.7 精餾塔的氣、液相負(fù)荷及操作線方程 kmol/h kmol/h由于泡點(diǎn)進(jìn)料q=1 所以 kmol/

58、h kmol/h精餾段操作線方程 帶入數(shù)值的 提餾段操作線方程 帶入數(shù)值得 2.2 塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)苯甲苯屬于理想體系，可采用逐板計(jì)算法來(lái)計(jì)算理論塔板數(shù)，由精餾段和提餾段的操作線方程聯(lián)立得 交點(diǎn)為 相平衡方程式 即 第1塊板上升的蒸汽組成 第1塊板下降的液體組成 第2塊板上升的氣相組成 第2塊板下降的液體組成 如此反復(fù)計(jì)算 因?yàn)?所以第8塊板為加料板第9塊板上升的蒸汽組成 第9塊板下降的液體組成 如此反復(fù)計(jì)算得 因?yàn)?，所以總理論板數(shù)為16，精餾段8塊，第8塊板為進(jìn)料板。實(shí)際塔板數(shù) 對(duì)精餾塔，采用相對(duì)揮發(fā)度與液相黏度的乘積為參數(shù)來(lái)表示全塔效率，相對(duì)揮發(fā)度與黏度取塔頂塔底平均溫度下的值，對(duì)

59、苯甲苯雙組份，由上述的計(jì)算可得相對(duì)揮發(fā)度，黏度為液相平均黏度。則根據(jù)上面所述并查相關(guān)手冊(cè)得： =81oC =109oC 已知 由 得：所以塔板的實(shí)際數(shù)為2.3 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 2.3.1 平均摩爾質(zhì)量已知：苯的摩爾質(zhì)量 MA=78 kg/kmol 甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92 kg/kmol 塔頂處： kg/kmol kg/kmol 進(jìn)料板處： kg/kmol kg/kmol塔底處： kg/kmol kg/kmol精餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol kg/kmol 提餾段氣、液混合物的平均摩爾質(zhì)量： kg/kmol kg/kmol 總體塔的氣、液混合物的平均

60、摩爾質(zhì)量： kg/kmol kg/kmol2.3.2 平均密度 A 氣相平均密度，由理想氣態(tài)方程計(jì)算：塔頂 進(jìn)料板塔底 精餾段 提餾段 氣相平均密度B 液相平均密度，計(jì)算公式： 塔頂 =81oC 進(jìn)料板 =98oC 液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 塔底 =109oC 液相的質(zhì)量分?jǐn)?shù)： 精餾段液相平均密度： 提餾段液相平均密度： 全塔液相平均密度：2.3.3 液相平均表面張力 液相平均表面張力計(jì)算公式： 塔頂液相平均表面張力 =81oC 查圖得 進(jìn)料板液相平均表面張力 =98oC塔底液相平均表面張力 =109oC精餾段液相平均表面張力：提餾段液相平均表面張力：全塔平均表面張力：2.3.4 液相平均黏度液相平均

61、黏度計(jì)算公式 塔頂液相平均黏度 =81oC 進(jìn)料板液相平均黏度 =98oC塔底液相平均黏度 =109oC精餾段液相平均黏度：提餾段液相平均黏度：全塔液相平均黏度：2.4 精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 2.4.1 塔徑的計(jì)算氣、液相體積流率： C 表示氣體負(fù)荷系數(shù)（m/s）根據(jù) 取板間距 板上液層高度 則有 查圖可知取安全系數(shù)為0.7 則塔徑 塔截面積 實(shí)際空塔氣速為 2.4.2 精餾塔有效高度計(jì)算 精餾段有效高度：提餾段有效高度：在精餾段、提餾段各設(shè)一人孔，其高度均為0.8m.。所以精餾塔的有效高度為 2.5 塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 2.5.1 溢流裝置計(jì)算 因塔徑D=1.4m ,可選用但溢流弓形

62、降液管，采用凹形受液盤(pán)。各項(xiàng)計(jì)算如下： (1）堰長(zhǎng) 由液體負(fù)荷及溢流形式可知，單溢流堰長(zhǎng)滿足,本設(shè)計(jì)采用（2）溢流堰高度 溢流堰高度計(jì)算公式： 選用平直堰，堰上液層高度依下列計(jì)算公式取上層液高度 得（3） 弓形降液管寬度以及截面積由,得 所以 液體在降液管中停留的時(shí)間，一般不小于35s，以保證溢流液中的泡沫有足夠的時(shí)間在降液管中得到分離。在求的降液管截面積之后，應(yīng)按照下列驗(yàn)算降液管內(nèi)液體的停留時(shí)間，即： 帶入數(shù)據(jù)得： 故降液管設(shè)計(jì)合理。(4 )降液管底隙高度 計(jì)算公式 取則： 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理2.5.2 塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 取閥孔動(dòng)能因數(shù)F0=10 ，孔速為u0每層塔板上的浮閥數(shù)

63、： 其中為閥孔直徑，取值為取邊緣區(qū)寬度Wc=0.06m,破沫區(qū)寬度Ws=0.07m，鼓泡區(qū)面積為Aa，即： 由于在閥孔的排列中，叉排氣液接觸較好，而且對(duì)于大塔，當(dāng)塔板采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便按正三角形，所以對(duì)本設(shè)計(jì)的浮閥排列方式采用等腰三角形交叉，取同一橫排的孔心距t=75mm ,則估算排間距為 考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而個(gè)快的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距不宜采用67.6mm，應(yīng)小于此值。故去t'=65mm 按t=75mm,t'=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，得閥數(shù)N=207按N=207 重新核算孔速及閥孔動(dòng)能因數(shù)： 閥孔動(dòng)能因數(shù)變化不大，仍

64、在912范圍內(nèi)。塔板開(kāi)孔率=2.6 塔板流體力學(xué)驗(yàn)算 2.6.1 氣相通過(guò)浮閥塔板的壓降可根據(jù) 計(jì)算塔板壓降（1） 干板阻力 臨界孔速 因,則可按下式計(jì)算：（2) 板上充氣液層阻力 本設(shè)計(jì)分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇〕錃庀禂?shù)，可得 (3) 客服表面張力所造成的阻力 因本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，其很小，可忽略不計(jì)。因此，氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨葹椋簡(jiǎn)伟鍓航?2.6.2 淹塔 為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清夜層高度 可用下列公式計(jì)算。即（1） 與氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?） 液體通過(guò)降液管的壓力損失，因不設(shè)進(jìn)口堰，故按下式計(jì)算的 （3） 板上液層高度

65、，去因此=0.059+0.05+0.006123=0.1151m取，, 則可見(jiàn),符合防止淹塔的要求。2.6.3 霧沫夾帶板上液體流經(jīng)長(zhǎng)度 板上液流面積 苯和甲苯可按正常系統(tǒng)取物性系數(shù)K=1.0，查的泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù),將以上數(shù)值帶入下式，得： ×100即F1=54.32又按下列式子計(jì)算泛點(diǎn)率×100帶入數(shù)值得=55.56計(jì)算出的泛點(diǎn)率都在80以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足 的要求。2.7 塔板負(fù)荷性能圖 2.7.1 霧沫夾帶線作出 對(duì)于一定的物系及一定的塔板結(jié)構(gòu)，式中,及均為已知值，相應(yīng)于的泛點(diǎn)率上限值亦可確定，將各已知數(shù)據(jù)代入上式，便得出的關(guān)系式，據(jù)此作出霧沫夾帶線。按泛點(diǎn)率=

66、80計(jì)算如下：整理得 霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè),依照上式計(jì)算出相應(yīng)的的值列于附表1中：附表1：霧沫夾帶線數(shù)據(jù) 0.003 0.0020.0010.01 2.23 2.252.272.07液泛線由確定液泛線。忽略式中項(xiàng)，將, 閥全開(kāi)前 , 閥全開(kāi)后 , 帶入上式，得到物性一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸一定，則,及等均為定植，而與又有如下關(guān)系，即 式中閥孔數(shù)N與孔徑亦為定值。因此，可將上式簡(jiǎn)化，得 在操作范圍內(nèi)任取若干個(gè)值，按照上式算出相應(yīng)的值列于附表2中： 附表2：液泛線數(shù)據(jù)0.0010.0020.0030.0040.012.522.452.372.301.94 2.7.3 液相負(fù)荷上限線

67、液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留時(shí)間不低于35s。液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間，求出上限液體流量值（常數(shù)），在圖上，液相負(fù)荷上限線與氣體流量無(wú)關(guān)的豎直線。 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，則 2.7.4 漏液線 對(duì)于F1型重閥，依計(jì)算，則又知 式中均為已知數(shù)，故可由此式求出氣相負(fù)荷的下限值，據(jù)此與液相流量無(wú)關(guān)的水平漏液線。以F0=5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則 2.7.5 液相負(fù)荷下線限 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件，依下列的計(jì)算式 計(jì)算出的下限值，依次作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無(wú)關(guān)的豎直直線。去E=1，則根據(jù)附表1、2可分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的15共5條線，見(jiàn)附圖1：由

68、塔板負(fù)荷性能圖可以看出：1：在規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)，處在適宜操作區(qū)域內(nèi)的適中未知。2：塔板的氣負(fù)荷上限完全由霧沫夾帶控制。3：按固定的液氣比，由附圖1的氣相負(fù)荷上限 氣相負(fù)荷下限 所以：操作彈性=將計(jì)算結(jié)果匯總列表附表3中：附表3：浮閥塔板工藝設(shè)計(jì)結(jié)果 項(xiàng)目 數(shù)值及說(shuō)明塔徑D/m 1.4板間距HT/m 0.45塔板型式單溢流弓形降液管空塔起氣速u(mài)/(m/s) 1.00835堰長(zhǎng)lw/m 0.98堰高h(yuǎn)w/m 0.03321板上液層高度hL/m 0.05降液管底隙高度h0/m 0.01996閥孔氣速u(mài)0/(m/s) 5.8986閥孔動(dòng)能因數(shù)F0 9.8761臨界閥孔氣速u(mài)0c/(m/s) 5

69、.9707浮閥數(shù)N/個(gè) 207空心距t/mm 75排間距t'/mm 65單板壓降 439.6563液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間 13.6277降液管內(nèi)清夜層高度 0.1151泛點(diǎn)率/ 54.32氣相負(fù)荷上限 2.27氣相負(fù)荷下限 0.7385操作彈性 3.07 第三章 附屬設(shè)備計(jì)算3.1 換熱器熱量計(jì)算已知：氣化潛熱 比熱容 81oC 98oC kmol/h kmol/h kmol/h xF = 0.32 =29oC =81oC =98oC =109oC 3.1.1 塔頂冷卻所需熱量 在未冷凝前，塔底的物料基本上為氣體，再被冷凝回流后基本上都是液體，并且溫度并未發(fā)生明顯變化，只是物料狀態(tài)的改

70、變，則： 3.1.2 原料液加熱到泡點(diǎn)所需熱量泡點(diǎn)下的飽和液體進(jìn)料 其中苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 同理可得 甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 所需熱量為 帶入數(shù)值得 3.1.3 塔釜加熱所需熱量塔釜加熱 （1） Qm包括將原料液F從=98oC加熱到 =109oC，回流液L從 =81oC 加熱到=109oC，即：帶入數(shù)值得 則 （2） Qr為將V'近乎為從純液體純氣體狀態(tài)，即： 帶入數(shù)值得 綜上可得 3.2 塔頂冷凝器 塔頂采用循環(huán)冷卻水冷凝，冷卻水入口溫度為室溫（取oC)，出口溫度設(shè)為=39oC。由于循環(huán)冷卻水容易結(jié)垢，若其流速太低將會(huì)把加快結(jié)垢的速度，使換熱器流量下降，所以循環(huán)冷卻水走管程，飽和氣體走殼程。3.2.1 物性參數(shù) 冷卻水進(jìn)出口平均溫度oC查得循環(huán)水在34oC下的物性數(shù)據(jù)： (m×oC)(kg.oC) 3.2.2 傳熱面積 由于采用泡點(diǎn)回流，所以近似于換熱器中只有相變化，其換熱器負(fù)荷的計(jì)算為：平均傳熱溫差：oC冷卻水用量 由于高溫流體是氣體，所以可選取較小的K值，假設(shè)k=200oC),則估算的傳熱面積為 3.2.3 工藝尺寸結(jié)構(gòu) (1)：管徑和管內(nèi)流速： 選用較高級(jí)冷撥傳熱管（碳鋼），取管內(nèi)流速為(2)： 管程數(shù)和傳熱管數(shù)：可根據(jù)傳熱管內(nèi)徑和流速確定單程傳熱管數(shù)按單程管計(jì)算，所需的傳熱管長(zhǎng)度為 按單程管設(shè)計(jì)，傳熱管過(guò)長(zhǎng)，宜采用多管程結(jié)構(gòu)。根據(jù)本設(shè)計(jì)實(shí)際情況，采用