2022年苯甲苯筛板精馏塔课程设计方案 .pdf

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1、河西学院Hexi University 化 工 原 理 课 程 设 计题目 : 苯- 甲苯筛板式精馏塔设计学院 : 化学化工学院精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 46 页2 专业 : 化学工程与工艺学号 :姓名 : 指导教师 :2014 年 12 月 6 日目录化工原理课程设计任务书1.概述 5 1.1 序言 6 1.2 再沸器 7 1.3 冷凝器 7 2.方案的选择及流程说明7 3.塔的工艺计算 8 3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率8 3.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量9 3.3 物料衡算 9 4.塔板数的

2、确定 9 4.1 理论塔板数TN9 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 46 页3 4.2 最小回流比及操作回流比10 4.3 精馏塔的气、液相负荷11 4.4 操作线方程 11 4.5 图解法求理论塔板数11 4.6 实际板层数 12 5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据12 5.1 操作压力 12 5.2 操作温度 12 5.3 平军摩尔质量 13 5.4 平均密度 14 5.5 液体平均表面张力15 5.6 液体平均黏度 16 6.精馏塔的塔体工艺尺寸17 6.1 塔径 17 6.2 空塔气速 18 6.3 实际空塔气速

3、 19 6.4 精馏塔有效高度19 7.踏板主要工艺尺寸的设计20 7.1 塔板布置 23 7.2.塔板布精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 46 页4 置.188.筛板的流体力学验算25 8.1 塔板压降 25 8.2 液面落差 26 8.3 液沫夹带 26 8.4 漏液 27 8.5 液泛 28 9.塔板负荷性能图 28 9.1 漏液线 28 9.2 液沫夹带线 29 9.3 液相负荷下限线31 9.4 液相负荷上限线32 9.5 液泛线 32 10.板式塔常见附件35 10.1 进料罐线管径 36 11.附属设备 39

4、 11.1塔顶空间 39 11.2塔底空间 .39 11.3人孔 39 11.4塔高 40 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 46 页5 12.设计筛板塔的主要结果汇总：40 参考文献 42 设计心得体会 42 成绩评定 ：44 化工原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯板式精馏塔设计二、设计任务及操作条件1. 设计任务生产能力（进料量） 100000吨/ 年操作周期 7000小时/ 年进料组成 56% （苯质量分率，下同）塔顶产品组成 98.5% 塔底产品组成 1.5% 2. 操作条件操作压力 4kPa 进料热状态泡点进

5、料精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 5 页，共 46 页6 加热蒸汽低压蒸汽3.设备型式筛板塔4. 厂址天津三、设计内容1. 设计方案的选择及流程说明2. 塔的工艺计算3. 主要设备工艺尺寸设计. 塔径塔高及板结构尺寸的确定. 塔板的流体力学校核. 塔板的负荷性能图. 总塔高总压降及接管尺寸的确定4. 辅助设备选型与计算5. 设计结果汇总6. 工艺流程图及精馏工艺条件图7. 设计评述1.概述1.1 序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教案，是理论

6、联系实践的桥梁， 在整个教案中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计， 要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 46 页7 高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力， 设计能力等。精馏是分离液体混合物 （含可液化的气体混合物） 最常用的一种单元操作， 在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂） ，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不通，使易挥发组分由液相向气相转

7、移难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。 根据生产上的不同要求， 精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可以采用恒沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计得题目是苯-甲苯连续精馏板式塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离一会发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。1.2 再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间的接触传得以进行。 本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。1.3 冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余

8、作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。2.方案的选择及流程说明精馏是通过多级蒸馏， 使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。 流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。 另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下， 在下降过程中与来自塔

9、底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 46 页8 相则作为塔底产品采出。多为分离苯 甲苯混合物。 对于二元混合物的分离， 应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，取操作回流比为最小回流比的2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热塔底产品经冷却后送至储罐。图 1 筛

10、板精馏塔操作流程图3.精馏塔的工艺计算3.1 原料及塔顶塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量：178.11kg kmolAM甲苯的摩尔质量：192.13kg kmolBM精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 46 页9 0.56/ 78.11x =0.6000.56 /78.110.44 /92.13F0.985 / 78.11x0.9870.985 / 78.110.015 / 92.13D0.015 /78.11x0.0180.015 / 78.110.985 / 92.13W3. 2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量10.

11、600 78.11 (1 0.600)92.1383.72kg kmolFM10.987 78.11 (10.987) 92.1278.29kg kmolDM10.018 78.11 (1 0.018) 92.1391.88kg kmolWM3. 3 物料衡算原料液处理：114285.71=170.64kmolh83.72F总物料衡算：170.64DW苯物料衡算：170.640.60.9870.018DW联立解得：1102.49kmolhD168.15kmolhW4 精馏塔塔板数的确定4.1 理论塔板数TN苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。绘制苯 -甲苯物系的气液平衡数据绘制 x-

12、y 图，如下：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 9 页，共 46 页10 表 1 苯-甲苯物系的气液平衡数据表苯（x）0 0.058 0.155 0.256 0.376 0.508 0.659 0.923 1 甲苯（y）0 0.128 0.304 0.453 0.596 0.720 0.830 0.922 1 图 2 苯- 甲苯物系的气液平衡图4.2 最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在图4-2 中对角线上，自点e(0.6，0.6) 作垂线 ed即为进料线（ q 线） ，该线于平衡线的交点坐标为qy =0.786qx =0

13、.6故最小回流比为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 46 页11 qminqqx -x0.9870.786=1.08y -x0.7860.6DR操作回流比为min22.16RR4.3 精馏塔的气、液相负荷精馏段：液相负荷：12.16102.49=221.38kmolhLRD气相负荷：1(1)(2.161) 102.49323.87kmol hVRD提馏段：液相负荷：1221.38170.64392.02kmolhL气相负荷：1323.87kmolhVV4.4 操作线方程精馏段操作线为n+1nn1y=xx0.68x0.45

14、711DRRR提馏段操作线方程为n 1mwmqy=xx =1.21x0.004L+qqLFWFWLFW4.5 图解法求理论塔板数采用图解法求理论板数，如图1 所示。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 46 页12 求解结果为：总理论板层数：TN14.2(包括再沸器 ) 进料板位置：FN74.6 实际板层数精馏段实际板层数：6/0.6110N精提馏段实际板层数：=N提（14.2-7 ）/0.6112所以实际板层数：=22NNN提实精块5.精馏塔的工艺条件及有关物性数据5.1 操作压力塔顶压力：4101.3105.3kDPPa

15、每层塔板压降=0.7kPaP塔底压力：105.322 0.7120.7kPaWP进料板压力105.3 10 0.7112.3kPaFP精馏段平均压力：m=kPaP（105.3+112.3 ）/2 108.8提馏段平均压力：m=kPaP（120.7+112.3 ）/2 116.55.2 操作温度由内插法求精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 12 页，共 46 页13 塔顶温度： t80.89D进料板温度： t88.82F塔底温度： t =110.36W所以精馏段平均温度：m80.8988.82t =(t+t )/ 284.862DFC提馏

16、段平均温度：ttt=99.592FWC5.3 平均摩尔质量5.3.1 塔顶平均摩尔质量由1x =y =0.987D，查平衡曲线，得1x =0.971塔顶气相平均摩尔质量为1m=0.98778.11=kg kmolVDM（1-0.987 ） 92.13 78.29塔顶液相平均摩尔质量为1m=0.971 78.11=kg kmolLDM（1-0.971 ） 92.13 77.60进料板气相平均摩尔质量为由图知y0.769Fx0.575F1m=0.76978.11=kg kmolLDM（1-0.769 ） 92.13 81.35进料板液相平均摩尔质量为1m=0.57578.11=kg kmolLDM

17、（1-0.575 ） 92.1384.07同理得：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 46 页14 1m=91.88kg kmolVWM1m=92.02kg kmolLWM5.3.2 平均摩尔质量精馏段。气相平均摩尔质量为1=kg kmol（78.29+81.35 ）/279.82液相平均摩尔质量为1=kg kmol（77.60+84.07 ）/280.84提馏段：1m=86.62kg kmolVM1m=88.05kg kmolLM5.4 平均密度5.4.1 气相平均密度由理想气体状态方程计算，即3mmmm108.9 79

18、.82=2.92kg m8.31484.86273.15VVP MRT（）3mmmm=3.26kgmVVP MRT5.4.2 液相平均密度精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 46 页15 液相平均密度依下式计算，即m1/=/LALABLBaa塔顶液相密度的计算由 t80.89DC ,内插法得3 814.0kgmA3 809.1kgmB3mm10.9850.015=813.9kg m814.0809.1LDLD进料板液相平均密度计算由 t88.82FC ,得3 805.1kgmA3 801.3kgmB进料板液相的质量分率0.

19、575=0.5400.57578.11Aa（1-0.575 ） 92.133mm10.540.46=803.3kg m805.1801.3LDLD精馏段液相平均密度为3m813.9803.3=808.6kg m2L同理提馏段液相平均密度为3791.6Lmkg m精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 46 页16 5.5 液体平均表面张力液体平均表面张力依下式计算，即mii1=xnLi5.5.1 塔顶液相平均表面张力由 t80.89DC ,得121.16mmAN120.72mmBN10.987 21.16(1 0.987) 2

20、1.5921.17mmBN5.5.2 进料板液相平均表面张力由 t88.82FC，得20.21A20.72B1m0.575 20.21 (1 0.575) 20.7220.43mmLFN精馏段液相平均表面张力为1m21.1720.43=20.80mm2LN同理得：提馏段液相平均表面张力为119.42LmmN m精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 46 页17 5.6 液体平均黏度液体平均黏度依下式计算，即mii1lg=x lgnLi5.6.1 塔顶液相平均黏度由 t80.89DC ，得=0.305mPasA=0.309mP

21、a sBmmlg=0.987 lg0.305+lg0.309=0.305mPa sLDLD（1-0.987 ）3.6. 进料板液相平均黏度由 t88.82FC ,得=0.285mPa sA=0.290mPa sBmmlg=0.575 lg0.285+lg0.290=0.287mPa sLDLD（1-0.575 ）精馏段液相平均黏度为m0.3050.287=0.296mPa s2L6.精馏塔的塔体工艺尺寸6.1 塔径6.1.1 精馏塔的气、液相体积流速分别为31msmVM228.9779.82V =1.739ms360036002.92VV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归

22、纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 46 页18 31LmsLmLM156.5680.84=0.0043ms36003600808.6L同理得提馏段311.690sVms310.0062sLms6.2 空塔气速空塔气速是指在没有塔板和液体的空塔中的流动速度，可定性反映气流在穿越塔板数及液层时的速度。 在流量一定的条件下， 空塔气速越大， 则气流穿越塔板的速度越快，塔径越小，气液两相的接触时间越短，板效率越低，所需的塔板数越多，同时易发生过量液沫夹带等不正常操作现象；反之亦然。 因此，操作空塔气速必须合理确定。由maxu=CLVV0.220C=C()20LC蒸汽负荷因子，1m s

23、L-液相密度， kg3mV-气相密度， kg 3m式中 C 由上式计算，其中的20C由史密斯关联查图可知11h22h808.60.0043 3600()0.04112.921.739 3600LVLV（）=()取板间距0.4mTH，板上液层高度 h =0.06mL，则h =0.34mTLH6.2.1 精馏塔塔径精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 46 页19 查史密斯关联图得，精馏段20C =0.0730.20.22020.80C=C()=0.073=0.07362020L（）1max808.62.92u=C=0.0736

24、1.228ms2.92LVV取安全系数为 0.75，则空塔气速为1maxu=0.75u=0.75 1.228=0.921m s所以精馏塔的塔径为s44 1.739D=1.55mu0.921V按标准塔径圆整为D=1.6m6.3 实际空塔气速塔的截面积为22A2.010m4TD实际空塔气速为1s1.739u=0.865m s2.010TVA同理得：11.6900.8412.010um s精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 46 页20 6.4 精馏塔有效高度6.4.1 精馏段有效高度Z =(10 1) 0.43.6mT精精（N

25、 -1）H6.4.2 提馏段有效高度 Z =(12 1) 0.44.4mT提提（N -1 ）H在进料板上方开一入口，其高度为0.7m 故精馏塔的有效高度为：Z= Z Z0.7=8.7m提精7.塔板主要工艺尺寸的设计7.1 溢流装置为提高传热和传质的效果，降低液面落差，减少倾向性的可能行，液体在塔板上常采用不同的溢流方式。主要有单溢流，双溢流，阶梯溢流，u 型流等几种形式。确切的选择方式见下表：表 2 液体负荷与溢流类型表塔径/mm液体流量（31mh）U 型流单溢流双溢流阶梯溢流1000 7 45 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20

26、 页，共 46 页21 1400 9 70 2000 11 90 90160 3000 11 110 110200 200300 4000 11 110 110230 230350 5000 11 110 110250 250400 6000 11 110 110250 250450 因塔径D=1.6m，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项设计如下：7.1.1 堰长wl是维持板上液位， 保证两相接触时间的装置， 一般有平堰与齿堰两种， 多采平堰取：wl =0.75=0.751.6=1.2mD7.1.2 溢流装置高度由：wh =hhLW选用平直堰，堰上液层高度owh由下式计算，即2/5h

27、oww2.84h=E()1000lL近似取1E,则2/3ow2.840.00433600h=1=0.017m10001.2（）同理得：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 46 页22 0.023owhm取板上清液层高度：h0.0660Lmmm故：h0.060.0170.043wm同理得：0.037wLowhhhm7.1.3 弓形降液管宽度dW和截面积fA由：wl=0.75D0.124fTAA0.171dWD故：2=0.1240.0963mfTAA=0.171=1.60.171=0.165mdWD依下式计算液体在降液管中的停

28、留时间，即h36003600 0.0963 0.4=8.96s5s0.043 3600fTA HL6.215ss故降液管设计合理。若不满足，则需通过加大板间距及他竟的方法解决。7.1.4 降液管底隙高度0h003600hwLhl u精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 46 页23 取：00.70/um s则：00.004336000.0183600 1.20.20hm00.043 0.0180.0250.006whhm同理得：0.025ohm0.0370.0250.0120.06wohhmm故降液管底隙高度设计合理。选用凹

29、形受溢盘，深度：50whmm。7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分块因14001600mmDmm，故塔板采用分块式。查表7-4 得，塔板分为 4 块。分块式塔板即降液管区以外的部分是由若干块钢板组装而成，装焊与塔体内壁的塔板支撑上，塔身为焊制整体圆筒，不分节。表 3 踏板分块参考表塔径/mm 800 12001400 16001800 20002200 2400塔板分块数3 4 5 6 7.2.2 边缘区的宽度开孔区面积=91ssWWmm，=0.05m=50mmcW7.2.3 开孔区面积开孔区面积aA按下式计算，即精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - -

30、- - -第 23 页，共 46 页24 22212(xsin)180arxAYXr其中：1.6x()(0.1650.91)0.54422ddDWWm1.60.0500.75022cDrWm故：222123.14(0.750)0.5502(0.5500.7500.550sin)1.474m1800.750aAX7.2.4 筛孔计算及排列苯-甲苯物系无腐蚀性，可选用3mm碳钢板，取筛孔直径05dmm。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t 为0315tdmm筛孔数目n为0221.1551.155 1.474n75760.015At个开孔率为22005100%0.907()0.907()10.1%0.0

31、15aAdAt=气体通过筛孔的气速为1001.73911.680.101 1.474sVum sA精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 46 页25 8.筛板的流体力学验算8.1 塔板压降8.1.1 干板阻力ch干板阻力ch由下式计算，即000.051()()VcLuhc由0d /5/31.667，查手册可知，00.772c故：2.9211.680.051()0.0424808.60.772chm 液柱0.0481chm液柱8.1.2 液体通过液层的阻力1h气体通过液层的阻力1h由下式计算，即1Lhh1sf1.739u =0

32、.909m s2.0100.0963aTVAA1/21/201u=0.9092.981.57(s m)aVkgF查手册，得0.56。故：01w()0.560.04h30.0170.0336wLhhmh液柱同理得：精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 46 页26 10.883aum s1/201/21(s m1.59)kgF=0.5410.0324hm（液柱）8.1.3 液体表面张力的阻力h液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即03420.80 100.0021808.6 9.81 0.0054LLhgdm液柱气体通过每层塔

33、板的液柱高度ph 可按下式计算，即10.081pchhhhm 液柱气体通过每层塔板的压降为0.081 808.6 9.810.6430.7PpPhgkPa（设计允许值）0.0020hm液柱0.083phm液柱0.6450.7pkPakPa（设计允许）8.2 液面落差对于本筛板精馏塔， 液面落差小， 且本塔的塔径和液流量不大， 所以可忽略液面落差的影响。8.3 液沫夹带液沫夹带量由下式计算，即精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 46 页27 63.25.7 10()aVLTfueHh2.5fLhh故：63.235.7 100

34、.909()20.80 100.42.50.06Ve0.017(/ kg0.1(/ kgkgkg液气)液气)故在本设计中液沫夹带量Ve在允许范围内。同理得：0.016(/ kg0.1(/kgVekgkg液气)液气)8.4 漏液对筛板塔，漏液点气速0,minu可由下式计算，即0,min04.40.00560.13LLVuChh（）808.64.4 0.7720.00560.13 0.060.00212.92（）16.009m s实际孔速：11011.686.009um sm s稳定系数为00,min11.681.941.56.009uKu10,min4.327um s11011.684.327u

35、m sm s2.691.5k精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 27 页，共 46 页28 故在本设计中无明显漏液。8.5 液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高度应服从下述关系，即(HH )dTwH苯-甲苯物系属一般无系，取0.5，则(HH )0.5(0.400.043)0.178mTw液柱(HH )0.5(0.400.037)0.182mTw液柱而： HdpLdhhh采用凹形液盘，一般不设进口堰，dh可由下式计算，即220=0.153(u )0.153 0.20.006dhmH0.081 0.060.0060.093dm液柱(HH

36、)dTwH0.006dhm液柱0.083 0.0060.0060.0950.182dHm液柱故本设计中不会发生漏液现象。9.塔板负荷性能图为保证设计出的筛板塔具有可操作性，这就要求有一定的可调节范围。即在保证不发生异常现象的前提下， 要允许流量在一定范围内波动。 将允许的最高气量与最低精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 46 页29 气量的比值称操作弹性。显然，操作弹性越大，则塔的课调节范围越宽，可操作性越强。工程上规定，一设计合理的筛板塔，其操作弹性应介于34 之间。9.1 漏液线精馏段 : 由：0,min04.40.0

37、0560.13LLVuChh（）s,min0,min0VuALwowhhh2/32.84()1000howwELhL2/3s,min002.844.40.0056 0.13()1000LWhVwVC AhhLEL+4.40.772 0.101 1.4742/3362.84808.60.00560.130.043()0.0021 1000200192.2.sL+整理得：2/3s,min8.42 0.00910.077sVL在操作范围内，任取几个sL值，依上式计算出sV值，计算结果列于表表4。表 4 精馏段漏液线数据表31,msLs0.002 0.003 0.004 0.005 31,sV ms0

38、.876 0.891 0.905 0.917 由上表数据即可做出漏液线1。精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 29 页，共 46 页30 提馏段：2/3,0min7.880.0840.077ssVL表 5 提馏段漏液线数据表31,msLs0.002 0.003 0.004 0.005 31,sVms0.773 0.788 0.801 0.813 由上表数据即可做出漏液线1。9.2 液沫夹带线精馏段：以0.1/ kgVekg液气为限，求SSVL关系如下：由：63.25.7 10()aVLTfueHh0.043wh2/32/3ow36002

39、.84h=10.5910001.2ssLLm（）2.52.5(hh)fLwowhh故：2/30.108 1.5sfhL2/32/3H0.4(0.108 1.5)0.293 1.5TfsshLL2/63.2330.5235.7 10()0.120.80 100.293 1.5ssVeLV精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 30 页，共 46 页31 整理得：2/33.54 18.12ssLV在操作范围内，任取几个值，依上式计算出处值，计算结果列于下表表 6 精馏段液沫夹带数据表31,msLs0.002 0.003 0.004 0.005

40、31,sV ms3.254 3.163 3.083 3.010 由上表数据即可作出液沫夹带线5。提馏段： 2/3s3.63 17.74sVL表 7 提馏段液沫夹带数据表31,msLs0.0020.0030.0040.00531,sVms3.3483.2613.1833.111由上表数据即可作出液沫夹带线2。9.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度owh=0.006m作为最小液负荷标准得：2/32/3ow36002.84h=10.590.00610001.2ssLL（）取：1E,则故：31,min2/30.006 1000 0.963()0.001032.843600sLms精选学习资料

41、 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 31 页，共 46 页32 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。9.4 液相负荷上限线以5s作为液体在降液管中停留时间的下限，由式可得5fTsA HL故：31,min0.0963 0.400.007705fTssA HLmsL据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。9.5 液泛线精馏段：令：dw(HH)TH由：dpLdHhhh1pchhhh1hLhLwowhhh联立得：H(1)(1)Twowcdhhhhh忽略ch，将owhsL与，dh与sL，ch与sV的关系代入上式，整理得222/3sssaV

42、bc Ld L式中：2000.051()(A C )VLaH(1)Twbh精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 32 页，共 46 页33 200.051(l h )wc32/336002.84 10(1)()lwdE将有关数据代入，得20.0512.92()0.0139(0.101 1.4740.772)808.6a0.5 0.40 (0.50.56 1) 0.0430.154b20.153126.34(1.20.029)c32/336002.84101(0.561)()0.9231.2d故：222/30.02060.154 126.3

43、40.923sssVLL或：222/311.44908966.40sssVLL在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：表 8 精馏段液泛线数据表31,msLs0.002 0.003 0.004 0.005 31msVs3.217 3.157 3.102 3.045 由上表数据即可作出液泛线5。提馏段： 2 2 2/310.19 1069257.23sssVLL精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 33 页，共 46 页34 表 9 提馏段液泛线数据表31,msLs0.002 0.003 0.004 0.005 31ms

44、Vs3.040 2.984 2.929 2.872 由上表数据即可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图4 所示。图 4 精馏段负荷性能查该图得31,max2.910sVms31,min0.834sVms故操作弹性为精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 34 页，共 46 页35 ,min,max2.9103.4890.834ssVV图 5 提馏段负荷性能图查该图得31,max2.620sVms31,min0.769sVms故操作弹性为,min,max3.41ssVV精选学习资料 - - - - - - - - -

45、 名师归纳总结 - - - - - - -第 35 页，共 46 页36 10.板式塔常见附件10.1 进料罐线管径选择原料液流速：10.8um s管直径：4/36004 12.57/ 36000.07453.14 0.8FFFldmu查表取764mm10.1.1回流管采用直管回流管，取1.6 1m s，44 0.00430.0583.14 1.6sRRldmu查表取764mm10.1.2釜液出料管：体积流率：3148.1991.885.66781.25wmWMLmh取管内流速为：10.8wum s ，直径为：4/ 360022.64/ 36000.053.14 0.8wwwldmu查表取57

46、3.5mm10.1.3塔顶蒸汽出料管精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 36 页，共 46 页37 体积流量：311.739sVms取管内流速：115um s，则44 1.7390.383.14 15sFVdmu查表取456 12mm10.1.4加热管体积流量：311.72sVms取管内流速为：113um s44 1.720.413.14 13sFVdmu查表取456 12mm10.1.5冷凝器则：1180.892060.89DtttC2280.893050.89DtttC12121055.74ln(/)ln(60.89 / 50.89

47、)mtttCtt由：80.89DtC得：1=393.42kgKJ苯又气体流量：311.739sVms精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 37 页，共 46 页38 塔顶被冷凝量：11.739 2.925.077VmqVkg s冷凝的热量：1=5.077 393.42=1997.39kgsQq苯联传热系数：21K=600Wm k（）则传热面积：32m1997.39 10A=59.72m600 55.74QKt冷凝水流量：1121997.39W=41.35kg s4.8310PQC (t-t)10.1.6再沸器塔底温度110.36wtC 用

48、0135tC 的蒸汽，釜液出口温度1112tC则：10135 110.3624.64WtttC101135 11223tttC121224.642323.81ln(/)ln(24.64 / 23)mtttCtt由110.36wtC 查液体比热汽化共线图得1=370.25kgKJ苯又气体流量：311.72sVms塔顶被冷凝量：11.72 3.25.504sVmqVkg s冷凝的热量：1=5.504370.25=2037.856kg sQq苯取传热系数：21K=600WmC（）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 38 页，共 46 页39

49、则传热面积：32m2037.856 10A=142.64m600 23.81QKt加热蒸汽量：1012037.856W=18.34kg s4.8323PQC (t-t)11.附属设备板式塔内装有塔板降液管各物流的进出口管及人孔（手孔）基座除沫器附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。11.1 塔顶空间塔顶空间指塔内最上层板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上） ，本塔塔顶空间取：H0.8Dm11.2 塔底空间 . 塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值有以下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留35min 或更长时间而定。塔底页

50、面至最下层塔板之间有12m 的间距，大塔可大于此值。本塔取：60560 0.0085 1.72H1.21.21.612.01ssBTtlVmA11.3 人孔一般每隔 68 层塔板设计一人孔。设孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为 450500mm，其伸出塔体的筒体长为200250mm，人孔中心距操精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 39 页，共 46 页40 作平台约 8001200mm。本塔每 7 块塔板设一人孔，共三个，即：3pn11.4 塔高13 0.910.3mTHH N1BHHHHHH封裙顶10.31.611.50