苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾地實用工藝設(shè)計和塔設(shè)備設(shè)計

濟南去爭課程設(shè)計題目 學(xué)院 專業(yè) 班級 學(xué)生 學(xué)號 指導(dǎo)教師 二0—五年十二月三十日化工原理課程設(shè)計任務(wù)書設(shè)計概述TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"1.1設(shè)計的目的 ?\o"CurrentDocument"1.2塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位 ?\o"CurrentDocument"1.3塔設(shè)備的分類 ?\o"CurrentDocument"1.4板式塔 ?泡罩塔 ?篩板塔 ?浮闥塔 ?\o"CurrentDocument"設(shè)計方案的確定及流程說明 ?\o"CurrentDocument"2.1塔類型的選用 ?\o"CurrentDocument"2.2裝置流程說明 ?\o"CurrentDocument"設(shè)計方案中參數(shù)的確定 ?\o"CurrentDocument"3.1操作壓力 ?\o"CurrentDocument"3.2進料熱狀態(tài) ?\o"CurrentDocument"3.3加熱方式 ?\o"CurrentDocument"3.4冷卻方式 ?\o"CurrentDocument"3.5回流比 ?\o"CurrentDocument"3.6熱能的利用 10\o"CurrentDocument"板式精餾塔的工藝計算 10\o"CurrentDocument"4.1精餾塔的物料衡算 12\o"CurrentDocument"4.2塔板數(shù)的確定 12塔板數(shù)的計算 12全塔效率 17實際塔板數(shù) 17\o"CurrentDocument"塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算 18\o"CurrentDocument"5.1操作壓強 18\o"CurrentDocument"5.2操作溫度 18\o"CurrentDocument"5.3平均分子量 18\o"CurrentDocument"5.4平均密度 19\o"CurrentDocument"5.5 液體表面力 20\o"CurrentDocument"5.6液體粘度 21\o"CurrentDocument"精餾塔的塔體工藝尺寸計算 22\o"CurrentDocument"6.1塔徑D的計算 22\o"CurrentDocument"6.2溢流裝置 236.3塔板布置 25\o"CurrentDocument"6.4篩孔數(shù)與開孔率 25\o"CurrentDocument"6.5塔的精餾段有效高度Z 26\o"CurrentDocument"篩板流體力學(xué)驗算 26\o"CurrentDocument"7.1氣體通過篩板降壓相當?shù)囊褐叨?27\o"CurrentDocument"7.2霧沫夾帶量的驗算 28\o"CurrentDocument"7.3漏液的驗算 28\o"CurrentDocument"7.4液泛驗算 29\o"CurrentDocument"塔板負荷性能圖 30\o"CurrentDocument"8.1精餾段 30霧沫夾帶線 30液泛線 30液相負荷上限線 31漏液線 32液相負荷下限線 32\o"CurrentDocument"8.2提餾段 33霧沫夾帶線 33液泛線 34液相負荷上限線 35漏液線 35液相負荷下限線 36\o"CurrentDocument"板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計 36\o"CurrentDocument"9.1塔體結(jié)構(gòu) 36\o"CurrentDocument"9.2塔板結(jié)構(gòu) 36\o"CurrentDocument"輔助設(shè)備設(shè)計或選型 38\o"CurrentDocument"10.1冷凝器 38\o"CurrentDocument"10.2再沸器 38\o"CurrentDocument"10.3接管管徑的計算和選擇 39進料管 39回流管 39塔底出料管 39塔頂蒸汽出料管 3910.3.5法蘭 39\o"CurrentDocument"設(shè)計結(jié)果一覽表 40結(jié)論 42\o"CurrentDocument"參考文獻 43化工原理課程設(shè)計任務(wù)書、設(shè)計課題：苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾的工藝設(shè)計和塔設(shè)備設(shè)計、設(shè)計條件與工藝要求利用連續(xù)精餾裝置，分離苯-甲苯二元混合液。1、生產(chǎn)能力(以進料量計)： 71000噸/年2、料液組成：xAF=0.383、產(chǎn)品要求：xAD 0.983，xAW 0.024(注：濃度均指易揮發(fā)組分的摩爾分率)4、原料入塔時所指定的溫度 65°C5、 設(shè)計用原始條件(1)操作壓力：塔頂壓力(表壓) 4kPa。(2)原料溫度：原料原始溫度 20C，經(jīng)過與塔釜高溫液體間接換熱之后達到入塔時所指定的溫度 。(3)進料方式：在最適宜的進料板上連續(xù)進料。(4)回流熱狀態(tài)：泡點回流。塔板壓降：w0.7kPa。塔釜間接蒸汽加熱，所用的加熱蒸汽壓力為 200kPa(絕對壓)，僅利用其冷凝熱。(7)塔頂設(shè)全凝器，利用冷卻水間接換熱，冷卻水的進口溫度、出口溫度分別為 tin=25C，tout=43C。(8)年工作日：300天。三、設(shè)計容1、 苯-甲苯二元混合液連續(xù)精餾工藝流程的設(shè)計2、 篩板精餾塔的工藝設(shè)計3、 精餾附屬設(shè)備的選型設(shè)計計算(1)計算塔釜加熱蒸汽消耗量和塔頂冷凝器冷卻水消耗量。(2)估算塔釜所需換熱面積和塔頂冷凝器所需換熱面積。(3)估算原料管路的阻力損失并確定原料泵的選型參數(shù)。四、設(shè)計成果要求提交設(shè)計說明書，包括封面、設(shè)計任務(wù)書、目錄、設(shè)計正文、參考文獻、總結(jié)和致語。目錄要求容層次分明。設(shè)計正文中詳細地表達各項容的設(shè)計計算過程，均要求以文字說明作過程引導(dǎo)，在相關(guān)的容中穿插入連續(xù)精餾裝置工藝流程圖、t~x(y)圖、x~y圖(圖中包括進料線、精餾段操作線、提餾段操作線、圖解法確定理論塔板數(shù)的過程)、精餾段塔板的負荷性能圖、提餾段塔板的負荷性能圖、篩板塔設(shè)計工藝條件圖。在篩板塔設(shè)計工藝條件圖中，表達工藝計算所設(shè)計的設(shè)備結(jié)構(gòu)，主要包括塔直徑、實際塔板數(shù)、實際進料板位置、板間距、塔頂空間高度、塔底空間高度、塔總高度，同時表達出塔體上的各種開孔情況，并且列出管口表。在正文中按照順序標注所引用的參考文獻。最后按照被引用的順序和格式規(guī)列出參考文獻。學(xué)生：鑫穎專業(yè)班級：化工1103指導(dǎo)教師：倪獻智耿兵1設(shè)計概述設(shè)計的目的1、 查閱資料，選用公式和搜集數(shù)據(jù)的能力；2、 綜合分析設(shè)計任務(wù)要求，確定化工工藝流程，進行設(shè)備選型；3、 迅速準確進行工程計算的能力；4、 用簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己設(shè)計思想的能力。塔設(shè)備在化工生產(chǎn)中的作用與地位塔設(shè)備是是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣液或液液兩相間進行緊密接觸，達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的。可在塔設(shè)備中完成常見的單元操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法凈制和干燥以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工、石油化工、煉油廠中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品質(zhì)量和環(huán)境保護等各個方面都有重大影響。塔設(shè)備的設(shè)計和研究受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。塔設(shè)備的分類塔設(shè)備經(jīng)過長期的發(fā)展，形成了形式繁多的結(jié)構(gòu)，以滿足各方面的特殊需要，為研究和比較的方便，人們從不同的角度對塔設(shè)備進行分類，按操作壓力分為加壓塔、常壓塔和減壓塔；按單元操作分為精餾塔、吸收塔、解吸塔、萃取塔、反應(yīng)塔和干燥塔；按形成相際界面的方式分為具有固定相界面的塔和流動過程中形成相界面的塔，長期以來，人們最長用的分類按塔的件結(jié)構(gòu)分為板式塔、填料塔兩大類。板式塔板式塔是分級接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多，根據(jù)目前國外的現(xiàn)狀，注意到的塔型是浮閥塔、篩板塔和泡罩塔。泡罩塔泡罩塔是歷史悠久的板式塔，長期以來，在蒸餾、吸收等單元操作使用的設(shè)備中曾占有主要的地位，泡罩塔具有以下優(yōu)點：（1）.操作彈性大（2）.無泄漏（3）.液氣比圍大（4）.不易堵塞泡罩他的不足之處在于結(jié)構(gòu)復(fù)雜、造價高、安裝維修方便以及氣相壓力降較大。篩板塔篩板塔液是很早就出現(xiàn)的板式塔，20世紀50年代起對篩板塔進行了大量工業(yè)規(guī)模的研究，形成了較完善的設(shè)計方法，與泡罩塔相比，具有以下的優(yōu)點：（1）.生產(chǎn)能力大（20％－40％）（2）.塔板效率高（10％－15％）（3）.壓力降低（30％－50％）而且結(jié)構(gòu)簡單，塔盤造價減少40％左右，安裝維修都比較容易[1]。浮閥塔20世紀50年代起，浮閥塔板已大量的用于工業(yè)生產(chǎn)，以完成加壓、常壓、減壓下的蒸餾、脫吸等傳質(zhì)過程。浮閥式之所以廣泛的應(yīng)用，是由于它具有以下優(yōu)點：（1）.處理能力大（2）.操作彈性大（3）.塔板效率高（4）.壓力降小其缺點是閥孔易磨損，閥片易脫落。浮閥的形式有很多，目前常用的浮閥形式有F1型和V-4型，F(xiàn)1型浮閥的結(jié)構(gòu)簡單，制造方便，節(jié)省材料，性能良好。F1型浮閥又分為輕閥和重閥兩種。V-4型浮閥其特點是閥孔沖成向下彎曲的文丘里型，以減小氣體通過塔板的壓強降，閥片除腿部相應(yīng)加長外，其余結(jié)構(gòu)尺寸與F1型輕閥無異，V-4型閥適用于減壓系統(tǒng)。2設(shè)計方案的確定及流程說明塔類型的選用本次設(shè)計任務(wù)為設(shè)計一定處理量的精餾塔，實現(xiàn)苯-甲苯的分離。苯-甲苯體系比較容易分離，待處理料液清潔，此次設(shè)計選用篩板塔。篩板塔，是扎板塔的一種，裝若干層水平塔板，板上有許多小孔，形狀如篩；并裝有溢流管或沒有溢流管。操作時，液體由塔頂進入，經(jīng)溢流管（一部分經(jīng)篩孔）逐板下降，并在板上積存液層。氣體（或蒸氣）由塔底進入，經(jīng)篩孔上升穿過液層，鼓泡而出，因而兩相可以充分接觸，并相互作用。泡沫式接觸氣液傳質(zhì)過程的一種形式，性能優(yōu)于泡罩塔。裝置流程說明精餾裝置有精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔經(jīng)多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。苯和甲苯的原料混合物進入原料罐，在里面停留一定的時間之后，通過泵進入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點溫度，然后，原料從進料口進入到精餾塔中。因為被加熱到泡點，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物，這時候原料混合物就分開了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡點，其中的液態(tài)部分進入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中，停留一定的時間然后進入苯的儲罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中，這個過程就叫做回流。液相混合物就從塔底一部分進入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進入再沸器，在再沸器中被加熱到泡點溫度重新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說的過程，而進料口不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與甲苯的分離。工藝流程圖如下圖3設(shè)計方案中參數(shù)的確定設(shè)計方案包括精餾流程、設(shè)備的結(jié)構(gòu)類型和操作參數(shù)等的確定。例如組分的分離順序（多組分體系）、塔設(shè)備的形式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式、余熱利用的方案、安全、調(diào)節(jié)機構(gòu)和測量控制儀表的設(shè)置等。3.1操作壓力塔操作壓力的選擇不僅牽涉到分離問題，而且與塔頂和塔底溫度的選取有關(guān)。根據(jù)所處理的物料性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟上的合理性來綜合考慮，一般有下列原貝U：⑴壓力增加可提高塔的處理能力，但會增加塔身的壁厚，導(dǎo)致設(shè)備費用增加；壓力增力卩，組分間的相對揮發(fā)度降低，回流比或塔高增加，導(dǎo)致操作費用或設(shè)備費用增加。因此如果在常壓下操作時，塔頂蒸氣可以用普通冷卻水進行冷卻，一般不采用加壓操作。操作壓力大于1.6MPa才能使普通冷卻水冷卻塔頂蒸氣時，應(yīng)對低壓、冷凍劑冷卻和高壓、冷卻水冷卻的方案進行比較后，確定適宜的操作方式。⑵考慮利用較高溫度的蒸氣冷凝熱，或可利用較低品位的冷源使蒸氣冷凝，且壓力提高后不致引起操作上的其他問題和設(shè)備費用的增加，可以使用加壓操作。⑶真空操作不僅需要增加真空設(shè)備的投資和操作費用，而且由于真空下氣體體積增大，需要的塔徑增加，因此塔設(shè)備費用增加。此處選擇在常壓下操作。進料熱狀態(tài)?進料狀態(tài)有5種，可用進料狀態(tài)參數(shù)q值來表示。進料為過冷液體：q>1;飽和液體（泡點）：q=1;氣、液混合物：Ovqv1;飽和蒸氣（露點）：q=0;過熱蒸氣:qv0。q值增加，冷凝器負荷降低而再沸器負荷增加，由此而導(dǎo)致的操作費用的變化與塔頂出料量D和進料量F的比值D/F有關(guān)；對于低溫精餾，不論D/F值如何，采用較高的q值為經(jīng)濟；對于高溫精餾，當D/F值大時宜采用較小的q值，當D/F值小時宜采用q值較大的氣液混合物。?為使塔的操作穩(wěn)定，免受季節(jié)氣溫影響，精、提餾段采用相同塔徑以便于制造，則采用飽和液體（泡點）進料，但需增設(shè)原料預(yù)熱器。?若工藝要求減少塔釜加熱量避免釜溫過高，宜采用氣態(tài)進料。加熱方式塔釜一般采用間接蒸汽加熱，但對塔底產(chǎn)物基本是水，且在低濃度時的相對揮發(fā)度較大的體系，也可采用直接蒸汽加熱。直接蒸汽加熱的優(yōu)點是：可利用壓力較低的蒸汽加熱，塔釜只須安裝鼓泡管，一般可節(jié)省設(shè)備費用和操作費用。冷卻方式用常溫水做冷卻劑是最經(jīng)濟的，水的入口溫度由氣溫決定，出口溫度由設(shè)計者確定?；亓鞅扔绊懢s操作費用的主要因素是塔蒸氣量V。對于一定的生產(chǎn)能力，即餾出量D—定時，V的大小取決于回流比。實際回流比總是介于最小回流比和全回流兩種極限之間。由于回流比的大小不僅影響到所需理論板數(shù)，還影響到加熱蒸汽和冷卻水的消耗量，以及塔板、塔徑、蒸餾釜和冷凝器的結(jié)構(gòu)尺寸的選擇，因此，適宜回流比的選擇是一個很重要的問題。適宜回流比應(yīng)通過經(jīng)濟核算決定，即操作費用和設(shè)備折舊費之和為最低時的回流比為適宜回流比。但作為課程設(shè)計，要進行這種核算是困難的，通常根據(jù)下面3種方法之一來確定回流比。根據(jù)經(jīng)驗取操作回流比為最小回流比的1.1s2倍，即R=（1.1s2）Rmin;在一定的圍，選5種以上不同的回流比，計算出對應(yīng)的理論塔板數(shù)，作出回流比與理論塔板數(shù)的曲線。當R=Rmin時，塔板數(shù)為空R>Rmin后，塔板數(shù)從無限多減至有限數(shù)；R繼續(xù)增大，塔板數(shù)雖然可以減少，但減少速率變得緩慢。因此可在斜線部分區(qū)域選擇一適宜回流比。上述考慮的是一般原則，實際回流比還應(yīng)視具體情況選定。熱能的利用精餾過程的熱效率很低，進入再沸器的能量的95%以上被塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)帶

走，僅約5%的能量被有效地利用。采用熱泵技術(shù)可使塔頂蒸氣溫度提高，提高了溫度的蒸氣再用于加熱釜液，使釜液蒸發(fā)的同時，塔頂蒸氣冷凝。該方法不僅可節(jié)省大量的加熱蒸汽，而且還節(jié)省了大量的冷卻介質(zhì)。當然，塔頂蒸氣可用作低溫系統(tǒng)的熱源，或通入廢熱鍋爐產(chǎn)生低壓蒸汽，供別處使用。在考慮充分利用熱能的同時，還應(yīng)考慮到所需增加設(shè)備的投資和由此給精餾操作帶來的影響。其次，采用合適的回流比，采用蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置，如采用中間再沸器和中間冷凝器的流程，也都可以有效地提高精餾塔的熱力學(xué)效率。4板式精餾塔的工藝計算表2常壓下苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)塔頂:進料:XD0.98tD81.11塔頂:進料:XD0.98tD81.1110.9880.0181.11Xf0.55tF90.110.65-0.55Xw0tw110.56，因為Xd，因為Xf塔釜.口、'因為Xw0.98,所以可求得tD81.11oC0.38所以可求得tF94.326oC0.02,所以可求得tW109.38oC溫度液相中苯的摩爾分數(shù)x氣相中苯的摩爾分數(shù)y110.560.000000.00000108.790.030000.07110107.610.050000.11200105.050.100000.20800102.790.150000.29400100.750.200000.3720098.840.250000.4420097.130.300000.5070095.580.350000.5660094.090.400000.6190092.690.450000.6670091.400.500000.7130090.110.550000.7550087.630.650000.8250086.520.700000.8570085.440.750000.8850084.400.800000.9120083.330.850000.9360082.250.900000.9590081.110.950000.9800080.011.000001.00000由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P305可知：由表2數(shù)據(jù)可以得出苯-甲苯的t-x-y圖，如圖4-1所示:表3液體的表面力溫度8090100110120苯，mN/m21.2720.0618.8517.6616.49甲苯，mN/m21.6920.5919.9418.4117.31由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P299P300可知:表4苯與甲苯的液相密度溫度「C)8090100110120苯,kg/m3815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/m3810800.2790.3780.3770.0由《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊》P303P304可知:表5液體粘度險溫度(C)8090100110120苯(mP.s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯(mP.s)0.3110.2860.2640.2540.2284.1精餾塔的物料衡算F=8790kg/h料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率xF0.38Xd0.98Xw0.02平均分子量Mf0.3878.11(10.38)92.1486.8086Kg/KmolMd0.9878.11(10.98)92.1478.3906Kg/KmolMw0.0278.11(10.02)92.1491.8594Kg/Kmol3)物料衡算原料處理量770001000F= 111.99Kmol/h3302486.8086總物料衡算W+D=111.99(1)易揮發(fā)組分物料衡算0.98D0.02W42.56(2)聯(lián)立上式（1）、(2)解得:D42KmolhW69.99Kmolh，貝U餾出液的采出率D/FXfXw0.380.020.375XdXw0.980.02釜殘液的采出率W/F=XdXf0.980.380.625XdXw0.980.02所以，可得出，進料的q線方程:即q線方程xXF0-384.2塔板數(shù)的確定塔板數(shù)Nt的計算在本設(shè)計中，因苯一甲苯屬于理想物系，可用圖解法計算理論板數(shù) Nt。其計算方法如下：（1）根據(jù)苯一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)作x-y圖及t-x-y圖（如下圖所示）。通過氣液平衡關(guān)系計算，計算結(jié)果列于上表2,通過表在t-x-y圖直角坐標系中做出平衡曲線和對角線，并標出c點（xw、Xw）、e點（xF、xF）、a點（xD、xD）三點；x-y圖數(shù)分爾摩的苯中相氣圖bx-y圖數(shù)分爾摩的苯中相氣圖b圖c(2)求最小回流比Rmin及操作回流比R。因飽和液體進料即q=1，所以其q線方程為：x=xF=0.38，在x-y圖中對角線上自點eax作出進料線(q線)，該線與平衡線ya- 的交點坐標為(yq0.61,X作出進料線(q線)，該線與平衡線y1(a1)x此即最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：

Xdyq Xdyq 0.980.61yqXq 0.610.381.6求相對揮發(fā)度a:用插法先求塔頂，塔釜及進料版的溫度用插法先求塔頂，塔釜及進料版的溫度塔頂:Xd0.98如81.11,因為 0.98，所以可求得tD81.11oCTOC\o"1-5"\h\z10.98 80.0181.11 入D I。055 丄9011進料：―.—左——，因為Xf 0.38，所以可求得 tF 94.326°C0.65-0.55 87.63-90.11 入F LF塔釜：Xw0 tw110.56,因為Xw0.02，所以可求得tW109.38oC0.03-0108.79-110.56人 lW根據(jù)yFTR式子，其中aoo根據(jù)yFTR式子，其中aoop甲苯,又有安托因方程查《化工原理》教材P366頁安托因常數(shù)可知，在泡點進料溫度下，即t=87.9oC，對于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8，219.482?！?o所以則有l(wèi)gp苯AB6.030551211.033 211即p苯128.8KpatC87.9220.79苯oB1344.8 ’o50.12kpalgP甲苯A6.07954即p甲苯tC1.787.9 219.482o所以a-Eo苯空8 2.57o50.12E甲苯根據(jù)操作回流比R=1.1?2Rmin，分別取1.1，1.2，1.3…2.0，以逐板計算法計算出相應(yīng)的理論塔板數(shù)。（用簡捷法求理論板數(shù)）在全回流下求出所需理論板數(shù)Nmin,對于接近理想體系的混合物，可以采用芬斯克方程計算N=_ 1二I 1o其中，a全塔 awa。，因為a。） 字，p甲苯因為，塔頂溫度為8111oC，塔底溫度為10938c，查得的安托因常數(shù)：對于苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.03055，1211.033，220.79，對于甲苯，其常數(shù)A,B,C分別為6.07954，1344.8,219.482。lg塔頂，1211.0336'305581.11 220.79 2^，lgop甲苯1344.86.07954 81.11 219.4821.60,所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為aDoP苯o

p?苯2.63olgP苯塔底，6.030551211.0332.36,所以lg塔頂，1211.0336'305581.11 220.79 2^，lgop甲苯1344.86.07954 81.11 219.4821.60,所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為aDoP苯o

p?苯2.63olgP苯塔底，6.030551211.0332.36,所以109.38220.79olgp甲苯6.079541344.81.99,所以109.38219.482229.25KpaoP甲苯97.2°Kpa所以塔頂?shù)膿]發(fā)度為gwop甲苯竺5 2.3497.20.263*2.34 2.48所以a全塔log[(0.98 10.02)10.98)(0.02)log2.487.57F面以R=1.8Rmin進行計算為例,r=1.8*1.6=2.88,IobK.X1丄—log[(0.98 10.02)1098八002log2.487.57(R-Rmin)/(R+1)=(2.88-1.6 )/(2.88+1)=0.3299(N-Nmin)/(N+2)=0.750.75(RRmin)0.5668 0.350R1因為Nmin=7.57,所以N=12.723~13同上，分別取回流比為1.2—2.0，得比值RminRNmin(R-Rmin)/(R+1)(N-Nmin)/(N+2)N1.21.61.927.570.1096P 0.53618.625:1.31.62.087.570.15580.48916.727:1.41.62.247.570.19750.45115.4321.51.62.47.570.23530.42014.5001.61.62.567.570.26970.39313.766「1.71.62.727.570.30110.37013.1901.81.62.887.570.32990.35012.7231.91.63.047.570.35640.33212.32621.63.27.570.38090.31612.021圖dN=12.723~132.57xN=12.723~132.57x1 1.57x由上求得R=2.88,a=2.57,則q線方程為y aX—1(a1)x精餾段方程為Rx Xdyn1R1精餾段方程為Rx Xdyn1R1XR12.88 0.983x2.8812.8810.742x0.253R/=(R+1)(XF-XW)/(XD-XF)+(q-1) (XD-XW)/(XD-XF)(2.881)(0.6390.0235)(0.9830.639)(11)0.9830.02350.9830.6396.94所以提餾段的操作線方程為yn詈X晉6.941x0.0235 1.144x0.003396.94 6.94總理論塔板數(shù)為全塔效率yi=XD=0.98相平衡一.y2=0.958y3=0.92y4總理論塔板數(shù)為全塔效率yi=XD=0.98相平衡一.y2=0.958y3=0.92y4=0.859±y5=0.775?y6=0.6774 ..y7=0.586從y8=0.5014y9=0.421蘭yi0=0.3564yii=0.212十yi2=0.118土 ayi3=0.07斗— >X1=0.95X2=0.899

x3=0.817

X4=0.703X5=0.572X6=0.449X7=0.355<x8=0.321X9=0.217Xi0=0.167xii=0.094Xi2=0.038Xi3=0.018<Xf=0.38xw=0.023513（不包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為6,第7板為進料板Et依式：EtmXF苯（1xf）甲苯0.6390.267 10.639 0.275 0.27mPa.s則Et 0.170.616lgm0.170.616lg0.2752%0.170.616lgm，根據(jù)塔頂、塔底液相組成查t-x-y圖，由圖b可得,塔頂溫度為80.945。，塔底溫度為109"C,求得塔平均溫度為：80.945-109.17 95.06C,該溫度下進料液相平均粘度為:精餾段：N精故實際塔板數(shù):島1精餾段：N精故實際塔板數(shù):島1（層）N111425提餾段：N提空9（層）0.43（層）實際塔板數(shù)塔頂操作壓力塔頂操作壓力Pd5塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算5.1操作壓強Pm4101.3 105.3kPa，取每層板的壓降為0.7kPa，則進料板的壓力為:作壓力為：Pm（精）105.3112.3108.8kPa，提餾段平均操作壓力為：Pf 100.7105.3112.3kPa，塔底壓力為：PWPf14作壓力為：Pm（精）105.3112.3108.8kPa，提餾段平均操作壓力為：Pm（提）112.3121.1116.7kPa5.2操作溫度tm之前已經(jīng)求得，得到塔頂：tD80.945°C,進料板溫度tF 87.9°C,塔底:tw109.170C，則精餾段的平均溫度:tPm（提）112.3121.1116.7kPa5.2操作溫度tm之前已經(jīng)求得，得到塔頂：tD80.945°C,進料板溫度tF 87.9°C,塔底:tw109.170C，則精餾段的平均溫度:tm，精80.94；87.9 84.430C，提餾段的平均溫度：提109.17 87.9298.540C。5.3平均分子量Mm由逐板計數(shù)法可知xDy10.98,x-i0.95,y0.814,xF 0.63,冷0.02,. 0.05塔頂：Xdy10.98，由相平衡方程yE；，可得出x10.95MVDm0.9878.11 （10.98）92.1478.39Kg/KmolMLDm0.9578.11 （10.95）92.14 78.81Kg/Kmol進料板：，yF0.814，Xf0.63MVFm0.81478.11 1 0.814 92.13 80.72Kg/KmolMLFm0.6378.1110.63 92.1383.3Kg/KmolMVWm0.0578.1110.0592.1391.44Kg/KmolMLWm0.0278.1110.0292.1391.86Kg/Kmol則精餾段平均分子量：… 78.3580.72MVm（精）2提餾段平均分子量：n” 80.72 91.44MVm（提） -79.535kg/kmol，79.535kg/kmol，MLm（精）78.71 83.381.005kg/kmol286.08kg/kmol，MLm（提）91.8683.387.58kg/kmol25.4平均密度1）氣相密度mVmv（精）PMMVm（精）1）氣相密度mVmv（精）PMMVm（精）RT108.879.5358.314 84.4225 273.152.91Kg/mmv（提）PMMVm（提）RT116.786.088.314 98.535273.1533.25Kg/m32）液相密度Lm塔頂平均密度的計算根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表4,由插法得： la813.95Kg/m3,LB809.07Kg/m3,，由1aALm LA（a為質(zhì)量分率）LB故塔頂：aB0.980.02因為1aALm LA（a為質(zhì)量分率）LB故塔頂：aB0.980.02因為LmD0.98813.950.02809.07，即LmD813.85Kg/m3；進料板平均密度的計算同上，由插法可得進料板溫度下對應(yīng)的苯和甲苯的液相密度：3 3la806.231Kg/m3,lb802.26Kg/m3進料板，由加料板液相組成Xa0.6393a0.630.63978.113a0.630.63978.11（1 0.639）92.13LmF0.63806.2311 0.63802.26LmF0.63806.2311 0.63802.26LmF804.76Kg/m3塔釜平均密度的計算由插法可得： la781.31Kg/m3,lb781.13Kg/m3

塔底：aA 0.02aB0.981LmW0.02 0.98781.31 781.13LmW塔底：aA 0.02aB0.981LmW0.02 0.98781.31 781.13LmW781.13Kg/m3；故精餾段平均液相密度:813.85804.76Lm（精）提餾段平均液相密度:2804.76781.13809.31Kg/m3Lm（提）792.95kg/m35.5液體表面力mnm Xiii1根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)由插法得：21.1621根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)由插法得：21.1621.59，a進 a進 20.31, b進 20.8217.76，b底18.54。皿頂0.98321.160.01721.5921.17mN/m皿進0.6320.31 0.3720.82 20.5mN/mm,底0.023517.760.976518.54 18.52mN/m則精餾段平均表面力:提餾段平均表面力：m（精）21.17 20.52m,底0.023517.760.976518.54 18.52mN/m則精餾段平均表面力:提餾段平均表面力：m（精）21.17 20.5220.835mN/mm（提）20.5 18.52219.51mN/m5.6液體粘度Lmnlm xiii1根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)表5，由插法得：a頂0.305,b頂0.309，a進 0.285, b進 0.291，a底 0.235, b底 0.255。L頂 0.9830.305（10.983）0.309 0.305mPas故精餾段平均液相粘度Lm（精）0.305O.287 0.296mPas提餾段平均液相粘度Lm（提）2°287 °255 0.271mPas求精餾塔的氣液相負荷精餾段：1D（1.621）42110.04Kmol/hVsM1D（1.621）42110.04Kmol/hVsMVm（精）3600vm（精）110.0436002.91注0.835m3/sRD1.624268.04Kmol/hRD1.624268.04Kmol/hLsLMLsLMLm（精）3600Lm（精）63.°9981.°05 0.00175m3/s3600809.31Lh0.001753600Lh0.0017536006.3m3/h提餾段:LqF63.09960.72 123.819Kmol/hV（q1）F102.05Kmol/hLqF63.09960.72 123.819Kmol/hV（q1）F102.05Kmol/hMMVm（提）3600vm（提）102.°586.°80.751m3/s36003.25LSLMLm（提）3600LmLSLMLm（提）3600Lm（提）123.819MS0.0038m3/s3600792.95L'h0.0038360013.68m3/h6精餾塔的塔體工藝尺寸計算6.1塔徑D的計算精餾段：之前已計算得精餾段的氣液相體積率為VMVMVm（精）3600vm（精）110-0479.5350.835m3/s36002.91LMLm（精）3600Lm（精）63.09981.0053600809.310.00175m3/s塔板間距HT的選定很重要，可參照下表所示經(jīng)驗關(guān)系選取HthL0.400.060.34m;精餾段： 叢Lm（精）VHthL0.400.060.34m;精餾段： 叢Lm（精）VS vm（精）10.001750.835809.312.910.0349查《化工原理》（下冊）Re。圖3—5史密斯關(guān)聯(lián)圖,可得C200.072表6板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m0.3?0.50.5?0.80.8?1.61.6?2.42.4?4.0板間距HT，mm200?300250?350300?450350?600400?600根據(jù)上表，初選板間距HT0.40m，取板上液層高度hL0.06m，故0.2依式CC2020精餾段液相平均表面力為20.835mN/m時，CC20200.20.072精餾段液相平均表面力為20.835mN/m時，CC20200.20.07220.835200.20.0726CmaxLV0.0726.809?31291 1.209m/s2.91可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8塔氣速0.7max0.71.209 0.8463m/s故D40.8350.84631.12m故D40.8350.84631.12m。按標準,塔徑圓整為1.2m,塔截面積為氏ID? 21.22 1.131m2所以實際空塔氣速為u 0.74m/s1.131提餾段:之前已求得Vs之前已求得VsVMvm（提）LMLm（提）3600Lm（提）0.0038m3/sLm（提）0.0038792.95120.079VS vm（提）0.7513.250.2查《化工原理》一（下冊）P160圖3—5LMLm（提）3600Lm（提）0.0038m3/sLm（提）0.0038792.95120.079VS vm（提）0.7513.250.2查《化工原理》一（下冊）P160圖3—5史密斯關(guān)聯(lián)圖，可得C20 0.068；依式CC20習提餾段液面平均表面力為19.51mN/m時，CC20200.20.0680.219.510.067720CmaxLV0.0677792.953-25 1.055m/s3.25可取安全系數(shù)為0.7（安全系數(shù)0.6—0.8），則0.7max0.71.0550.739m/s故D 4Vs'40.7510.7391.138m。按標準,塔徑圓整為1.2m,塔截面積為氏-d所以實際空塔氣速為U—1.22 1.131m240.7510.664m/s1.1316.2溢流裝置選用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤及平直堰，不設(shè)進口堰。各項計算如下：1） 溢流堰長lw:單溢流取Iw （0.6-0.8）D，取堰長lw為0.66D，即lW 0.661.20.792m2） 出口堰高hw:hw hLhow查《化工原理》---（下冊）P163圖3—8查《化工原理》---（下冊）P163圖3—8液流收縮系數(shù)計算可知：E為1,由how2.84E1000Lh1w得:2精餾段：I^OW2.84ELh31000lW故hw0.060.011提餾段：I^OW2.84E2L空h1000lW故h2精餾段：I^OW2.84ELh31000lW故hw0.060.011提餾段：I^OW2.84E2L空h1000lW故hw0.060.0180.049m；2.84110000.042m；2.84,3600*0.0017310.011m10000.79223600*0.003520.7920.018m3）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af:由lw/D 0.66查（《化工原理》：Pl64圖3—10弓形降液管的寬度與面積，得:Wd/D0.124,Af/Ap0.0722Wd0.124D 0.1241.2 0.149m，Af 0.0722—D2 0.0722 1.220.082m2，4 4利用式Af Ht匚計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，即精餾段:提餾段:AfHtLsAfHtLs0.0820.40 “人十「市而廠18.74s（＞5s，符合要求）00益408.63s（＞5s，符合要求）4）降液管底隙高度h.:取液體通過降液管底隙的流速 o0.08m/s則降液管底隙高度為：精餾段ho裁」0.00175 0.0276mlw o0.7920.08根據(jù)要求ho應(yīng)為0.03mLs 0.0038提餾段ho — 0.058mlwo 0.7920.08根據(jù)要求ho應(yīng)為0.06m1）取邊緣區(qū)寬度Wc0.035m,安定區(qū)寬度Ws 0.065m2）由式：Aa2）由式：Aa2XR2x2180R2. 1xsin-

R計算開孔區(qū)面積，其中:1.20.035 0.565m2WdWsWdWs 12 0.14920.0650.386m;所以Aa20.386..0.565Aa20.386..0.5652 0.38621800.5652sin10386 0.799m20.5656.4篩孔數(shù)n與開孔率6.4篩孔數(shù)n與開孔率精餾段：取篩空的孔徑d。為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3.5mm,取t/d03.5，故孔中心距t3.5517.5mm。3篩孔數(shù)n1158210t3A115810Aa 2-17.520.7993014孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率A0Aa3篩孔數(shù)n1158210t3A115810Aa 2-17.520.7993014孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率A0Aa100%0.9073.52100% 7.4%（在5%—15%圍），則每層板上的開孔面積A為A。 0.0740.7990.0591m2，氣體通過篩孔的氣速為:V0.835A0 0.0740.79914.12m/s提餾段：取篩空的孔徑 d。為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3.5mm,取t/d0 3.5，故孔中心距t3.5517.5mm。篩孔數(shù)n空嚴A,罟J0.7993014孔，經(jīng)核算，滿足篩板的穩(wěn)定性系數(shù)要求。其開孔率學(xué)100%器偵％7.4%（在5%—15%圍），則每層板上的開孔面積A為A0.074*0.799 0.0591m2，氣體通過篩孔的氣速為:0.751A0 0.05916.5塔的精餾段有效高度Z1）塔頂空間高度HD塔頂空間高度的作用是安裝塔板和人孔的需要，也使氣體中的液滴自由沉降，減少塔頂出口氣體中液滴夾帶，必要時還可節(jié)省破沫裝置。塔頂空間高度Hd—般取1.0?1.5m,塔徑大時可適當增大。本設(shè)計取1.2m。2） 塔板間距HT其大小與液氣和霧沫夾帶有密切關(guān)系。板間距越大，可允許氣液速度較高，塔徑可小些；反之，所需的塔徑就要增大。一般來說，取較大的板間距對提高操作彈性有利，但塔高的增加，會增加金屬消耗量，增加塔基，支座的負荷，從而增加全塔的造價。板間距與塔徑的關(guān)系，應(yīng)通過流體力學(xué)驗算，權(quán)衡經(jīng)濟效益，反復(fù)調(diào)整，作出最佳選擇。根據(jù)《化工原理設(shè)計》表4-1板間距與塔徑的關(guān)系，塔徑為800?1600mm時，板間距為300?450mm,此設(shè)計選用板間距為400mm。3） 開有人孔的板間距Ht/人孔直徑一般為450?500mm。凡有人孔的上下兩塔板間距H/t應(yīng)等于或大于600mm。人孔數(shù)目S是根據(jù)物料清潔程度和塔板安裝方便而確定。對于無須經(jīng)常清洗的清潔物料，可每隔8?10塊板設(shè)置一個人孔。由前面計算得到，實際塔板數(shù)為24，共設(shè)3個人孔。4） 進料板空間高度HF進料段空間高度Hf取決于進料口的結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài)，一般Hf要比Ht大一些。為了防止進料直沖塔板，常在進料口處考慮安裝防沖設(shè)施，如防沖板，入口堰，緩沖管，應(yīng)保證這些設(shè)施的安裝。取1.2m。5） 塔底空間高度HB塔底空間高度Hb具有中間儲槽的作用，塔釜料液最好能有在塔底有 10?15min的儲量，以保證塔底料液不致排完。此處取1.8m左右。6） 塔體總高度H塔體總有效高度：H=Hd+（N-3-S）Ht+SHt/+Hf+Hb=1.2+（24-3）*0.4+1*0.8+1.8+1.2=13.4m7篩板流體力學(xué)驗算7.1氣體通過篩板壓降相當?shù)囊褐叨萮phphe hi h1）干板壓降相當?shù)囊褐叨萮c:依d0/5/3.5 1.42,查《干篩孔的流量系數(shù)》圖2得，c。 0.805由式he（精）0.051」C00.05112.770.8052910.0461m809.312hc（提） 0.051 0 —C0 L0.051212.70.805325—— 0.051m792.952）氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮i:精餾段:VsAt Af竺35 0.796m/s，F(xiàn)a1.1310.0822.911.358o與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液充氣系=0.625,所以hiohL 0.6250.060.0375m提餾段:VsAt Af0751 0.716m/s，1.1310.082Fa0.7163.25 1.291o與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液充氣系=0.605,所以hiohL 0.6050.060.0362m3）克服液體表面力壓降相當?shù)囊褐叨?h:4精餾段h—Lgd0 809.319.810.005420.8351030.00210m，故hp0.04610.03750.002100.0857m則單板壓強： Pp hpLg0.0857809.319.81680.4Pa0.7kPa提餾段h419.51103Lgdo792.959.810.005 0.0020m，故hp 0.0510.03620.0020.0892m則單板壓強：PP hPLg0.0892792.959.81 693.9Pa0.7kPa7.2霧沫夾帶量ev的驗算精餾段:3.2提餾段:Htahf5.71063.20.739Hthf3.220.835105.710619.51103故在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.3漏液的驗算精餾段:OW0.250.7163.20.250.00878kg液/kg氣0.1kg液/kg氣0.00847kg液/kg氣0.1kg液/kg氣4.4C0,0.00560.13hLhl/V4.40.805.0.00560.130.06。.。⑵彗6.28m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)KOW詈2.03(5，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏液。提餾段:OW4.4C。,0.00560.13hLhl/V4.40.805..0.00560.130.060.002792.95 5.91m/sX 3.25篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K127 2.15(1.5)，故在設(shè)計負荷下不會產(chǎn)生過量漏OW5.917.4液泛驗算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度HdHthw 由Hd hphlhd計算，而精餾段：hd0.153(s)lwh020.15(0.08) 0.001m所以Hd0.0010.060.08570.1467m取0.5則Hthw0.50.40.0490.2245m故Hd HThw在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。提餾段:hd0.153(!ls2s—)2wh020.153(0.08) (0.001m所以Hd0.08920.060.0010.1502m取0.5，則Hthw0.50.40.0420.221m故HdHthw在設(shè)計負荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項液體力學(xué)驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的8塔板負荷性能圖8.1精餾段霧沫夾帶線（1）5.7106*5.7106*aHthf式中VsAT A式中VsAT AfVs1.1310.0820.953VS(a)2.5hw2.5hw2.5hw2.84103**E附表（1）Ls(m3/s)0.61031.510331034.5103Vs(m3/s)1.7481.6711.5711.488依表中數(shù)據(jù)在Vs—Ls圖中作出霧沫夾帶線，如圖a中線（1）所示取霧沫夾帶極限值e為O.IKg液/Kg氣已知20.835103N/m,取霧沫夾帶極限值e為O.IKg液/Kg氣已知20.835103N/m,HT0.4m,并將a,b代入ev5.71063.2aHthf得下式:6… 5.7100.1320.8351030.953VS0.40.1225 1.948Ls33.2整理得：Vs1.8412.924Ls2/3在操作圍任取4個LS值，依上式算出相應(yīng)的Vs值列于附表中:液泛線（2）由式Hthwhphwhowhd(a)近似取E1.0由式Hthwhphwhowhd(a)近似取E1.0，lw0.845m由式：how2.84103e3600Ls1w2.841031.023600LS30.792故how0.779Ls2/3由式hphChlhc 0.051C。由式hphChlhc 0.051C。0.051VsC0A0hlVs0.0510.0740.7990.8050hwhow 0.5 0.0492.91809.310.779L2/30.0809/s22/30.02450.3895LS0.00210m前已算出）hp0.0809Vs20.02450.3895s23 0.002100.0809V〕0.3895Ls2/30.0266(c)

hd0.153上0.153土 271LS （d）lwh0 0.7920.03將Ht=0.4m,hw0.049m, 0.5及（b）、（c）、（d）代入（a）整理得下式：V1.7915.65L?33350.06Ls2在操作圍取4個LS值，依上式計算值列于附表中:附表（2）LSm3/s0.61031.510333.0104.5103VSm3/s1.6781.5771.4341.296依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖a中線（2）所示液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒,由下式Ls,maxH由下式Ls,maxHtAf0.40.08240.0082m3/s液相負荷上限線為VS—Ls圖中與氣相流量Vs無關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示漏液線（氣相負荷下限線）（4）由hLhwhow0.0490.779L?3、 ow 代入漏液點氣速式：A0ow4.4C。0.00560.13（hLh）l/vVsmi^4.40.805 0.00560.130.0490.779L?30.00210809.31A0 2.91Ao 0.0740.7990.0591m2（前已算出），代入上式并整理得：/ 273Vs,min 3.492勺0.009870.1013Ls此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作圍任取 n個Ls值，依上式計算相應(yīng)的Vs值，列于附表中：附表（3）Ls（m3/s）0.61031.51033.010334.510

Vs(m3/s)0.3590.370.3820.392依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖a中線（4）所示液相負荷下限線（5）:取平堰、堰上液層高度hOw0.006m為液相負荷下限條件，取E1.0則2咕鴛E(十)2/3； 即0.006鴛1鈴整理上式得Ls,min 6.75104m3/s在Vs—Ls圖a中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖a所示。將以上5條線標繪于圖（VsLs圖）中，即為精餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（1）線的交點相應(yīng)相負荷為Vs,max，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為Vs,min。精餾段的操作彈性 Vsmx丄413.918.2提餾段霧沫夾帶線（1）5.71065.7106aHthf式中VsAT 式中VsAT AfVs1.1310.0820.953VS(a)23 23 3600LS3hf2.5hw how2.5hw2.84103E slW近似取E1.0,hw0.042m,lW0.792m2故hf 2.50.0422.84103 36°°Ls' 0.1051.9475LS2/30.792(b)取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg取霧沫夾帶極限值ev為0.1Kg液/Kg氣已知319.5110N/m，Ht0.4m，并3.2將a,代入evg譏得下式:0.165.70.165.710319.51100.40.1°TV；475LS/3 整理得：必「91712.658『3在操作圍任取4個Ls值，依上式算出相應(yīng)的Vs值列于附表中:附表（4）Ls(m3/s)0.61031.510331034.5103Vs(m3/s)1.8271.7511.6541.572依表中數(shù)據(jù)在Vs—Ls圖中作出霧沫夾帶線，如圖b中線（1）所示液泛線（2）由式H由式Ht hw hp hw howhd(a)近似取E1.0,10.792m由式：近似取E1.0,10.792m由式：how2.84103E3600Ls1w2.841031.023600Ls30.792故how0.779Ls2/3由式hphehihc 0.051Cq0.051由式hphehihc 0.051Cq0.051VsCqA0hiVs0.0510.0740.7990.805qhwhow 0.5 0.0423.25792.950.779L2/30.092Vs22/30.0210.3895Ls0.0020m前已算出）hp20.092Vs 0.0210.3895s230.00202/30.092V] 0.3895Ls0.023(c)hhp20.092Vs 0.0210.3895s230.00202/30.092V] 0.3895Ls0.023(c)hd0.153-1wh0LS0.1530.7920.06267.75Ls(d)將HT=0.4m,hW0.042m, 0.5及(b)、（d）代入（a）整理得下式：Vs2 1.6742/3 213.58L； 736.41Ls在操作圍取4個Ls值，依上式計算值列于附表中:附表（5）Lsm3/s0.61031.51033.01034.5103Vsm3/s1.2561.2221.1771.135依表中數(shù)據(jù)作出液泛線，如圖b中線（2）所示液相負荷上限線（3）取液體在降液管中停留時間為4秒,由下式Ls,maxHt由下式Ls,maxHtAf0.40.082430.0082m/s液相負荷上限線為VS—LS圖中與氣相流量Vs無關(guān)的垂線，如圖a中線（3）所示824漏液線（氣相負荷下限線）（4）由hL hwhow0.0420.779L?3、 owVsmi代入漏液點氣速式：Aoow4.4Co.（0.00560.13hLh）l/vVs^4.40.805 0.00560.130.0420.779L?3 0.002792.95A0 , 3.25Ao0.0591m2（前已算出），代入上式并整理得：Vs,min 3.27%-'0.009060.1013Ls2"此即氣相負荷下限關(guān)系式，在操作圍任取 n個Ls值，依上式計算相應(yīng)的Vs值，列于附表中：附表（6）Ls(m3/s)0.61031.51033.010334.510Vs(m3/s)0.3230.3330.3460.356依表中數(shù)據(jù)作氣相負荷下限線，如圖b中線（4）所示液相負荷下限線（5）：取平堰、堰上液層高度how0.006m為液相負荷下限條件，取E1.0則2.841000匚(36002.841000匚(3600LS,mjn尸3即0.006也1^600^1000 0.792整理上式得Ls,min 6.76104m3/s在Vs—Ls圖4中作線（5），即為液相負荷下限線，如圖8-2所示。將以上5條線標繪于圖4中，即為提餾段負荷性能圖。5條線包圍區(qū)域為精餾段塔板操作區(qū)，P為操作點，OP為操作線。OP線與（2）線的交點相應(yīng)相負荷為Vs,max，OP線與氣相負荷下限線（4）的交點相應(yīng)氣相負荷為Vs,min。提餾段的操作彈性VS,max1.11VVS,max1.11VS,min 0.343.269板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備設(shè)計9.1塔體結(jié)構(gòu)板式塔部裝有塔板、降液管、各物流的進出口管及人孔、基座、除沫器等附屬裝置。除一般塔板按設(shè)計板間距安裝外，其他處根據(jù)需要決定其間距。1、 塔頂空間塔頂空間指塔最上層塔板與塔頂?shù)拈g距。 為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，此段遠高于板間距（甚至高出1倍以上），或根據(jù)除沫器要求高度決定。本設(shè)計取Hd=1.2m2、 塔底空間塔底空間指塔最下層塔板到塔底間距。其值由如下兩因素決定，即：（1） 塔底貯液空間依貯存液量停留3?5min或更長時間（易結(jié)焦物料可縮短停留時間）而定。（2） 塔底液面至最下層塔板之間要有1?2m的間距，大塔可大于此值。本設(shè)計取Hb=1.8m3、 人孔一般每隔6?8層塔板設(shè)一人孔（安裝、檢修用），需經(jīng)常清洗時每隔3?4塊塔板處設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于0.6m,人孔直徑一般為450?500mm,其伸出塔體的筒體長為200?250mm，人孔中心距操作平臺為800?1200mm。本設(shè)計除了塔頂、塔底、進料板各安裝一個人孔外，在精餾段、提鎦段中間各安裝一個人孔，方便檢修。4、進料空間由于兩相進料，又要安裝人孔，故取Hf=1.2m9.2塔板結(jié)構(gòu)塔板按結(jié)構(gòu)特點，大致可分為整塊式和分塊式兩類塔板。塔徑為300?900mm寸,一般采用整塊式；塔徑超過800?900mm寸，由于剛度、安裝、檢修等要求，多將塔板分成數(shù)塊通過人孔送入塔。對塔徑為800?2400mm勺單流型塔板，分塊數(shù)如表6-1:表6-1 塔徑與塔板分塊數(shù)的選擇關(guān)系塔徑/mm800?1200mm1400?1600mm1800?2000mm2200?2400mm塔板分塊數(shù)3456本設(shè)計采用單溢型塔板，塔徑D=1200mm>800m故采用分塊式，分成3塊10輔助設(shè)備設(shè)計或選型10.1冷凝器塔頂上升蒸汽經(jīng)過冷凝器，全部冷凝下來成為液體，一部分回流至塔，一部分再經(jīng)過冷卻作為產(chǎn)品?；蛘?，上升蒸汽經(jīng)過冷凝器部分冷凝下來，作為回流液回流至塔，余下蒸汽再進入冷凝器，冷凝下來并進而冷卻至一定溫度作為產(chǎn)品取出。綜上所述，本設(shè)計采用全凝器冷凝，塔頂回流冷凝器采用重力回流直立式。飽和液體進料時的冷凝器熱負荷計算：飽和液體進料時，精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量 V等于進入冷凝器的蒸汽流量，即V=(R+1)D=102.05kmol/h。釜液中苯的摩爾分數(shù)為xd=0.983,從圖t-y-x中查得tW=80.945°C，t=80.945°C時,查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為392.2kJ/kg,則其摩爾汽化熱為392.2x78.11=30634.74kJ/kmol甲苯的比汽化熱約為377.2kJ/kg，則其摩爾汽化熱為 377.2x92.14=34755.2kJ/kmol摩爾汽化熱為 rb=0.983x30634.74+0.017x34755.2=30704.06kJ/kmol

10.2再沸器再沸器的作用是加熱塔底料使之部分汽化， 以提供精餾塔的上升氣流，加熱方式為間接加熱法。飽和液體進料時的蒸餾釜熱負荷計算：飽和液體進料時，提餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V/等于精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾質(zhì)量V，即V/=V=102.05kmol/h。釜液中苯的摩爾分數(shù)為xw=0.0235,從圖t-y-x中查得tw=109.17°C，t=109.17°C時，查《化工原理》附十九液體比汽化熱共線圖得：苯的比汽化熱約為369.56kJ/kg,則其摩爾汽化熱為369.56x78.11=28866.33kJ/kmol甲苯