化工課程設計 苯與甲苯連續(xù)精餾

化工原理課程設計PAGEPAGE2化工原理課程設計PAGE1化學化工學院化工原理課程設計09級化學工程與工藝專業(yè)學號：2011-2012第二學年度課程設計任務書

一.引言苯的沸點為80.1℃，熔點為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解甲苯是有機化合物，屬芳香烴，分子式為C6H5CH3。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。它的沸點為110．8℃，凝固點為－95℃，密度為0．866g／cm分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據(jù)不同塔各自特點選擇所需要的塔。浮閥塔是近30年來新發(fā)展的一種新型氣液傳質(zhì)設備，浮閥塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。主要的改革措施是取消了泡罩塔的升氣管，并以浮動的蓋板—浮閥代替泡罩。浮閥可自由升降，根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開度，可使氣體在縫隙中的速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這樣，在氣量小時可避免過多的漏液，而氣量大時又不致壓降太大，使浮閥塔板具有優(yōu)良的操作性能。浮閥的類型很多。二文獻綜述2.1苯-甲苯物化性質(zhì)苯(benzene，C6H6)有機化合物，是組成結構最簡單的芳香烴，在常溫下為一種無色、有甜味的透明液體，并具有強烈的芳香氣味。可燃，有毒，為IARC第一類致癌物。苯不溶于水，易溶于有機溶劑，本身也可作為有機溶劑。其碳與碳之間的化學鍵介于單鍵與雙鍵之間，因此同時具有飽和烴取代反應的性質(zhì)和不飽和烴加成反應的性質(zhì)。苯的性質(zhì)是以易取代，難氧化，難加成。苯是一種石油化工基本原料。苯的產(chǎn)量和生產(chǎn)的技術水平是一個國家石油化工發(fā)展水平的標志之一。苯具有的環(huán)系叫苯環(huán)，是最簡單的芳環(huán)。苯分子去掉一個氫以后的結構，用Ph表示。因此苯也可表示為PhH。密度0.8786g/mL。熔點278.65K(5.51℃)。沸點353.25K(80.1℃)。溶解性：微溶于水，可與乙醇、乙醚、乙酸、汽油、丙酮、四氯化碳和二硫化碳等有機溶劑互溶。甲苯是有機化合物，屬芳香烴，分子式為C6H5CH3。在常溫下呈液體狀，無色、易燃。它的沸點為110．8℃，凝固點為－95℃，密度為0．866g／cm3甲苯不溶于水，但溶于乙醇和苯的溶劑中。甲苯容易發(fā)生氯化，生成苯—氯甲烷或苯三氯甲烷，它們都是工業(yè)上很好的溶劑；它還容易硝化，生成對硝基甲苯或鄰硝基甲苯，它們都是染料的原料；它還容易磺化，生成鄰甲苯磺酸或對甲苯磺酸，它們是做染料或制糖精的原料。甲苯的蒸汽與空氣混合形成爆炸性物質(zhì)，因此它可以制造梯思梯炸藥。2.2精餾及精餾流程精餾是多級分離過程，即同時進行多次部分汽化和部分冷凝的過程。因此可是混合物得到幾乎完全的分離。精餾可視為由多次蒸餾演變而來的。精餾操作廣泛用于分離純化各種混合物，是化工、醫(yī)藥、食品等工業(yè)中尤為常見的單元操作?；こ僧a(chǎn)中，精餾主要用于以下幾種目的:1)獲得餾出液塔頂?shù)漠a(chǎn)品；2)將溶液多級分離后，收集餾出液，用于獲得甲苯，氯苯等；3)脫出雜質(zhì)獲得純凈的溶劑或半成品，如酒精提純，進行精餾操作的設備叫做精餾塔。精餾過程中采用連續(xù)精餾流程，原料液經(jīng)預熱器加熱到指定溫度后，送入精餾塔的進料板，在進料板上與自塔頂上部下降的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底再沸器中。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質(zhì)的傳遞過程。操作時，連續(xù)地從再沸器取出部分液體作為塔底產(chǎn)品，部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被全部冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)冷卻器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。根據(jù)精餾原理可知，單有精餾塔還不能完成精餾操作，必須同時擁有塔底再沸器和塔頂冷凝器，有時還有配原料液，預熱器、回流液泵等附屬設備，才能實現(xiàn)整個操作。2.3精餾的分類按操作方式可分為:間歇式和連續(xù)式，工業(yè)上大多數(shù)精餾過程都是采用連續(xù)穩(wěn)定的操作過程。化工中的精餾操作大多數(shù)是分離多組分溶液。多組分精餾的特點：(1)能保證產(chǎn)品質(zhì)量，滿足工藝要求，生產(chǎn)能力大；(2)流程短，設備投資費用少；(3)耗能量低，收率高，操作費用低；（4)操作管理方便。2.4塔板的類型與選擇塔板是板式塔的主要構件，分為錯流式塔板和逆流式塔板兩類，工業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的錯流式塔板有：泡罩塔板、篩孔塔板和浮閥塔板。我們應用的是浮閥塔板，因為它是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎上發(fā)展起來的，它吸收了兩種塔板的優(yōu)點。它具有結構簡單，制造方便，造價低；塔板開孔率大，生產(chǎn)能力大；由于閥片可隨氣量變化自由升降，故操作彈性大，因上升氣流水平吹入液層，氣液接觸時間較長，故塔板效率較高。2.5.確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產(chǎn)達到技術上最先進、經(jīng)濟上最合理的要求，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：（1）滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產(chǎn)品達到任務規(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，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內(nèi)進行調(diào)節(jié)，必要時傳熱量也可以進行調(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。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產(chǎn)的可能波動。再其次，要考慮必須裝置的儀表（如溫度計、壓強計、流量計等）及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產(chǎn)過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因，以便采取相應措施。（2）滿足經(jīng)濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多蒸氣和冷卻水，也能減少電能的消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另一方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。（3）保證安全生產(chǎn)例如苯屬于有毒物料，不能讓其蒸氣彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內(nèi)壓力過大或者塔驟冷而產(chǎn)生真空，都會使塔受到破換，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產(chǎn)中都是同樣重要的，因此在此次設計中也會做到以上要求。2.確定設計方案是指確定在整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸氣的冷凝方式等。下面結合此次設計的需要，對某些問題進行闡述。2.蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術上的可行性和經(jīng)濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應該在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。本次設計中采用操作壓力：4kpa（塔頂表壓）。2.進料狀態(tài)與塔板數(shù)、直徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的關系。在實際的生產(chǎn)中進料狀態(tài)有許多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造提供了方便。本設計采用飽和液體泡點進料，即（q=1）。2.5蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸氣加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸氣加熱。然而，直接蒸氣加熱，由于蒸氣的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘夜中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸氣加熱時，加熱蒸氣的壓力要高于釜中的壓力，以便客服蒸氣噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。2.6工藝條件生產(chǎn)能力：苯-甲苯混合液處理量32000t/a（噸/年）原料組成：苯含量35%(質(zhì)量分數(shù))進料狀況：熱狀況參數(shù)q=1（飽和液體泡點進料）分離要求：塔頂苯含量不低于92%(質(zhì)量分數(shù))，塔底苯含量不大于0.5%(質(zhì)量分數(shù))廠址：臨沂地區(qū)塔板類型:浮閥板式精餾塔（F1型）生產(chǎn)制度:年開工300天，每天生產(chǎn)24小時操作壓力：4KPa(塔頂表壓)單板壓降不大于0.7KPa2.7工藝流程圖塔主要由筒體、封頭、塔內(nèi)構件（包括塔板、降液管和受液盤）、人孔、進出口管和群座等組成。按照塔內(nèi)氣、液流動的方式，可將塔板分為錯流與逆流塔板兩類。工業(yè)應用以錯流式塔板為主，常用的由泡罩塔、篩板塔、浮閥塔等。圖1工藝流程圖三精餾塔工藝計算3.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯和甲苯的相對摩爾質(zhì)量分別為78.11kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的質(zhì)量百分率為35%，塔頂苯含量不低于95%(質(zhì)量分數(shù))，塔底苯含量不大于0.5%(質(zhì)量分數(shù))，則：原料液含苯的摩爾分率：塔頂含苯的摩爾分率：塔底含苯的摩爾分率：3.2原料液及塔頂?shù)桩a(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量由產(chǎn)品中甲苯的摩爾分率，可計算出產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量：苯的摩爾質(zhì)量甲苯的摩爾質(zhì)量原料液的平均摩爾質(zhì)量：MF＝78.11×0.388＋(1－0.388)×92.14＝86.696塔頂液的平均摩爾質(zhì)量：MD＝78.11×0.9313＋(1－0.9313)×92.14＝79.073kg塔底液的平均摩爾質(zhì)量：MW＝78.11×0.005893＋(1－0.005893)×92.14＝92.047kg/kmol3.3全塔物料衡算依題給條件：一年以300天，一天以24小時計，全塔物料衡算：進料液：F=32000000/=51.26kmol/h總物料恒算：F=D+W苯物料恒算：F×0.388=D×0.9313+0.005893×12.092聯(lián)立解得：W＝30.10kmol/hD＝21.16kmol/h式中F原料液流量D塔頂產(chǎn)品量W塔底產(chǎn)品量3.4塔板數(shù)的確定由于泡點進料q=1,用內(nèi)插法求得進料液溫度苯、甲苯的飽和蒸汽壓由利用安托因[4]（Antoine）方程方程計算此溫度下苯(下標為1)和甲苯(下標為2)的飽和蒸汽壓分別為苯l甲苯進料狀況為飽和液體進料；苯-甲苯液相中同分子間作用力與異分子間作用力基本上相等，可視為理想溶液，遵循拉烏爾定律，故采用解析法[4]求最小回流比：此時精餾段操作線方程為：（1）相平衡方程：(2)考慮到精餾段操作線離平衡線較近，選擇最適宜的回流比Ropt，Ropt=2Rmin，故取實際操作的回流比為最小回流比的2倍，即：R=2Rmin=2×1.44=2.88精餾塔的汽、液相負荷：精餾段：液相流量：L=RD=2.88×21.16=60.94kmol/h氣相流量：V=(R+1)D=(2.88+1)×21.16=82.10kmol/h提鎦段：液相流量：=L+F=60.94+51.26=112.2kmol/h氣相流量：=V=82.10kmol/h3.5理論塔板數(shù)的確定精餾段操作線為：==0.742+0.24（3）(4)將(3)式值帶入(4)中得提留段操作線為（5）理論板的計算方法：可采用逐板計算法、圖解法，在本次設計中采用逐板計算法。泡點進料q=1，由（1）式可得q=0.610第1塊塔板上升的氣相組成從第1塊板下降的液體組成由（1）式求?。河傻?板上升的氣相組成由（2）式求取：第2板下降的液體組成：第3板上升的氣相組成：第3板下降的液體組成：第4板上升的氣相組成：第4板下降的液體組成：第5板上升的氣相組成：第5板下降的液體組成：因＜，故第五塊板為進料板第6板上升的氣相組成：第6板下降的液體組成：第7板上升的氣相組成：y7=0.3784第7板下降的液體組成：x7=0.1977第8板上升的氣相組成：y8=0.2681第8板下降的液體組成：x8=0.1291第9板上升的氣相組成：y9=0.1744第9板下降的液體組成：x9=0.0788第10塊板上升的氣相組成：第10塊板下降的液體組成：第11塊板下降的液體組成：第11塊板下降的液體組成：第12塊板下降的液體組成：第12塊板下降的液體組成：第13塊板下降的液體組成：第13塊板下降的液體組成：第14塊板下降的液體組成：第14塊板下降的液體組成：因＜，所以，所需總理論塔板數(shù)為=14塊，提餾段需10塊板。3.6實際塔板數(shù)的計算表1常壓下苯——甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t℃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:TD=81.71℃，塔釜溫度TW=110.3℃，全塔平均溫度Tm=精餾段平均溫度:=℃提餾段平均溫度:=℃（2）液體粘度式中，液體溫度為T是粘度，T液體溫度，A、B液體粘度常數(shù)表2苯、甲苯粘度常數(shù)表粘度常數(shù)AB苯545.64265.34甲苯467.33255.24苯、甲苯粘度常數(shù)表則可得：μA=0.2640mPa·s，μB=0.2723mPa·s塔頂平均粘度：μD=Σxiμi=0.9313×0.2640+0.0687×0.2723=0.2645mPa.s塔釜平均粘度：μW=Σxiμi=0.005893×0.2640+0.9941×0.2723=0.2723mPa.s平均粘度：=（μD+μW）×0.5=0.2684mPa.s(3)全塔效率：ET=×0.49=0.5420精餾段實際板數(shù)：提餾段實際板數(shù)：實際總板數(shù)為：4塔的精餾段操作工藝條件及計算4.1平均壓強Pm塔頂壓強：取每層塔板的壓降進料板：KPa塔底壓強：精餾段平均壓強：提餾段平均壓強：4.2平均分子量Mm(1)塔頂平均摩爾質(zhì)量計算塔頂上升蒸汽平均摩爾質(zhì)量MVD：塔頂下降液體平均摩爾質(zhì)量MLD：加料處，進料處上升蒸汽平均摩爾質(zhì)量MVF：進料處下降液體平均摩爾質(zhì)量MLF：精餾段平均摩爾質(zhì)量4.3平均密度計算

(1)氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，

精餾段的平均氣相密度即：提餾段的平均氣相密度即：(2)液相平均密度計算液相平均密度依下式計算，即表3組分的液相密度([1]：附錄圖8)溫度(℃)8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/809801791780768由表5，內(nèi)插法計算塔頂:由tD＝81.71℃，=812.46

=807.63

進料板:tF＝95.52℃，=797.27

=795.48

塔釜：tW=110.3℃=777.55=779.64精餾段液相平均密度為

提餾段液相平均密度為

4.4液體平均表面張力計算

液相平均表面張力依下式計算，即表4純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3根據(jù)表4用內(nèi)插法計算：塔頂：tD＝81.71℃=20.99=21.51進料板：tF＝95.52℃=19.94=19.99塔釜：tW=110.3℃=17.461=18.367

精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為4.5液體平均粘度計算液體平均粘度計算依下式計算，即lgμLm=∑xilgμi以下表數(shù)據(jù)，利用內(nèi)插法：表5苯-甲苯液體粘度mPa苯(Pa·s)甲苯(Pa·s)800.3080.311900.2790.2861000.2550.2641100.2330.2541200.2150.228塔頂：tD＝87.1℃=0.305Pa·s=0.308Pa·s進料板：tF＝100.3℃=0.272Pa·s=0.282Pa·s塔釜：tW=110.3℃=0.2325Pa·s=0.2532Pa·s精餾段液體平均粘度：Pa·s提留段液體平均粘度：Pa·s5精餾塔的塔體工藝尺寸計算5.1塔徑的計算塔板間距HT的選定很重要，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?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關系選取。表10板間距與塔徑關系塔徑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初選板間距，取板上液層高度精餾段的氣、液相體積流率為由式中的C公式計算，其中C20由查負荷系數(shù)圖查取，圖的橫坐標為圖1Smith氣相負荷因數(shù)關聯(lián)圖[7]：圖5—1HT-hL=0.40-0.006=0.3查負荷系數(shù)圖得C20=0.075Vh.Lh分別為塔內(nèi)氣,液兩項的體積流量，m3/h;.分別為塔內(nèi)氣.液兩項密度；HT塔板間距m;hL塔上液層高度,m；取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為按標準塔徑圓整后為：D=1m塔塔截面積為：AT=π/4×D2=0.785m實際空塔氣速為:提餾段的氣、液相體積流率為由式中的C公式[7]5-5式計算，其中C20由查負荷系數(shù)圖[7]：圖5—1.查取，圖的橫坐標為HT-hL=0.40-0.006=0.34m查負荷系數(shù)圖得C20=0.072取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為圓整之后的精餾段與提餾段塔徑相同,因此在設計塔的時候塔徑取1.0m。，5.2精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度：Z精=（Nj-1）HT=（8-1）×0.4=2.8提餾段有效高度：Z提=（Nt-1）HT=（19-1）×0.4=7.2在進料板上方開一人孔,其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：Z=Z精+Z提+0.8=2.8+7.2+0.8=10.86塔板工藝結構尺寸的設計與計算6.1溢流裝置計算因塔徑D=1m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算（1）溢流堰長LW流去LW=（0.6～0.8）D取（2）出口堰高hw對平直堰，（近似取E為1）精餾段提鎦段（3）降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由，查查弓形降液管的參數(shù)圖[2]：圖3—13圖2弓形降液管的參數(shù)得，即：依下式驗算液體在降液管中停留時間檢驗降液管面積即:停留時間均大于5s,故降液管可以滿足要求。（4）降液管的底隙高度ho精餾段：液體通過降液管底隙的流速一般為0.07~0.25m/s，取液體通過降液管底隙的流速.則降液管底隙高度設計合理。故選用凹型受液盤，深度6.2塔板布置（1）塔板的分塊因D≥800mm故塔板采用分塊式[7]P865-3表。塔板分為3塊。（2）邊緣區(qū)寬度的確定?。?）開孔區(qū)面積其中故：故：6.3浮閥的布置數(shù)目與排列（1）精餾段：取閥孔動能因子F0=10，用下式求孔速u0,即依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：＝＝74個浮閥排列方式釆用等邊三角形叉排。取同一橫排的孔心距t=0.075m=75mm，則由下式估算孔心距t′，即t′＝＝＝0.094m塔的直徑比較大,所以采用分塊板式.而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)，排間距應小于94mm,故取t’=80mm按t=75mm,t’=80mm釆用等邊三角形叉排作圖（見下圖）得閥數(shù)N=78個圖3F1型浮閥閥孔數(shù)目按N＝78重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：由可得F0＝5.978=10.23閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9－12范圍內(nèi)。（2）精餾段：取閥孔動能因子F0=12，用下式求孔速u0,即依式求每層塔板上的浮閥數(shù)，即：＝＝78個按N＝78重新核算孔速及閥孔動能因數(shù)：又可得F0＝6.657=11.95閥孔動能因數(shù)變化不大，仍在9－12范圍內(nèi)。由公式求得：精餾段開孔率：提餾段開孔率：7浮閥塔的流體力學驗算7.1氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計算7.1.1（1）干板阻力因，故（2）板上充氣液層阻力?。?）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)踏板的壓降相當?shù)母叨葹?.1.2、提餾段（1）干板阻力因，故（2）板上充氣液層阻力取（3）液體表面張力所造成的阻力此阻力很小，可忽略不計，因此與氣體流經(jīng)踏板的壓降相當?shù)母叨葹?.2、淹塔為了防止淹塔現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即7.2.1（1）單層氣體通過塔板壓降所相當?shù)囊褐叨龋?）液體通過降液管的壓頭損失（3）板上液層高度，則取已選定則可見所以符合防止淹塔的要求7.2.2（1）單板壓降所相當?shù)囊褐叨龋?）液體通過降液管的壓頭損失：（3）板上液層高度：則取，則可見，所以符合防止淹塔的要求7.3、霧沫夾帶泛點率=泛點率=板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積；7.3.1取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)泛點率=對于大塔，為了避免過量霧沫夾帶，應控制泛點率不超過80%，由以上計算可知霧沫夾帶能滿足（g液kg氣）的要求7.3.2提鎦取物性系數(shù)，泛點負荷系數(shù)泛點率=由計算可知，符合要求、八．塔板負荷性能圖8.1、霧沫夾帶線泛點率=據(jù)此可計算出負荷性能圖中的霧沫夾帶線，按泛點率80%計算：（1）精餾段整理得由式子可知霧沫夾帶線為直線，通過取可算出（2）提餾段整理得：由式子可知霧沫夾帶線為直線，通過取可算出表6霧沫夾帶線與值精餾段Ls1(m3/s)0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.000Vs1(m3/s)0.9580.9380.9180.8980.8780.8580.978提餾段Ls2(m3/s)0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.000Vs2(m3/s)0.8950.8790.8630.8470.8310.8150.9118.2、液泛線由此確定液泛線，忽略式中而（1）精餾段整理得：（2）提鎦段整理得：在操作范圍內(nèi)，取若干，算出相應的值表7液泛線與值精餾段Ls1(m3/s)0.0010.0020.0030.0050.0060.000Vs1(m3/s)1.0620.9840.9410.8940.8411.1175提餾段Ls2(m3/s)0.0010.0020.0030.0050.0060.000Vs2(m3/s)1.2501.2231.2011.1581.1361.0798.3、液相負荷上限液體的最大流量應保證降液管中停留時間不低于3~5s液體降液管中停留時間s以s作為液體在降液管中停留時間的下限，則8.4、漏液線對于型重閥，依=5作為規(guī)定氣體最小負荷的標準，則（1）精餾段（2）提留段8.5、液相負荷下限線取堰上液層高度作為液相負荷下限條件作出液相負荷下限線取，則由以上1~5作出塔板負荷性能圖圖3精餾負荷性能圖;圖4提鎦段性能負荷圖由圖可看出：（1）在任務規(guī)定的氣液負荷下的操作點（0.00175,0.616）(0.00357,0.62)處在適宜操作區(qū)的適中位置（2）塔板的精餾段氣相負荷上限完全由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制,而提餾段由液相負荷上限控制,操作下限由漏液控制.（3）按固定的液氣比，由圖查出精餾段塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限提留段塔板的氣相負荷上限，氣相負荷下限所以：精餾段操作彈性=，提留段操作彈性=九、接管尺寸的確定9.1、進料管本設計采用直管進料，管徑計算如下：取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.2、回流管直管回流，取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.3、塔釜出料管直管出料，取則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.4、塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：9.5、塔釜進氣管直管進氣，取氣速則經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管（GB8163-87），規(guī)格：表8設計結果總匯項目符號單位計算所數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段塔徑Dm1．01.0板間距HTm0.400.40塔板類型單溢流弓形降液管分塊式塔板空塔氣速um/s0.7840.790堰長lwm0．650．65堰高hwm0.0570.049板上液層高度hLm0.060.06降液管底隙高h0m0.0270.054