1、天津大學2011級本科生化工原理課程設計報告化工原理課程設計報告苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計學院專業班級學號姓名合作者指導教師化工原理設計任務書一、設計題目: 苯-氯苯分離過程板式精餾塔設計二、設計任務1）進精餾塔的原料液中含氯苯為38%（質量百分比，下同），其余為苯。2）塔頂餾出液中含氯苯不高于2%。3）生產能力為日產純度為99.8%的氯苯Z噸產品。年工作日300天，每天24小時連續運行。 （設計任務量為3.5噸/小時）三、操作條件1.塔頂壓強4kPa（表壓）；2.進料熱狀況，自選；3.回流比，自選；4.塔釜加熱蒸汽壓力0.5MPa；5.單板壓降不大于0.7kPa；6. 設備型式：自選7廠

2、址 天津地區四、設計內容1.精餾塔的物料衡算；2.塔板數的確定；3.精餾塔的工藝條件及有關五行數據的計算；4.精餾塔的塔體工藝尺寸計算；5.塔板的主要工藝尺寸計算；6.塔板的流體力學計算；7.塔板負荷性能圖；8.精餾塔接管尺寸計算；9.繪制生產工藝流程圖；10.繪制精餾塔設計條件圖；11.繪制塔板施工圖；12.對設計過程的評述和有關問題的討論五、基礎數據1.組分的飽和蒸汽壓（mmHg）溫度，（）8090100110120130131.8苯760102513501760225028402900氯苯1482052934005437197602.組分的液相密度（kg/m3）溫度，（）80901001

3、10120130苯817805793782770757氯苯1039102810181008997985純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 氯苯 式中的t為溫度，。3.組分的表面張力（mN/m）溫度，（）8085110115120131苯21.220.617.316.816.315.3氯苯26.125.722.722.221.620.4雙組分混合液體的表面張力可按下式計算：（為A、B組分的摩爾分率）4.氯苯的汽化潛熱常壓沸點下的汽化潛熱為35.3103kJ/kmol。純組分的汽化潛熱與溫度的關系可用下式表示：（氯苯的臨界溫度：）5.其他物性數據可查化工原理附錄。目錄一、設計方案的確定及流程說

4、明5二、精餾塔的物料衡算6三、塔板數的確定6四、精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算10五、塔徑和塔高的初步計算12六、溢流裝置的計算13七、塔板設計14八、流體力學性能校核15九、塔板負荷性能圖18十、板式塔結構與附屬設備23十一、附屬設備設計25十二、設計結果一覽表28十三、個人重新設計29十四、設計評述30十五、參考文獻30十六、符號說明31十七、附圖32一、 設計方案的確定及流程說明1. 操作壓力蒸餾操作可在常壓，加壓，減壓下進行。應該根據處理物料的性能和設計總原則來確定操作壓力。例如對于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設計為一般物料因此，采用常壓操作。2. 進料狀況進料狀態有五種：過

5、冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣。但在實際操作中一般將物料預熱到泡點或近泡點，才送入塔內。這樣塔的操作比較容易控制。不受季節氣溫的影響，此外泡點進料精餾段與提餾段的塔徑相同，在設計和制造上也叫方便。本次設計采用泡點進料即q=1。3. 加熱方式蒸餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式，若塔底產物基本上就是水，而且在濃度極稀時溶液的相對揮發度較大。便可以直接采用直接加熱。直接蒸汽加熱的優點是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內只需安裝鼓泡管，不需安裝龐大的傳熱面，這樣，操作費用和設備費用均可節省一些，然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷涌入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發物損失量相同的情況

6、下。塔釜中易于揮發組分的濃度應較低，因而塔板數稍微有增加。但對有些物系。當殘液中易揮發組分濃度低時，溶液的相對揮發度大，容易分離故所增加的塔板數并不多，此時采用直接蒸汽加熱是合適的。4. 冷卻方式塔頂的冷卻方式通常水冷卻，應盡量使用循環水。只有要求的冷卻溫度較低，考慮使用冷卻鹽水來冷卻。本實驗用循環水。因此，根據上敘設計方案的討論及設計任務書的要求，本設計采用常壓操作，泡點進料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式。本設計任務為分離苯氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續精餾方法，設計中采用泡點進料，將混合料液經預熱器加熱至泡點后送入精餾塔內。塔頂上升器采用全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為

7、塔頂產品經冷卻后送入儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜部分采用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻后送入儲罐。工藝流程圖見附圖。二、 精餾塔的物料衡算1. 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 MA=78.11Kg/Kmol氯苯的摩爾質量 MB=112.56Kg/KmolxF= xD= xw=2. 原料液及塔頂、塔底的平均摩爾質量MF=0.702*78.11+(1-0.702)*112.56=88.38Kg/KmolMD=0.985*78.11+(1-0.985)*112.56=78.63Kg/KmolMW=0.00289*78.11+(1-0.0

8、0289)*112.56=112.46Kg/Kmol3. 物料衡算塔底產品量 W=3500/112.46=31.12Kmol/h總物料衡算 F=D+W苯物料衡算 F*0.702=0.985D+0.00289W聯立解得 F=107.98Kmol/hD=76.86 Kmol/h物料衡算結果如表1所示：表1 物料衡算結果流量組成（苯）質量流量Kg/h摩爾流量Kmol/h質量分率摩爾分率進料9543.3107.980.620.702塔頂6043.576.860.980.985塔底350031.120.0020.00289三、 塔板數的確定1. 理論板層數NT的求取苯-氯苯屬理想物系，可采用圖解法求理論

9、板數。由已知苯-氯苯物系的飽和蒸汽壓數據計算苯-氯苯的氣液相平衡數據，繪出x-y圖。表2 常壓下苯-氯苯的氣液相平衡數據溫度,PA0 ,mmHgPB0 ,mmHgPA0 ,atmPB0 ,atmxy= PA0/ PB0807601481.0000.1951.0001.0005.1359010252051.3490.2700.6770.9135.00010013502931.7760.3860.4420.7854.60811017604002.3160.5260.2650.6134.40012022505432.9610.7140.1270.3764.14413028407193.7370.94

10、60.0190.0723.950131.829007603.8161.0000.0000.0003.816計算過程舉例： t=100 x=(P- PB0)/( PA0- PB0)=(760-293)/(1350-293)=0.442 y= PA0x/P=1350*0.442/760=0.785 = PA0/ PB0=1350/293=4.608求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1-1中對角線上，自點e(0.702,0.702)作垂線ef即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為：yq=0.914 xq=0.702故最小回流比為： Rmin=( xD- yq)/( yq-

11、xq)=(0.985-0.914)/(0.914-0.702)=0.335取操作回流比為： R=2 Rmin=2*0.335=0.67求精餾塔的氣液負荷L= RD =0.67*76.86=51.50Kmol/hV=（R+1）D=（1+0.67）*76.86=128.4 Kmol/hL= L+F =51.50+107.98=159.48 Kmol/hV= V =128.4Kmol/h求操作線方程精餾段操作線方程為:y=(L/V)x+(D/V)xD=（51.50/128.4）x+（76.86/128.4）*0.985=0.401x+0.590提餾段操作線方程為：y=(L/V)x-(W/V)xW=(

12、159.48 /128.4)x-(31.12/128.4)*0.00289=1.242x-0.0007圖解法求理論板數采用圖解法求理論板數，如圖1-1所示。求解結果為總理論板層數 NT= 10 (包括再沸器)進料板位置 NF=42. 實際板層數的求取 板效率與塔板結構，操作條件，物質的物理性質和流體的力學性質有關，反映了實際塔板上傳質過程進行的程度。(1) 溫度利用表2數據，由拉格朗日插值法可得：塔頂溫度進料溫度塔底溫度精餾段平均溫度t1=（tD+ tF）/2=(89.19+80.5)/2=84.84提餾段平均溫度t1=（tW+ tF）/2=(89.19+131.5)/2=110.34(2)

13、混合物的粘度計算表3 不同溫度下苯-氯苯的粘度溫度，6080100120140苯，mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯，mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lgLm=xilgi塔頂液相平均粘度由 lgLDm=0.986*lg0.307+(1-0.986)*lg0.426解得 LDm=0.308mPas進料板液相平均粘度由 lgLFm=0.702*lg0.284+(1-0.702)*lg0.398解得 LFm=0.314mPas塔底液相平均粘度由 lgLWm=0.00286*lg0.196+(1-0.00286)*lg0.290解得

14、 LFm=0.290mPas精餾段液相平均粘度Lm=（0.308+0.314）/2=0.311 mPas提餾段液相平均粘度Lm=（0.314+290）/2=0.302 mPas(3) 實際塔板數板效率可用ET=0.49(L)-0.245表示精餾段的相對揮發度和實際塔板數則精餾段的塔板效率為 ET1=0.49(5.07*0.311)-0.245=0.438則精餾段實際需要塔板數為 NP1=4/0.438=9.1210提餾段的相對揮發度和實際塔板數則提餾段的塔板效率為 ET1=0.49(4.39*0.302)-0.245=0.457則提餾段實際需要塔板數為 NP2=（10-4-1）/0.457=1

15、0.9411總塔板數和全塔效率總塔板數 NP=NP1+NP2=10+11=21全塔效率 ET=NT/NP=(10-1)/21=42.86%加料板位置在第11快板四、 精餾塔的工藝條件及有關物性數據的計算1. 操作壓力計算塔頂操作壓力 PD=101.3+4=105.3Kpa每層塔板壓降 P=0.7Kpa進料板壓力 PF=105.3+0.7*10=112.3Kpa塔底操作壓力 PW=105.3+21*0.7=120.0精餾段平均操作壓力 Pm1=(105.3+112.3)/2=108.8Kpa提餾段平均操作壓力 Pm2=(105.3+120.0)/2=116.15Kpa2. 密度表4 不同溫度下苯

16、-氯苯溫度溫度，6080100120140苯kg/m3836.6815792.5768.9744.1氯苯，kg/m3106410421019996.4972.9已知液相密度1/L=xA/A+ xB/B ,氣相密度V=T0PM/22.4TP0精餾段液相平均組成 , =0.835氣相平均組成 , =0.965所以 ML1=78.11*0.835+112.56*(1-0.835)=83.79Kg/kmolMV1=78.11*0.965+112.56*(1-0.965)=79.32Kg/kmol 因此解得 =847.45Kg/m3=2.90kg/m3提餾段液相平均組成=0.265 (t=110,見表2

17、)氣相平均組成=0.613 (t=110,見表2)所以 =78.11*0.265+112.56*(1-0.265)=103.43Kg/Kmol =78.11*0.613+112.56*(1-0.613)=91.44Kg/Kmol因此解得 =952.42Kg/m3 =3.34 Kg/m33. 混合液體表面張力表5 不同溫度下苯-氯苯表面張力溫度，6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32液體平均表面張力公式 Lm=xii表示（1） 表面張力計算 塔頂液相表面張力計算LDm=0.986*2

18、1.21+(1-0.986)*23.69=21.24mN/m 進料板液相表面張力的計算LFm=0.702*20.16+(1-0.702)*22.75=20.93mN/m 塔底液相表面張力計算LWm=0.00289*15.16+(1-0.0.00289)*18.21=18.20mN/m 精餾段液相平均表面張力=（21.24+20.93）/2=21.08 mN/m提餾段液相平均張力=（18.20+20.93）/2=19.56 mN/m（2） 氣液相質量體積流量精餾段液相質量流量 L1=83.79*51.50=4315.18kg/h=1.1987kg/s氣相體積流量 V1=79.32*128.4=1

19、0184.69kg/h=2.8291kg/s液相體積流量 LS1=L1/L1=1.1987/847.45=1.414*10-3m3/s氣相體積流量 VS1=V1/V1=2.8291/2.90=0.9756 m3/s提餾段液相質量流量 L2=103.43*159.48=16495.02kg/h=4.5819kg/s氣相體積流量 V2=91.44*128.4=11740.90kg/h=3.2614kg/s液相體積流量 LS2=L2/L2=4.5819/952.42=4.811*10-3m3/s氣相體積流量 VS2=V2/V2=3.2614/3.34=0.9764 m3/s五、 塔徑和塔高的初步計算

20、1. 塔徑的計算 精餾段其中， U=（0.6-0.8）Umax Umax=C取板間距 HT=0.45m hL=0.06m, HT hL=0.39m橫坐標：0.5=0.5=0.02478查史密斯關聯表可得 C20=0.085表6 史密斯關聯表C=C20(L/20)0.2=0.085*(21.08/20)0.2=0.08590umax=C =0.08590* =1.466m/su=0.7 umax=0.7*1.466=1.026m/sD= =1.10m按標準塔徑圓整后取D=1.20m塔截面積AT=0.785*1.22=1.13m2實際空塔氣速u=Vs/AT=0.863m/s 提餾段取板間距HT=0

21、.45m, hL=0.06m, HT - hL=0.39m橫坐標：0.5=0.5=0.0832查史密斯關聯表可得 C20=0.080C=C20(L/20)0.2=0.080*(19.56/20)0.2=0.07964umax=C =0.07964* =1.342m/su=0.7 umax=0.7*1.342=0.9397m/sD= =1.15m按標準塔徑圓整后取D=1.20m塔截面積AT=0.785*1.22=1.13m2實際空塔氣速u=Vs/AT=0.864m/s2. 有效塔高的的計算精餾段有效高度為 Z1=(NP1-1)HT=(10-1)*0.45=4.05m提餾段有效高度為 Z2=(NP

22、2-1)HT=(11-1)*0.45=4.5m在進料板上方開一人孔，其高度為0.6m所以精餾塔的有效高度為Z總= Z1+ Z2+0.6=9.15m六、 溢流裝置的計算因為塔徑D=1.2m,可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤1. 堰長LW取LW=（0.6-0.8）D=0.7D=0.7*1.2=0.84m2. 堰高hw采用平直堰，堰上液層高度how=0.00284E(Lh/LW)2/3,近似取E=1 精餾段how1=0.00284*1*(0.001414*3600/0.84)2/3=0.009440hw1=hL- how1=0.06-0.00944=0.0506m 提餾段how2=0.0028

23、4*1*(0.004811*3600/0.84)2/3=0.0214hw2=hL- how2=0.06-0.0214=0.0386m3. 降液管弓形降液管的寬度和截面積由LW/D=0.7,查圖5-71得：Af/AT=0.083 Wd/D=0.151 故 Af=0.083 AT=0.083*1.131=0.0939m2 Wd=0.151D=0.151*1.2=0.1812m驗算降液管內停留時間精餾段: =29.90s5s提餾段： =8.79s5s停留時間大于5s，所以降液管設計合理 降液管底隙高度h0精餾段：取降液管底隙的流速u0=0.08m/sh0=0.02104mhw-h0=0.0506-0

24、.02104=0.0296m0.006m 故合理則hw= hw=0.0506m提餾段：取降液管底隙的流速u0=0.25m/sh0=0.02291mhw-h0=0.0386-0.02291=0.0296m0.006m 故合理則hw= hw=0.0386m七、 塔板設計1. 塔板布置精餾段塔板分布因為塔徑D=1200mm800mm,故塔板采用分塊式，查表5-31得塔板分為3塊。邊緣區寬度確定WS=WS=0.065m, WC=0.035m開孔區面積計算開孔區面積Aa按下式計算，即Aa=2(+其中D/2-(Wd+WS)=0.6-(0.1812+0.065)=0.354mr=D/2-WC=0.6-0.0

25、35=0.565m故 Aa=2*(+=0.744m2 篩孔計算及其排列本系所處理的物系有腐蝕性，可選=2.5mm的不銹鋼，取篩孔直徑d0=6mm,篩板按正三角形排列，取孔中心距t： t=2.5 d0=2.5*6=15mm篩孔數目n： n=1.155Aa/t2=1.155*0.744/0.0152=3819 個開孔率： =A0/ Aa=0.907/(t/d0)2=0.1451氣體通過篩孔的氣速為 u0=Vs/ A0=0.9756/(0.1451*0.744)=9.04m/s提餾段：將提餾段的WS,Ws,WC以及和精餾段的取相同值，t/d=2.5,則：開孔數，開孔率，篩孔氣速幾乎相同。故省略此處計

26、算過程。八、 流體力學性能校核1. 塔板壓降精餾段干板阻力hC的計算干板阻力hC由下式計算，即hC=0.051()由 d0/=6/2.5=2.4, 查圖5-101得，c0=0.75故 hC=0.051()=0.025mmHg氣體通過液層阻力的計算氣體通過液層阻力由下式計算，即= hL ua=VS/(AT - Af)= 0.9756/（1.131-0.0939）=0.941m/s Fa= ua kg1/2/(s*m1/2)查圖5-111，得=0.59故 = hL=(hW+hOW)=0.59*(0.0506+0.00944)=0.0354mmHg液體表面張力所造成的阻力h液體表面張力所造成的阻力h

27、可由下式計算，即： h=0.00169mmHg氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 hP=hC+ h=0.025+0.0354+0.00169=0.06209mmHg氣體通過每層塔板的壓降為 PP=hPLg=0.0621*847.45*9.81=516.1Pa0.7Kpa(設計允許值)提餾段干板阻力hC的計算 hC=0.051()=0.0260mmHg氣體通過液層阻力的計算氣體通過液層阻力由下式計算，即= hL ua=VS/(AT - Af)= 0.9764/（1.131-0.0939）=0.941m/s Fa= ua kg1/2/(s*m1/2)查圖5-111，得=0.58故 =

28、hL=(hW+hOW)=0.58*(0.0386+0.00944)=0.0279mmHg液體表面張力所造成的阻力h液體表面張力所造成的阻力h可由下式計算，即： h=0.00140mmHg氣體通過每層塔板的液柱高度hp可按下式計算，即 hP=hC+ h=0.026+0.0279+0.00140=0.0553mmHg氣體通過每層塔板的壓降為 PP=hPLg=0.0553*952.42*9.81=516.3Pa0.7Kpa(設計允許值)2. 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例中塔徑和液面流量均不大，估可忽略液面落差的影響。3. 液沫夾帶 精餾段液沫夾帶量由下式計算，即：eV=0.010kg液/

29、kg氣0.10kg液/kg氣 精餾段eV=0.011kg液/kg氣0.10kg液/kg氣4. 漏液對篩板塔，漏液點氣速u0,min可按下式計算，即u0,min=4.4C0 精餾段u0,min=4.4*0.75 =6.10實際空速u0=9.04m/s6.10m/s穩定系數K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本設計中無明顯漏液 精餾段u0,min=4.4*0.75 =6.10實際空速u0=9.04m/s6.10m/s穩定系數K=u0/u0,min=9.04/6.10=1.51.5故在本設計中無明顯漏液1. 液泛 精餾段為防止塔內發生液泛，降液管內液層高Hd應服從下式的關系，

30、即 Hd(HT+hW)苯-氯苯物系屬一般物系，取=0.5，則 (HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244而 Hd=hp+hL+hd板上不設進口堰，hd可由下式計算，即 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.06209+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本設計中不會發生液泛現象 精餾段 (HT+hW)=0.5（0.45+0.0386）=0.244 hd=0.153(uo)2=0.153*(0.08)2=0.001 m液柱 Hd=0.0622+0.06+0.001=0.123m Hd(HT+hW)故在本設計中

31、不會發生液泛現象九、 塔板負荷性能圖1. 餾段(1) 漏液線由 u0,min=4.4C0 u0,min=Vs,min/A0 hL=hw+how how=E()2/3得 Vs,min=4.4C0A0 =4.4*0.75*0.108*=6.09在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表7表7LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 0.6443 0.6609 0.6816 0.7016由上表數據即可作出漏液線1。(2) 液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VS-LS關系如下：由 eV=ua=0.964VShf=2.5hL=2.

32、5(hw+how)hw=0.0506how=*1*()2/3=0.75故 hf=0.126+1.875 HT - hf=0.324-1.875 eV=0.1整理得 VS=2.16-12.47在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表8表8LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 2.0713 1.9966 1.9006 1.8052由上表數據即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為液體最小負荷標準。由下式得 how=E()2/3=0.006取E=1，則 LS,min=7.2*m3

33、/s據此可作出與氣體流量無關的液相負荷下限線(4) 液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管內停留時間的下限，由下式得 =4故 LS,max=0.01056 m3/s據此可作出與氣體流量無關的液相負荷上限線4。(5) 液泛線令 Hd=(HT+hW)由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC+ h; = hL; hL=hw+how聯立得 HT+(-1) hw=(+1) how+ hC+ h忽略h，將how與LS,hd與LS,hC與VS的關系式代入上式，并整理得 a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3式中 a1= b1=HT+(-1)hW c1=0.153/(h0)2 d1=2.84*E(1+)

34、 ()2/3將有關的數據代入得 a1=0.0266 b1=HT+(-1)hW=0.5*0.45+（0.5-0.59-1）*0.0506=0.170 c1=0.153/(h0)2=0.153/(0.84*0.02104)2=489.8 d1=2.84*E(1+) ()2/3=2.84*1*(1+0.59)(1.184故 0.0266 VS2=0.170-489.8 LS2-1.184 LS2/3或 VS2=6.39-18413 LS2-44.51 LS2/3在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表9表9LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS

35、,m3/s 6.0007 5.7653 5.2984 4.6992由上表數據即可作出液泛線5。根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖9-1所示。由塔板負荷圖可以看出：任務規定的氣、液負荷下的操作點（設計點星號），處在適宜操作區的適宜位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由液相負荷下限控制。按照固定的氣液比，由上圖查出塔板的氣相負荷上限為 VS1max=1.98m3/s , VS1min=0.60 m3/s提餾段的操作彈性為1.98/0.60=3.32. 提餾段(1) 漏液線由 u0,min=4.4C0 u0,min=Vs,min/A0 hL=hw+how how=E()2/

36、3得 Vs,min=4.4C0A0 =4.4*0.75*0.108*=6.02在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表10表10LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 0.5994 0.6168 0.6384 0.6592由上表數據即可作出漏液線1。(2) 液沫夾帶線以eV=0.1kg液/kg氣為限，求VS-LS關系如下：由 eV=ua=0.964VShf=2.5hL=2.5(hw+how)hw=0.0386how=*1*()2/3=0.75故 hf=0.0965+1.875 HT - hf=0.3535-1.875 eV=0.

37、1整理得 VS=2.327-12.34在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表11表11LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 2.2392 2.1653 2.0703 1.9759由上表數據即可作出液沫夾帶線2。(3) 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度how=0.006m作為液體最小負荷標準。由下式得 how=E()2/3=0.006取E=1，則 LS,min=7.2*m3/s據此可作出與氣體流量無關的液相負荷下限線(4) 液相負荷上限線以=4s作為液體在降液管內停留時間的下限，由下式得 =4故 LS,max=0.01

38、056 m3/s據此可作出與氣體流量無關的液相負荷上限線4。(5) 液泛線令 Hd=(HT+hW)由 Hd=hp+hL+hd； hP=hC+ h; = hL; hL=hw+how聯立得 HT+(-1) hw=(+1) how+ hC+ h忽略h，將how與LS,hd與LS,hC與VS的關系式代入上式，并整理得 a1VS2=b1-c1LS2-d1LS2/3式中 a1= b1=HT+(-1)hW c1=0.153/(h0)2 d1=2.84*E(1+) ()2/3將有關的數據代入得 a1=0.0273 b1=HT+(-1)hW=0.5*0.45+（0.5-0.58-1）*0.0386=0.183

39、c1=0.153/(h0)2=0.153/(0.84*0.02291)2=413.1 d1=2.84*E(1+) ()2/3=2.84*1*(1+0.58)(1.184故 0.0273 VS2=0.183-413.1 LS2-1.184 LS2/3或 VS2=6.703-15132 LS2-43.37 LS2/3在操作范圍內，任取幾個LS值，以上式計算出Vs值，計算結果列于表12表12LS,m3/s0.0006 0.00150.0030 0.0048VS,m3/s 6.3890 6.1006 5.8259 5.6647由上表數據即可作出液泛線5。根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖

40、9-1所示。 （注：4線位置未按比例）由塔板負荷圖可以看出：任務規定的氣、液負荷下的操作點（設計點星號），處在適宜操作區的適宜位置。塔板的氣相負荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由液相負荷下限控制。按照固定的氣液比，由上圖查出塔板的氣相負荷上限為 VS1max=2.14m3/s , VS1min=0.60 m3/s提餾段的操作彈性為1.98/0.60=3.57十、 板式塔結構與附屬設備1. 塔頂空間塔的頂部空間是指塔內最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降，其高度HD是指塔頂第一層塔盤到塔頂封頭的直線距離，通常取HD為（1.52.0）HT。取除沫器到第一塊板的距離為600mm。故

41、塔頂空間為：HD = 2.0HT + 0.6 = 2.00.45 + 0.6 = 1.5m2. 塔底空間塔底空間是指塔內最下層塔板到塔底間距。塔底儲液空間適宜儲存液量停留10-15min而定的，塔底頁面至最下層塔板之間保留12m。以保證塔底液料不致流空。塔的底部空間高度HB是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離：取 HB = + 1.5 = = 2.55 2.6m3. 人孔數目人孔是安裝或檢修人員進出塔的唯一通道，人孔的設置應便于進入任何一層塔板，由于設置人孔處塔空間距離大，且人孔設備過多會使制造時塔體的彎曲度難以達到要求，對于 D1000mm 的板式塔，每隔68塊塔板設置一個人孔。本塔中

42、共21塊塔板，每個孔直徑為450mm，厚10mm，高52mm。在設置人孔處，板間距為600mm。故一共4個人孔，一個在裙座，兩個在塔中部，一個在塔頂。4. 塔高板式塔的塔高可按下式計算，即書中（5-53）：H=(n-n-n-1)H+nH+nH+H+H+ = (21-1-2-1)0.45 + 10.6 +20.6 + 1.5 + 2.6 + 0.3 + 2.0 = 15.35m5. 接管尺寸計算(1) 塔頂蒸汽出口管徑 依據流速選取，但塔頂蒸汽出口流速與塔內操作壓力有關，常壓可取1220m/s。本設計取蒸汽流速為15m/s Vs =0.9756 m3/s d0 = = = 0.28784m =

43、287.84mm取管徑為(2) 回流液管徑借重力回流，回流速度為0.5m/s 回流體積流率 取管徑為(3) 加料管徑用泵輸送回流液時，流速可取1.5m/s。 體積流率 加料管徑 取管徑為(4) 料液排出管徑塔釜液出塔的流速可取u=0.8m/s。 取管徑為(5) 飽和蒸汽管徑選蒸汽流速為30m/s。取飽和蒸汽管徑為取管徑為十一、 附屬設備設計1. 塔頂冷凝器：塔頂溫度： 冷凝水溫度： 故： 由： 查液體比汽化熱共線圖得： ，塔頂被冷量：冷凝的熱量：取傳熱系數：則傳熱面積：選型：G436-2.5-44.682. 塔底再沸器：塔底溫度： 使用 水蒸氣，釜液出口溫度則： 由： ，查液體比汽化熱共線圖得

44、：則被加熱量：取傳熱系數：則傳熱面積：加熱蒸汽質量流量：選用熱虹吸式再沸器3. 進料預熱器：冷流體溫度假定：60 ，選用110飽和水蒸汽加熱。逆流操作： 傳熱總熱量用公式：進行估算：T=273.15+33.18=306.33K 時， 則，設選型：4. 泵型號設計：進料溫度： 已知進料量：取管內流速，則：管徑故可采用的離心泵內徑d為44mm，則：取絕對粗糙度：；則相對粗糙度：因進料板在第11塊，泵所需揚程約7.5m，綜上，選型號十二、 設計結果一覽表表13 篩板塔工藝尺寸計算結果序號精餾段項目數值序號提餾段項目數值1平均溫度tm/84.841平均溫度tm/110.342平均壓力pm/kPa108

45、.82平均壓力pm/kPa116.153氣相流量Vs/(m3/s)0.97563氣相流量Vs/(m3/s)0.97644液相流量Ls/(m3/s)0.0014144液相流量Ls/(m3/s)0.0048115汽相平均密度（kg/m3）2.905汽相平均密度（kg/m3）3.346實際總塔板數66實際塔板數147塔徑/m1.27塔徑/m1.28板間距/m0.458板間距/m0.459溢流形式單溢流9溢流形式單溢流10降液管形式弓形10降液管形式弓形11堰長/m0.8411堰長/m0.8412堰高/m0.050612堰高/m0.050613板上液層高度/m0.0613板上液層高度/m0.0614堰

46、上液層高度/m0.0094414堰上液層高度/m0.021415降液管底隙高度/m0.0210415降液管底隙高度/m0.021416安定區寬度/m0.181816安定區寬度/m0.0229117邊緣區寬度/m0.03517邊緣區寬度/m0.03518開孔區面積/m20.74418開孔區面積/m20.74419閥孔直徑/m0.00619閥孔直徑/m0.00620閥孔數目381920閥孔數目381921孔中心距/m0.01521孔中心距/m0.01522開孔率/%14.5122開孔率/%14.5123空塔氣速/(m/s)1.02623空塔氣速/(m/s)1.02624閥孔氣速/(m/s)9.0424閥孔氣速/(m/s)9.0426單板壓降/KPa0.51626