1、化工原理课程设计-苯- 甲苯连续精馏板式塔的设计专业年级 ：09 级精细化工 姓 名 ：李向前 指导老师 ：李伟华 2012 年 5 月苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计2目录一 序 言 3二 板式精馏塔设计任务书五 4三 设计计算 51.1 设计方案的选定及基础数据的搜集 51.2 精馏塔的物料衡算 71.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 121.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 161.5 塔板主要工艺尺寸的计算 181.6 筛板的流体力学验算 201.7 塔板负荷性能图 23四 设计结果一览表 29五 板式塔得结构与附属设备 305.1 附件的计算 .305.1.1 接管 .305.1.
2、2 冷凝器 .325.1.3 再沸器 325.2 板式塔结构 33六 参考书目 35七 设计心得体会 35八 附录 36苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计3一 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学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学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，计算能力等。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
3、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同，使易挥发组分由液相向气相转移，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采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥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。苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计4二 板式精馏塔设计任务书五一、设计题目苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计。二、设计任务(1
4、)原料液中苯含量：质量分率75(质量)，其余为甲苯。(2)塔顶产品中苯含量不得低于 98(质量)。(3)残液中苯含量不得高于 8.5(质量)。(4)生产能力：90000 t/y 苯产品，年开工 310 天。三、操作条件(1)精馏塔顶压强：4.0kPa(表压) (2)进料热状态：自选(3)回流比：自选。 (4)单板压降压：0.7kPa 四、设计内容及要求(1)设计方案的确定及流程说明(2)塔的工艺计算(3)塔和塔板主要工艺尺寸的设计塔高、塔径以及塔板结构尺寸的确定；塔板的流体力学验算；塔板的负荷性能图。(4)编制设计结果概要或设计一览表(5)辅助设备选型与计算(6)绘制塔设备结构图：采用绘图纸徒
5、手绘制五、时间及地点安排(1)时间：2011.6.202011.7.3(第 18 周第 19 周)(2)地点：明德楼 A318（1）教室六、参考书目1谭天恩化工原理(第二版)下册北京：化学工业出版社，19982何潮洪,冯霄化工原理北京：科学出版社，20013柴诚敬,刘国维化工原理课程设计天津：天津科学技术出版社，19944贾绍义,柴敬诚化工原理课程设计天津：天津大学出版社，2002苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计5三 设计计算1.1 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的要求，可以在常压下操作。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
6、料，将原料液通过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品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，故操作回流比取最小回流比的 1.8 倍。塔底设置再沸器采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。其中由于蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，热效率比较低，但塔顶冷凝器放出的热量很多，但其能量品位较低，不能直接用于塔釜的热源，在本次设计中设计把其热量作为低温热源产生低压蒸汽作为原料预热器的热源之一，充分利用了能量。塔板的类型为筛板塔精馏，筛板塔塔板上开有许多均布的筛孔，孔径一般为 38mm，筛孔在塔板上作正三角形
7、排列。筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：( ) 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的 60，为浮阀塔的 80左右。( ) 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加 1015。( ) 塔板效率高，比泡罩塔高 15左右。( ) 压降较低，每板压力比泡罩塔约低 30左右。筛板塔的缺点是：( ) 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。( ) 操作弹性较小 (约 23) 。() 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图：苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计6表 1 苯和甲苯的物理性质项目 分子式 分子量 M 沸点（） 临界温度 tC（） 临界压强PC（kPa）苯 A C6H6 78.11
8、 80.1 288.5 6833.4甲苯 B C6H5CH3 92.13 110.6 318.57 4107.7表 2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度 080.1 85 90 95 100 105 110.6,kPaAP101.33 116.9 135.5 155.7 179.2 204.2，kPaB40.0 46.0 54.0 63.3 74.3 86.0 240.0表 3 常温下苯甲苯气液平衡数据（2： 例 11 附表 2）8P温度 C080.1 85 90 95 100 105液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130汽相中苯的摩尔分率 1.00
9、0 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262表 4 纯组分的表面张力(1： 附录图 7)378温度 80 90 100 110 120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计7表 5 组分的液相密度(1： 附录图 8)382P温度() 80 90 100 110 120苯 ,kg/ 3m814 805 791 778 763甲苯,kg/ 809 801 791 780 768表 6 液体粘度 （1： ）L365温度() 80 90 100 110 120苯（mP .s）a0.308 0
10、.279 0.255 0.233 0.215甲苯（mP .s）0.311 0.286 0.264 0.254 0.228表 7 常压下苯甲苯的气液平衡数据温度 t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.56 0.00 0.00109.91 1.00 2.50108.79 3.00 7.11107.61 5.00 11.2105.05 10.0 20.8102.79 15.0 29.4100.75 20.0 37.298.84 25.0 44.297.13 30.0 50.795.58 35.0 56.694.09 40.0 61.992.69 45.0 66.791.40 50.0 7
11、1.390.11 55.0 75.580.80 60.0 79.187.63 65.0 82.586.52 70.0 85.785.44 75.0 88.584.40 80.0 91.283.33 85.0 93.682.25 90.0 95.981.11 95.0 98.080.66 97.0 98.880.21 99.0 99.6180.01 100.0 100.01.2 精馏塔的物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计8苯的摩尔质量 甲苯的摩尔质量 kmolgMB/13.92780/5.0178/5.0xF13929D 9/./W（2）原料液及塔顶
12、、塔底产品的平均摩尔质量 )/(kg0.2813.)70.1(.870. molMF 74993D )/.(.).( klW（3）物料衡算 原料处理量 )/(1049.210.892hkmolF总物料衡算 D苯物料衡算 WF.83.7.联立解得kol/h10.92m3W式中 F-原料液流量D-塔顶产品量W-塔底产品量3 塔板数的确定 （1）理论板层数 NT 的求取 苯一甲苯属理想物系，可采逐板计算求理论板层数。 求最小回流比及操作回流比。 采用恩特伍德方程求最小回流比。1)()(,miiDiiFRaxq解得，最小回流比苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计973.0mR取操作回流比为1.8.求精馏塔的
13、气、液相负荷 )/(9.513. hkolRDL )ml/(.8274)()(V913. hkoFq(泡点进料：q=1)/(.09.1 lRDL求操作线方程 精馏段操作线方程为 426.057.11 nDnn xRxy提馏段操作线方程为 01.9.1 nWnn xVxLy（2）逐板法求理论板又根据 可解得 =2.47 min(1)dDFfxR相平衡方程 解得2.4751()1xxyxy47.12变形得 yx47.2用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计10= 0.983 ， =0.9591Dyx111()2.475()yyx970.426.57.012xy， 9.
14、0.12yx53.23xy， 81.47.233yx91.046.57.034xy， 5.0.14yx5.245xy， 79725yx87.06.7.056xy， 42.0.1466yx因为, 780.42.06Fxx故精馏段理论板 n=5，用提留段操作线和相平衡方程继续逐板计算 81.0426.57.07xy，635.047.127yx93.78xy，888yx51.0426.5.089xy，304.7.14299yx苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计11326.04.567.091xy， 164.07.410yx17.101xy，11yx因为， 09.7.01Wxx所以提留段理论板 n=5（不
15、包括塔釜）（3）全塔效率的计算查温度组成图得到，塔顶温度 TD=80.94，塔釜温度 TW=105，全塔平均温度Tm =92.97。分别查得苯、甲苯在平均温度下的粘度 )(27.0smPaA， )(279.0smPaB平均粘度由公式，得 )(274.09.207.8.0 sam 全塔效率 ET 516.0274.lg61.07lg61.07mT（4）求实际板数精馏段实际板层数 （ 块 ）精 109.6.50N提馏段实际板层数苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计12（ 块 ）提 109.6.50N进料板在第 11 块板。1.3 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算（1）操作压力计算 塔顶操作压力 P4
16、+101.3 kPa每层塔板压降 P 0.7 kPa进料板压力 105.3+0.710112.2 kPaF塔底操作压力 =119.3 kPawP精馏段平均压力 P m1 （105.3+112.3）2108.8 kPa提馏段平均压力 P m2 =（112.3+119.3）/2 =115.8 kPa（2）操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由 安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下： 塔顶温度 0.98tD进料板温度 85.53 Ft塔底温度 =105.0wt精馏段平均温度 =（ 80.9.+85.53 ）/2 = 83.24mt提馏段平均温度
17、 =（85.53+105.0）/2 =95.27t（3）平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 由 xD=y1=0.957,代入相平衡方程得 x1=0.959 )/(69.7813.2)95.01(.7895.0m, kmolgMDL 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计13)/(35.781.92)83.01(.7983.0m, kmolgMDV 进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得 0.877， 0.742FyFx)/(83.791.2)8.01(.78.0m, kmolgMFV )/()4.(.42., lL塔底平均摩尔质量计算由 xw=0.077,由相平衡方程，得 yw=0.171
18、 )/(74.8913.2)7.01(.781.0m, kmolgMWV )/(05).(, lL精馏段平均摩尔质量 )/(09.7283.5.7mkmolgMV)/(169. lL提馏段平均摩尔质量 )/(79.842.3.79mkmolgMV)/(3.605.1.8lL（4）平均密度计算 气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度即 )/(90.2)15.7324.8(31.093mkgRTPVmM苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计14提馏段的平均气相密度 )/(21.3)5.7902(314.8.53, mkgRTPVmM液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶
19、液相平均密度的计算 由 tD80.94，查手册得 )/(1.809);/(0.81433mkgmkgBA塔顶液相的质量分率 9.a求 得 ）（得 3m,m, /kg9.81;1.802.41DLDL 进料板液相平均密度的计算 由 tF85.53，查手册得 )/(36.804);/(6.8033kgkgBA进料板液相的质量分率 71.03.92)74.01(.8742.0A）（得 3m,m, /kg.8;361FLDL塔底液相平均密度的计算 由 tw105.0，查手册得 )/(3.785);/(4.78633kgkgBA苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计15塔底液相的质量分率 06.13.92)07
20、.1(.780. Aa ）（得 3m,m, /kg.84;3.594.61WLWL精馏段液相平均密度为 6.102.87.L提馏段液相平均密度为 ）（ 3/kg5.9.4.0mLm(5) 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即 塔顶液相平均表面张力的计算 由 t D80.94，查手册得 )/(59.21);/(25.1mNmNBA )/(26.07.9830,mL 进料板液相平均表面张力的计算 由 tF85.53，查手册得 )/(72.08.125.0674.0)/();/(21, mNNmLBA 塔底液相平均表面张力的计算 由 t W105.0，查手册得 )/(50.218.9
21、3.026187.0)/();/(,mLBA 精馏段液相平均表面张力为 )/(. mNL提馏段液相平均表面张力为 )/(1.27.05.21Lm(6) 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 Lm= xi i塔顶液相平均粘度的计算 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计16由 t D80.94，查手册得 )(31.09.017.35.98.0)();(, smPassmPaLBA 进料板液相平均粘度的计算 由 tF85.53，查手册得 )(294.07.258.09.74.0)();(2, sassaDmLBA 塔底液相平均粘度的计算 由 tw105.0，查手册得 )(258.09.23.04.
22、07. )();(2, smPassPaDmLBA 精馏段液相平均粘度为 )(.29.31., saL 提馏段液相平均粘度为 )(76.05.4.0, smPmL （7）气液负荷计算精馏段： )/(043.681302.9.56/(.1)784/(89241)3.()( 3smMVLhkolDRslLmSVms 提馏段：)/(092.15.763089.4634)/(72 )/(89.27).()()1( 3smMVL hkolqFDRslLmSVms 1.4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (1) 塔径的计算苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计17塔板间距 HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分
23、离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表 7 板间距与塔径关系塔径 DT，m 0.30.5 0.50.8 0.81.6 1.62.4 2.44.0板间距HT，mm 200300 250350 300450 350600 400600对精馏段：初选板间距 ，取板上液层高度 ，0.4TmhL06.故 ；6.3TLhm0346.9.258105.0 VSL查史密斯关联图 得 C20=0.070；依式2.02C校正物系表面张力为 )/m(9.20N时 0.0707200.98.7.7132)/(18.9.6817.max smCVL 可取安全系数为 0.7，则（
24、安全系数 0.60.8） ，故)(791.826.0143/.7.0max mDsS按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 0.66m/s。对提馏段：初选板间距 ，取板上液层高度 ，.THhL06.故 ； 0.07170.460.34TLhm1122.7583.40.9SmvV查2： 图 38 得 C20=0.068；依式 =0.069165P2.02C校正物系表面张力为 时9.5/N苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计18)(84.1759.0432/.7.0 )/(08.1.3257960maxa mVDssCSVL按标准,塔径圆整为 2.0m,则空塔气速 1.56m/s。将精馏段和提溜段相比
25、较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取2.0m。1.5 塔板主要工艺尺寸的计算(1) 溢流装置计算 精馏段因塔径 D2.0m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下： a)溢流堰长 ：单溢流去 lW=（0.60.8）D，取堰长 为wl wl0.60D=0.602.0=1.20mb)出口堰高 ：WhOLh016.2.13604.1842h8.9.,6./ 3/2525.2owWElDl， 则查 图 可 得 ，故 )(6.mc)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dWfA由 查（2： 图 313）得 ，6.0/
26、Dlw170P124.0/DWd72./TfA故 ，.1498d m22231400.605f D苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计19利用(2： 式 310)计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，170P即 （大于 5s，符合要求）.452.1.70fTsAHsLd)降液管底隙高度 ：取液体通过降液管底隙的流速 （0.07-oh0.8/oms0.25）依(2： 式 311)： 符合17P0.37.5169sowoLl（ ）0.6whe)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为 60mm同理可以算出提溜段相关数据如下：a)溢流堰长 ：单溢流去 lW=（0.60.8）D，取堰长 为wl wl
27、0.66D=0.81.6=1.056mb)出口堰高 ：WhOLh由 /0.8lD2.5/34Wlm查知 E=1.04,依式23.810howwLhEl可得23.4.6hOWWl故 0.60.whmc)降液管的宽度 与降液管的面积 ：dfA由 ./DlW查图得， 052.,1.0TfdAw故 )(163.04.52.0.)(2mADTfd 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计20计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即 15.16（大于 5s，符合要求）1.6fTsAHLd)降液管底隙高度 ：取液体通过降液管底隙的流速 0.1m/s（0.07-0.25）oh0.8/oms0.036（m）符合（
28、）0.32sowohl0.6wh(2) 塔板布置 精馏段塔板的分块 因 D800mm，故塔板采用分块式。塔极分为 4 块。对精馏段：a)取边缘区宽度)503)(4.0mwc安定区宽度)(7.sb) 计算开空区面积RxxRAa 122sin80)(96.4.1mwDc，)(73.0).2(1)(2mwDsd 解得，)(50.2Aac)筛孔数 与开孔率 ：取筛空的孔径 为 ，正三角形排列，一般碳的板n0d5厚为 ,取 3.5，m3.3/0dt故孔中心距 55=17.5mmmt.15筛孔数 )(94530.25.178015823 个aAtn则每层板上的开孔面积 为0)(824.20 ma气体通过筛
29、孔的气速为苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计21)/(24.185.00 smAVS1.6 筛板的流体力学验算 塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算 精馏段：a)干板压降相当的液柱高度 ：依 ，查干筛孔的流量系数ch67.13/50d图得，C 0=0.84 由式02.51.051. 65.8109284.0220 lvecuchb)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度 ：lhsmfTsAVa /7.14.3052.8， 19.0.27.vaeuF由 与 关联图
30、查得板上液层充气系数 =0.66，依式oaFo396.01.04.6.0 owLl hhc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度 ：h依式 021.19.2043-40 gdelh，故 74.61. p则单板压强： pgehlp 0.598.74(2) 液面落差 对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。 (3) 雾沫夹带 水液水液 kgkgefTahHuv /1.0/1032.73.06.524.7109.275.3107.5 366 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计22(4) 漏液由式 hecLvloow 13.056./
31、4.8.0sm/57.62. 90.81筛板的稳定性系数5.175.624OWUK，故在设计负荷下不会产生过量漏液。（5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 wTdhH依式 ， 而dlpdhH 3220 105.036.145.153.0 LhWSd m.6.9取 ，则 784.wThH5故 在设计负荷下不会发生液泛。d根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。同精馏段公式计算，提溜段各参数计算如下：(1) 气体通过筛板压强相当的液柱高度计算a)干板压降相当的液柱高度： mhc 0346792184.015. b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高
32、度： 6.013.42fTSaAVu， 2.13679.0VauF由 与 关联图查得板上液层充气系数 =0.65，依式oaFo09.6.501hc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度：苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计23mgdhL 0216.58.94761230 ， 故 )(78.03.p则单板压降： )(7.0591.46. kPa（2）液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 液沫夹带 气 ）液气 ）液 kgkgev /(1.0/(06.25.67901.275.33 故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液 67.1350d查得
33、： 84.0c57.692.810.06.13056.84./13.54 ohLu vLow 筛板的稳定性系数5.175.624owuK，故在设计负荷下不会产生过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度 wTdhH依式 ， 而dlpdhH 3220 105.036.145.153.0 LhWSd m.6.9取 ，则 784.wThH5故 在设计负荷下不会发生液泛。d苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计24根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为提馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。1.7 塔板负荷性能图 精馏段：(1) 雾沫夹带线 雾沫夹带量2.36107.5fTavhHuesS
34、fTsa VDVAu36.01.25.0 SwSwowf LlLEhh 32323 54.10084.2.). （取 气 ）液 kgev/(1.0，前面求得 mNm/9.2,精，代入.36107.5fTavhHue，整理得： ssLV3205.91.在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 3-19。 表 8Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006Vs /(m3/s) 4.506 4.378 4.261 4.151由上表数据即可作出雾沫夹带线。 (2) 液泛线 由 E=1.04,lW=1.2 得： swswsow LlLlLEh 32
35、3232 614.0604.18.601084.2 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计25S232S20S20 V105.781095840V51.V51.51. LvLvoc cuh ssw L323201 .9.646. 已算出 )(10.23mh， 33221 10.405.9.5.7 sscp LV2220 8.6.13.3. sSwSd LhlLh mHT4.， 4.， 5.0代入 dowpwThh，整理得： 24322 1085.7.14.9sss LLV在操作范围内，任取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 3-20。 表 10Ls /(m3/s) 0.003 0.
36、004 0.005 0.006Vs /(m3/s) 4.067 3.984 3.902 3.821由上表数据即可作出液泛线 2。 (3) 液相负荷上限线 以 4s 作为液体在降液管中停留时间的下限， )/(0163.4.0max, smAHLfTs 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线 0.0163（m 3/s）。 (4) 漏液线 由 32614.0.sowL Lh和 0min,AVusow，苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计26代入VLLowhCU13.056.4.0得： 90.2781.2.64.8 330 sA整理得： 32min, 14.57.2684.0ss LV在操作范围内，任
37、取几个 Ls 值，依上式计算出 Vs 值，计算结果列于表 3-21。 表 11Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006Vs /(m3/s) 1.192 1.211 1.229 1.245由上表数据即可作出液泛线 4。 (5) 液相负荷下限线 对于平直堰，取堰上液层高度 hOW0.006m 作为最小液体负荷标准。E=1.0432min,360184.2wsowlLEhsLs /067.334min, 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 5。smAHfTs /013.56.max, 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 图 1 精馏段筛板负荷
38、性能图 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计27在负荷性能图上，作出操作点 P，连接 OP，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。同精馏段，得出提馏段的各曲线为：(1) 雾沫夹带线 2.36107.5efTaLvhHu整理得： 327ssLV(2) 液泛线 dowpwT hhH已知 E=1.06 lw=1.2，同理精馏段得： smALfTs /013.56.40max, 84.0c由此可作出精馏段液泛线 2。(3) 漏液线 3268.05.hsowL l 21.347860.4.3u 320min, sso LAV苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计28整理得： 325.0
39、9.168.0Vmin, ss l据此可作出漏液线 3。 (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， )/(013.56.40Lmax, smAHfTs 据此可作出与气体流量元关的垂直液相负荷上限线 0.013。 (5) 液相负荷下限线 以 how5s 作为液体在降液管中停留时间的下限， 32min,.1360.10842sowL整理得： )/(7.934min, sLs由此可作出液相负荷下限线 5。 根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图所示。 苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计29四 设计结果一览表计算数据项目 符号 单位精馏段 提留段各段平均压强 Pm k
40、Pa 108.8 115.8各段平均温度 tm 83.24 95.27气相 VS m3/s 2.08 2.02平均流量液相 LS m3/s 0.0043 0.0092实际塔板数 N 块 10 10板间距 HT m 0.40 0.40塔的有效高度 Z m 3.6 3.6塔径 D m 2 2空塔气速 u m/s 0.66 0.643塔板液流形式 单流型 单流型溢流管型式 弓形 弓形堰长 lw m 1.2 1.2堰高 hw m 0.044 0.044溢流堰宽度 Wd m 0.2 0.2管底与受业盘距离 ho m 0.036 0.0767板上清液层高度 hL m 0.06 0.06孔径 do mm 5
41、.0 5.0孔间距 t mm 17.5 17.5孔数 n 个 9660 9660开孔面积 m2 0.185 0.185筛孔气速 uo m/s 11.26 10.92塔板压降 hP kPa 0.591 0.591液体在降液管中停留时间 s 7.09 7.09降液管内清液层高度 Hd m 0.121 0.121雾沫夹带 eV kg 液/kg 气 0.00732 0.00657负荷上限 雾沫夹带控制 雾沫夹带控 制负荷下限 漏液控制 漏液控制气相最大负荷 VSmax m3/s 3.6气相最小负荷 VSmin m3/s 1.2操作弹性 3.1苯- 甲苯连续精馏筛板塔的设计30五 板式塔得结构与附属设备
42、5.1 附件的计算5.1.1 接管(1)进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T 形进料管。本设计采用直管进料管。F=149Kg/h , =807.9Kg/ F3m则体积流量sVFM /041.3609.80721.14e 进 进管内流速 smu/.则管径 93.4m0.14.3604 uVd取进料管规格 952.5 则管内径 d=90mm进料管实际流速sdV /65.02209.14.314(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量 hkmolL/87.塔顶液相平均摩尔质量 kolgM/21.80,平均密度3/9.81mkg则液体流量 smVeLM /0427.33609.8121.75取管内流速 su/.则回流管直径 duVL 2.600.14.350274 可取回流管规格 652.5 则管内直径 d=60mm
