邯鄲學(xué)院《化工原理》課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)題目苯-甲苯精餾塔的設(shè)計(jì)邯鄲學(xué)院化學(xué)化工與材料學(xué)院2016年9月`目錄1文獻(xiàn)綜述1.1概述……………11.2方案的確定……………………11.3基礎(chǔ)數(shù)據(jù)………21.4精餾流程………32塔物料恒算2.1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品摩爾分率…………42.2原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量…42.3物料衡算………43塔板數(shù)的確定3.1最小回流比的確定……………43.2操作線方程求解………………43.3理論板數(shù)確定…………………43.4塔效率計(jì)算……………………63.5求實(shí)際板數(shù)……………………64精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.1操作壓力計(jì)算…………………74.2操作溫度計(jì)算…………………74.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算……………84.4平均密度計(jì)算…………………94.5液體平均表面張力計(jì)算………104.6液體平均粘度計(jì)算……………114.7荷計(jì)算…………125精餾塔塔體工藝尺寸的計(jì)算5.1塔徑的計(jì)算……………………126塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1溢流裝置計(jì)算…………………146.2塔板布置………167篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算7.1氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算（精餾段）………177.2氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算（提餾段）………188塔板負(fù)荷性能圖8.1精餾段…………208.2提餾段…………239板式塔結(jié)構(gòu)，塔高………………2510實(shí)際結(jié)果一覽表………………2611附件的計(jì)算11.1進(jìn)料管………2711.2回流管………2711.3塔頂蒸汽管…………………2711.4釜液排出管…………………2811.5塔釜產(chǎn)品出口管……………2811.6冷凝器………2811.7再沸器………2912附錄12.1篩板精餾塔設(shè)計(jì)圖…………3012.2精餾工藝流程圖……………3013參考書目設(shè)計(jì)任務(wù)書原料苯含量：質(zhì)量分率=38.9原料處理量：質(zhì)量流量=11.2產(chǎn)品要求：苯的質(zhì)量分率：xD=99%，xW=2%進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料塔頂壓力：4KPa單板壓降不大于0.7KPa冷卻水溫度：30℃飽和水蒸汽溫度：120℃設(shè)備型式：篩板塔前言精餾是利用混合液中組分揮發(fā)度的差異，實(shí)現(xiàn)組分高純度分離的多級(jí)蒸餾操作，即同時(shí)實(shí)現(xiàn)多次部分汽化和部分冷凝的過程。實(shí)現(xiàn)精餾操作的主體設(shè)備是精餾塔。塔設(shè)備是能夠?qū)崿F(xiàn)蒸餾的氣液傳質(zhì)設(shè)備，廣泛應(yīng)用于化工、石油化工、石油等工業(yè)中，其結(jié)構(gòu)形式基本上可以分為板式塔和填料塔兩大類。我國(guó)化學(xué)工業(yè)具有一定的水平，但還是一個(gè)發(fā)展中的國(guó)家,擺在我們化學(xué)工作者面前的任務(wù)是繁重的。因此必須堅(jiān)持獨(dú)立自主、自力更生，革新挖潛，全面提高，綜合利用，大搞化工原料，趕超世界先進(jìn)水平。-32-1文獻(xiàn)綜述1.1概述篩板塔是最早應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)的設(shè)備之一，五十年代之后通過大量的工業(yè)實(shí)踐逐步改進(jìn)了設(shè)計(jì)方法和結(jié)構(gòu)近年來與浮閥塔一起成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備。為減少對(duì)傳質(zhì)的不利影響可將塔板的液體進(jìn)入?yún)^(qū)制成突起的斜臺(tái)狀。這樣可以降低進(jìn)口處的速度使塔板上氣流分布均勻。篩板塔多用不銹鋼板或合金制成，使用碳剛的比率較少。實(shí)際操作表明，篩板塔在一定程度的漏夜?fàn)顟B(tài)下操作使其板效率明顯下降其操作的負(fù)荷范圍較袍罩塔窄，但良好的塔，其操作彈性仍可達(dá)到3-4。鑒于篩板塔更適用于分離苯-甲苯混合液，故本次設(shè)計(jì)采用篩板塔。1.2方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾法。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至貯罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比去最小回流比的2倍，塔釜采用間接蒸汽加熱塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯罐。在常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合液，已知原料液的處理量為11.2t/h，組成為38.9%（苯的質(zhì)量分率），要求塔頂餾出液的組成為99%（苯的質(zhì)量分率）塔底釜的組成為2%。設(shè)計(jì)條件如下：操作壓力4kpa（塔頂表壓）進(jìn)料熱狀況泡點(diǎn)進(jìn)料單板壓降不大于0.7KPa冷卻水溫度：30℃飽和水蒸汽溫度：120℃設(shè)備型式：篩板塔1.3基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（℃）臨界溫度tC（℃）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6318.574107.72苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.1859095100105110.6,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0，kPa40.046.054.063.374.386.03常溫下苯—甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度80.1859095100105液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2624純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.35組分的液相密度溫度(℃)8090100110120苯,kg/814805791778763甲苯,kg/8098017917807686液體粘度μ溫度(℃)8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.2287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y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.01.4精餾流程苯-甲苯混合液經(jīng)預(yù)熱器處理至泡點(diǎn)后送入精餾塔。塔頂上升蒸汽冷凝后，一部分作為回流，其余作為產(chǎn)品冷卻后送入儲(chǔ)罐，塔釜采用間歇蒸汽再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后儲(chǔ)藏。2精餾塔的物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率

苯的摩爾質(zhì)量

甲苯的摩爾質(zhì)量XF=0.429XD=0.992XW=0.02352.2平均相對(duì)分子質(zhì)量MF=0.429×78.11+（1-0.429）×92.13=86.12kg/kmolMD=0.992×78.11+（1-0.992）×92.13=78.22kg/kmolMW=0.0235×78.11+（1-0.0235）×92.13=91.79kg/kmol2.3總物料衡算D+W=11200①0.99D’+0.023W’=11200×0.398②聯(lián)立①②有：D’=4260.6kg/hW’=6939.4kg/h，則F=130.1kmol/hD=54.5kmol/hW=75.6kmol/h3塔板數(shù)的確定3.1最小回流比確定苯-甲苯屬于易分離物系，最小回流較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。可用M.T.圖解法求解NT，根據(jù)苯-甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)可得y-x圖和t-y-x圖由于是泡點(diǎn)進(jìn)料，則q線x1=0.429，可有y1=0.646由Rmin=XD-yq/yq-xq有Rmin=1.585所以操作回流比R=3.173.2操作線方程由求得精餾段操作線為y=0.761x+0.238由y=(L+qF/L+qF-W)xm-(W-L+qF-W)xw知提餾段操作線為y=1.33x-0.0083.3逐板法求理論板又根據(jù)可解得=2.44相平衡方程解得xxy44xxy44.1144.2yyx44.144.2用精餾段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算=0.992，=0.981984.0238984.0238.0761.012xy962.044.144.22yyx970.0238970.0238.0761.023xy930.044.144.23yyx946.0238946.0238.0761.034xy878.044.144.24yyx906.0238906.0238.0761.045xy798.044.144.25yyx845.0238845.0238.0761.056xy691.044.144.26yyx764.0764.0238.0761.067xy570.044.144.27yyx672.0672.0238.0761.078xy456.044.144.28yyx585.0585.0238.0761.089xy366.044.144.29yyx因?yàn)?89389.0366.09Fxx故精餾段理論板n=8，用提留段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算479.0008479.0003910xy274.044.144.210yyx356.0008356.00031011xy185.044.144.211yyx238.0008238.00031112xy113.044.144.212yyx142.0008142.0003、1213xy063.044.144.213yyx076.0008.0.076.00031314xy032.044.144.214yyx035.00031415xy015.044.144.215yyx因?yàn)椋?0235.0015.015Wxx所以提留段理論板n=6（不包括塔釜）3.4塔效率的計(jì)算由t-y-x圖可有塔平均溫度t平均=97.72℃，則該溫度下該料液的平均粘度為0.389×0.263+（1-0.389）×0.275=270mPa.s則全塔效率ETET=0.17-0.616lg0.270=0.523，即52.3%3.5實(shí)際板數(shù)精餾段實(shí)際板層數(shù)（塊）（塊）精16215..23.508N提餾段實(shí)際板層數(shù)（塊）（塊）提1211.523.506N進(jìn)料板在第16板。4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算4.1操作壓力計(jì)算

塔頂操作壓力P＝105.325kPa每層塔板壓降△P＝0.7kPa

進(jìn)料板壓力＝105.325+0.7×16＝116.525kPa

塔底操作壓力=124.925kPa精餾段平均壓力Pm1＝110.925kPa提餾段平均壓力Pm2=120.725kPa

4.2操作溫度計(jì)算

依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸氣壓由

安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：

塔頂溫度=80.20℃進(jìn)料板溫度＝93.13℃塔底溫度=109.91℃精餾段平均溫度=86.67℃提餾段平均溫度=100.52℃

4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算

塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算

由xD=y1=0.992,代入相平衡方程得x1=0.981))/(.78.3813.92)981.01(11.78981.0m,kmolkgMDL))/(22.7813.92)992.01(11.78992.0m,kmolkgMDV

進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得＝0.366，＝0.585))/(.86.9913.92)366.01(11.78366.0m,kmolkgMFV)/()/(.83.9313.92)585.01(11.78585.0m,kmolkgMFL由yw=0.035有xw=0.015))/(.91.6413.92)035.01(11.78035.0m,kmolkgMWV)/(.)/(.91.9213.92)015.01(11.78015.0m,kmolkgMWL))/(.82.612.86.9922.78mkmolkgMV))/(.338.78mkmolkgML提餾段平均摩爾質(zhì)量))/(.89.36.99mkmolkgMV))/(.87.9323mkmolkgML4.4平均密度計(jì)算

①氣相平均密度計(jì)算

由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即

))/(.3.06)15.27367.86(314.861.829.1103mkgRTPVmMVm提餾段的平均氣相密度))/(47.3)15.273100.52(314.832.897.1203,mkgRTPVmMVm②液相平均密度計(jì)算

液相平均密度依下式計(jì)算，即

塔頂液相平均密度的計(jì)算在tD＝80.2℃時(shí)))/(9.807);/(7.81233mkgmkgBA塔頂液相的質(zhì)量分率

999.0a）（得3）（得3m,m,/kg7.812;9.80701.07.81299.01mDLDL在tF＝93.13℃)/(6.804)/(6.804);/(6797.33mkgmkgBA329.013.92)366.01(11.78366.011.78366.0A））（得3m,m,/kg3.802;6.804671.06.797329.01mFLDL塔底液相平均密度的計(jì)算

由tw＝105.0℃，查手冊(cè)得

))/(1.790);/(4.77733mkgmkgBA塔底液相的質(zhì)量分率

0013.013.92)015.01(11.78015.011.78015.0Aa）（得3m,）（得3m,m,/kg9.789;1.790987.04.777013.01mWLWL1.805.23.8029.807Lm提餾段液相平均密度為）（3/kg1.79629.7893.802mLm）（3/kg1.79629.7893.802mLm)/(42.21);/(24.21mmNmmNBA))/(24.2142.21008.024.21992.0,mmNDmL進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算

由tF＝93.13℃查手冊(cè)得

))/(80.1908.20634.032.19366.0)/(08.20);/(32.19,mmNmmNmmNFmLBA塔底液相平均表面張力的計(jì)算

由tW＝109.91℃手冊(cè)得

)/(62.1861.18985.056.19015.0)/(61.18);/56.19,mmNmmN)/(62.1861.18985.056.19015.0)/(61.18);/56.19,mmNmmNmmNWmLBA)/(52.20280.1924.21mmNLm)/(21.19262.1880.19mmNLm)(305.0309.0008.0305.0992.0)(309.0);(305.0,smPasmPasmPaDmLBA進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算

由tF＝91.13℃得

))(286.0289.0634.0282.0366.0)(289.0);(282.0,smPasmPasmPaDmLBA塔底液相平均粘度的計(jì)算

由tw＝109.91℃冊(cè)得

))(255.0255.0985.0234.0015.0)(255.0);(234.0,smPasmPasmPaDmLBA精餾段液相平均粘度為

))(296.02286.0305.0,smPamL提餾段液相平均粘度為

))(271.02255.0286.0,smPamL4.7氣液負(fù)荷計(jì)算精餾段：))/(0048.01.805360016.8177.1723600)/(77.17254.517.3)/(70.106.3360061.8227.2273600)/(27.22754.5)1.3.17()1(33smMVLhkmolDRLsmMVVhkmolDRVLmLmSVmVms提餾段：))/(0098.010.796360093.8722.3193600)/(22.319130.15447.3)/(63.147.3360032.8927.2273600)/(27.22754.5)117.3()1()1(33smMVLhkmolqFDRLsmMVVhkmolFqDRVLmLmSVmVms5精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算5.1塔徑的計(jì)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(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。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，故；0046.006.310.80570.10048.05.05.0VSLSVL查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.073依式校正物系表面張力為19.97mN/m時(shí)C=0.0729，則))/(18.106.306.31.8050729.0maxsmCVVL可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù)0.6—0.8），故))(62.1826.014.370.144)/(826.018.17.07.0maxmVDsmS按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.54m/s對(duì)提餾段：初選板間距，取板上液層高度，故；0.091查史密斯關(guān)聯(lián)圖有C20=0.061,校正物系表面張力為時(shí)C=0.06071.79m/s1.79m/s642.014.363.144)/(642.0917.07.07.0s/0.917m47.347.31.7960607.0maxmaxVDsmCSVVL按標(biāo)準(zhǔn),塔徑圓整為2.0m,則空塔氣速0.52m/s。將精餾段和提餾段相比較可以知道二者的塔徑一致，故塔徑取2m。塔板主要工藝尺寸的計(jì)算6.1溢流裝置計(jì)算精餾段

因塔徑D＝2.0m，可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對(duì)精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：

1)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.6～0.8）D，取堰長(zhǎng)為0.6D=0.60×2.0=1.20m2)出口堰高：01017.02.136000048.004.1100084.2h052.136000048.0,60.0/3/25.25.2owWhWElLDl，則則有，故hW=0.06-0.017=0.043m3)降液管的寬度與降液管的面積：由lW/D=0.6查上圖有：Wd/D=0.1，Af/AT=0.054故Wd=0.1D=0.1x2=0.2m，Af=0.054×D2=0.167m2計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即τ=（大于5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速μ0=0.2m/s（0.070.25），h0==符合要求5)受液盤采用平底受液盤，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm提餾段1)溢流堰長(zhǎng)：?jiǎn)我缌魅W=（0.6～0.8）D，取堰長(zhǎng)為0.6D=0.6×2=1.2mAa=2.5m2)出口堰高：由lW/D=0.6Lh/lw2.5=22.4m查知E=1.07,依式可得how=0.029m故hw=0.06-0.029=0.031m3)降液管的寬度與降液管的面積：由Lw/D=0.6查圖得，故Af=0.169計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即6.89（大于5s，符合要求）4)降液管底隙高度：取液體通過降液管底隙的流速μ0=0.25m/s（0.070.25）0.0326（m）符合要求。6.2塔板布置①塔板的分塊

因D≥800mm，故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。對(duì)精餾段：1取邊緣區(qū)寬度Wc=0.04m安定區(qū)寬度Ws=0.07m2計(jì)算開空區(qū)面積)(96)(96.004.012mwDRc)(73.0)07.02.0(1)(2mwwDxsd解得，3篩孔數(shù)與開孔率：取篩孔的孔徑為，正三角形排列，一般碳鋼板厚為,取t=3d0故孔心距t=3×5=15mm篩孔數(shù)12867個(gè)5012867個(gè)50.20.151158000101158223aAtn則每層板上的開孔面積為))(252.050.21007.020mAAa.氣體通過篩孔的氣速為.))/(6.75252.070.100smAVS7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。7.1氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算精餾段：a單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂?，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，C0=0.84由式b氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?，由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.66，依式c克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋阂朗絼t單板壓降2液面落差

對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本塔的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3霧沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。4漏液由式篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=1.71>1.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式，而32322010.0326.02.10048.0153.0153.0hLLhWSd2.30.1220.122m0.00230.060.0593H取，則φ（HT+hW）=0.8故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。7.2提溜段(1)氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算a干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋簃hc0326.01.79647.306.08.81051.02b氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?91.0691.0167.009.302.2fTSaAAVu29.147.3691.0VaauF由與關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)=0.65，依式c克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋簃mgdhL00216.01058.91.7961011.2144330故則單板壓降：2液面落差

對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3液沫夾帶故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量霧沫夾帶。4漏液查得：篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=1.71>1.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過量漏液。5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度依式，而32322010.9.6×0326.02.10098.0153.0153.0hLLhWSd0.120.129m0.00960.060.0593H取，則φ（HT+hW）=0.8故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合。8塔板負(fù)荷性能圖8.1精餾段：

1霧沫夾帶線

霧沫夾帶量SSfTsDVAAVu=337Vs.0169.025.02SSwSwowwfLlLEhhh3232354.111.0]36001084.2[5.2)h5.2（取ev=0.1，前面求得，σm精=20.52mN/m代入上公式，整理得：Vs=5.12－29Ls2/3

在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.5064.3784.2614.151由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。

2液泛線

由E=1.04,lW=1.2得：已算出，hσ=2.11×10-3，mhw04mhw043.0代入，整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.0673.9843.9023.821由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線

3液相負(fù)荷上限線

以θ＝4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，

)/(0169.04169.04.03max,sm)/(0169.04169.04.03max,smAHLfTs32614.0043.0sowwLLhhh代入得：整理得：在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果

Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)1.1921.2111.2291.245由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。5液相負(fù)荷下限線取堰上液層高度hOW＝0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=1.04

據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線Ls=0.0099m3/s

根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P，連接OP，即作出操作線。由圖可看出，該篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。精餾段篩板負(fù)荷性能圖8.2提餾段：

1霧沫夾帶線

霧沫夾帶量SSfTsDVAAVu=336Vs.0169.025.02SSwSwowwfLlLEhhh3232349.113.0]36001084.2[5.2)h5.2（取ev=0.1，前面求得，σm提=19.21mN/m代入上公式，整理得：Vs=5.44－27Ls2/3

在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.8784.7594.6514.548由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線。

2液泛線同精餾段相同算法，得Vs2=19.54-129.88Ls2/3-10900Ls2在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)4.1024.0123.9333.855由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線

3液相負(fù)荷上限線

以θ＝5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，

)/(0135.05169.04.03)/(0135.05169.04.03max,smAHLfTs332,911.20611.2712.0sLVs在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果

Ls/(m3/s)0.0030.0040.0050.006Vs/(m3/s)1.2431.2611.2781.294由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線。5液相負(fù)荷下限線

以how＝5s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，有Ls=8.74×10-4m3/s，故可得到篩板塔的負(fù)荷性能圖

9板式塔結(jié)構(gòu)1塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)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(yuǎn)高于板間距（甚至高出一倍以上），本塔塔頂空間取HD=1m塔底空間塔底空間指塔內(nèi)最下層塔底間距。其值由如下兩個(gè)因素決定。①塔底駐液空間依貯存液量停留3~5min或更長(zhǎng)時(shí)間（易結(jié)焦物料可縮短停留時(shí)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。本塔取HB=1.5m人孔一般每隔6~8層塔板設(shè)一人孔。設(shè)人孔處的板間距等于或大于600mm，人孔直徑一般為450~500mm，其伸出塔體得筒體長(zhǎng)為200~250mm，人孔中心距操作平臺(tái)約800~1200mm。本塔設(shè)計(jì)每7塊板設(shè)一個(gè)人孔，即np=4個(gè)塔高=15.5m故全塔高為15.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在較低位置安置，所以裙板取了較小的1.5m。10設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa110.925120.725各段平均溫度tm℃86.67100.52平均流量氣相VSm3/s1.701.63液相LSm3/s0.00480.0098實(shí)際塔板數(shù)N塊1612板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.47.2塔徑Dm22空塔氣速um/s0.540.52塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm1.21.2堰高h(yuǎn)wm0.0430.031溢流堰寬度Wdm0.20.2管底與受業(yè)盤距離hom0.020.0326板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm1515孔數(shù)n個(gè)1286712867開孔面積m20.2520.252篩孔氣速uom/s6.756.75塔板壓降hPkPa0.5910.591液體在降液管中停留時(shí)間τs13.96.89降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.120.12霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.007320.00657負(fù)荷上限霧沫夾帶控制霧沫夾帶控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷VS·maxm3/s3.01氣相最小負(fù)荷VS·minm3/s1.16操作彈性3.111附件的計(jì)算11.1進(jìn)料管dF本設(shè)計(jì)采用直管泵輸進(jìn)料管。F=130.1kmol/h,=802.3Kg/則體積流量V=/s管內(nèi)流速μF=1.5m/s則管徑d=取進(jìn)料管規(guī)格Φ65×2.5則管內(nèi)徑d=60mm進(jìn)料管實(shí)際流速μ=11.2回流管用直管回流管，用直管回流管，采用強(qiáng)制回流μR=1.5m/s塔頂液相平均摩爾質(zhì)量M=78.22kmol/h,平均密度ρ=812.7kg/m3則體積流量V=.0015m3/s則回流管直徑d=可取回流管規(guī)格Φ45×2.5則管內(nèi)直徑d=40mm回流管內(nèi)實(shí)際流速μ=11.3塔頂蒸汽管 V=227.27kmol/hMVDM=82.61kg/kmolVV==2.96m/s則d===0.501m可取回流管規(guī)格Φ520×6則實(shí)際管徑d=508mm塔頂蒸汽接管實(shí)際流速=15.02m/s11.4釜液排出管塔底w=75.6kmol/h平均密度3平均摩爾質(zhì)量M=91.79kg/kmol體積流量：V=m3/s取管內(nèi)流速m/s則d==m可取回流管規(guī)格Φ85×2.5則實(shí)際管徑d=80mm實(shí)際流速11.5塔頂產(chǎn)品出口管D=54.5koml/h相平均摩爾質(zhì)量M=78.22kmol/h溜出產(chǎn)品密度ρ=812.7kg/m3則塔頂液體體積流量：V=m3/s取管內(nèi)蒸汽流速m/s則d==m=43mm可取回流管規(guī)格Φ50×2.5則實(shí)際管徑d=45mm實(shí)際流速m/s11.6冷凝器塔頂溫度tD=80.20℃冷凝水t1=30℃t2=45℃，則℃℃故由tD=80.20℃查液體比汽化熱共線圖得γ苯=392.1KJ/kg又氣體流量Vh=2.96m3/s塔頂被冷凝量q=Vhρ=２.９６×3.06=９.05kg/s冷凝的熱量Q=qγ苯=９.05×392.1=3551.4KJ/s取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積A=m2冷凝水流量W=kg/s11.7再沸器塔底溫度tw=110℃用t0=140℃的蒸汽，釜液出口溫度t1=115℃則CCtttttoowo25115140tC3011014012o1由tw=110℃查液體比汽化熱共線圖得γ苯=369KJ/kg又氣體流量Vh=2.96m3/h密度ρ=3.06kg/m3則q=Vhρ=3.062.96=9.05kg/sQ=qγ苯=9.05369=3586.8KJ/S取傳熱系數(shù)K=600W/m2k，則傳熱面積A=m3加熱蒸汽的質(zhì)量流量W=kg/s12附錄12.1篩板精餾塔設(shè)計(jì)圖12.2精餾工藝流程圖13參考書目1《化工原理》第四版化學(xué)工業(yè)出版社2《化工設(shè)計(jì)》第四版化學(xué)工業(yè)出版社3《化工單元過程及操作》北京：化學(xué)工業(yè)出版社，19984化工原理課程設(shè)計(jì)?天津：天津大學(xué)出版社，2002基于C8051F單片機(jī)直流電動(dòng)機(jī)反饋控制系統(tǒng)的設(shè)計(jì)與研究基于單片機(jī)的嵌入式Web服務(wù)器的研究MOTOROLA單片機(jī)MC68HC（8）05PV8/A內(nèi)嵌EEPROM的工藝和制程方法及對(duì)良率的影響研究基于模糊控制的電阻釬焊單片機(jī)溫度控制系統(tǒng)的研制基于MCS-51系列單片機(jī)的通用控制模塊的研究基于單片機(jī)實(shí)現(xiàn)的供暖系統(tǒng)最佳啟停自校正（STR）調(diào)節(jié)器單片機(jī)控制的二級(jí)倒立擺系統(tǒng)的研究基于增強(qiáng)型51系列單片機(jī)的TCP/IP協(xié)議棧的實(shí)現(xiàn)基于單片機(jī)的蓄電池自動(dòng)監(jiān)測(cè)系統(tǒng)基于32位嵌入式單片機(jī)系統(tǒng)的圖像采集與處理技術(shù)的研究基于單片機(jī)的作物營(yíng)養(yǎng)診斷專家系統(tǒng)的研究基于單片機(jī)的交流伺服電機(jī)運(yùn)動(dòng)控制系統(tǒng)研究與開發(fā)基于單片機(jī)的泵管內(nèi)壁硬度測(cè)試儀的研制基于單片機(jī)的自動(dòng)找平控制系統(tǒng)研究基于C8051F040單片機(jī)的嵌入式系統(tǒng)開發(fā)基于單片機(jī)的液壓動(dòng)力系統(tǒng)狀態(tài)監(jiān)測(cè)儀開發(fā)模糊Smith智能控制方法的研究及其單片機(jī)實(shí)現(xiàn)一種基于單片機(jī)的軸快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于雙單片機(jī)沖床數(shù)控系統(tǒng)的研究基于CYGNAL單片機(jī)的在線間歇式濁度儀的研制基于單片機(jī)的噴油泵試驗(yàn)臺(tái)控制器的研制基于單片機(jī)的軟起動(dòng)器的研究和設(shè)計(jì)基于單片機(jī)控制的高速快走絲電火花線切割機(jī)床短循環(huán)走絲方式研究基于單片機(jī)的機(jī)電產(chǎn)品控制系統(tǒng)開發(fā)基于PIC單片機(jī)的智能手機(jī)充電器基于單片機(jī)的實(shí)時(shí)內(nèi)核設(shè)計(jì)及其應(yīng)用研究基于單片機(jī)的遠(yuǎn)程抄表系統(tǒng)的設(shè)計(jì)與研究基于單片機(jī)的煙氣二氧化硫濃度檢測(cè)儀的研制基于微型光譜儀的單片機(jī)系統(tǒng)單片機(jī)系統(tǒng)軟件構(gòu)件開發(fā)的技術(shù)研究基于單片機(jī)的液體點(diǎn)滴速度自動(dòng)檢測(cè)儀的研制基于單片機(jī)系統(tǒng)的多功能溫度測(cè)量?jī)x的研制基于PIC單片機(jī)的電能采集終端的設(shè)計(jì)和應(yīng)用基于單片機(jī)的光纖光柵解調(diào)儀的研制氣壓式線性摩擦焊機(jī)單片機(jī)控制系統(tǒng)的研制基于單片機(jī)的數(shù)字磁通門傳感器基于單片機(jī)的旋轉(zhuǎn)變壓器-數(shù)字轉(zhuǎn)換器的研究基于單片機(jī)的光纖Bragg光柵解調(diào)系統(tǒng)的研究單片機(jī)控制的便攜式多功能乳腺治療儀的研制基于C8051F020單片機(jī)的多生理信號(hào)檢測(cè)儀基于單片機(jī)的電機(jī)運(yùn)動(dòng)控制系統(tǒng)設(shè)計(jì)Pico專用單片機(jī)核的可測(cè)性設(shè)計(jì)研究基于MCS-51單片機(jī)的熱量計(jì)基于雙單片機(jī)的智能遙測(cè)微型氣象站MCS-51單片機(jī)構(gòu)建機(jī)器人的實(shí)踐研究基于單片機(jī)的輪軌力檢測(cè)基于單片機(jī)的GPS定位儀的研究與實(shí)現(xiàn)基于單片機(jī)的電液伺服控制系統(tǒng)用于單片機(jī)系統(tǒng)的MMC卡文件系統(tǒng)研制基于單片機(jī)的時(shí)控和計(jì)數(shù)系統(tǒng)性能優(yōu)化的研究基于單片機(jī)和CPLD的粗光柵位移測(cè)量系統(tǒng)研究單片機(jī)控制的后備式方波UPS提升高職學(xué)生單片機(jī)應(yīng)用能力的探究基于單片機(jī)控制的自動(dòng)低頻減載裝置研究基于單片機(jī)控制的水下焊接電源的研究基于單片機(jī)的多通道數(shù)據(jù)采集系統(tǒng)基于uPSD3234單片機(jī)的氚表面污染測(cè)量?jī)x的研制基于單片機(jī)的紅外測(cè)油儀的研究