化工原理課程設(shè)計(jì)板式精餾裝置的設(shè)計(jì)

1、內(nèi)蒙古工業(yè)大學(xué)本科課程設(shè)計(jì)報(bào)告第一章 緒 論11.1.化工原理課程設(shè)計(jì)的目的和要求：11.3.工藝流程簡圖：21.4.主體設(shè)備工藝條件圖21.5設(shè)計(jì)方案的確定31.5.2 操作壓強(qiáng)的選擇3第二章 板式精餾裝置的設(shè)計(jì)42.1概述42.2常用板式塔類型52.3浮閥塔的特性52.4精餾塔的設(shè)計(jì)步驟6第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)63.3精餾段操作線方程93.6 塔和塔板主要尺寸的設(shè)計(jì)123.7塔板負(fù)荷性能圖213.8塔的熱量衡算233.9 接管253.10塔總體高度的設(shè)計(jì)27第四章 塔體附屬設(shè)備284.1 冷凝器的選擇28再沸器的選擇294.3泵的選擇29第一章 緒 論1.1.化工原理課程設(shè)計(jì)的目的和要求：

2、化工原理課程設(shè)計(jì)是在學(xué)習(xí)化工原理課程后，對其進(jìn)行總結(jié)性的一次應(yīng)用，可以培養(yǎng)我們綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識去解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練。它是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，進(jìn)行體察工程實(shí)際問題復(fù)雜性的初次嘗試。通過化工原理課程設(shè)計(jì)，達(dá)到綜合運(yùn)用化工單元操作設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)，掌握化工設(shè)計(jì)的主要程序和方法；提高和進(jìn)一步培養(yǎng)分析和解決工程實(shí)際問題的能力；樹立正確的設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)實(shí)事求是、嚴(yán)肅認(rèn)真、高度負(fù)責(zé)的科學(xué)工作作風(fēng)，實(shí)現(xiàn)全面推進(jìn)創(chuàng)新思維的開發(fā)。1.2.化工原理課程設(shè)計(jì)的內(nèi)容：（1）設(shè)計(jì)方案簡介：對給定或選定的工藝流程、主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡要的論述。說明所采取方案的先進(jìn)性及其選擇依據(jù)。（2）主要工藝過

3、程及設(shè)備的設(shè)計(jì)計(jì)算：包括工藝參數(shù)的選定、物料衡算、熱量衡算、主要設(shè)備的工藝尺寸計(jì)算及結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)。（3）典型輔助設(shè)備的選型計(jì)算：包括典型設(shè)備的主要尺寸計(jì)算和設(shè)備規(guī)格、型號、數(shù)量的選定。（4）工藝流程見圖：以單線圖的形式繪制，標(biāo)出主體設(shè)備和輔助設(shè)備的物料流向，主要檢測參數(shù)測量點(diǎn)等。（5）主體設(shè)備工藝條件圖：圖面上應(yīng)包括主體設(shè)備的主要工藝尺寸、技術(shù)特性表和接管表1.3.工藝流程簡圖：（1）工藝流程 (2)圖例：將物料流程圖中畫出的有關(guān)管線、閥門、設(shè)備附件、計(jì)量控制儀表的圖形用文字注釋予以說明。 (3)圖鑒：寫出圖名、設(shè)計(jì)單位、設(shè)計(jì)人員、制圖人員、審核人員、圖紙比例尺、圖號等項(xiàng)內(nèi)容的一份表格，其位置在工

4、藝流程圖右下角。1.4.主體設(shè)備工藝條件圖 主體設(shè)備工藝條件圖是將設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的結(jié)果用一張總圖表示出來，圖面上應(yīng)包括：（1） 設(shè)備圖形：指主要尺寸、接管、人孔等（2） 技術(shù)特性表：指裝置的用途、生產(chǎn)能力、最大允許壓強(qiáng)、最高介質(zhì)溫度、制造特殊要求等。（3） 設(shè)備組成一覽表：標(biāo)明主要部件的名稱、數(shù)量、材料、重量等。1.5設(shè)計(jì)方案的確定1.5.1 裝置流程的確定精餾裝置包括精餾塔、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，無聊在塔內(nèi)經(jīng)多次部分冷凝進(jìn)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。在此過程中，熱能利用率降低。為此，在確定裝置流程時(shí)應(yīng)考慮余

5、熱的應(yīng)用，注意節(jié)能。此次設(shè)計(jì)中，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中選擇用泵直接把原料送入塔，塔頂冷凝裝置決定采用全凝器，而塔底設(shè)置再沸器為間接加熱。另外，為保持塔內(nèi)的正常操作，還應(yīng)充分考慮到一些控制儀表的設(shè)置，總之，確定流程是要較全面、合理的兼顧設(shè)備、操作費(fèi)用，操作控制及安全諸因素。1.5.2 操作壓強(qiáng)的選擇 精餾操作可在常壓、減壓和加壓下進(jìn)行。操作壓強(qiáng)常取決于冷凝溫度，一般除熱敏性物料以外，凡通過常壓蒸餾不難實(shí)現(xiàn)的分離，以及能用江河水或循環(huán)水將餾出物冷凝下來的系統(tǒng)都應(yīng)采用常壓蒸餾；對熱敏性物料會混合液沸點(diǎn)過高的系統(tǒng)則宜采用減壓蒸餾；對常壓下餾出物的冷凝溫度過低的系統(tǒng)，需提高它壓或采用深井水、冷凍鹽

6、水最為冷卻劑；而常壓下是氣態(tài)的物料必須采用加壓蒸餾。而對于苯-甲苯的設(shè)計(jì)應(yīng)采用常壓蒸餾。1.5.3 進(jìn)料熱狀況的選擇 原料的進(jìn)料熱狀況直接影響塔的實(shí)際板層數(shù)。塔徑的大小以及其熱負(fù)荷的多少，是設(shè)計(jì)中必須首先確定的一個(gè)重要參數(shù)。進(jìn)料熱狀況有多種，應(yīng)根據(jù)具體問題具體分析。一般的，為使塔的操作穩(wěn)定，不受季節(jié)氣溫的影響。原料液先經(jīng)預(yù)熱器預(yù)熱到泡點(diǎn)溫度后再送入塔內(nèi)。此次設(shè)計(jì)的進(jìn)料熱狀況選擇泡點(diǎn)進(jìn)料。1.5.4 回流比的選擇回流比的確定，是精餾塔設(shè)計(jì)中的一個(gè)關(guān)鍵的問題。它確定的合理與否，直接影響到所設(shè)計(jì)的塔能否正常操作及投資的大小。選擇回流比，主要是在保證正常操作的前提下，盡可能的使設(shè)備費(fèi)用與操作費(fèi)用之和最

7、低。確定回流比的方法，原則上是應(yīng)首先根據(jù)物系的性質(zhì)及進(jìn)料熱狀況，確定出最小回流比，再根據(jù)回流比對總費(fèi)用的影響曲線確定出適宜的回流比。但由于回流比與總費(fèi)用的關(guān)系較復(fù)雜，建立回流比與費(fèi)用的關(guān)系模型求解較為困難。對于苯-甲苯這樣的接近于理想物系。應(yīng)根據(jù)最小回流比確定若干個(gè)回流比，利用逐板計(jì)算法求出對應(yīng)理論板數(shù)，從而找出適宜的操作回流比。第二章 板式精餾裝置的設(shè)計(jì)2.1概述精餾是分離液體混合物的典型單元操作。它利用各組分揮發(fā)度的不同以實(shí)現(xiàn)分離目的。這種分離通過液相和氣相之間的傳質(zhì)實(shí)現(xiàn)，而作為氣、液兩相傳質(zhì)用的塔設(shè)備，首先必須要能使氣、液兩相得到充分的接觸，以達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。但是為了滿足工業(yè)生產(chǎn)的要

8、求，塔設(shè)備還須具備下列各種基本要求：1 氣液處理量大，即生產(chǎn)能力大2 操作穩(wěn)定、彈性大3 流體流動的阻力小4 結(jié)構(gòu)簡單，材料耗用量小，制作和安裝容易5 耐腐蝕和不易堵塞，方便操作、調(diào)節(jié)和檢修6 塔內(nèi)的滯留量要小在進(jìn)行板式塔設(shè)計(jì)時(shí)，上述要求很難全部滿足。因此，還要根據(jù)物系的性質(zhì)和具體要求來進(jìn)行選型和設(shè)計(jì)。2.2常用板式塔類型氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用精餾塔。本章只介紹板式塔。板式塔為逐級接觸型氣-液傳質(zhì)設(shè)備，種類繁多。根據(jù)塔板上氣-液接觸元件的不同，塔板可分為泡罩塔、浮閥塔板、篩板塔板、舌形塔板和穿流多孔塔板等多種。本章只討論浮閥塔的設(shè)計(jì)。2.3浮

9、閥塔的特性浮閥塔是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來的。它主要的改進(jìn)是取消了升氣管和泡罩。在塔板開孔上設(shè)有浮動的浮閥，浮閥可根據(jù)氣體流量上下浮動，自行調(diào)節(jié)，使氣縫速度穩(wěn)定在某一數(shù)值。這一改進(jìn)使浮閥塔在操作彈性、塔板效率、壓降、生產(chǎn)能力以及設(shè)備造價(jià)等方面比泡罩塔優(yōu)越。但在處理粘度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮閥塔廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過程中。浮閥塔被廣泛應(yīng)用，其主要具有以下特點(diǎn)：1. 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加20-40%。2. 操作彈性大，約為34。3. 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。4. 壓強(qiáng)小，在常壓塔中每塊板的壓強(qiáng)降一般為30-50 n/。5. 液面梯度小。6. 使用周期

10、長，粘度稍大以及有一般聚合現(xiàn)象的系統(tǒng)也能正常操作。7. 結(jié)構(gòu)簡單、安裝容易。2.4精餾塔的設(shè)計(jì)步驟 本設(shè)計(jì)按以下幾個(gè)階段進(jìn)行：1.確定設(shè)計(jì)方案2.精餾塔的工藝計(jì)算3.塔板設(shè)計(jì)：計(jì)算塔板各主要工藝尺寸，進(jìn)行流體力學(xué)校核計(jì)算。塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)并畫出塔的操作性能圖。4.管路及附屬設(shè)備的計(jì)算與選型5.抄寫說明書和繪圖第三章 塔板的工藝設(shè)計(jì)3.1精餾塔全塔物料恒算f：原料液流量（kmol/h）：原料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）d：塔頂產(chǎn)品流量（kmol/h）：塔頂組成w：塔底殘液流量（kmol/h）：塔底組成原料苯組成：= (3-1)塔頂組成：= (3-2)塔底組成：= (3-3)餾出液：d(3-4)物料恒算式為

11、： (3-5) (3-6)聯(lián)立代入求解：3.2 溫度 表3-1苯和甲苯的安托尼常數(shù)安托尼常數(shù)abc苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58利用表中數(shù)據(jù)由安托尼方程可求得、 ： 假設(shè)=97.9則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.2311 (3-7)則 =170.2550對甲苯 =1.8449 (3-8)則=69.9681由=0.3874 (3-9)與=接近，故設(shè)泡點(diǎn)=97.9正確。 ：假設(shè)=82.4則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.0370則 =108.8930對甲苯 =1.6276 則=42.4229由 =0.9463與=接近，故設(shè)泡點(diǎn)=82.4正確。 =2

12、.5688 （3-10） ：假設(shè)泡點(diǎn) =115.5,則純組分的飽和蒸汽壓為：對苯=2.0370則 =108.8930對甲苯 =106276 則=42.4229由 =0.9463與接近，故設(shè)泡點(diǎn)=115.5正確。=2.6170 （3-11）所以有：1.精餾段平均溫度： （3-12）2.提餾段平均溫度： (3-13)3.3精餾段操作線方程（1）最小回流比的確定對理想物系苯-甲苯，最小回流比可直接由下式求得：（3-14）其中，由 式（3-10）和式（3-11）代入下式求得平均相對揮發(fā)度： （3-14）物料為泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1,所以，=1.3598 (3-15)（2）適宜回流比的確定當(dāng) r=1.1rmi

13、n=1.1×1.3598=1.932， 查表 計(jì)算得： n=18.3224當(dāng) r=1.2rmin=1.2×1.3598=2.63176，查表 計(jì)算得： n=18.5676當(dāng)r=1.3rmin=1.3×1.3598=1.7677, 查表 計(jì)算得： n=17.0708當(dāng)r=1.4rmin=1.4×1.3598=1.9037, 查表 計(jì)算得： n=15.8063當(dāng)r=1.5rmin=1.5×1.3598=2.0397, 查表 計(jì)算得： n=14.7162當(dāng)r=1.6rmin=1.6×1.3598=2.17568，查表 計(jì)算得： n=14.4

14、668當(dāng)r=1.7rmin=1.7×1.3598=2.31166，查表 計(jì)算得： n=13.9924當(dāng)r=1.8rmin=1.8×1.3598=2.44764，查表 計(jì)算得： n=13.7667當(dāng)r=1.9rmin=1.9×1.3598=2.56362，查表 計(jì)算得： n=13.1314當(dāng)r=2.0rmin=2.0×1.3598=2.7196，查表 計(jì)算得： n=12.9324當(dāng)r=1.8=2.45時(shí)，塔板數(shù)變化最小，為適宜回流比。（3）精餾段操作線方程=0.7368+0.2497 (3-16)（4）提餾段操作線方程 (3-17)3.4理論塔板的確定 要

15、計(jì)算完成規(guī)定任務(wù)所需的理論板數(shù)，需知原料液組成，選擇進(jìn)料熱狀態(tài)和操作回流比等操作條件。此次設(shè)計(jì)求算理論板數(shù)的方法用逐板計(jì)算法，利用氣液平衡關(guān)系（）和操作方程式(3-16) 和式(3-17)求算。 逐板計(jì)算法通常從塔頂開始進(jìn)行，由于塔頂采用全凝器，所以自塔頂?shù)谝患壈迳仙羝慕M成與塔頂產(chǎn)品的組成相同。即：。根據(jù)理論板定義可知，每塊理論板的上升蒸汽與該板的下降液體組成互成平衡關(guān)系。即：與互成平衡關(guān)系。因此，利用平衡方程即可由求出。而第二層塔板上升蒸汽與滿足精餾段操作關(guān)系，即可用精餾段操作線方程式(3-16)求直到時(shí)，則第n層理論板即為進(jìn)料板，精餾段理論板數(shù)為（n-1）層。此后，改為交替使用平衡線方

16、程和提餾段方程以進(jìn)料板為第一塊板，則有：，計(jì)算過程同上。直到為止。則提餾段理論板數(shù)為（m-1）層。具體過程為： 則總理論板層數(shù)（不包括再沸器）為：（n+m-1）表3-2 各層塔板的氣液平衡組成精餾段：理論板層數(shù)xnyn第1層0.87810.9487第2層0.77810.8967第3層0.63710.8184第4層0.49930.7191第5層0.38620.6176提餾段：理論板層數(shù)(n)第1層0.38620.5921第2層0.33330.5328第3層0.27070.4585第4層0.20510.3706第5層0.14470.2785第6層0.09530.1937第7層0.05860.124

17、3第8層0.03330.0728第9層0.01670.0373所以，精餾段的理論板層數(shù)為：n-1=4,第5塊為進(jìn)料板， 提餾段的理論板層數(shù)為：m-1=8, 總理論板層數(shù)（不包括再沸器）為：n+m-1=13。3.5實(shí)際板層數(shù)的確定 1.塔板總效率的估算 板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實(shí)際塔板上傳質(zhì)過程進(jìn)行的程度。板效率可用奧康奈爾公式計(jì)算。注：塔頂與塔底平均溫度下的相對揮發(fā)度塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度已知：，=2.2485所以：2.實(shí)際板數(shù)的確定 對于浮閥塔求出后用1.11.2加以校正，所以選1.15進(jìn)行校正，所以 =0.57711.15=0.6637

18、，故塊（3-18） 所以，全塔所需實(shí)際塔板數(shù)：塊。3.6 塔和塔板主要尺寸的設(shè)計(jì)3.61 設(shè)計(jì)中所用參數(shù)的確定1.定性溫度的確定 定性溫度分為精餾段定性溫度和提餾段定性溫度：精餾段定性溫度：（3-19）提餾段平均溫度：（3-20） 2.精餾段參數(shù)的確定 （1）平均組成:根據(jù)tm精參考平衡數(shù)據(jù)即可確定精餾段的平均氣液相組成. 已知：p=， 由安托尼方程可求得：=137.0882, =54.8150所以有： =0.6352 , =0.8132 （3-21）(2) 精餾段氣相體積流率及密度的確定 （3-22） （3-23）81.1007 （3-24） （3-25）(3) 精餾段液相體積流率及密度的確

19、定表3-3 苯和甲苯的密度密度(kg/m3)80100苯814.5792.7甲苯810.0790.3由內(nèi)差法得在90.15下的苯和甲苯的密度分別為803.4365 kg/kmol，813.8557kg/kmol 83.9504=0.0012 （4） 精餾段液體表面表面張力的確定公式： （3-26）注：tc混合液的臨界溫度，；tmc= xi 各組分的摩爾分率，用精餾段液相平均組成；tic各組分的臨界溫度。表3-4相同溫度下苯和甲苯的表面張力溫度9015苯表面張力/n/20.036甲苯表面張力/n/20.533 表3-5不同溫度下苯和甲苯的臨界溫度溫度80100苯（）814.5792.7甲苯（）8

20、10790.3 據(jù)內(nèi)差法有： 對苯： （3-27） 所以，對甲苯： 所以， tmc= 據(jù) 對苯： 對甲苯： 所以可求得，3.提餾段參數(shù)的確定 （1）平均組成:根據(jù)tm精參考平衡數(shù)據(jù)即可確定精餾段的平均氣液相組成。 已知：p=， 由安托尼方程可求得：=215.3773, =90.9913所以有： =0.1631 , =0.3861(2) 提餾段氣相體積流率及密度的確定因本設(shè)計(jì)為飽和液體進(jìn)料，所以 87.9385 (3) 提餾段液相體積流率及密度的確定 91.5088=0.0013 （4） 提餾段液體表面表面張力的確定tmc= 據(jù) 對苯： 對甲苯： 所以可求得，3.6.2 初選塔板間距塔板間距的選

21、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等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表3-6板間距與塔徑關(guān)系塔徑d/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此次設(shè)計(jì)所選的塔徑為0.8-1.6之間。3.6.3 塔徑的計(jì)算：（以精餾段數(shù)據(jù)為準(zhǔn)）由， 取板間距：，則 （3-28）負(fù)荷系數(shù)可由smith關(guān)聯(lián)圖查的，=0.115 （3-29） =（3-30） （3-31）（3-32）圓整：核算：u= （3-33）在0.60.8之間，此塔符合 橫截面積：（3-34）

22、 3.6.4溢流裝置與流體類型因塔徑d=1.3m，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。( 此種溢流方式液體流徑較長，塔板效率較高，塔板結(jié)構(gòu)簡單，加工方便，在直徑小于2.2m的塔中被廣泛使用。)各項(xiàng)計(jì)算如下：1堰長取 出口堰高：本設(shè)計(jì)采用平直堰，堰上液層高度按下式計(jì)算：近似取， （3-35）堰高 （3-36）2降液管的寬度和橫截面積經(jīng)查圖得：，則降液管的橫截面積 ，降液管的寬度，驗(yàn)算降液管內(nèi)停留時(shí)間：精餾段：（3-37）停留時(shí)間：，故降液管可使用。3降液管底隙高度取降液管底隙的流速則：， （3-38）故滿足要求。3.6.5 塔板設(shè)計(jì)1塔板布置本設(shè)計(jì)塔徑，采用分塊式塔板，以便通過人孔裝拆塔

23、板。塔板的板面分為四部分，即：溢流區(qū),安定區(qū),無效區(qū),開孔區(qū). 為布置篩孔、浮閥等部件的有效傳質(zhì)區(qū)，亦鼓泡區(qū)。其面積可按下式計(jì)算：其中，取邊緣區(qū)寬度 （3-39） （3-40）則鼓泡面積 （3-41）2. 浮閥塔的開孔率及閥孔排列 （1）閥孔孔徑 取孔徑 （2）浮閥數(shù)目取閥孔動能因子=11，則孔速為： （3-42）每層塔板上浮閥數(shù)目為：塊（采用型浮閥） （3）浮閥塔板的開孔率（4）閥孔的排列浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距，則等腰三角形高度取整后h=83mm。（5）核算閥孔動能因數(shù)及開孔率 由于實(shí)際排得的孔數(shù)不一定相等，所以浮閥布置后，還應(yīng)進(jìn)行及塔板開孔率的核算。 浮閥動能

24、因數(shù)： （3-43）開孔率： （3-44） 3.6.6 塔板的液體力學(xué)驗(yàn)算 3.6.6.1 氣相通過浮閥塔板的壓降可根據(jù)計(jì)算1. 干板壓降 （3-45）因?yàn)?，?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(jì)） （3-46）所以，與氣體流經(jīng)塔板的壓降相當(dāng)?shù)母叨葹椋海?-47） （3-48）對常壓或加壓塔，允許的壓降范圍為：265-630。3.6.6.2 液泛 為了防止發(fā)生液泛現(xiàn)象，要求控制降液管中清液高度，即 (1)單層氣體通過塔板壓降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?2)液體通過降液管的壓頭損失： （3-49） (3)板上液層高度：，則取，已選定，則。 （3-50）可見，所

25、以符合防止液泛的要求。3.6.6.3霧沫夾帶泛點(diǎn)率 （3-51）板上液體流經(jīng)長度：板上液流面積： (3-52)查物性系數(shù)，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)圖泛點(diǎn)率 (3-53)對于大塔，為了避免過量物沫夾帶，應(yīng)控制泛點(diǎn)率不超過，由以上計(jì)算可知，物沫夾帶能夠滿足的要求。3.7塔板負(fù)荷性能圖3.7.1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率據(jù)此可作出負(fù)荷性能圖中的物沫夾帶線，按泛點(diǎn)率計(jì)算：80% 整理得：3.7.2液泛線可整理出： （3-54） 其中： 整理得：3.7.3液相負(fù)荷上限液體的最大流量應(yīng)保證降液管中停留時(shí)間不低于，液體降液管內(nèi)停留時(shí)間，以作為液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的下限，則： （3-55） 3.7.4漏液線對于型重閥，依作為規(guī)定

26、氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)。 （3-56） （3-57）3.7.5液相負(fù)荷下限線 取堰上液層高度作為液相負(fù)荷下限條件作出液相負(fù)荷下限線，該線為與氣相流量無關(guān)的豎直線。據(jù) 取，則 （3-58） 由以上作出塔板負(fù)荷性能圖 3.7.6 操作彈性按固定的液氣比，由圖可查出：塔板的氣相負(fù)荷上限氣相負(fù)荷下限所以：精餾段操作彈性3.8塔的熱量衡算 3-7 苯和甲苯的汽化潛熱汽化潛熱（kj/kmol）80100120苯394.1379.3363.2甲苯379.4367.1354.21. 塔頂：td=82.4對苯： =392.324kjmol kjmol kjmol 所以，苯的汽化潛熱 kjmol 對甲苯： =377.

27、924kjmol kjmol =321.6764kjmol 所以，甲苯的汽化潛熱 355.9973kjmol因此，塔頂總汽化潛熱：=380.kjmol （3-59） 冷凝器熱量 : qc=(r+1)d=(1.8×1.3598+1)×62.32×380.2147÷3600×1000=23962.5kjs （3-60） 設(shè)計(jì)成進(jìn)口溫度為20，出口溫度為35 （3-61）2. 塔底：tw=106.7=380.5611kjmol 再沸器熱量 : qc=(r+1)w=(1.8×+1)×59.7066×380.5611

28、7;3600×1000=23984.3432kjs 設(shè)計(jì)成進(jìn)口溫度為20，出口溫度為353.9 接管3.9.1塔頂蒸氣出口管徑直管出氣，取出口氣速，則，查表取核算u=16.01 （3-63） 在1220之間，符合要求3.9.2回流液管徑采用直管回流管取，當(dāng)時(shí)， kg/m3 kg/m3 kg/m3 ls= (3-63)，查表取 (3-64)核算u=2.191 在12.5 之間，符合要求3.9.3加料管徑料液由高位槽流入塔內(nèi)時(shí)，泵送料液入塔時(shí)，取，當(dāng)時(shí)， kg/m3 kg/m3 kg/m3ls= ，查表取4核算u=2.4200 在1.52.5 之間，符合要求3.9.4排液排出管徑塔釜液出

29、塔的速度取，當(dāng)時(shí)， kg/m3 kg/m3 kg/m3ls= ，查表取核算u=0.9860 在0.51.0 之間，符合要求3.9.5飽和水蒸汽管徑在表壓為500kp下，取，查表取核算u=57.1569 在4060 之間，符合要求3.10塔總體高度的設(shè)計(jì)3.10.1塔的頂部空間高度塔的頂部空間高度是指塔頂?shù)谝粚铀P到塔頂封頭的直線距離，塔頂部空間高度為。3.10.2塔的底部空間高度塔的底部空間高度是指塔底最末一層塔盤到塔底下封頭切線的距離，取。3.10.3塔立體高度 圓整后塔的立體高度為：26米。表3-8浮閥塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目符號單位精餾段備注塔徑dm1.6板間距m0.6262塔板類型單溢流弓形降液管堰長m1012堰高m0.0440板上液層高度m0.06降液管底隙高m0.0318浮閥數(shù)n216閥孔氣速m/s64897 同排孔心距浮閥動能因子70311鄰排中心距孔心距tm0.75排間距hm0.0833單板壓降pa5485425泛點(diǎn)率%7159液相負(fù)荷上限00134液相負(fù)荷下限00008物沫夾帶操作 3.44漏液控制第四章 塔體附屬設(shè)備4.1 冷凝器的選擇塔頂回流冷凝器通常采用管殼式換熱器，對于本設(shè)計(jì)，冷凝器采用自流式冷凝器，將冷凝器置于塔頂附近的臺面上靠改變臺架高度獲得回流和采出所需的位差，自流式冷凝器的優(yōu)點(diǎn)在于維修方便，使塔頂結(jié)構(gòu)簡單。見下圖fcebda熱脹節(jié)2