7万吨年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计化工原理课程设计

1、目录一、前言 .5二、设计方案二、设计方案2.1 处理量确定处理量确定.52.2 设计题目与进程设计题目与进程.52.3 概述概述.5 2.4 设计方案设计方案.5 2.4.1 塔设备的工业要求.5 2.4.2 工艺流程如下.6 2.4.3 流程的说明 .6三、精馏塔设计、精馏塔设计.6 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定.6 3.1.1 苯与甲苯的基础数据.6 3.1.2 温度的条件.7 3.1.3 操作压力选定.73.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算.7 3.2.1 摩尔分数.7 3.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量.7 3.2.3 质量物料恒算与负荷计算及其结果表.83.3

2、塔板数计算塔板数计算.8 3.3.1.理论塔板数.8 3.3.2 做 x-y 曲线.8 3.3.3 求 rmin.8 3.3.4 求理论塔板数.8 3.3.5 求平均塔效率 et.8 3.3.6 求实际塔板数.83.4 有关物性数据的计算有关物性数据的计算 (以精馏段 r1 为例).9 3.4.1 平均压力计算.9 3.4.2 平均摩尔质量计算.9 3.4.3 平均密度计算.9 3.4.4 液体平均表面张力计算.9 3.3.2.5 液体的平均粘度.103.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算.10 3.5.1 负荷计算.10 3.5.1.1 摩尔计算：.10 3.5.1.2 同

3、理得质量计算：.10 3.5.1.3 不同回流比的负荷结果.10 3.5.1.4 vs 和 ls 计算.10 3.5.2 塔径的计算.10 3.5.3 精馏塔有效高度的计算.11 3.5.4 塔顶、塔底空间.11 3.5.4.1 塔顶空间 hd .11 3.5.4.2 塔底空间 hb .11 3.5.5 塔壁厚计算.12 3.6.f1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 .12 3.6.1 溢流装置.12 3.6.1.1.堰长 lw.12 3.6.1.2.出口堰高hw.12 3.6.1.3 弓形降液管宽度 wd 和面积af：.12 3.6.1.4 降液管底隙高度2ho.12 3.6.2 塔板布置及浮

4、阀数目与排列.12 3.6.3 塔板流体力学验算.13 3.6.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降.13 3.6.3.2 淹塔.14 3.6.3.3 雾沫夹带.14 3.6.4 塔板的负荷性能.14 3.6.4.1 雾沫夹带线.15 3.6.4.2 液泛线.15 3.6.4.3 液体负荷上限线.15 3.6.4.4 漏夜线.16 3.6.4.5 液相负荷下限线.16 3.7.操作弹性计算操作弹性计算.16四四.热平衡确定热换器热平衡确定热换器.16 4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器.16 4.1.1 热负荷 qc .16 4.1.2 传热面积 a.17 4.1.2.1 求平均温度.17 4.1.2.

5、2 k 值选定.17 4.1.2.3 传热面积 a.17 4.1.3 循环水的用量计算.17 4.1.4 热换器选用.17 4.2.塔底再沸器塔底再沸器.18 4.2.1 热负荷 qb.18 4.2.2 传热面积 a.18 4.2.2.1 求平均温度.18 4.2.2.2 传热面积 a 计算.184.2.3 过热蒸汽的用量.184.2.4 再沸器的选用.184.3.原料预热器原料预热器 .19 4.3.1 求平均温度.194.3.2 求比热和传热的热量.19 4.3.3 塔底产品预热给的热量.194.3.3 传热面积和过热蒸汽的用量计算.194.3.4 预热器选用.194.4 塔釜产品冷却器塔

6、釜产品冷却器.19五、经济估算五、经济估算.20 5.1 塔主要设备经费计算（塔主要设备经费计算（r1为例）为例）.20 5.1.1 塔壁面积计算.20 5.1.2 塔板面积计算.20 5.1.3 主要塔设备费用计算.20 5.1.4 固定资产折旧费用.20 5.25.2 主要操作费计算（主要操作费计算（1010 年）年） （r r1 1为例）为例）.20 5.2.1.清水用量费用.20 5.2.2 过热蒸汽的用量费用.20 5.2.3 设备费用和操作费用的总费用 p.21 5.2.4 银行利息后的总成本 p总 .21 5.3 回流比的选择回流比的选择.21六、精馏塔附件六、精馏塔附件及其重量

7、计算及其重量计算.21 6.1.储罐储罐.21 6.2.精馏塔接管尺寸精馏塔接管尺寸.21 6.2.1 进料管线管径.21 6.3.泵的选用泵的选用.223 6.46.4 精馏塔重量计算精馏塔重量计算.22七七设计结果一览表设计结果一览表.23八八.个人总结及对本设计的评述个人总结及对本设计的评述.24九九.参考文献参考文献.24十、附图十、附图.25-32一、前言一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操

8、作为主的化工设计的初步训练。通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。二、设计方案的确定二、设计方案的确定 2.1 处理量确定处理量确定依设计任务书可知，处理量为:8+0.1*27=10.7t/h , 10.7*300*24=7.704 万吨/年 2.2 设计题目与设计进程设计题目与设计进程该次设计题目为：7.704 万吨/年苯甲苯连续精馏装置工艺设计。本次设计为一周，安排如下：进程表找数据全部设计计算画图写说明书周一、二周

9、三到周四周五剩余时间 2.3 概述概述 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多

10、用盘式浮阀，此型又分为 f1 型（v1 型） 、v4 型、十字架型、和 a 型，其中 f1 型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（jb111881） 。其阀孔直径为 39mm，重阀质量为 33g，轻阀为 25g。一般多采用重阀，因其操作稳定性好。 2.42.4 设计方案设计方案42.4.12.4.1 塔设备的工业要求塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：生产能力大：即单位塔截面大的气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。二：效率高：气液两相在塔内保

11、持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 三：流体阻力小：流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达到所要求的真空度。 四：有一定的操作弹性：当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，而且不会使效率发生较大的变化。 五：结构简单，造价低，安装检修方便。 六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.2.4.22.4.2 工艺流程如下工艺流程如下： 苯与甲苯混合液（原料储罐）原料预热器浮阀精馏塔（塔顶：全凝器分配器部分回流，部分进入冷却器产品储罐）(塔釜：再沸器冷却器产品进入储罐）2.4.3 流程的说明流程的说明 本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原

12、料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到 99.65 度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口

13、不断有新鲜原料的加入。最终，完成苯与甲苯的分离。 三、精馏塔工艺计算三、精馏塔工艺计算 3.1 工艺条件的确定工艺条件的确定 塔顶操作压力为常压，单板压降为 0.7kpa 全塔效率为 52%，泡点进料，泡点回流，回流比 r=1.5 rmin3.23.2 精馏塔物料恒算精馏塔物料恒算 表 3-2 苯与甲苯的物理性质项目分子式相对分子量沸点/临界温度/临界压力/pa苯c6h678.1180.1288.56833.4甲苯c6h5-ch392.13110.6318.574107.7 3.2.13.2.1 摩尔分数摩尔分数依任务书，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.

14、665/92.13)=0.373;同理，xd=0.983，xw=0.024 3.2.23.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量mf=xfma+(1-xf)mb=0.37378.11+（1-0.373）92.13=86.90 kg/kmol ， md=xdma+(1-xd)mb=0.983 78.11+(1-0.983) 92.13=78.35kg/kmol ，5mw=xwma+(1-xw)mb=0.024 78.11+(1-0.024) 92.13=91.79 kg/kmol 3.2.33.2.3 质量物料恒算质量物料恒算总物料衡算 d+w=10700

15、（1） 易挥发组分物料衡算 0.983d+0.024w=0.37310700 （2）联立（1） 、 （2）解得：f=10700.0kg/h=2.97 kg/s=7.704 万吨/年 ，f=10700.0/86.90=123.13 kmol/h=0.034kmol/sw=6806.0 kg/h= 1.89kg/s= 4.900 万吨/年,w=6806.0/91.79=74.15 kmol/h=0.021kmol/sd=3894.0kg/h =1.08 kg/s =2.804 万吨/年,d=3894.0/78.35=49.70 kmol/h=0.014kmol/s 表 3-8 物料恒算表物料kg/

16、hkg/s万吨/年kmol/hkmol/sf10700.02.977.704123.130.034d3894.01.082.80449.700.014w6806.01.894.90074.150.0213.33.3 塔板数计算塔板数计算 表 3-1 相平衡数据温度/80.1859095100105110.6p po oa a /kpa/kpa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0p po ob b /kpa/kpa40465463.374.386101.332.542.512.462.412.37x1.000.7800.5810.4120.2580.1300y

17、1.000.8970.7730.6330.4610.2690 3.3.13.3.1 求求 r rminmin泡点进料，则进料 q 线通过(xf,xf)=(0.373,0.373),作出 q 线与平衡线交一点(xq,yq)=(0.373,0.592)，故 rmin=(xd-yq)/(yq-xq)=(0.983-0.592)/(0.592-0.373)=1.79, 3.3.23.3.2 求理论塔板数求理论塔板数取 r1=1.5rmin=2.68， 故可求精馏段操作方程为： y=0.728x+0.267,提馏段操作方程为：y=1.628x-0.015 ，用图解法求出理论塔板数 nt=16(不包括再沸

18、器),进料板为第 9 层3.3.33.3.3 求实际塔板数求实际塔板数平均塔效率平均塔效率 e et =0.52=0.52精馏段实际塔板数 n精精=8/0.52=15.38=15 ; 提馏段实际塔板数 n提=8/0.52=15全塔实际塔板数 n=17-1/0.52=31实际加料板的位置为（8/0.52）+1=16 3.4.13.4.1 温度的条件：温度的条件： 依任务书，可算出：xf=(0.335/78.11)/(0.335/78.11+0.665/92.13)=0.373;同理，xd=0.983，xw=0.0246根据设计任务是的操作条件，塔顶常压 101.325kpa，单板压降为 0.7k

19、pa,由于全塔实际板数为 31，精馏段实际塔板数为 16，故塔底操作压力为101.325-33*0.7=78.225kpa，一个大气压等于 760mm 汞柱：根据安托因方程ln p = a - b / (t +c) 和 x1*p1+x2*p2=p 表 3-3 antoine 常数值组分abc苯15.90082788.51-52.36甲苯16.01373096.52-53.67可算得：td=80.46,tw=116.46,tf=99.65 全塔平均温度 tm=（80.46*116.46）1/2=96.80 3.4.23.4.2 平均压力计算平均压力计算 取每层压降为，那么塔釜的压力 p=101.

20、325+0.7*31=123.025kpaakpp7 . 0全塔的平均压力位 pm=(101.325+123.025)/2=112.175kpa 3.4.33.4.3 平均摩尔质量计算平均摩尔质量计算根据安托因方程ln p = a - b / (t +c)塔顶 p(a)=768.419;p(b)=295.865;则 a=p(a)/p(b)=2.60由 xd=y1=0.983 ，y=ax/(1+(a-1)x) 得： x1=0.957塔顶气相平均摩尔分子量 mvmd=y1ma+(1-y1)mb=0.983*78.11+0.017*92.13=78.35kg/kmol塔顶液相平均摩尔分子量 mlmd

21、=x1ma+(1-x1)mb=0.957*78.11+0.043*92.13=78.71kg/kmol 同理可得 xw=0.024 , yw=0.054塔釜气相平均摩尔分子量 mvmw=ywma+(1-yw)mb=0.054*78.11+0.946*92.13=91.37kg/kmol塔釜液相平均摩尔分子量 mlmw=xwma+(1-xw)mb=0.024*78.11+0.976*92.13=91.79kg/kmol全塔气相平均摩尔分子量kg/kmol86.842/ )37.9135.78(2/ )mm(vmwvmdvmm全塔液相平均摩尔分子量 kg/kmol25.852/ )mm(lmwlm

22、dlmm 3.4.43.4.4 平均密度计算平均密度计算 a.a.气相平均密度气相平均密度 =pm*mm/rtm=112.175*84.86/(8.314*(96.80+273.15)=3.095kg/m3vm 表 3-4 苯与甲苯的液相密度温度/8090100110120)/(3,mkgl 苯810800.2792.5780.3768.97)/(3,mkgl 甲苯815803.9790.3780.3770.9 b.b.液相的平均密度液相的平均密度：塔顶平均密度 由 td =80.46,查表得 a=809.6kg/m3,b=814.5kg/m3 ldm=1/(0.98/809.6+0.02/8

23、14.5)=809.7kg/m3 塔釜平均密度 tf=116.46 a=773.1kg/m3 ，b=774.2kg/m3 lfm =1/(0.02/773.1+0.98/774.2)=774.2kg/m3 全塔液相平均密度为 lm=（ldm+lfm）/2=791.95 kg/m3 3.4.53.4.5 液体平均表面张力计算液体平均表面张力计算 表 3-5 液体的表面张力温度/8090100110120）（苯mmn /21.2720.0618.8517.6616.49）（甲苯mmn /21.6920.5919.9418.4117.31 由塔顶温度 t=80.46 时,查苯-甲苯表面张力于下表：表

24、 3-10 塔顶苯-甲苯表面张力组分苯(a)甲苯(b)表面张力/mn m21.2121.64塔顶表面张力：塔顶表面张力：m，顶=0.98321.21+(1-0.983)21.64=21.22mn/m由塔釜温度 t=116.46 时,查苯-甲苯表面张力于表 3-8表 3-11 进料苯-甲苯表面张力组分苯(a)甲苯(b)表面张力/mn m16.9017.70 塔釜的表面张力塔釜的表面张力 ：m，进=0.02416.90+(1-0.024)17.70=17.68mn/m则全塔平均表面张力为：则全塔平均表面张力为：m，精=（m，顶+m，进）/2=19.45 mn/m3.4.63.4.6 液体的平均粘度

25、液体的平均粘度表 3-6 液体的黏度温度/80901001101208）苯（smpla.,0.3080.2790.2550.2330.215）甲苯（smpla.,0.3110.2860.2640.2540.228由塔顶温度 t=80.46 时，查表得 a=0.307mpa.s ,b=0.310mpas l 顶=0.9830.307+(1-0.983)0.310=0.309mpas由塔釜温度 t=116.46 时,查表得：a=0.221mpa.s ,b=0.237mpas l 进 =0.0240.221+(1-0.024)0.237=0.237mpas精馏段液相平均粘度 l(精) =（l 顶+l

26、 进 ）/2=0.273 mpas 3.53.5 负荷计算负荷计算 3.5.13.5.1 摩尔计算：摩尔计算：l=rd=2.68*49.70=133.2kmol/h=0.037kmol/s,v=(r+1)d=3.68*49.7=182.90kmol/h=0.051kmol/sl=l+qf=133.20+1*123.13=256.33kmol/h=0.071kmol/sv=v=0.051kmol/s 3.5.3.5. 2 2 同理得质量计算：同理得质量计算：l=10435.92kg/h=2.9kg/s , v=14329.93kg/h=3.98kg/sl=21135.92kg/h=5.87kg/

27、s , v=14329.92kg/h=3.98kg/s 3.5.33.5.3 vsvs 和和 lsls 计算计算 vs=v*mvm/(3600*)=182.90*84.86/(3600*3.095)vm=1.393m3/sls=l*mlm/(3600*)=133.20*85.25/(3600*791.95)=0.00398m3/slm3.63.6 物料衡算物料衡算看课本看课本 152152153153 页页表 3.7 液体的汽化热温度/8090100110120苯苯/(kj/kg)384.1386.9379.3371.5363.2甲苯/(kj/kg)379.9373.8367.6361.235

28、4.63.73.7 精馏塔的塔体工艺尺寸计算精馏塔的塔体工艺尺寸计算 3.7.13.7.1 塔径的计算塔径的计算查塔间距与塔径关系表，初选 ht=0.45m ,取板上液层高度 hl=0.07m 那么 ht-hl=0.38m0457. 0)3600*393. 1/(3600*00398. 0*)095. 3/95.791(/)/(2/12/1hhvlvl查史密斯关联图得，c20=0.0845，0840. 0)20/45.19(*0845. 0)20/(2 . 02 . 020lccsmcuvvl/341. 1)095. 3/ )095. 395.791(*0840. 0)/ )(2/12/1ma

29、x9取安全系数为 0.8，那么 u=0.8umax=0.8*1.341=1.073m/s塔径 d 为：muvsd286. 1)073. 114. 3393. 1*4()/4(按标准圆整后取 d=1.4m 塔截面积222539. 14/4 . 1*14. 34/mdat实际空塔气速：smavsut/905. 0539. 1/393. 1/ 3.7.23.7.2 塔顶、塔底空间塔顶、塔底空间3.7.2.13.7.2.1 塔顶空间塔顶空间 h hd d 取塔顶 hd=1.4m3.7.2.23.7.2.2 进料段高度进料段高度 h hf f 取进料段 hf=1.43.7.2.33.7.2.3 塔底空间

30、塔底空间 h hb b假定塔底空间依储存液量停留 5 分钟，那么塔底液高h=v/a=ls*5*60/1.539=0.00398*300/1.539=0.78 m 取塔底液面距最下面一层板留 1.22 米，故塔底空间 hb=0.78+1.22=2m 3.7.33.7.3 精馏塔有效高度的计算精馏塔有效高度的计算每个 8 块板设一个人孔，则人孔数目：s=（31/8）-1=3 个，即第 8 层、进料板、第 24 层分别安装人孔。取人孔直径为 0.55m，人孔两板间距 ht1为 0.6m. 故精馏塔的总有效高度为： z=hb+hf+hd+（n-2-s）ht+s*ht1=2+1.4+1.4+(31-2-

31、2)*0.45+0.6*2=18.15m3.83.8 f1f1 型浮阀塔板设计型浮阀塔板设计 3.8.13.8.1 溢流装置溢流装置 选用单溢流方形降液管，不设进口堰，各项计算如下： 3.8.1.1.3.8.1.1.堰长堰长 l lw w:取堰长 lww=0.66d=0.66*1.4=0.924m 3.8.1.2.3.8.1.2.出口堰高出口堰高 h hw w: :hw=hl-how , ，近似取232.84()1000howwlhele=1，lh=ls*3600=0.00398*3600=14.33m3/s故 how=0.018m ,取板上清液层高度 hl为 0.08m ， 则 hw=hl-

32、how =0.08-0.018=0.062m 3.8.1.33.8.1.3 弓形降液管宽度弓形降液管宽度 w wd d和面积和面积 a af f：由lw/d=0.924/1.4=0.66,查弓形降液管的宽度和面积图可得，af/at=0.0721，wd/d=0.124故af=0.0721*1.539=0.111m2 ,wd=0.124*1.4=0.174m验算液体在降液管中的停留时间： slhahtf55.12)00398. 0*3600/(45. 0*111. 0*3600/*3600s5 故降液管尺寸可用。 3.8.1.43.8.1.4 降液管底隙高度 ho 可取降液管底隙处液体流速取 uo

33、=0.18m/s00swlhl u10 则 ho=0.00398/(0.66*0.18) =0.0335m 合理wohh 3.8.23.8.2 塔板布置及浮阀数目与排列（看课本塔板布置及浮阀数目与排列（看课本 144144 页）页）选用 f1 型重阀，阀孔直径 d0=39mm，底边孔中心距 t=75mm取阀孔动能因子 f0=10 ，孔速smfuv/68. 5095. 3/10/00每一层塔板上的浮阀数 n：205)68. 5*039. 0*4/14. 3/(393. 1)*4/(2020udvns取边缘区域宽度 wc=0.06m ws=0.07m塔板上的鼓泡面积2222arcsin180axa

34、x rxrrr=d/2-wc=1.4/2-0.06=0.640m x=d/2-(wd+ws)=0.7-(0.174+0.07)=0.456m把数据代入得 aa=1.005浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一排的孔心距 t=75mm=0.075m则估算排间距mmmtnaat4 .650654. 0)075. 0*205/(005. 1)*/(考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块版的支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用 65.4mm，而应小于此值。故取 t=65mm=0.065m ，按 t=75mm，t=65mm，以等腰三角形叉排方式作图，或者查标准可得阀数 180

35、个.按 n=180 重新核算孔速及阀孔动能因数。smnvsu/482. 6)180039. 0414. 3/(393. 1)039. 04/(220阀孔动能因数 f0 变化不大，40.11095. 3*446. 6095. 300 uf仍在 912 范围内。 塔板开孔率=u/u0=0.905/6.482=13.96%同理，得出其他回流比总结果如下表：表 3-18 塔板参数表ru0/(m/s)初算浮阀数 naa/m2r/mx/m初算t/mm最后t/mm最后确定n最后u0/m/sf0开孔率/%r15.682051.0050.6400.45665.4651806.48211.4013.96 3.8.

36、33.8.3 塔板流体力学验算塔板流体力学验算 3.8.3.13.8.3.1 气相通过浮阀塔板的压强降气相通过浮阀塔板的压强降：pcihhhha.干板阻力干板阻力: : 因为 uouocsmuvc/65. 5095. 3/1 .73/1 .73825. 1825. 10液柱mguhlvc045. 0)81. 9*95.791*2/(482. 6*095. 3*34. 5)*2/(*34. 5220b.b.板上充气液层阻力板上充气液层阻力: :由液相为碳氢化合物，可取充气系数0=0.5 hi=0hl =0.5*0.08=0.040m 液柱c.c.液体表面张力所造成的阻力液体表面张力所造成的阻力：

37、h11此阻力很小，可以忽略不计。因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的 hp=hc+h1=0.045+0.040=0.085m 液柱.则单板压降700pa 故设计合理。paghlp37.66081. 9*95.791*085. 0 3.8.3.23.8.3.2 淹塔淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度，hd(ht+hw) 其中 hd=hp+hl+hda.依前面可知，hp=0.085 m 液柱b.液体通过降液管的压头损失，因不设进口堰，故，mhllhowsd00253. 0)0335. 0924. 000398. 0(153. 0)/(153. 022c.板上液层高度，前

38、已选定 hl=0.08m 则 hd=0.085+0.08+0.00253=0.1675m取 =0.5 又已选定 ht=0.45m，hw=0.062m，则 (ht+hw)=0.5（0.45+0.062）=0.2560m可见hd(ht+hw),符合防止淹塔的要求. 3.8.3.33.8.3.3 雾沫夹带雾沫夹带泛点率-a 式001.36100vmssllmvmfbvl zkc a精精精板上液体流经长度zl=d-2wd=1.4-2*0.174=1.052m板上液体面积ab=at-2af=1.539-2*0.111=1.317m2苯和甲苯按正常系统取物性系数 k=1.0，由泛点负荷系数图查得cf=0.

39、125泛点率=%5 .56%100)317. 1125. 01/()052. 100398. 036. 1095. 395.791095. 3393. 1 (又算泛点率=%1 .58)539. 1125. 0178. 0(095. 395.791095. 3393. 1%100)78. 0(393. 1tfvlvakc依俩式算出泛点率均在 80以下，故知雾沫夹带量能满足 ev0.1 kg 液/kg 气的要求12 3.8.43.8.4 塔板的负荷性能图塔板的负荷性能图 以 r1为例. 3.8.4.13.8.4.1 雾沫夹带线雾沫夹带线依据泛点率,001.36100vmssllmvmfbvl zk

40、c a精精精按泛点率=80%，代人数据化简整理得：%0 .80%100)317. 1125. 01/()052. 1ls36. 1095. 395.791095. 3vs(0.380vs+8.691ls=0.8,任意取两点坐标如下：（0.002,2.06） ， （0.010，1.88）作出雾沫夹带线(1)如附图中 vsls图所示。 3.8.4.23.8.4.2 液泛线液泛线(ht+hw)= pldcildhhhhhhhh由此式确定液泛线，忽略 h项。即：3/20202)3600(100084. 2)1 ()(153. 034. 5)(0wswwslvwtllehhllguhh因 ht,hw、h

41、o、lw、，把有关数据代人ndvuslv4/2000均为定值，且及、整理得液泛线： 0163. 005. 168.159004949. 03/222sllvss任意取四点坐标如下：（0.001，,5.55）,(0.005,5.09),(0.010,4.46),和（0.012，4.14）在 vs-ls 图中作出液泛线（2） ， 3.8.4.33.8.4.3 液体负荷上限线液体负荷上限线液体的最大流量应保证在降液管中停留时间不低于 3-5s，液体在降液管内停留时间.=35s ，则3600ftha hlsmhalstf/010. 05/45. 0111. 05/)(3max液相负荷上限线（3）在 v

42、sls 图中为与气相流量无关的垂线。 3.8.4.43.8.4.4 漏夜线漏夜线对于 f1 型重阀，依据 计算，则005vfuvu/50又知0204/nudvs则smndvvs/611. 0095. 35180039. 0414. 3543220min作气相负荷下限线（4）13 3.8.4.53.8.4.5 液相负荷下限线液相负荷下限线取堰上液层上高度 how=0.006m 作为液相负荷下限条件，即=0.006m232.84()1000howwlhel从而计算出下限值，取 e=1.00则，smllws/0008. 03600924. 0)184. 21000006. 0(3600)184. 2

43、1000006. 0(32/32/3min依此作出液相负荷下限线(5)，该线为气相流出无关的竖直线。 3.93.9 . .操作弹性计算操作弹性计算依附图中的 r1 vs-ls 图可知，由 ，得smls/010. 03maxsmvs/9 . 13max因 故 操作弹性=vsmax/vsmin=1.9/0.611=3.11smvs/611. 03min四四. .热平衡确定热换器热平衡确定热换器 4.1.4.1.塔顶全凝器塔顶全凝器 4.1.14.1.1 热负荷热负荷 q qc c 看课本看课本 159159 页页 4.2.4.2.塔底再沸器塔底再沸器 4.2.14.2.1 热负荷热负荷 q qb b 看课本看课本 159159 页页七设计结果一览表七设计结果一览表计算结果