戊烷己烷精馏塔的设计(1)

1、学院化工原理课程设计戊烷己烷精馏塔设计级：化工班 名:指导老师: 职 称：讲师 学号：1014100234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，炼油，石油化工等工 业中得到广泛应用。精馏过

2、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。本设计的题目是戊烷 - 己烷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戊烷和不易挥发的己烷， 采用连续操作方式， 需设计一板式塔将其分离目录、化工原理课程设计任书 二、设计计算 1. 设计方案的确定2. 精馏塔的物料衡算3. 塔板数的确定4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数

3、据的计算105. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算156. 塔板主要工艺尺寸的计算16319227. 筛板的流体力学验算8. 塔板负荷性能图9.附属设备设计2510.热量衡算28三、个人总结31四、参考书目32、化工原理课程设计任务书板式精馏塔设计任务书一、设计题目：设计分离戊烷 己烷连续精馏筛板塔、设计任务及操作条件1、生产能力： 5.0 万吨年原料液组成36 戊烷，戊烷己烷常温混合溶液质量分率，同）分离要求：塔顶产品组成戊烷> 96%回收率： 0.022、操作条件平均操作压力101.3 kPa操作温度：40 C4回流比：自选年开工天数：三百天 化工原理课程设计三、设计方法和步骤： 1、设计方

4、案简介根据设计任务书所提供的条件和要求，通过对现有资料的分析对比，选定适宜的流程方案和设备类型，初 步确定工艺流程。对选定的工艺流程，主要设备的形式进行 简要的论述。2、主要设备工艺尺寸设计计算收集基础数据 工艺流程的选择 做全塔的物料衡算 确定操作条件5）确定回流比理论板数与实际板数 确定冷凝器与再沸器的热负荷 初估冷凝器与再沸器的传热面积 塔径计算及板间距确定10）堰及降液管的设计511）塔板布臵及筛板塔的主要结构参数12）塔的水力学计算 13）塔板的负荷性能图14）塔盘结构 15）塔高 16）精馏塔接管尺寸计算3、典型辅助设备选型与计算（略）包括典型辅助设备（换热器及流体输送机械）的主要

5、工艺尺寸计算和设备型号规格的选定。4、设计结果汇总 5、工艺流程图及精馏塔工艺条件图 6、设计评述四、参考资料：化工原理课程设计天津大学化工原理教研室，柴诚敬 刘国维编；化工原理 （第三版）化学工业出版社，谭天恩 窦梅周明华 等编；化工容器及设备简明设计手册化学工业出版社，贺匡国编；化学工程手册上卷 化学工业出版社，化工部第六常用化工单元设备的设计 华东理工出版社。、设计计算1. 设计方案的选定及基础数据的搜集本设计任务为分离戊烷一己烷混合物。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。设计中采用泡点进料， 将原料液通过预热器加热至泡点后送人 精馏塔

6、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 2 倍。塔底设 臵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排列。筛板塔也是

7、传质 过程常用的塔设备，它的主要优点有：(1 )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。2 ) 处理能力大,比同塔径的泡罩塔可增加 1015%。3 )塔板效率咼，比泡罩塔咼15%左右。4)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咼,否则气液接触不匀。2 )操作弹性较小(约23)。( 3 ) 小孔筛板容易堵塞。下图是板式塔的简略图10进料：HX： sffit7777771/ g T b? sffir冷濒器Vii-1冷凝水L m-lLnVn专回涼罐加热水蒸汽再沸器冷凝水板式精谓塔项分子式分子里沸点临界温度tc目M(

8、C)(C)Pc戊烷AC5H1272.1536.1196.4己C6H1486.1768.7234.8烷B表2戊烷和己烷的饱和蒸汽压温度0C304050607080Pa0820311511594214128263664,Pa00000000000Pb0249437255403763510541424,Pa00000000戊烷和己烷的物理性质表1临界压强33703090(kPa)表3常温下戊烷一己烷气液平衡数据（2:P8例1 1附表2)温度0C35404550606570液相中戊烷的摩1.000.780.580.410.250.13尔分率0012800汽相中己烷的摩1.000.900.770.630

9、.450.260尔分率007062表4纯组分的表面张力(1 :F378附录图7)温度3040506070戊烷，n/m14.9213.8512.811.7610.73己烷，1715.9914.991413.02n/m表5组分的液相密度(1 :P382附录图8)温度（C）30401506070戊烷,kg/ m3己烷,kg/ m3616648.1605.5638.5594.8629.5583.7620572.2610.212405060700.1990.1840.1720.1620.2550.2350.2170.202（：P365）l液体粘度温度（C ）戊烷（mPa .s ）己烷（mPa .s ）表

10、7常压下戊烷己烷的气液平衡数据温度tC液相中戊烷的摩尔分率x气相中戊烷的摩尔分率y7000680.01740.0410660.06740.1530640.10020.2214620.15420.3102600.20030.4007580.24300.4810560.30010.5432540.32410.6017520.39100.6415500.44050.6915480.52470.7723460.58420.8137440.67500.8610420.78650.9125400.83410.9367380.91150.96543611552嘉97y-X32103333ooy-X2精馏塔的

11、物料衡算(1) 原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率戊烷的摩尔质量Ma =72kg / km"己烷的摩尔质量 Ma =86kg / km"0.36/72XF = 0.40170.96/72 +0.04/860.96/86XF =0.96630.96/86 +0.04/72XW =0.02(2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量M F =0.4017X72+0.5983X86= 80.3762kg/kmolMf =0.9663% 72 +0.0337x86 = 72.4718kg/kmolMd =0.02x72+0.98x86 =85.72kg/kmol(3) 物料衡算80.

12、3762*7200一 50000000=86.403kmol/h原料处理量 总物料衡算86.403D + W戊烷物料衡算 86.403 X 0.4017 = 0.9663D + 0.02 W联立解得 D = 34.219 kmol /hW=52.184 kmol/h16式中F原料液流量塔顶产品量塔底产品量3塔板数的确定(1) 理论板层数NT的求取戊烷一己烷属理想物系，可采用图解法求理论板层数。由手册查得戊烷一己烷物系的气液平衡数据，绘出Xy图由相图作出平衡线图，依次作出操作线图,Q线图求理论塔板数 求最小回流比及操作回流比。采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e(0.409,0.40

13、9)作垂线ef即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为yq = 0.765 ,x = 0.526故最小回流比为Rmin XDyqO.9663®65=0.842yq -Xq0.765-0.0.526取操作回流比为R =2Rmin =1.864 求精馏塔的气、液相负荷L =RXD =1.864咒34.219 =63.78 kmol/hV =(R+1)D =2.864x34.219 = 98kmol/hV =(R+1)D -(1-q)F =172.65kmol/hL =RD+qF =1.864x34.219+1.519x86.403 = 163.93kmol/h 求操作线方程 精馏段操

14、作线方程为yn"聶Xn十話=0.6275Xn +0.36提馏段操作线方程为ym+-Xw =1.382xm 0.00763618图如下;x有图解法知理论塔板总数为11块，其中精馏段理论塔板数为6块,提留段为5块塔效率：Et =0.49(a4)q245精馏段实际板数：N1二NT1/ET1 全塔实际板数：N=NT/ETET1=0.49©P)q245 =0.49(3.895x0.2105)q245 =0.5109Et =0.49(a4)q245 =0.49(2.914x0.2112)q245 =0.5519径流段实际塔板数 N1=6/0.5109=11.74=12全塔实际板数 N=

15、11/0.5519=19.93=204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27塔顶操作压力P = 105179Pa塔底操作压力巳=266160Pa每层塔板压降 P= 0.9 kPa进料板压力Pf=167650精馏段平均压力 P m = ( 105.2 + 101.3) /2= 103.25 kPa提馏段平均压力 P m 二(266.16+101.3 ) /2 =183.73 kPa(2) 操作温度计算由前边求得: 塔顶温度tD = 37.0 C进料板温度tF = 51.5 C塔底温度tw=67.6 C精馏段平均温度tm=44.25 C提馏段平均温度tm=59.55 C(3)

16、平均摩尔质量计算塔顶平均摩尔质量计算 由XD二yi=0.9663,代入相平衡方程得 xi=0.9663MV,Dm 0.9663% 72 + (1 -0.9663)咒 86 = 72.47kg/ kmolMvm =0.9880x72 + (1-0.9880)x86 = 72.17kg/kmol进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF = 0.6570 ,XF = 0.4017MV,F,m = 0.6570X 72 + (1 -0.6570) X86 = 76.8kg/ kmolM L,Fm = 0.4017X 72 + (1 -0.4017)x86 = 80.3762kg/kmol塔底平

17、均摩尔质量计算 由xw=0.02,由相平衡方程，得yW =0.0401MVWm =0.02x72 +(1-0.02)x86 =85.72kg/kmolM L,wm = 0.0411 X 72 + (1 - 0.0411)% 86 = 85.42 kg kmol精馏段平均摩尔质量72.47 +80.3762 kg/kmol = 76.19kg/kmol 72 17+ 76 8M L,m ='kg/kmol =74.48kg/kmol提馏段平均摩尔质量Mv,m =85.72 +80.3762kg/kmol =83.65 kg/kmol76.8 85.42 kg/kmol = 81.11 k

18、g/kmol(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PmMv101亠74.48=2.861kg/m3RTm8.314x(273.15 +44.25)'提馏段的平均气相密度pPmMv仙亠81.11=2.969kg/m3RTm8.314x(273.15+59.55)液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即塔顶液相平均密度的计算 由t D = 37C,查手册得Pa =608.65kg/m3, Pb = 641.66kg/m3同理可知 塔釜的也想密度 入=575.55kg/kmol 加料版的液相密度Pf =609.07kg/km°l精馏

19、段平均密度巴=609.49kg/kmol 提留段的平均密度宀=592.285kg/kmo1(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塔顶，塔底的表面张力可按纯物质的求由t D = 37C,查手册并由内差法求得CT LDm=T A=14.17mN/m进料板液相平均表面张力的计算由t F = 51.5 C,查手册并由内差法求得A=12.072 m N/m TB=14.842 m N/m(T LFm=0.4017X 12.072+0.5983 X 14.842=13.46 mN/m塔底液相平均表面张力的计算由t W = 59.55 C,查手册并由内差法求得C

20、T Lwm= (T B=13.26 mN/m精馏段液相平均表面张力为Lm=(14.17+13.46)/2=13.85 mN/m提馏段液相平均表面张力为Lm=(13.26+13.46)/2=13.35 mN/m(6) 液体平均粘度计算液相平均粘度依下式计算,即Ig a Lm=Z xilg 卩 i精馏段液相平均粘度的计算由t D = 44.25 C,查手册得a A=0.1926 mPa s a B=0.2465 mPa sIg a LDm=0.9663>< lg(0.1926)+ (1-0.9663)X lg(0.2465)解出 a LDm=0.2105 mP s提留段液相平均粘度的计

21、算由t F = 59.55 C,查手册得a A=0.1725 mPa s a B=0.2178 mPa slg a LFm=0.203X lg(0.1725)+ (1-0.203) X lg(0.2178) 解出 a LFm=0.2078 mPar（7）气液负荷计算精馏段:V = (R + 1)D =98Kmol/hVs=3600 Pvm 98X3.14*3103=0.7088m /s3600X101.3L =RD =63.78Kmol /hLs=%3600 pLm=63.78 咒152.38=0.002215m3/s3600 咒 2*609.49提馏段:=V +(q1)F= 172.65Km

22、ol /hS _W<MVm s " 3600 Pvm趣空叫1.031m3/s3600X2.96L = L+qF =176.44Kmol/hLs = LM Lm3600 hm76.44"9.08 =0.00553m3/s3600X789.8'3Lh =0.0075X3600 = 27.00m /h5精馏塔的塔体工艺尺寸计算(1)塔的有效高度计算初选板间距Ht =0.45m则由公式 Z= (Nt/Et-1 ) *Ht,得 Z=8.55mo(2)塔径的计算可参照下表所示塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效 率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等

23、都有关。 经验关系选取。表7板间距与塔径关系塔径0.30.50.81.62.4DT, m0.50.81.62.44.0板间200250300350400距 HT, mm300350450600600对精馏段:取板上液层高度hL = 0.06m，故円皿皿“珈；Ivs查图得C20=0.085 ;依式C =C20丿五丿二咤5订昭仁0.04560.7088 V 2.86 丿校正物系表面张力为13.805mN/m>卫2>卫.2时 C=C20l20 =0.08叫詈认7892.86卩max 乂J宁=0.0789彳609.49一2.2.862 十44m/s可取安全系数为0.8,贝J (安全系数0.

24、6 0.8)，卩耳0 X00= m s故 K匡更=1.0617mV 兀4V3.142X0.801按标准，塔径圆整为1.2m,则空塔气速0.801m/s。对提馏段:初选板间距Ht = 0.45m，取板上液层高度hL = 0.06m,1<L Y p 乍故 Ht -hL =0.45-0.06 = 0.39m ; | -Lm iVs 人 r查图得C20=0.082 ;依式C =C20Pvm丿£2五丿10.007609 f592.285V =XI ( = 0.09921.083 V 2.969 丿校正物系表面张力为13.35mN/m时C -C?。0.2=0.082咒胃=0.0756max

25、4max=cJ=0.0756沢 J592：.969 i.065m/sY 爲V 2.969可取安全系数为0.7，贝（安全系数0.6 0.8 ） ,' =70 1X50 =故-將恳黑"按标准，塔径圆整为1.4m,则空塔气速0.7456m/s。将精馏段和提溜段相比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1.4m6塔板主要工艺尺寸的计算（1）溢流装臵计算因塔径1.4m，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iw :单溢流去I乍（0.60.8 ） D,取堰长Iw为0.7D=0.7

26、 b)出 口堰咼 hw : hw = hL -howX 1.4=0.98m28Lh / lW由 Iw / D = 0.7 ,2.5 = 9.9365 = 10.451m0.98查图,知E020,依式=1肘1JwX1xfY故 rn =0.06-0.01149 = 0.04851mC）降液管的宽度Wd与降液管的面积Af :由 lw/D =0.7 查图得 Wd / D =0.110 , A/At =0.09Wd =0.11D=0.150x1.4 = 0.21m兀 23.1422Af =0.09x-D “09*“4=0.1385m利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即"如=噱10

27、齐28.14s （大于5s，符合要求）Lsd）降液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速巴=0.08m /s(0.07-0.25 )Ls0.002215 = 0.028m 符合(he =hw-0.006)h =o lw 叫 0.98X0.08e）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a）溢流堰长Iw :单溢流去lw= （0.60.8 ） D,取堰长iw为0.7D=0.7X 1.4=0.98m29b)依 Aa =2x7RF+sin计算开空区面积b)出 口堰高 hw : hw =hL - how由 Iw/ D = 0.7 Lh /Iw2. 20.94m查图，知

28、E037,依式氐=特3Jw丿可得hOw喘吃J=0.02616m32故 m =0.06-0.02616= 0.03384mc)降液管的宽度Wd与降液管的面积Af :由 Iw/D =0.7 查图得 Wd/D =0.110, Af/Ar=0.09Wd =0.11D =0.150x1.4 = 0.21mjI 23.1422Af“09盲D “.09>“4 71385m计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,LsT =AHt= 15.369s (大于 5s，符合要求)d)降液管底隙高度ho :取液体通过降液管底隙的流速4o=0.2m/s(0.07-0.25 )ho = 0.02784m符合(ho

29、 =-0.006)lw X o(2)塔板布臵塔板的分块因D>800mm故塔板采用分块式。查表7得，塔极分为4块。精馏段:a)取边缘区宽度 W=0.06m(30 50mm),安定区宽度0.08m,(当DR =D-Wc 二140.06 = 0.64m ,2 2X =牛-他 +眼)=¥-(0.21 +0.08) = 0.41Aa = 20.41 X J0.642 -0.412 +丄X 0.642 sin1= 0.972m2L1800.64c）筛孔数n与开孔率：取筛空的孔径do为5mm，正三角形排列,般碳的板厚为3mm,取t/d0 =3.O ,故孑L中心距t =3.0x5= 15.0m

30、m筛孔数11551155n=vF=0.)1r0.972 "989.6 =4990则* = 9072 X100% =10.08% (在 515 范围内) (加则每层板上的开孔面积 A为 代=* A =0.100® 0.972 = 0.098气体通过筛孔的气速为巴怜牆hS/s提馏段:a)取边缘区宽度 W=0.06m(30 50mm),安定区宽度WS = 0.08m ,(当D< 1.5m 时，VS=6075mmb)依 Aa =+話吩计算开空区面积R 詈-Wc 詈-0.06 =0.64mD1 4x =-(Wd +Ws )=一(0.21 +0.08 )= 0.412 2-0T=

31、 0.972m20.6 4c）筛孔数n与开孔率w :取筛空的孔径do为5mm，正三角形排列，一Aa=20.41 咒 T064 十面 2642sin36般碳的板厚为3mm,取t/d0 =3.0，故孑L中心距t =3.0x5 = 15.0mm筛孔数-罟叭=器2 X 0.972 =4989.6 =4990 个贝打=学厶咒100% =10.08% （在5 15范围内） （%0）则每层板上的开孔面积A 为 Ao , 4=0.098气体通过筛孔的气速为4。= =11.05m/s A7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

32、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hc:依d0=5/3 = 1.67，查干筛孔的流0=0.772数 图0-0八Pl丿5屮l01 ( X -丿I 7n0 256 . 108b）气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl :亠=O.7088=0.506/5At - Af1.5386-0.1385Fa =UaJ可=0.506X J2.861 = 0.8559 kg1/2 /(sm1/2)由名。与Fa关联图查得板上液层充气系数S =0.675,依式h| =名ohL =0. 675 0. 060. 0405C)克服液体表面张力压降相

33、当的液柱高度咯:依 式 hb= 4PLgd。=6 X 0° ； * .= 0 4 .m 90，0 故115°hp =0+0+则单板压强：APp=hp PLg = 0.06315c 609.49c 9.81 = 377.58Pa c 0.9kPa(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5.7x10叮巴 qCT(Ht -hf J5.7x100.506 13.805咒10 (0.45-2.5咒0.06丿0.00220故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4)漏液由式 =4.4CoJ(0.0056 + 0.13hL

34、- h异l/Pv巴w =4.4x0.772xJ( 0.0056+0.13咒 0.06-0.00185)60949 =5.328m/s筛板的稳定性系数尺二芒二念"557“5,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Hd 兰机Ht +hw)依式 Hd = hp +hi +hd，IQ nnoQ 4 c而 hd "153"此宀0.153"0.98204251宀0.0004325Hd =0.06315+0.06+0.0004325=0.1236m取® =0.65，贝J ®(Ht +hv ) = 0

35、-5(0.40+0.04851)=0.324m故Hd V机Ht +hw在设计负荷下不会发生液泛。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。提馏段:a)干板压降相当的液柱高度hc :依d% =5/3 = 1.67，查干筛孔的流n518ma八Pl丿f n量系数图得，0)=0.772由式he =0.0511 0b)气体穿过板上液层压降相当的液柱高度h :38亠=0.7735m/s ,aAt -AfFa =4'阿=1.3328由轧与Fa关联图查得板上液层充气系数 % =0.62，依式 h =$0 0 = 0.0372mc)克服液体表面张力压降相当的液柱高度咯:故

36、hp = 0.09084m依式 = 0.00184m ,b Pl gd0'则单板压强：也Pp = hp pLg = 534.6Pa c 0.9kPa(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5.7x10(巴0/ =Ib I/ f2忙f “00884"1故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。(4) 漏液由式 巴w =4.4珀(0.0056 +0.1叽 讥)玫/ Pv'= 8.655m/ SI筛板的稳定性系数LIK =1.71 >1.5，故在设计负荷下不会产生 OW过量漏液。(5) 液泛为防止降液管液泛的

37、发生，应使降液管中清液层高度Hd <%Ht +hw )依式 Hd =hp + hl +hd , 而 hd ".畑"一12 =0.0119Iw巾0Hd =0.16274m取 W =0.65，贝(Ht +hw ) = 0.3124m故Hd <%Ht +hw在设计负荷下不会发生液泛。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。8塔板负荷性能图精馏段:(1)漏液线(气相负荷下限线):V = Jo.49+1.45L2/3(2)雾沫夹带线以e V = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由宀诧hf =2.5hw+2.84x1OE360

38、0LY3lIV 0.98 丿2/3= 0.115 +1.725 LsuaA AfVsM矿0.7依联立以上几式'整理得Vs =2.52-15.25Ls2/3在操作范围内，任取两个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于Ls0.0010.003/(m 3/s)Vs/(m 3/s)2.372.2由上表数据即可作出液沫夹带线 2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how = 0.006m作为最小液体负荷标准。由式得413。2.84（3600Ls,minhOW =厂1000 ilw卡/3,Ls,min =8.36x10 绍 m3/s43据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线(

39、4)液相负荷上限线以0 = 4s作为液体在降液管中停留时间的下限JHtLSo.0.4x0.13393/max =-=0.012465m /s4=4(5)液泛线:2.84 厂3600Ls,minOW = . ccc 厂；1000 I lw卡/3= 0.676Ls2/3 ；hC=0.051572VSK398）2（謊円曲血；Vshl 二®（hw 中） =0.62（0.04851 +0.676Ls2/3） =0.0301+ O.419L/3 ；h =0.00185m;c故 hp =0.03195+0.0418v s2+0.419LS/3 ;hd =0.153 （苴）2 =88.16Ls2.l

40、who将气=0.45口,山=0.04851,® =0.65代入得,0.65(0.45 + 0.0485) = 0.0319+0.0418乂2 +o .419Ls2/3 +0.0485 +0.676L2/3 +88.16LS从而得 V S =5.827-26.2L2/3-2109.1LS。由上表数据即可作出液泛线 5。有以上可作出精馏段负荷性能图提馏段(1)漏液线V =J0.1828+1.9688L2/3。(2)液沫夹带线以e v = 0.1kg液/kg气为限，求Vs-Ls关系如下:由戸丄比"/Vs =2.8087-13.02L73在操作范围内，任取两个Ls值，依上式计算出V

41、s值，计算结果列于 下表中Ls/(m 3/s)0.0010.003Vs3/(m /s)2.67852.600由上表数据即可作出液沫夹带线 2。(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度 how = 0.006m作为最小液体负荷标准。由式得how 二：集俨0*，Ls,min =8.310m7s1000 I Iw 丿据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。(4)液相负荷上限线以0 = 4S作为液体在降液管中停留时间的下限AHr=4Ls。Ls,max =0.012465m3/s(5)液泛线,2/32/3= 0.676 Ls'2.84 u f3600 Ls,minhow =E I1

42、000 Ilw山0=0.05%772：0.098)2(5929295)=0.0446血；hl =0(hw +dw) =0.62(0.03384+0.676Ls2/3) = 0.02098 + 0/ef3；h =0.00184m;故 hp =0.02282+0.004466v s2+0.419L?3 ;hd =0.153 (土)2 =205.54Ls2。Iwho将 H, =0.45m，m =0.03384,护=0.65弋入得,0.65(0.45 + 0.0338) = 0.0228+0.0446乂2 +0.419Ls2/3 +0.0338+0.676L2/3 +205.5L2从而得 V s 5.

43、724.52Lr -4602.3LS o由上表数据即可作出液泛线 5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图9.附属设备设计1.冷凝器塔顶温度tD=37C 冷凝水ti=20C t 2=3OC贝y it =tD t = 37C 20 C = 17 C=tD t =37 C 30C = 7 Ctm=10= 11 27CIn (如/颅2) In (17/7)Mm10"ln(60.75/50.75) 55.60CtD=37 C查液体比汽化热共线图得丫苯=218.95KJ / kg 丫苯= 392.5KJ / kg55冷凝的热量取传热系数K=600W/nk,则传热面积3丄440.09 &q

44、uot;O32A = Q / K Atm = 65.08m600X11.27冷凝水流量W=2=40=10.531kg/sCpt4179x102.再沸器塔底温度tw=67.6 C用to=135C的蒸汽，釜液出口温度ti = 112C贝y 也t1 =to -tw =135°C 676c = 67.4°C 、牝=to -t1 =135C -112C = 23CIn(址/牝)ln(67.4/23)又气体流量 Vs =0.7088 m3/s,塔顶被冷凝量q =VsX 匕= 0.7088x2.835= 2.01kg/sQ =qY苯=2.01X 218.95 = 440.09KJ /S由

45、 t w=67.6 °C查液体比汽化热共线图得Y甲 = 255.38KJ /kg又气体流量 Vs =1.083 m3/s.密度 Pv =3.051Kg/m3则 qm =乂'咒 Pv = 1.083咒 3.051 = 3.30kg / sQ=qmY甲苯=3.30x 255.38 = 842.74KJ/s取传热系数K=600W/nk,3则传热面积AgKS842®28.8加热蒸汽的质量流量W=Cp（tt1）= 842.74>d0l8.567kg/s 4277x233. 泵的计算及选型进料温度tq=40CPf =609.07kg/m34 =0.2092mPa s已知进

46、料量F=80.376>c86.4/3600=1.93kg/s , qv = F / Pf =1.93/ 609.07 = 0.0032m3 / s取管内流速则u=2.0m/sd 遵=llh4.92mm 故可采用 GB3091-9350 X 3的油泵&=duP心 O.04"2.11"09.07 ?勺04则内径d=50-3 X 2=44mm代入得0.00209224X0.0032u =4Xqv/ 兀d2 = = 2.11m/s3.14X0.0442取绝对粗糙度为名=0.3mm 则相对粗糙度为即d =0.00682f由雷诺数Re和相对粗糙度d可查图得摩擦系数入=0.

47、0325 进料口位臵高度 h=8 X 0.45+0.6 X 2=4.82 2送Hf *弓即=(0.0325>00訴扬程 H 疗 Hf +h =1.609 + 4.8 = 6.409m可选择泵为IS50 3216010.热量衡算1.塔顶热量衡算表6-1戊烷一己烷的蒸发潜热与临界温度物质沸点0C蒸发潜热KJ/Kg临界温度Tc/K戊烷37217.698469.55己烷68.7257.47507.8由：Qc =(R+1MDMIvd-1LD)其中IvD - IlD = Xd XHva一(1 一 Xd ) X iH VBAHv2 -酬宀1 Tr2)1-Tr10.38则：tD = 37 0C 时戊烷:

48、人2 =(37 +273.15)/469.55 = 0.6605Tri =(36+273.15)/469.55 = 0.6584蒸八、HV2 = iH V仔0.38 = 217.698 咒 F O.6605)。38 =217.188kJ / kg1 Tr11 0.6584己烷：Tr2 = (37+ 273.15) / 507.8= 0.661Tri = (68.7 + 273.15) / 507.8二 0.673蒸发潜热AHv2 "Hv1Mi)0.38 = 363"0)0.381 -Tr11-0.673= 261.23kJ / kgD = 72.47g / molD'

49、; = M D X D = 72.47 X 34.219 = 2479.85kg / hVD I ld = X DHVa -(1 -X D )H/B=0.966 3X 217.188- (1- 0.9663)X 261.23=218.67kJ / kgC = ( R + 1)X D ' X ( Ivd- I ld )=(1.684+1) X 2479.85 X 218.67 =1.455 X 106 kJ / kg2. 塔底热量衡算Qc =(R + 1NDx(Ivd Tld)其中IVD IlD XdHva(Xd)XAHvb叫沁y*8则：tW= 67.6 0C戊烷:r 2 = (67.6+ 273.15) / 469.55 = 0.7257r1 = (37+ 273.15) / 469.55 = 0.6584蒸发潜热 H/ 1 = HV 1 X ( 1- T r 2) /(1-T r