制药工程原理课程设计

1、制药工程原理课程设计报告（制药工程学院）设 计 题 目： 苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计专 业 班级： 指 导 教师： 学 生 姓名： 设 计 地 点： 设 计 日 期： 制药工程原理课程设计任务书一、设计题目苯-甲苯混合液筛板精馏塔设计二、设计任务及操作条件1. 年处理量：4419 kg/h2. 料液初温：253. 料液浓度：45%（苯的质量分数）4. 塔顶产品浓度：98.5% 5. 塔底釜液含甲苯量不低于98%（以质量计）6. 每年实际生产天数：330天（一年中有一个月检修）7. 精馏塔塔顶压强：4KPa（表压）8. 冷却水温度：259. 饱和水蒸汽压力：2.5kgf/cm2（表压）(1kg

2、f/cm2=98.066KPa)10. 设备形式：筛板（浮阀）塔11. 进料热状况 泡点进料，q=1；12. 回流比 2.06613. 单板压降 0.7kPa14. 厂址：贵州地区三、设计内容及要求1. 设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述。2. 设计计算过程： 工艺计算及主体设备的设计计算。包括工艺参数的选定、物料衡算、热量衡算、主体设备结构和工艺尺寸的设计计算、塔板流体力学验算等。 辅助设备的选型计算。通过计算选定典型辅助设备的规格型号（选做）。3. 图纸： 工艺流程图草图。 主体设备工艺条件图。4. 设计结果汇总。5. 设计结果评述。6. 参考文献。目 录设

3、计任务书前言11.设计方案简介21.1 工艺流程简介21.2 操作条件21.3 主要设备简介22.工艺流程草图及说明23.工艺计算及主体设备设计23.1工艺计算23.2.物料衡算33.3 塔板数计算33.3.1 作图法求Rmin33.3.2 操作线方程43.4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算53.4.1 操作压力计算53.4.2操作温度计算53.4.3 平均摩尔质量计算83.4.4 平均密度计算83.5 精馏塔的塔体工艺尺寸计算103.5.1塔径的计算103.5.2有效高度的计算123.5.3 塔板的布置123.5.4 溢流堰的计算143.6 筛板的流体力学验算163.6.1 精馏段16

4、3.6.2 提馏段183.7 塔板负荷性能图(精馏段)203.7.1 漏液线203.7.2 液沫夹带线203.7.3 液相负荷下限线213.7.4 液相负荷上限线223.7.5 液泛线223.8 塔板负荷性能图(提馏段)233.8.1 漏液线233.8.2 液沫夹带线243.8.3 液相负荷下限线253.8.4 液相负荷上限线253.8.5 液泛线254. 辅助设备的计算及选型274.1 塔顶冷凝器274.2 再沸器284.2.1 蒸馏釜热负荷QB284.2.2 接管284.2.3 进料管284.2.4 回流管294.2.5 塔釜出料管294.2.6 塔顶蒸汽出料管294.2.7 塔釜蒸汽进口

5、管294.2.8 法兰304.3 筒体与封头304.3.1 筒体壁厚304.3.2 封头(椭圆形封头)314.4 除沫器314.5 裙座324.6 人孔324.7 塔总体高度的设计325. 设计结果概要326.本设计方案的评价及总结33参考文献34致谢34附图III前 言通过两个学期对制药工程原理的理论课学习，同学们或多或少了解了一些化工单元操作在制药领域的应用，但只有理论知识是远远不够的。更多的是要求工科的学生形成一种思维模式，提高动手能力，把理论和实践充分结合起来，最终达到学习致用的目的。制药工程原理课程设计是制药工程原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生工程设计能力的一次基本训练，它要

6、求学生按照课程设计任务书的要求，完成一项制药工程设备的设计工作，通过设计使学生掌握制药工程设计的基本程序和方法，同时在以下几个方面得到训练、培养和提高：1. 综合应用制药工程原理课程及有关先修课程的基本知识去分析和解决实际问题的能力。2. 查阅技术资料、选用计算方法、计算公式和收集数据的能力。3. 树立正确的设计思想，懂得工程设计应兼顾技术上的先进性、经济上的合理性和操作上的安全可靠性。4. 用层次清楚的计算，辅以必要而简洁的文字说明和清析的图表来表达设计结果的能力。5. 工程制图的能力。这次课程设计任务重，内容多，需要的不仅仅是坦然面对，而更多的还有专心与细致。第35页1.设计方案简介1.1

7、 工艺流程简介本设计方案采用了筛板精馏塔对苯-甲苯混合物进行分离，其中主要涉及的设备有预热和加热装置、回流装置、冷凝装置、以及一系列的控制装置，传感器、筛孔塔板等。1.2 操作条件操作压力：4kPa；进料热状况：泡点进料，q=1；单板压降：0.7kPa；加热方式：间接蒸汽加热，加热蒸汽的绝对压力P=264.6kPa回流状态：泡点回流，即y1=xD；R=2.066操作温度：80摄氏度以上的高温。1.3 主要设备简介本着简洁、高效、易于操作的原则，本设计方案选择了板式精馏塔。其中本方案中的筛板精馏塔与填料塔相比，因具有接触面积大、生产能力大、操作弹性大、效率高等特点而被最终采用。2.工艺流程草图及

8、说明草图见附图1。说明：苯-甲苯混合料液经过原料预热器加热至泡点后，送入精馏塔，塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品经冷却器冷却后，送至贮槽，塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。3.工艺计算及主体设备设计3.1工艺计算1. 原料液处理量：4419kg/h；2. 原料液组成：0.45(苯质量分数)；3. 塔板形式：筛孔塔板；4. 操作压力：4kPa(塔顶产品出料管表压)；4kPa（塔底再沸器釜液出料管表压）；4kPa（进料管表压）5. 进料热状况：泡点进料，q=1；6. 单板压降：0.7kPa：7. 建厂地址：贵州地区，如贵阳，大气压P=101.325

9、kPa；8. 加热方式：间接蒸汽加热，加热蒸汽的绝对压力P=264.6 kPa；9. 回流状态：泡点回流，即y1=xD；10. 塔顶馏出液组成(质量分数)：0.985；11. 塔底釜液组成(质量分数)：0.02；12. 苯的相对分子量：MA=78.11kg/kmol，甲苯的相对分子量：MB=92.13kg/kmol3.2.物料衡算已知xF(m)=0.45，xD(m)=0.985，xW(m)0.02,Fm= 4419 kg/hxF=0.4578.110.4578.11+0.5592.13=0.491xD=0.98578.110.98578.11+0.01592.13=0.987xW=0.0278

10、.110.0278.11+0.9892.13=0.0235原料中 MF=78.11×0.491+92.13×1-0.491=85.24 kg/kmol塔顶产品MD=78.11×0.987+92.13×1-0.0.987=78.29 kg/kmol塔釜产品MW=78.11×0.0235+92.13×1-0.0235=91.88 kg/kmol F=FmMF=441985.24=51.84 kmol/hF.xF=D.xD+w.xWF=D+w1D=25.31 kmol/h，w=26.53 kmol/h3.3 塔板数计算3.3.1作图法求Rm

11、inq线方程为：q=1即x=xF作图得出p点坐标为xP=0.491，yP=0.735Rmin=xD-ypyp-xp2Rmin=0.987-0.7350.735-0.491=1.033由于苯-甲苯物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。操作回流比R=2Rmin=2×1.033=2.0663.3.2操作线方程a.精馏段操作线方程即 yn=2.0662.066+1xn-1+xD2.066+1yn=0.674xn-1+0.322b.提馏段操作线方程其中，即R'=2.066+1×0.491-0.02350.987-0.491=2.926yn+1=2.

12、926+12.926xn-0.02352.926yn+1=1.342xn-0.006在苯-甲苯溶液的y-x图上作出操作线，见附图2。3.3.3理论塔板数求取从D点开始在平衡曲线与精馏短操作线之间绘直角梯级，第八个梯级的水平线跨过f点，此后，在提馏段操作线与平衡曲线之间作梯级，直到第十六级水平线与平衡曲线交点的x值小于xw为止，共有16个梯级，即总理论塔板数为16，精馏段理论数为7，第八块理论板为进料板，从进料板开始为提馏段，其理论塔板数为8(包括再沸器)。3.3.4实际塔板数求取xF=0.491，查苯-甲苯气液平衡组成与温度关系图得tF=92.13由tF=92.13,查液体粘度共线图得A=0.

13、279mPa.S,B=0.286mPa.S进料液体平均粘度为L=0.279×0.491+0.286×(10.491) =0.283 mPa.S由L =0.283 mPa.S，查精馏塔全塔效率关联图得ET=54%已知ET=NT/N实精馏短实际板层数 N精=6/54%=11.1111提馏段实际板层数N提=8/54%=14.8115总实际板层数N精+N提=263.4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算3.4.1操作压力计算塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3kPa取单板压降 P=0.7 kPa进料板压力PF=105.3+0.7×11=113 kPa可得精馏段

14、平均压力Pm=( PD+ PF)/2=( 105.3+ 113)/2=109.2 kPa塔釜压力Pw=113+0.7×15=123.5 kPa可得提馏段平均压力Pm=( Pw+ PF)/2=( 123.5+ 113)/2=118.25 kPa3.4.2操作温度计算a.塔顶温度tD已知xD=0.987假设t=81，由安托因公式其中 苯： A=6.03055，B=1211.033,C=220.79 甲苯：A=6.07954，B=1344.8,C=219.482得PA0=104.164kPa得故假设温度较小假设t=82，则得PA0=107.391kPa得PB0=41.582kPa故假设温度

15、较大假设t=81.6，则lgPA0=6.03055-1211.03381.6+220.79得PA0=106.170kPalgPB0=6.03055-1344.881.6+219.482得PB0=41.020kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-41.020106.170-41.020=0.987故假设温度较适合tD=81.6b.进料温度tF已知xF=0.491假设t=95.8，则故假设温度较小假设t=94.5，则lgPA0=6.03055-1211.03394.5+220.79得PA0=154.717kPalgPB0=6.07954-1344.894.5+219.482得PB0=62

16、.588kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-62.588154.717-62.588=0.464<xF故假设温度较大假设t=93.7，则lgPA0=6.03055-1211.03393.7+220.79得PA0=151.275kPalgPB0=6.07954-1344.893.7+219.482得PB0=61.031kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-61.031151.275-61.031=0.491=xF故假设温度较适合TF=93.7c.釜底温度tw已知xw=0.0235假设t=111，则lgPA0=6.03055-1211.033111+220.79得PA0

17、=240.188kPalgPB0=6.07954-1344.8111+219.482得PB0=102.408kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.408240.188-102.408=0.0210>xF故假设温度较小假设t=111.1，则lgPA0=6.03055-1211.033111.1+220.79得PA0=240.797 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.1+219.482得PB0=102.698 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.698240.797-102.698=0.0188>xF故假设温度较小。假设t=11

18、1.16，则lgPA0=6.03055-1211.033111.16+220.79得PA0=241.163 kPalgPB0=6.07954-1344.8111.16+219.482得PB0=102.873 kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-102.873241.163-102.873=0.0235=xF故假设温度较适合tw=111.163.4.3平均摩尔质量计算a.塔顶平均摩尔质量计算塔顶产品为泡点回流y1=xD=0.987，查平衡曲线，得x1=0.980MVDR=0.987×78.11+(10.987) ×92.13=78.292kg/kmol MLDR=

19、0.953×78.11+(10.953) ×92.13=78.39kg/kmolb.进料液平均摩尔质量计算由图解理论板，得yF=0.660，xF=0.491MVFm=0.660×78.11+(10.660) ×92.13=82.88kg/kmol MLFm=0.491×78.11+(10.491) ×92.13=85.25kg/kmol故精馏段平均摩尔质量为MVm=(78.292+82.88)/2=80.59 kg/kmolMLm=(78.39+85.25)/2=81.82 kg/kmolc.塔釜平均摩尔质量计算由图解理论板，得yw=

20、0.042，xF=0.020MVwm=0.042×78.11+(10.042) ×92.13=91.54kg/kmolMLwm=0.020×78.11+(10.020) ×92.13=91.85kg/kmol故提馏段平均摩尔质量为MVm=(91.54+83.22)/2=87.38 kg/kmolMLm=(91.85+86.35)/2=89.10 kg/kmol3.4.4平均密度计算a.气相密度计算由理想气体状态方程计算=PM/RT 精馏段气相密度：Vm=Pm·MVm/RTm= 109.5·80.77/8.314×(88.77

21、+273.15)=2.939kg/m3 提馏段气相密度：Vm=Pm·MVm/RTm= 119.3·87.38/8.314×(103.36+273.15)=3.330kg/m3b.液相密度计算液相平均密度计算为塔顶液相平均密度计算由tD=81.6，查有机液体的相对密度得A=815 kg/m3，B=800 kg/m3LDm=814.77 kg/m3进料板液相平均密度计算由tF=93.7，查表得A=799 kg/m3，B=796 kg/m3LFm=798.955 kg/m3精馏段液相平均密度为Lm=(814.77+798.955)/2=806.862kg/m3釜底液相平

22、均密度计算由tw=111.16，查表得A=780.3 kg/m3，B=780.3 kg/m3Lwm=780.3 kg/m3提馏段液相平均密度为Lm=(780.3+798.955)/2=789.628 kg/m3c.液体平均表面张力的计算液相平均表面张力依下式计算，即Lm=xii塔顶液相平均表面张力的计算由tD=81.6，查液体表面张力共线图11得A=21.2mN.m-1，B=22.2mN.m-1LDm=0.987×21.2+0.013×22.2=21.213 mN.m-1进料管液相平均表面张力的计算由tF=93.7，查图得A=19.4mN.m-1，B=20.5mN.m-1L

23、Fm=0.491×19.4+0.509×20.5=19.960 mN.m-1精馏段液面平均表面张力Lm=（21.213+19.960）/2=20.587 mN.m-1提馏段液相平均表面张力的计算由tw=111.16，查图得A=17.3mN.m-1，B=18.8mN.m-1Lwm=0.0235×17.3+(1-0.0235)×18.8=18.774 mN.m-1提馏段液面平均表面张力Lm=（19.960+18.774）/2=19.367 mN.m-1d.液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算，即塔顶液相平均粘度计算由tD=81.6，查液体表面张力共线图得

24、A=0.301mPa.S, B=0.324mPa.S,lgLDm=0.987×lg0.301+0.013×lg0.324LDm=0.302mPa.s进料管液相平均粘度计算由tF=93.7，查图得A=0.279mPa.S, B=0.286mPa.S,lgLFm=0.987×lg0.279+0.013×lg0.286LFm=0.256mPa.s精馏段液相平均粘度Lm=(0.302+0.256)/2=0.279mPa.S塔釜液相平均粘度计算由tw=111.16，查图得A=0.233mPa.S, B=0.254mPa.S,lgLWm=0.0235×lg

25、0.233+0.9824×lg0.254LWm=0.225mPa.S提馏段液相平均粘度Lm=(0.225+0.256)/2=0.241 mPa.S3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算a.精馏段塔径的计算精馏段的气相体积：V=(R+1)D=(2.066+1)×25.31=77.600 Kmol/h提馏段的气相体积：L=RD=2.066×25.31=52.290 Kmol/h精馏段的气相、液相体积流率为：Vs=V.MVm3600.Lm=77.600×80.593600×2.939=0.591m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52

26、.290×81.823600×808.597=0.00147其中C20由史密斯关联图查取，其中图的横坐标为：LsVsLmVm1/2=0.001470.591×808.5972.93912=0.0412取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m，则HThT=0.400.06=0.34m查史密斯关联图13，得C20=0.0708c=c20Lm200.2=0.0780×20.587200.2=0.0785max=c.L-VV=0.0785×808.597-2.9392.939=1.299取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 umax

27、=0.7×1.299=0.910 m/sD=4.Vs=4×0.591×0.910=0.909m经圆整，取D=0.909mm塔截面积为AT=D2/4=1.02/4=0.785m2实际空塔气速为：u=Vs/ AT= 0.591/ 0.785=0.753 m/sb.提馏段塔径的计算提馏段的气相体积：V=V=77.600Kmol/h提馏段的气相体积：L=L+F=52.290+40.58=92.870Kmol/h精馏段的气相、液相体积流率为：V's=V'.M'Vm3600.'Lm=77.600×87.383600×3.33

28、0=0.566m3/sL's=L'.M'Lm3600.'Lm=52.290×81.823600×808.597=0.00147史密斯关联图的横坐标为：Ls'Vs'Lm'Vm'12=0.001470.566×789.6283.33012=0.0400取板间距HT=0.40m，板上液层高度hT=0.06m14，则HThT=0.400.06=0.34m查史密斯关联图13，得C20=0.0690取安全系数为0.7，则空塔气速为u=0.7 umax=0.7×1.050=0.735m/s按标准塔径圆整后

29、，取D=1.0m塔截面积为AT=D2/4=1.02/4=0.785m2实际空塔气速为：u=Vs/ AT= 0.566/ 0.785=0.721m/s3.5.2有效高度的计算精馏段有效高度为：Z精=(N精-1) HT=(11-1)×0.4=4m提馏段有效高度为：Z提=(N提-1) HT=(15-1)×0.4=5.6m故精馏的有效高度为：Z= Z精+ Z提+0.8=4+5.6+0.8=10.4m3.5.3 塔板的布置A.精馏段塔板的布置a.塔板的分块因D=909mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块b.边缘区宽度确定c.开孔区面积计算d.筛孔计算及其排列本例子所处理

30、的物系无腐蚀性，可选用=3mm的钢板，取筛孔直径=5mm，筛孔按正三角形排列，取筛孔中心距t为t=3d0=3x5=15mm筛孔数目n为：n=1.155A0/t2=1.155x0.532/0.0152=2731个开孔率为:气孔通过阀孔的气速为：0=VsAD=0.5910.101×0.532=10.99m/sB.提馏段塔板布置a.塔板的分块因D=909mm，故塔板采用分块式。查表5-3得，塔板分为3块b.边缘区宽度的确定c.开孔区面积d.筛孔计算及其排列本例子所处理的物系无腐蚀性，可选用=3mm碳钢板，取筛孔直径d0=5mm，筛孔按照正三角形排列，取筛孔中心距t为: t=3d0=3

31、15;5=15mm筛孔数目为：开孔率为：气孔通过阀孔的气速：0'=Vs'A0=0.566(0.101×0.532)=10.53m/s3.5.4 溢流堰的计算a.精馏段的溢流堰计算因塔径D=0.909mm，可选用单溢流方形液管，采用凹形复液盘。各项计算如下：1 堰长lw取lw=0.601D=0.601×1=0.601m2 溢流堰高度hw由hw=hL- how选用平直堰，堰上液层高度how由下式计算，即:how=2.841000×ELhlw23=2.841000×1×0.00147×36000.60123=0.0124m取

32、板上滴液层高度hL=60mmhw=0.06-0.0124=0.0476m3 弓形降液管宽度wd和截面积Af由lw/D=0.661查图5-7得Af/AT=0.0722，wd/D=0.124故Af=0.0722×AT=0.0722×0.785=0.0567m2Wd=0.124D=0.124×0.909=0.113m依下式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。4 降液管底隙高度hv则hv=0.00147×36003600×0.601×0.08=0.0031hw-hv=0.0479-0.0031=0.0448>0.006故降液

33、管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw'=50mmb.提馏段的溢流堰计算因塔径D=0.909m，可选用单溢流弓形降液管，采用弓形受液盘，各项计算如下：1.堰长lwlw'=0.601D=0.601×0.909=0.546m2.溢流堰高度hw选用平直堰，堰上液层高度hw'由下式计算，即取板上液层高度hl'=60mm3.弓形降液管宽度wd和截面积Af由lw'D'=0.586查图得wd'=0.124D'=0.124×0.932=0.116依下式验算液体在降液管中停留时间，即故提馏段降液管设计合理。4.降液管底隙高

34、度hv则hv'=0.00292×36003600×0.546×0.08=0.007hw'-hv'=0.042-0.007=0.035>0.006故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度hw'=50mm3.6 筛板的流体力学验算3.6.1 精馏段塔板压降1.干板阻力hv计算干板阻力hv由下式计算，即2.气体通过液层的阻力h1计算ua=VsAT-2Af=0.5910.785-2×0.0567=0.784m/sF0=uaG=0.7842.939=1.344kg12/(s.m12)查图11-12 he=hw+how=0

35、.65×0.0479+0.0121=0.039清液柱气体通过每层塔板的压降清液柱=0.545kPa<0.7kPa所以0.7kPa为设计允许值。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。液沫夹带液沫夹带量按下式计算，即u=VsAT-Af=0.5910.785-0.0567=0.811m/s液/Kg气<气故在本设计中液沫夹带量et在允许范围内。漏液液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即清液柱故得筛孔处操作气速与漏液点气速之比为故本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即苯-甲苯物系属一般物系，取

36、=0.5 则板上不设进口堰，hd可由下式计算，即：故在本设计中不发生液泛现象。3.6.2 提馏段塔板压降1 干板阻力hc计算干板阻力hc由下式计算，即， 查相关图，得c0=0.7722 气体通过液层的阻力h´1计算ua'=Vs'AT-2Af'=0.5660.785-2×0.0567=0.843m/sF0=ua''G=0.8433.330=1.538 kg12/(s.m12)查图11-12 清液柱气体通过每层塔板的压降清液柱=0.538kPa<0.7kPa所以0.7kPa为设计允许值。2 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的

37、塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带液沫夹带量按下式计算，即u'=VS'AT-Af'=0.5660.785-0.0567=0.688m/s故液/Kg气<气故在本设计中液夹带et在允许范围内。漏液液体表面张力所产生的阻力按下式计算，即清液柱故得筛孔处操作气速与漏液点气速之比为故本设计中无明显漏液。液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式关系，即苯-甲苯物系属一般物系，取=0.5 则：板上不设进口堰，hd可由下式计算，即：故在本设计中不发生液泛现象。3.7 塔板负荷性能图(精馏段)3.7.1 漏液线， 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计

38、算Vs值，计算结果列于下表Ls/( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)0.31340.32330.33550.3454由表数据可作出漏液线1。3.7.2 液沫夹带线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：Ls/( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)1.19901.13921.06240.9980由上表计算数据，即可作出液沫夹带线2。3.7.3 液相负荷下限线据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.7.4 液相负荷上限线据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.

39、7.5 液泛线其中，代入，得到：整理：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：Ls/( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)1.1331.0570.9210.776由上表数据可作出液泛线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图。如下图1：图1 筛板塔的负荷性能图在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即为操作线。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。由图可查得：， 故操作弹性为：3.8 塔板负荷性能图(提馏段)3.8.1 漏液线在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：Ls/( m3

40、/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)0.27830.2890.3010.311由上表数据即可作出漏液线1。3.8.2 液沫夹带线从eV=0.1kg液/kg气为限，求Vs'-Ls'关系如下hw'=2.841000×1×3600×Ls'0.60123=0.88Ls'23在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：Ls/( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)1.2591.19871.12161.0569由上表数据即可作出液沫夹带线

41、2。3.8.3 液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度hw'=0.006为最小液体负荷标准，据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。3.8.4 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，由下式得据此，可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。3.8.5 液泛线其中，代入，得到：整理：在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算Vs值，计算值列于下表：Ls/( m3/s)0.00060.00150.00300.0045Vs/( m3/s)1.1021.0370.9450.803由上表数据即可作出漏液线5。根据以上各线方程，可作出筛板塔负荷性能图如下图2。在负荷性能

42、图上，作出操作点A，连接OA，即做出操作线。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。， 。图2 筛板塔负荷性能图4.辅助设备的计算及选型4.1 塔顶冷凝器塔顶采用冷凝器，塔顶上升蒸汽被全部冷凝下来成为液体，一部分回流至塔内，一部分作为产品储存，对于小型塔，回流冷凝器一般安装在塔顶，冷凝液由重力回流入塔，冷凝器采用管壳式换热器，为卧式壳程冷凝。冷凝器热负荷Qc当塔顶TD=81.6时，冷却水流量Gc:贵阳最高月平均气温t1=30,冷却水选用深井水，冷却水出口温度一般不超过34，否则容易结垢，取t2=32t=t1+t22=30+322=31由t=31,查得4.2再沸器再沸器的大小取决

43、于处理能力，操作条件(回流比与加热条件)以及操作方式(间歇式、连续)等因素。本设计中精馏塔径较少，泡点进料，故再沸器可直接安装在塔底部，在塔底处设置夹套，原料苯-甲苯属于不易起沫的液体，故塔釜中装料系数可达80%，但为避免带液现象，附中液面距底层塔板高度至少要在0.5m以上。4.2.1蒸馏釜热负荷QB当塔顶Tw=111.16时再沸器蒸汽量当蒸汽的绝对压力p=264.6kPa，查饱和水蒸汽表，得4.2.2 接管接管材料采用16MnR热轧无缝钢管，标准号为：61B 8163-19994.2.3 进料管查进料管尺寸，选取进料管尺寸规格为57×5.7。4.2.4 回流管查表选取回流管尺寸规格

44、为76×4.0。4.2.5 塔釜出料管采用直观出料管，取uw=0.5m/s，出料流量w=2183kg/h查表选取出料管尺寸规格为45×3.5。4.2.6 塔顶蒸汽出料管直管出气，取出口气速u=20m/s，则查表取200×9。4.2.7 塔釜蒸汽进口管采用直管，取气速264.6kPa水蒸气密度查表取120×5.0。4.2.8 法兰由于操作压强，所有法兰均采用标准管法兰，平焊法兰，由不同的公称直径选用管法兰进料管接管法兰： Pg6Dg 50HG5010-58回流管接管法兰： Pg6Dg 70HG5010-58塔釜出料管法兰： Pg6Dg 40HG5010-5

45、8塔顶蒸汽管法兰： Pg6Dg 200HG5010-58塔釜蒸汽进口管法兰：Pg6Dg 120HG5010-584.3 筒体与封头4.3.1 筒体壁厚筒体材料为16MnR。已知：常压操作Pw=0.1Mpa，则设计压力P=1.1 Pw=0.11 Mpa 泡点进料，则设计温度t=93.7按强度要求，筒体计算厚度：根据刚度要求，最小厚度，取3mm。与取较大值，取其中,t-16MnR在93.7时的许用应力，查表得其值为170MPa塔体焊缝为单面对接焊缝，局部无损检测，则查得，=0.8C腐蚀余量，根据已知工艺条件，C2=3mm根据钢板厚度规格，圆整到7mm水压试验强度校核：水压试验时的许用力：16MnR

46、钢制容器在常温水压时的许用力为：筒体厚度满足水压试验时的强度要求。4.3.2 封头(椭圆形封头)dg=1000mm，查表得曲面封头h1=250mm，直边高度40mm内表面积F=1.21m2，容积V封=0.162m3Dg1000JB1154-73。4.4 除沫器选取不锈钢除沫器：类型：标准型 规格：40100材料：不锈钢丝网(1Cr18Ni9)丝网尺寸：金属丝0.2mm。4.5 裙 座采用圆筒形裙座，由于裙座内径>800mm，故裙座壁厚取16mm基础环内径：Dbi=(1000+2×16)(0.20.4)×103=732mm基础环外径：Db0=(1000+2×1

47、6)+(0.20.4)×103=1332mm圆整Dbi=800mm，Db0=1400mm基础环厚度，考虑到再沸器，裙座高度取3m，地角螺栓直径取M30。4.6 人孔人孔是安装或者检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于进入任何一层塔板，由于放置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会造成塔体的弯曲度难以等到要求，一般每隔1020个塔板设一个人孔，本塔共26个塔板，需设置3个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处，板间距为600mm，群坐上开一个人孔，直径为450mm，人孔伸入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆。4.7 塔总体高度的设计塔的顶部空间高度：塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为600mm，塔顶部空间高度为1200mm。塔的底部空间高度塔的底部空间高度是指塔底最末一层