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1、制药工程程原理课课程设计计报告（制药工工程学院院）设 计 题 目目： 苯苯-甲苯苯混合液液筛板精精馏塔设设计专 业 班级：指 导 教师：学 生 姓名：设 计 地 点点：设 计 日 期期：制药工程程原理课课程设计计任务书书一、设计计题目苯-甲苯苯混合液液筛板精精馏塔设设计二、设计计任务及及操作条条件1. 年处理量量：44419 kg/h2. 料液初温温：2553. 料液浓度度：455%（苯苯的质量量分数）4. 塔顶产品品浓度：98.5% 5. 塔底釜液液含甲苯苯量不低低于988%（以以质量计计）6. 每年实际际生产天天数：3330天天（一年年中有一一个月检检修）7. 精馏塔塔塔顶压强强：4KKP
2、a（表表压）8. 冷却水温温度：2259. 饱和水蒸蒸汽压力力：2.5kggf/ccm2（表压压）(11kgff/cmm2=988.0666KPPa)10. 设备形式式：筛板板（浮阀阀）塔11. 进料热状状况 泡点进进料，qq=1；12. 回流比 22.066613. 单板压降降 0.77kPaa14. 厂址：贵贵州地区区三、设计计内容及及要求1. 设设计方案案简介：对给定定或选定定的工艺艺流程、主主要设备备的型式式进行简简要的论论述。2. 设设计计算算过程： 工艺艺计算及及主体设设备的设设计计算算。包括括工艺参参数的选选定、物物料衡算算、热量量衡算、主主体设备备结构和和工艺尺尺寸的设设计计算
3、算、塔板板流体力力学验算算等。 辅助助设备的的选型计计算。通通过计算算选定典典型辅助助设备的的规格型型号（选选做）。3. 图图纸： 工艺艺流程图图草图。 主体设备工艺条件图。4. 设设计结果果汇总。5. 设设计结果果评述。6. 参参考文献献。目 录录设计任务务书前言11.设计计方案简简介21.1 工艺流流程简介介21.2 操作条条件21.3 主要设设备简介介22.工艺艺流程草草图及说说明23.工艺艺计算及及主体设设备设计计23.1工工艺计算算23.2.物料衡衡算33.3 塔板数数计算333.3.1 作作图法求求Rmiin33.3.2 操操作线方方程43.4.精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数
4、据据的计算算53.4.1 操操作压力力计算553.4.2操作作温度计计算53.4.3 平平均摩尔尔质量计计算83.4.4 平平均密度度计算883.5 精馏塔塔的塔体体工艺尺尺寸计算算103.5.1塔径径的计算算103.5.2有效效高度的的计算1123.5.3 塔塔板的布布置1223.5.4 溢溢流堰的的计算1143.6 筛板的的流体力力学验算算163.6.1 精精馏段1163.6.2 提提馏段1183.7 塔板负负荷性能能图(精馏段段)203.7.1 漏漏液线2203.7.2 液液沫夹带带线2003.7.3 液液相负荷荷下限线线213.7.4 液液相负荷荷上限线线223.7.5 液液泛线222
5、3.8 塔板负负荷性能能图(提馏段段)233.8.1 漏漏液线2233.8.2 液液沫夹带带线2443.8.3 液液相负荷荷下限线线253.8.4 液液相负荷荷上限线线253.8.5 液液泛线2254. 辅辅助设备备的计算算及选型型274.1 塔顶冷冷凝器2274.2 再沸器器284.2.1 蒸蒸馏釜热热负荷QQB284.2.2 接接管2884.2.3 进进料管2284.2.4 回回流管2294.2.5 塔塔釜出料料管2994.2.6 塔塔顶蒸汽汽出料管管294.2.7 塔塔釜蒸汽汽进口管管294.2.8 法法兰3004.3 筒体与与封头3304.3.1 筒筒体壁厚厚304.3.2 封封头(椭
6、圆形形封头)314.4 除沫器器314.5 裙座3224.6 人孔3224.7 塔总体体高度的的设计3325. 设设计结果果概要3326.本设设计方案案的评价价及总结结33参考文献献34致谢344附图III前 言言通过两个个学期对对制药工工程原理理的理论论课学习习，同学学们或多多或少了了解了一一些化工工单元操操作在制制药领域域的应用用，但只只有理论论知识是是远远不不够的。更更多的是是要求工工科的学学生形成成一种思思维模式式，提高高动手能能力，把把理论和和实践充充分结合合起来，最终达到学习致用的目的。制药工程程原理课课程设计计是制药药工程原原理课程程的一个个总结性性教学环环节，是是培养学学生工程
7、程设计能能力的一一次基本本训练，它它要求学学生按照照课程设设计任务务书的要要求，完完成一项项制药工工程设备备的设计计工作，通通过设计计使学生生掌握制制药工程程设计的的基本程程序和方方法，同同时在以以下几个个方面得得到训练练、培养养和提高高：1. 综综合应用用制药工工程原理理课程及及有关先先修课程程的基本本知识去去分析和和解决实实际问题题的能力力。2. 查查阅技术术资料、选选用计算算方法、计计算公式式和收集集数据的的能力。3. 树树立正确确的设计计思想，懂懂得工程程设计应应兼顾技技术上的的先进性性、经济济上的合合理性和和操作上上的安全全可靠性性。4. 用用层次清清楚的计计算，辅辅以必要要而简洁洁
8、的文字字说明和和清析的的图表来来表达设设计结果果的能力力。5. 工工程制图图的能力力。这次课程程设计任任务重，内内容多，需需要的不不仅仅是是坦然面面对，而而更多的的还有专专心与细细致。第46页1.设计计方案简简介1.1 工艺流流程简介介本设计方方案采用用了筛板板精馏塔塔对苯-甲苯混混合物进进行分离离，其中中主要涉涉及的设设备有预预热和加加热装置置、回流流装置、冷冷凝装置置、以及及一系列列的控制制装置，传传感器、筛孔塔板等。1.2 操作条条件操作压力力：4kkPa；进料热状状况：泡泡点进料料，q=1；单板压降降：0.77kPaa；加热方式式：间接接蒸汽加加热，加加热蒸汽汽的绝对对压力PP=266
9、4.66kPaa回流状态态：泡点点回流，即即y1=xD；R=22.0666操作温度度：800摄氏度度以上的的高温。1.3 主要设设备简介介本着简洁洁、高效效、易于于操作的的原则，本本设计方方案选择择了板式式精馏塔塔。其中中本方案案中的筛筛板精馏馏塔与填填料塔相相比，因因具有接接触面积积大、生生产能力力大、操操作弹性性大、效效率高等等特点而而被最终终采用。2.工艺艺流程草草图及说说明草图见附附图1。说明：苯苯-甲苯苯混合料料液经过过原料预预热器加加热至泡泡点后，送送入精馏馏塔，塔塔顶上升升蒸汽采采用全凝凝器冷凝凝后，一一部分作作为回流流，其余余为塔顶顶产品经经冷却器器冷却后后，送至至贮槽，塔塔釜
10、采用用间接蒸蒸汽再沸沸器供热热，塔底底产品经经冷却后后送入贮贮槽。3.工艺艺计算及及主体设设备设计计3.1工工艺计算算1. 原料液处处理量：44119kgg/h；2. 原料液组组成：00.455(苯质质量分数数)；3. 塔板形式式：筛孔孔塔板；4. 操作压力力：4kkPa(塔顶产产品出料料管表压压)；44kPaa（塔底底再沸器器釜液出出料管表表压）；4kPPa（进进料管表表压）5. 进料热状状况：泡泡点进料料，q=1；6. 单板压降降：0.77kPaa：7. 建厂地址址：贵州州地区，如如贵阳，大大气压PP=1001.3325 kPaa；8. 加热方式式：间接接蒸汽加加热，加加热蒸汽汽的绝对对压
11、力PP=2664.66 kPPa；9. 回流状态态：泡点点回流，即即y1=xD；10. 塔顶馏出出液组成成(质量量分数)：0.9855；11. 塔底釜液液组成(质量分分数)：0.002；12. 苯的相对对分子量量：MAA=788.111kg/kmool，甲甲苯的相相对分子子量：MMB=992.113kgg/kmmol3.2.物料衡衡算已知xF(m)=00.455，xD(m)=0.9855，xW(m)0.002,FFm= 44119 kkg/hhxF=0.4578.110.4578.11+0.5592.13=0.491xD=0.98578.110.98578.11+0.01592.13=0.98
12、7xW=0.0278.110.0278.11+0.9892.13=0.0235原料中 MF=78.110.491+92.131-0.491=85.24 kg/kmol塔顶产品品MD=78.110.987+92.131-0.0.987=78.29 kg/kmol塔釜产品品MW=78.110.0235+92.131-0.0235=91.88 kg/kmolF=FmMF=441985.24=51.84 kmol/hF.xF=D.xD+w.xWF=D+w1D=225.331 kkmoll/h，ww=266.533 kmmol/h3.3 塔板数数计算3.3.1作图图法求RRminnq线方程程为：qq=1
13、即即x=xxF作图得出出p点坐坐标为xxP=0.4491，yyP=0.7735Rmin=xD-ypyp-xp2Rmin=0.987-0.7350.735-0.491=1.033由于苯-甲苯物物系属易易分离物物系，最最小回流流比较小小，故操操作回流流比取最最小回流流比的22倍。操作回回流比RR=2RRminn=21.0033=2.00663.3.2操作作线方程程a.精馏馏段操作作线方程程即 yn=2.0662.066+1xn-1+xD2.066+1yn=0.674xn-1+0.322b.提馏馏段操作作线方程程其中，即R=2.066+10.491-0.02350.987-0.491=2.926yn
14、+1=2.926+12.926xn-0.02352.926yn+1=1.342xn-0.006在苯-甲甲苯溶液液的y-x图上上作出操操作线，见见附图22。3.3.3理论论塔板数数求取从D点开开始在平平衡曲线线与精馏馏短操作作线之间间绘直角角梯级，第第八个梯级级的水平平线跨过过f点，此此后，在在提馏段段操作线线与平衡衡曲线之之间作梯梯级，直直到第十十六级水平平线与平平衡曲线线交点的的x值小小于xww为止，共共有166个梯级级，即总总理论塔塔板数为为16，精馏馏段理论论数为77，第八块理论论板为进进料板，从从进料板板开始为为提馏段段，其理理论塔板板数为88(包括括再沸器器)。3.3.4实际际塔板数
15、数求取xF=00.4991，查查苯-甲甲苯气液液平衡组组成与温温度关系系图得tF=92.13由tF=92.13,查液液体粘度度共线图图得A=0.2279mmPa.S,B=0.2286mmPa.S进料液液体平均均粘度为为L=0.22790.4491+0.2286(10.4491) =0.2833 mPPa.SS由L =0.2833 mPPa.SS，查精精馏塔全全塔效率率关联图图得ET=54%已知ETT=NT/N实精馏短短实际板板层数 N精=6/54%=11.1111提馏段实实际板层层数N提提=8/54%=114.8115总实际板板层数NN精+N提=263.4.精馏塔塔的工艺艺条件及及有关物物性数
16、据据的计算算3.4.1操作作压力计计算塔顶操作作压力 PD=1001.33+4=1055.3kkPa取单板压压降 P=00.7 kPaa进料板板压力PPF=1005.33+0.711=1113 kkPa可得精馏馏段平均均压力PPm=( PD+ PPF)/22=( 1055.3+ 1113)/2=1109.2 kPPa塔釜压力力Pw=1113+00.715=1223.55 kPPa可得提馏馏段平均均压力PPm=( Pw+ PPF)/22=( 1233.5+ 1113)/2=1118.25 kPaa3.4.2操作作温度计计算a.塔顶顶温度ttD已知xDD=0.9987假设tt=811，由安安托因公
17、公式其中 苯苯： A=66.0330555，B=12111.0033,C=2220.79 甲苯苯：A=6.0079554，BB=13344.8,CC=2119.4482得PA00=1004.1164kkPa得故假设温温度较小小假设tt=822，则得PA00=1007.3391kkPa得PB00=411.5882kPPa故假设温温度较大大假设tt=811.6，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=105.3-41.0
18、20106.170-41.020=0.987故假设温温度较适适合tD=881.66b.进料料温度ttF已知xFF=0.4491假设tt=955.8，则故假设温温度较小小假设tt=944.5，则lgPA0=6.03055-1211.03394.5+220.79得PA0=154.717kPalgPB0=6.07954-1344.894.5+219.482得PB0=62.588kPax=P-PB0PA0-PB0=105.3-62.588154.717-62.588=0.464xF故假设温温度较小小假设tt=1111.11，则lgPA0=6.03055-1211.033111.1+220.79得PA0
19、=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=0.0188xF故假设温温度较小小。假设tt=1111.116，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故假设温温度较适
20、适合tw=1111.163.4.3平均均摩尔质质量计算算a.塔顶顶平均摩摩尔质量量计算塔顶产产品为泡泡点回流流y1=xD=0.9987，查查平衡曲曲线，得得x1=0.9800MVDDR=0.998778.11+(10.9987) 92.13=78.2922kg/kmool MLDDR=00.955378.11+(10.9953) 92.13=78.39kgg/kmmolb.进料料液平均均摩尔质质量计算算由图解理理论板，得得yF=0.6600，xF=0.4911MVFFm=00.666078.11+(10.6660) 92.13=82.88kkg/kkmoll MLFFm=00.499178.1
21、1+(10.4491) 92.13=85.25kkg/kkmoll故精馏段段平均摩摩尔质量量为MVm=(788.2992+882.888)/2=880.559 kkg/kkmollMLm=(788.399+85.25)/2=81.82 kg/kmoolc.塔釜釜平均摩摩尔质量量计算由图解理理论板，得得yw=0.0422，xFF=0.0200MVwwm=00.044278.11+(10.0042) 92.13=91.54kkg/kkmollMLwmm=0.020078.11+(10.0020) 92.13=91.85kkg/kkmoll故提馏段段平均摩摩尔质量量为MVmm=(991.554+88
22、3.222)/2=887.338 kkg/kkmollMLmm=(991.885+886.335)/2=889.110 kkg/kkmoll3.4.4平均均密度计计算a.气相相密度计计算由理想气气体状态态方程计计算=PMM/RTT 精馏馏段气相相密度：Vm=PmMVm/RRTm= 1109.580.77/8.3314(888.777+2773.115)=2.9939kkg/mm3 提馏馏段气相相密度：Vmm=PmMVm/RRTm= 1119.3387.38/8.3314(1003.336+2273.15)=3.3300kg/m3b.液相相密度计计算液相平均均密度计计算为塔顶液液相平均均密度计计
23、算由tD=81.6，查有有机液体体的相对对密度得A=8155 kgg/m33，B=8000 kgg/m33LDDm=8814.77 kg/m3进料板板液相平平均密度度计算由tF=93.7，查表表得A=7999 kgg/m33，B=7996 kgg/m33LFFm=7798.9555 kgg/m33精馏段段液相平平均密度度为Lm=(8114.777+7798.9555)/22=8006.8862kkg/mm3釜底液液相平均均密度计计算由tw=1111.166，查表表得A=7800.3 kg/m3，B=7800.3 kg/m3Lwwm=7800.3 kg/m3提馏段段液相平平均密度度为Lmm=(7
24、780.3+7798.9555)/22=7889.6628 kg/m3c.液体体平均表表面张力力的计算算液相平均均表面张张力依下下式计算算，即Lm=xii塔顶液液相平均均表面张张力的计计算由tD=81.6，查液液体表面面张力共共线图11得A=21.2mNN.m-1，B=222.2mmN.mm-1LDDm=0.998721.2+00.011322.2=221.2213 mNN.m-1进料管管液相平平均表面面张力的的计算由tF=93.7，查图图得A=19.4mNN.m-1，B=200.5mmN.mm-1LFFm=0.449119.4+00.500920.5=119.9960 mN.m-11精馏段段
25、液面平平均表面面张力Lm=（211.2113+19.9600）/22=200.5887 mmN.mm-1提馏段段液相平平均表面面张力的的计算由tw=1111.166，查图图得A=17.3mNN.m-1，B=188.8mmN.mm-1Lwwm=0.00235517.3+(1-00.02235)18.8=118.7774 mmN.mm-1提馏段段液面平平均表面面张力Lmm=（199.9660+118.7774）/22=199.3667 mmN.mm-1d.液体体平均粘粘度的计计算液相平均均粘度依依下式计计算，即即塔顶液液相平均均粘度计计算由tD=81.6，查液液体表面面张力共共线图得得A=00.3
26、001mPPa.SS, B=0.3244mPaa.S,lgLDm=0.987lg0.301+0.013lg0.324LDm=0.302mPa.s进料管管液相平平均粘度度计算由tF=93.7，查图图得A=00.2779mPPa.SS, B=0.2286mmPa.S,lgLFm=0.987lg0.279+0.013lg0.286LFm=0.256mPa.s精馏段段液相平平均粘度度Lm=(0.3022+0.2566)/22=0.2799mPaa.S塔釜液液相平均均粘度计计算由tw=1111.166，查图图得A=00.2333mPPa.SS, B=0.2544mPaa.S,lgLWm=0.0235lg
27、0.233+0.9824lg0.254LWm=0.2225mmPa.S提馏段段液相平平均粘度度Lmm=(00.2225+00.2556)/2=00.2441 mmPa.S3.5精精馏塔的的塔体工工艺尺寸寸计算3.5.1塔径径的计算a.精馏馏段塔径径的计算算精馏段的的气相体体积：VV=(RR+1)D=(2.0066+1)25.31=77.6000 Kmmol/h提馏段的的气相体体积：LL=RDD=2.066625.31=52.2900 Kmmol/h精馏段的的气相、液液相体积积流率为为：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60080.5936002.939=0.591m3/sLs=L.MLm3
28、600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147其中C220由史史密斯关关联图查查取，其其中图的的横坐标标为：LsVsLmVm1/2=0.001470.591808.5972.93912=0.0412取板间距距HT=0.40mm，板上上液层高高度hTT=0.06mm，则HThhT=0.400.006=00.344m查史密斯斯关联图图133，得得C200=0.07008c=c20Lm200.2=0.078020.587200.2=0.0785max=c.L-VV=0.0785808.597-2.9392.939=1.299取安全系系数为00.7，则则空塔气气速为uu=0
29、.7 uumaxx=0.71.2999=00.9110 mm/sD=4.Vs=40.5910.910=0.909m经圆整，取取D=00.9009mmm塔截面积积为ATT=D2/4=1.002/4=0.7785mm2实际空塔塔气速为为：u=Vs/ AAT= 00.5991/ 0.7785=0.7753 m/ssb.提馏馏段塔径径的计算算提馏段的的气相体体积：VV=V=77.6000Kmool/hh提馏段的的气相体体积：LL=L+F=552.2290+40.58=92.8700Kmool/hh精馏段的的气相、液液相体积积流率为为：Vs=V.MVm3600.Lm=77.60087.3836003.3
30、30=0.566m3/sLs=L.MLm3600.Lm=52.29081.823600808.597=0.00147史密斯关关联图的的横坐标标为：LsVsLmVm12=0.001470.566789.6283.33012=0.04400取板间距距HT=0.40mm，板上上液层高高度hTT=0.06mm144，则则HThT=0.400.006=00.344m查史密斯斯关联图图133，得得C20=00.06690取安全系系数为00.7，则则空塔气气速为uu=0.7 uumaxx=0.71.0050=0.7735mm/s按标准塔塔径圆整整后，取取D=1.0m塔截面积积为AT=D2/4=1.002/4
31、=0.7785mm2实际空空塔气速速为：uu=Vs/ AAT= 00.5666/ 0.7785=0.7721mm/s3.5.2有效效高度的的计算精馏段有有效高度度为：Z精=(N精-1) HTT=(111-1)0.44=4mm提馏段有有效高度度为：Z提=(N提-1) HTT=(115-1)0.44=5.6m故精馏的的有效高高度为：Z= ZZ精+ ZZ提+0.8=44+5.6+00.8=10.4m3.5.3 塔塔板的布布置A.精馏馏段塔板板的布置置a.塔板板的分块块因D=9909mmm，故故塔板采采用分块块式。查查表5-3得，塔塔板分为为3块b.边缘缘区宽度度确定c.开孔孔区面积积计算d.筛孔孔计
32、算及及其排列列本例子所所处理的的物系无无腐蚀性性，可选选用=3mm的钢钢板，取取筛孔直直径=5mm，筛孔按按正三角角形排列列，取筛筛孔中心心距t为为t=33d0=3xx5=115mmm筛孔数目目n为：n=11.1555A00/t2=1.1555x0.5322/0.01552=27731个个开孔率为为:气孔通过过阀孔的的气速为为：0=VsAD=0.5910.1010.532=10.99m/sB.提馏馏段塔板板布置a.塔板板的分块块因D=9909mmm，故故塔板采采用分块块式。查查表5-3得，塔塔板分为为3块b.边缘缘区宽度度的确定定c.开孔孔区面积积d.筛孔孔计算及及其排列列本例子所所处理的的物
33、系无无腐蚀性性，可选选用=3mmm碳钢钢板，取取筛孔直直径d00=5mmm，筛筛孔按照照正三角角形排列列，取筛筛孔中心心距t为为: t=33d0=35=115mmm筛孔数目目为：开孔率为为：气孔通过过阀孔的的气速：0=VsA0=0.566(0.1010.532)=10.53m/s3.5.4 溢溢流堰的的计算a.精馏馏段的溢溢流堰计计算因塔径DD=0.9099mm，可可选用单单溢流方方形液管管，采用用凹形复复液盘。各各项计算算如下：1 堰长长lw取lw=0.6601D=0.60111=0.6011m2 溢流流堰高度度hw由hw=hL- hhow选用平直直堰，堰堰上液层层高度hhow由下下式计算算
34、，即:how=2.841000ELhlw23=2.84100010.0014736000.60123=0.0124m取板上滴滴液层高高度hLL=600mmhw=00.066-0.01224=0.04776m3 弓形形降液管管宽度wwd和截面面积Aff由lw/D=00.6661查图5-7得Af/AAT=0.07222，wwd/D=0.1124故Af=0.007222AT=0.072220.7785=0.005677m2Wd=00.1224D=0.11240.9909=0.1113m依下式验验算液体体在降液液管中停停留时间间，即故降液管管设计合合理。4 降液液管底隙隙高度hhv则hv=0.0014
35、7360036000.6010.08=0.0031hw-hhv=0.04779-00.00031=0.0044880.0066故降液管管底隙高高度设计计合理。选用凹形形受液盘盘，深度度hw=50mmb.提馏馏段的溢溢流堰计计算因塔径DD=0.9099m，可可选用单单溢流弓弓形降液液管，采采用弓形形受液盘盘，各项项计算如如下：1.堰长长lwlw=0.601D=0.6010.909=0.546m2.溢流流堰高度度hw选用平直直堰，堰堰上液层层高度hw由由下式计计算，即即取板上液液层高度度hl=60mmm3.弓形形降液管管宽度wwd和截面面积Af由lwD=0.586查图得wd=0.124D=0.12
36、40.932=0.116依下式验验算液体体在降液液管中停停留时间间，即故提馏段段降液管管设计合合理。4.降液液管底隙隙高度hhv则hv=0.00292360036000.5460.08=0.007hw-hv=0.042-0.007=0.0350.006故降液管管底隙高高度设计计合理。选用凹形形受液盘盘，深度度hw=50mmm3.6 筛板的的流体力力学验算算3.6.1 精精馏段塔板压降降1.干板板阻力hhv计算干板阻力力hv由下式式计算，即即2.气体体通过液液层的阻阻力h11计算ua=VsAT-2Af=0.5910.785-20.0567=0.784m/sF0=uaG=0.7842.939=1.
37、344kg12/(s.m12)查图111-122 he=hw+how=0.650.0479+0.0121=0.0339清液柱气气体通过过每层塔塔板的压压降清液柱=0.5545kkPa0.77kPaa所以0.7kPPa为设设计允许许值。液面落差差对于筛板板塔，液液面落差差很小，且且本例的的塔径和和液流量量均不大大，故可可忽略液液面落差差的影响响。液沫夹带带液沫夹带带量按下下式计算算，即u=VsAT-Af=0.5910.785-0.0567=0.811m/s液/Kgg气气气故在本设设计中液液沫夹带带量ett在允许许范围内内。漏液液体表面面张力所所产生的的阻力按按下式计计算，即即清液柱故得筛孔孔处操
38、作作气速与与漏液点点气速之之比为故本设计计中无明明显漏液液。液泛为防止塔塔内发生生液泛，降降液管内内液层高高Hd应服从从下式关关系，即即苯-甲苯苯物系属属一般物物系，取取=0.5 则板上不设设进口堰堰，hdd可由下下式计算算，即：故在本设设计中不不发生液液泛现象象。3.6.2 提提馏段塔板压降降1 干板板阻力hhc计算干板阻力力hc由下式式计算，即即， 查相关关图，得得c0=0.7722 气体体通过液液层的阻阻力h1计算ua=VsAT-2Af=0.5660.785-20.0567=0.843m/sF0=uaG=0.8433.330=1.538 kg12/(s.m12)查图111-122 清液柱
39、气体通过过每层塔塔板的压压降清液柱=0.5538kkPa0.77kPaa所以0.7kPPa为设设计允许许值。2 液面面落差对于筛板板塔，液液面落差差很小，且且本例的的塔径和和液流量量均不大大，故可可忽略液液面落差差的影响响。液沫夹带带液沫夹带带量按下下式计算算，即u=VSAT-Af=0.5660.785-0.0567=0.688m/s故液/Kgg气气气故在本设设计中液液夹带eet在允许许范围内内。漏液液体表面面张力所所产生的的阻力按按下式计计算，即即清液柱故得筛孔孔处操作作气速与与漏液点点气速之之比为故本设计计中无明明显漏液液。液泛为防止塔塔内发生生液泛，降降液管内内液层高高Hd应服从从下式关
40、关系，即即苯-甲苯苯物系属属一般物物系，取取=0.5 则：板上不设设进口堰堰，hdd可由下下式计算算，即：故在本设设计中不不发生液液泛现象象。3.7 塔板负负荷性能能图(精精馏段)3.7.1 漏漏液线， 在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算Vs值值，计算算结果列列于下表表Ls/( m33/s)0.000060.000150.000300.00045Vs/( m33/s)0.311340.322330.333550.34454由表数据据可作出出漏液线线1。3.7.2 液液沫夹带带线在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算Vs值值，计算算值列于于下表：Ls/( m33/
41、s)0.000060.000150.000300.00045Vs/( m33/s)1.199901.133921.066240.99980由上表计计算数据据，即可可作出液液沫夹带带线2。3.7.3 液液相负荷荷下限线线据此可作作出与气气体流量量无关的的垂直液液相负荷荷下限线线3。3.7.4 液液相负荷荷上限线线据此，可可作出与与气体流流量无关关的垂直直液相负负荷上限线44。3.7.5 液液泛线其中，代入，得得到：整理：在操作范范围内，任任取几个个Ls值值，依上上式计算算Vs值值，计算算值列于于下表：Ls/( m33/s)0.000060.000150.000300.00045Vs/( m33/s)1.13331.05570.92210.7776由上表数数据可作作出液泛泛线5。根据以上上各线方方程，可可作出筛筛板塔的的负荷性性能图。如如下图11：图1 筛板塔塔的负荷荷性能图图在负荷性性能图上上，作出出操作点点A，连