化原課程設(shè)計--苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計

1、<p><b>　　化工原理課程</b></p><p><b>　　設(shè)計書</b></p><p>　　專 業(yè)： 化學(xué)工程與工藝 </p><p>　　班 級： </p><p>　　學(xué) 生： </p><p>　　

2、學(xué) 號： </p><p>　　完成時間： 2012年1月1日</p><p>　　指導(dǎo)老師： </p><p>　　化工原理課程設(shè)計任務(wù)書</p><p>　　設(shè)計題目：苯-甲苯連續(xù)精餾塔的設(shè)計</p><p><b>　　一、設(shè)計任務(wù)：</b></p>

3、<p>　　試設(shè)計一連續(xù)浮閥精餾塔以分離苯-甲苯混合物。具體工藝參數(shù)如下：</p><p>　　1、原料處理量：年處理 76000 噸苯-甲苯混合液體。</p><p>　　2、原料液中苯含量： 27.5 %（質(zhì)量）。</p><p>　　3、產(chǎn)品要求：餾出液中的苯含量為 97 %（質(zhì)量）。&l

4、t;/p><p>　　釜液中的苯含量不高于 2 %（質(zhì)量）。</p><p>　　設(shè)備的年運(yùn)行時間平均為300天。</p><p><b>　　二、設(shè)計條件：</b></p><p>　　1、加熱方式：間接蒸汽加熱，蒸汽壓力為1.0~2.5kg/cm2。</p><p>　　2

5、、操作壓力：常壓。</p><p>　　3、進(jìn)料狀況： 泡點(diǎn)進(jìn)料 。</p><p>　　4、冷卻水進(jìn)口溫度： 25 ℃，出口溫度自定。</p><p>　　5、塔板形式：浮閥塔板。</p><p>　　三、應(yīng)完成的工作量：</p><p>　　1、確定全套精餾裝置的流程，繪制工藝流程示意

6、圖，標(biāo)明所需的設(shè)備、管線及有關(guān)控制或觀測所需的主要儀表與裝置。</p><p>　　2、精餾塔的工藝設(shè)計，塔的結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。</p><p>　　3、輔助裝置的設(shè)計和選型；估算冷卻水用量和冷凝器的換熱面積、水蒸氣用量和再沸器換熱面積；。</p><p>　　4、編寫設(shè)計說明書一份。</p><p>　　5、繪制精餾塔的裝配圖一張（一號圖紙）。

7、</p><p><b>　　目錄</b></p><p>　　前言·························&

8、#183;···················4</p><p>　　設(shè)計說明············&

9、#183;····························7</p><p>　　設(shè)計方案的確定··

10、3;··························10</p><p>　　1.操作壓力（加壓、常壓、減壓）···

11、83;······················10</p><p>　　2.進(jìn)料方式（熱狀況）········&

12、#183;·························10</p><p>　　3.加熱方式（直接或間接）····

13、83;··························10</p><p>　　4.熱能利用·····

14、··································· 11</p&

15、gt;<p>　　5.靈敏板位置的確定································&#

16、183;· 11</p><p>　　6.精餾流程的確定·····························&

17、#183;······11</p><p>　　7.設(shè)計思路························

18、3;···············13</p><p>　　精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計·············14</p&g

19、t;<p>　　1.原始液：苯——甲苯的混合物···························14</p><p>　　2.塔

20、的物料衡算····································

21、;· 14</p><p>　　3.塔板數(shù)的確定······························

22、;·······15</p><p>　　4.塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算·······················

23、;····20</p><p>　　5.氣液負(fù)荷計算···························

24、·········· 23</p><p>　　6.塔和塔板主要工藝尺寸計算····················

25、········ 24</p><p>　　7.塔板負(fù)荷性能圖·······················

26、;·············35</p><p>　　8.塔的附屬設(shè)備計算·················

27、3;················39</p><p>　　9.塔總體構(gòu)型···············

28、························43</p><p><b>　　前言</b></p><p>　　精餾的基本原理

29、是根據(jù)各液體在混合液中的揮發(fā)度不同，采用多次部分汽化</p><p>　　和多次部分冷凝的原理來實(shí)現(xiàn)連續(xù)的高純度分離。在現(xiàn)代的工業(yè)生產(chǎn)中已經(jīng)廣泛地應(yīng)用于物系的分離、提純、制備等領(lǐng)域，并取得了良好的效益。其中主要包括板式塔和填料塔，而板式塔的塔板類型主要有泡罩塔板、浮閥塔板、篩板塔板、</p><p>　　舌形塔板、網(wǎng)孔塔板、垂直塔板等等,</p><p>　　精餾過

30、程與其他蒸餾過程最大的區(qū)別，是在塔兩端同時提供純度較高的液相</p><p>　　和氣相回流，為精餾過程提供了傳質(zhì)的必要條件。提供高純度的回流，使在相同</p><p>　　理論板的條件下，為精餾實(shí)現(xiàn)高純度的分離時，始終能保證一定的傳質(zhì)推動力。</p><p>　　所以，只要理論板足夠多，回流足夠大時，在塔頂可能得到高純度的輕組分產(chǎn)品，</p><

31、;p>　　而在塔底獲得高純度的重組分產(chǎn)品。精餾廣泛應(yīng)用于石油,化工,輕工等工業(yè)生產(chǎn)</p><p>　　中,是液體混合物分離中首選分離方法。</p><p>　　板式塔（浮閥塔板）的設(shè)計，包括設(shè)計方案的確定及流程說明（確定全套精餾裝置的流程，繪出流程示意圖），塔的工藝計算（物料衡算確定理論塔板數(shù)和實(shí)際塔板數(shù)），塔和塔板主要設(shè)備的工藝結(jié)構(gòu)尺寸的設(shè)計計算，輔助設(shè)備的選型與計算，設(shè)計結(jié)果概

32、要或設(shè)計參數(shù)一覽表，對本設(shè)計的評述或有關(guān)問題的分析討論等六個內(nèi)容。</p><p>　　苯的沸點(diǎn)為80.1℃，熔點(diǎn)為5.5℃，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣</p><p>　　味的透明液體，易揮發(fā)。苯比水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質(zhì)量比水</p><p>　　重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機(jī)溶劑，溶</p&g

33、t;<p>　　解有機(jī)分子和一些非極性的無機(jī)分子的能力很強(qiáng)。 </p><p>　　甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃</p><p>　　燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點(diǎn)為-95 ℃，沸點(diǎn)為111 ℃。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0．866克／厘米3，對光有很強(qiáng)的折射作用（折射率：1,

34、4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機(jī)溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6 </p><p>　　mPa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kJ/kg，閃點(diǎn)為4 ℃，燃點(diǎn)為535 ℃。 </p><p>　　由于在常壓下，苯和甲苯的相對揮發(fā)度有很大的差異，故可以通過精餾的方式

35、分離苯和甲苯的混合溶液，達(dá)到要求的分離目的。</p><p>　　精餾設(shè)備所用的設(shè)備及其相互聯(lián)系，總稱為精餾裝置，其核心為精餾塔。常用的精餾塔有板式塔和填料塔兩類，通稱塔設(shè)備，和其他傳質(zhì)過程一樣，精餾塔對塔設(shè)備的要求大致如下：</p><p>　　1：生產(chǎn)能力大：即單位塔截面大的氣液相流率，不會產(chǎn)生液泛等不正常流動。</p><p>　　2：效率高：氣液兩相在塔內(nèi)保

36、持充分的密切接觸，具有較高的塔板效率或傳質(zhì)效率。</p><p>　　3：流體阻力小：流體通過塔設(shè)備時阻力降小，可以節(jié)省動力費(fèi)用，在減壓操作是時，易于達(dá)到所要求的真空度。</p><p>　　4：有一定的操作彈性：當(dāng)氣液相流率有一定波動時，兩相均能維持正常的流動，而且不會使效率發(fā)生較大的變化。</p><p>　　5：結(jié)構(gòu)簡單，造價低，安裝檢修方便。</p&g

37、t;<p>　　6：能滿足某些工藝的特性：腐蝕性，熱敏性，起泡性等。</p><p>　　本方案主要是采用浮閥塔。</p><p>　　浮閥塔是在塔盤上開閥孔，安裝能上下浮動的閥件（固定閥除外）。由于浮閥塔板的氣體流通面積能隨氣體負(fù)荷變動自動調(diào)節(jié)，因而能在較寬的氣體負(fù)荷下保持穩(wěn)定操作，同時氣體在浮閥上由水平方向吹出，汽液接觸時間長，霧沫夾帶少，具有良好的操作彈性和較高的塔板效

38、率，在工業(yè)中得到較為廣泛的應(yīng)用。而浮閥塔的優(yōu)點(diǎn)正是： </p><p>　　生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應(yīng)氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負(fù)荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。</p><p>　　塔板效率高

39、，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。</p><p>　　氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。</p><p>　　塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥

40、造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學(xué)技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。</p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計選用浮閥塔比較合適。</p><p><b>　　設(shè)計說明</b></p><p>　　共14個表格，16張

41、圖</p><p><b>　　表格</b></p><p>　　表1 物料衡算結(jié)果</p><p>　　表2 苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)</p><p>　　表5 苯，甲

42、苯的飽和蒸汽壓</p><p>　　表6 塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果</p><p>　　表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷計算結(jié)果</p><p><b>　　表8 物性系數(shù)K</b></p><p>　　表9 霧沫夾帶線取點(diǎn)</p><p><b>　　表10 液泛線取點(diǎn)</b&

43、gt;</p><p>　　表11 冷凝器和再沸器的熱負(fù)荷</p><p>　　表12 塔各接管及材料</p><p>　　表13 塔間距與塔徑的關(guān)系</p><p>　　表 14 塔體計算結(jié)果</p><p>　　表15 筒體的設(shè)計參數(shù)</p><p><b>　　表16設(shè)計結(jié)果

44、匯總</b></p><p>　　附表1——常壓下苯－甲苯的氣熱平衡數(shù)據(jù)表</p><p>　　附表2——苯和甲苯的物理性質(zhì)</p><p>　　附表3——苯和甲苯的液相密度</p><p>　　附表4——液體表面張力</p><p><b>　　附表5——液體黏度</b></p

45、><p>　　附表6——液體汽化熱</p><p><b>　　圖</b></p><p><b>　　圖1精餾操作流程</b></p><p><b>　　圖2精餾工藝流程圖</b></p><p>　　圖3全凝器內(nèi)物流流程圖</p><

46、;p>　　圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程</p><p><b>　　圖5設(shè)計思路流程圖</b></p><p>　　圖6苯-甲苯的氣液平衡圖</p><p><b>　　圖7理論塔板數(shù)</b></p><p><b>　　圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖</b></p&

47、gt;<p>　　圖9 精餾段和提餾段閥孔數(shù)</p><p>　　圖10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)</p><p>　　圖11精餾段操作性能圖</p><p>　　圖12 提餾段操作性能圖</p><p>　　圖13 全塔能量衡算圖</p><p><b>　　圖14 封頭</b></p&

48、gt;<p><b>　　符號說明</b></p><p><b>　　英文字母</b></p><p>　　Aa——塔板上鼓泡區(qū)面積，m2；</p><p>　　Ab——板上液流面積，m2；</p><p>　　Af——降液管截面積，m2；</p><p>　

49、　AT——塔截面積，m2；</p><p>　　C——操作條件下的負(fù)荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　CF——泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　C20——當(dāng)液體表面張力為20 mN／m時,計算umax的負(fù)荷系數(shù)，無因次；</p><p>　　do——閥孔直徑，m；</p><p>　　D——塔徑，m；餾出

50、液摩爾流量，kmol/h</p><p>　　ev——霧沫夾帶量，kg液／kg氣</p><p>　　E——液流收縮系數(shù)，無因次；</p><p>　　ET——總板效率(全塔效率)，無因次；</p><p>　　Fo——?dú)庀鄤幽芤驍?shù)，kg1/2（s·m1/2）；</p><p>　　g——重力加速度，m／s2

51、；</p><p>　　hl——進(jìn)口堰與降液管間的水平距離，m；</p><p>　　hc——與干板壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　hd——與液體經(jīng)過降液管時的壓強(qiáng)降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m液柱；</p><p>　　h1——與板上液層阻力相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺液柱；</p><p>　　hL——板上清液層高

52、度，m；</p><p>　　hn——齒形堰的齒深，m</p><p>　　ho——降液管的底隙高度，m；</p><p>　　hOW——堰上液層高度，m；</p><p>　　hW——出口堰高度，m；</p><p>　　Hd——降液管內(nèi)清液層高度，m；</p><p><b>　　

53、HT——板距，m；</b></p><p>　　K——物性系數(shù)，無因次；</p><p><b>　　lW——堰長，M；</b></p><p>　　L——液體摩爾流量，kmol/h</p><p>　　Lh——液體流量，m3／h；</p><p>　　Ls——液體流量，m3／s；&l

54、t;/p><p>　　NP——實(shí)際板層數(shù)；</p><p>　　NT——理論板層數(shù)；；</p><p>　　△P——壓強(qiáng)降，Pa；</p><p>　　R——鼓泡區(qū)半徑，m，或回流比，無因次；</p><p><b>　　t——孔心距，m；</b></p><p>　　t’——

55、排間距，m；</p><p>　　u——空塔氣速，m/s；</p><p>　　umax——極限空塔速度(液泛速度)，m/s：</p><p>　　uo——閥孔氣速，m/s；</p><p>　　uoc——臨界孔速，m/s；</p><p>　　u’o——降液管底隙處液體流速,m/s；</p><p

56、>　　Vh——?dú)怏w流量，m3／h</p><p>　　Vs——?dú)怏w流量，m3／s：</p><p>　　Wc——邊緣無效區(qū)寬度，m；</p><p>　　Wd——弓形降液管寬度，m；</p><p>　　Ws——破沫區(qū)寬度，m；</p><p>　　x——液相中易揮發(fā)的摩爾組成；或鼓泡區(qū)1/2的寬度，m；<

57、/p><p>　　y——?dú)庀嗄柦M成；</p><p>　　Z——板式塔的有效高度，m；</p><p><b>　　希臘字母</b></p><p>　　εo——板上液層充氣系數(shù)，無因次；</p><p>　　θ——液體在降液管內(nèi)停留時間,s；</p><p>　　μ——粘度

58、，mPa·s；</p><p>　　ρl——液體密度，kg/m3</p><p>　　ρv——?dú)怏w密度，kg/m3</p><p>　　σ——液體的表面張力，mN／m或N／m；</p><p>　　φ——計算液泛時的系數(shù)，無因次；</p><p><b>　　下標(biāo)</b></p&g

59、t;<p><b>　　D——餾出液；</b></p><p><b>　　F——原料液；</b></p><p><b>　　h——小時；</b></p><p><b>　　s——秒；</b></p><p><b>　　i——

60、組分序號；</b></p><p><b>　　L一液體的；</b></p><p><b>　　m——平均；</b></p><p><b>　　max——最大的；</b></p><p><b>　　min——最小的；</b></p&

61、gt;<p><b>　　n——塔板序號；</b></p><p><b>　　V——?dú)怏w的。</b></p><p><b>　　設(shè)計方案的確定</b></p><p>　　確定設(shè)計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設(shè)備的結(jié)構(gòu)型式和某些操作指標(biāo)。例如組分的分離順序、塔設(shè)備的型式、操作

62、壓力、進(jìn)料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結(jié)合課程設(shè)計的需要，對某些問題作些闡述。</p><p>　　1.操作壓力（加壓、常壓、減壓）</p><p>　　蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進(jìn)行。確定操作壓力時，必須根據(jù)所處理物料的性質(zhì)，兼顧技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性進(jìn)行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導(dǎo)致塔徑增加，同時還需要使用抽真

63、空的設(shè)備。對于沸點(diǎn)低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應(yīng)在加壓下進(jìn)行蒸餾。當(dāng)物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當(dāng)?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰ΑＳ袝r應(yīng)用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。</p><p>　　由于苯和甲苯在常壓下有很好的分離效果，而且苯和甲苯也不是難揮發(fā)的物質(zhì)，同時也從合理的經(jīng)濟(jì)

64、成本和設(shè)備條件來考慮</p><p>　　2.進(jìn)料方式（熱狀況）</p><p><b>　　選擇泡點(diǎn)進(jìn)料</b></p><p>　　進(jìn)料狀態(tài)直接影響塔板數(shù)、塔徑、回流量、塔的熱負(fù)荷等參數(shù)的計算，所以在工藝計算前要首先加以確定。進(jìn)料有多種熱狀態(tài)形式，如冷進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料點(diǎn)—液共進(jìn)料、飽和蒸氣進(jìn)料等．但一般多采用泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)進(jìn)料，這樣塔的操作較

65、易控制，精餾段與提餾段的塔徑相同，使塔的設(shè)計和制造更簡便。</p><p>　　對于泡點(diǎn)進(jìn)料，由于原料與板上液體的溫度相近，因此原料液全部進(jìn)入提餾段，作為提餾段的回流液，這樣較好的提高原料液的分離。另外，也是為了使塔的操作處于穩(wěn)定，不受季節(jié)的影響。</p><p>　　3.加熱方式（直接或間接）</p><p><b>　　選擇間接加熱</b>

66、</p><p>　　如果分離的混合溶液為水溶液，且水是難揮發(fā)組分，這選擇直接加熱較好，以省去再廢氣，提高熱能利用率。但是直接加熱時的理論板較間接蒸氣時稍多，同時本次分離溶液的不是水溶液，所以采用間接加熱的方式。</p><p><b>　　4.熱能利用</b></p><p>　　在精餾裝置中，可采用中間再沸器，由于塔中間液體沸點(diǎn)低于釜液，所

67、以中間再沸器的溫度比塔底再沸器的溫度低，因而可以利用比塔釜熱源溫度低的加熱劑來加熱，降低能量消耗。同樣，也可設(shè)置中間冷凝器，由于塔中蒸氣溫度高于塔頂，所以可回收能位比塔頂更高的熱能。這樣都可以提高精餾塔的熱力學(xué)效率。</p><p>　　當(dāng)然，采用上述方式節(jié)能或余熱利用時還需考慮所增加的設(shè)備費(fèi)用，以及可能給操作帶來的不利影響。</p><p>　　5.靈敏板位置的確定</p>

68、<p>　　一個正常操作的精餾塔當(dāng)受到某一外界因素的影響的干擾(如回流比、進(jìn)料組成發(fā)生波動等)，全塔各板的組成將發(fā)生變動，全塔的溫度分布也將發(fā)生相應(yīng)的變化。因此，有可能用測量溫度的方法預(yù)示塔內(nèi)組成尤其是塔頂餾出液組成的變化。</p><p>　　仔細(xì)考察操作條件變動前后的溫度分布的變化，即可發(fā)現(xiàn)在精餾段或提餾段的某些塔板上，溫度變化最為顯著?；蛘哒f，這些塔板的溫度對外界干擾因素的反映最靈敏，故將這些塔

69、板稱之為靈敏板。將感溫元件安置在靈敏板上可以較早察覺精餾操作所受的干擾；而且靈敏板比較靠近進(jìn)料口，可在塔頂餾出液組成尚未產(chǎn)生變化之前先感受到進(jìn)料參數(shù)的變動并及時采取調(diào)節(jié)手段，以穩(wěn)定餾出液的組成。因此，在設(shè)計過程中根據(jù)不同回流比大小來確定全塔組成分布和溫度分布，畫出以塔板序號為縱坐標(biāo)、溫度變化為橫坐標(biāo)的溫度分布曲線，得到溫度變化最明顯的位置，即為靈敏板位置。</p><p><b>　　6.精餾流程的確定

70、</b></p><p>　　苯和甲苯的混合溶液經(jīng)原料預(yù)熱器加熱到泡點(diǎn)后，送入精餾塔。塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝后，一部分作為回流，其余為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷凝器冷卻后送至貯槽。塔釜采用間接蒸汽向再沸器供熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至貯槽。</p><p><b>　　流程簡圖：</b></p><p><b>　　圖1精餾操作流程&

71、lt;/b></p><p><b>　　原料液走向圖:</b></p><p><b>　　圖2精餾工藝流程圖</b></p><p>　　全凝器內(nèi)物流的走向:</p><p>　　圖3全凝器內(nèi)物流流程圖</p><p>　　再沸器內(nèi)物流的走向:</p>

72、<p>　　圖4再沸器內(nèi)加熱蒸汽走殼程、物料走管程</p><p><b>　　7.設(shè)計思路</b></p><p>　　在本次設(shè)計中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精餾分離，如何利用兩組分的揮發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精餾塔的基本原理。精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、蒸餾釜、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。本設(shè)計采用浮閥式連續(xù)精餾塔，要保持塔的穩(wěn)

73、定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。</p><p>　　塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器連種不同的設(shè)置。在這里采用全凝器，可以準(zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計是在常壓下操作。 因為這次設(shè)計采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷s操作的重要工藝條件。選擇的原則是使設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計時要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。</p><p><b>　　圖5設(shè)計思路

74、流程圖</b></p><p>　　精餾塔的工藝設(shè)計計算及結(jié)構(gòu)設(shè)計</p><p>　　1.原始液：苯——甲苯的混合物</p><p><b>　　2.塔的物料衡算</b></p><p>　　(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分?jǐn)?shù)</p><p><b>　　==0.31

75、</b></p><p><b>　　==0.974</b></p><p><b>　　==0.024</b></p><p><b>　　(2)平均摩爾質(zhì)量</b></p><p>　　=0.310×78.+(1-0.310)×92=87.6

76、6kg/kmol</p><p>　　= 0.974×78+(1-0.974)×92=78.36 kg/kmol</p><p>　?。?.024×78+(1-0.024)×92＝91.66 kg/kmol</p><p><b>　　(3)物料衡算</b></p><p>　　總

77、物料衡算 D’+W’=76000000/(300×24)</p><p>　　易揮發(fā)組分物料衡算 0.974D’+0.024W’=0.310×76000000/(300×24)</p><p><b>　　聯(lián)合以上二式得：</b></p><p>　　F’=10555.56kg/h

78、 F=10555.56/87.66=120.41kmol/h</p><p>　　D’=3177.78kg/h D=3177.78/78.36=40.55kmol/h</p><p>　　W’=7377.78kg/h W=7377.78/91.66=80.49 kmol/h</p><p><b>　　表1物料衡算結(jié)果</b&

79、gt;</p><p><b>　　3.塔板數(shù)的確定</b></p><p>　　表2苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　?。?）根據(jù)苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)做y----x圖</p><p>　　圖6苯-甲苯的氣液平衡圖</p><p>　?。?）求取最小回流比Rmin</p>

80、<p>　　因為是泡點(diǎn)進(jìn)料，在苯和甲苯的y－x圖的對角線自點(diǎn)e（0.310 ，0.310）做垂線即為進(jìn)料線（q線），該線和平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為（0.310 ，0.5479），此即最小回流比時和操作線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)，依最小回流比計算式：</p><p><b>　　Rmin＝</b></p><p><b>　　計算平均相對揮發(fā)度</b>

81、;</p><p>　　表3苯和甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　查常壓下氣液平衡數(shù)據(jù)可知：</p><p>　　當(dāng)xD =0.974時物系溫度為 ℃</p><p>　　同理：xF =0.310時，℃</p><p>　　xW =0.024時， ℃</p><p>　　所以，tD＝80.

82、70 tF＝98.31 tw＝109.56</p><p>　　苯和甲苯的飽和蒸氣壓可以用Antoine方程求算，即</p><p><b>　　[3]</b></p><p>　　表4 苯、甲苯的Antoine常數(shù)</p><p>　　計算，所得數(shù)據(jù)如下：</p><p>　　表5 苯，甲苯

83、的飽和蒸汽壓</p><p>　　塔頂 aD=103.3/40.0=2.583</p><p>　　進(jìn)料 aF =172.21/70.8=2.432</p><p>　　塔底 aW =231.8/98.8=2.346</p><p>　　全塔平均相對揮發(fā)度為</p><p>　　精餾段平均相對揮發(fā)度</p&

84、gt;<p>　　提餾段平均相對揮發(fā)度為</p><p><b>　　最佳回流比的確定</b></p><p><b>　　Nmin＝－1＝</b></p><p><b>　　實(shí)際回流比的確定：</b></p><p>　　實(shí)際回流比通常是最小回流比的1.2-2

85、.0倍，這里取R=1.6Rmin=1.6×1.791=2.886</p><p>　　精餾段和提餾段理論塔板層數(shù)</p><p>　　求精餾塔的汽液相負(fù)荷</p><p>　　qn,L=R×qn,D=40.55×2.866=116.220</p><p>　　qn,V=(R+1)×qn,D=(2.886

86、+1）×40.55=156.766</p><p>　　qn,L′=qn,L+qn,F=116.22+120.41=236.630</p><p>　　qn,V′=qn,V=156.766</p><p><b>　　精餾線操作方程;</b></p><p><b>　　y=</b><

87、;/p><p><b>　　提餾線操作方程;</b></p><p><b>　　y′=</b></p><p>　　用圖解法作圖求得理論塔板數(shù)，</p><p>　　由上圖可知，在精餾段一共有8塊塔板，進(jìn)料板在第8</p><p><b>　　圖7理論塔板數(shù)</

88、b></p><p>　　塊板，提餾段有9塊塔板（不包括再沸器）</p><p><b>　　全塔效率ET</b></p><p>　　根據(jù)奧康奈爾方法： ET＝[2]</p><p>　　根據(jù)塔頂和塔底液相組成查苯和甲苯的t－x－y圖，求得塔的平均溫度為</p><p>　?。?0.7+1

89、09.56）/2=95.13℃</p><p>　　該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為：</p><p>　?。?.310+（1-0.310）</p><p>　?。?.310×0.267+（1-0.310）×0.275＝0.272mPa·S</p><p><b>　　所以ET＝=</b><

90、/p><p>　　應(yīng)指出奧康奈爾方法適用于較老式的工業(yè)塔及試驗塔的總效率關(guān)聯(lián)，所以對于新型高效的精餾塔來說，總效率要適當(dāng)提高。本設(shè)計總效率設(shè)為ET =50%</p><p><b>　　實(shí)際塔板數(shù)</b></p><p>　　精餾段 N精＝8/0.5＝16 取16塊</p><p>　　提餾段 N提＝9/0.5＝

91、18 取18塊</p><p>　　塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算</p><p><b>　?。?）操作壓力</b></p><p>　　塔頂壓強(qiáng)PD＝101.3kpa，取每一層塔板的壓強(qiáng)降為</p><p>　　，則進(jìn)料壓強(qiáng)PF＝101.3+16×0.7＝112.5kpa</p><p&

92、gt;　　塔釜壓強(qiáng)PW＝101.3+26×0.7＝125.1kpa</p><p>　　精餾段的平均操作壓強(qiáng)：Pm＝（101.3+112.5）/2＝106.9kpa</p><p>　　提餾段的平均操作壓強(qiáng)：Pm＝（112.5+125.1）/2＝116kpa</p><p><b>　?。?）溫度tm</b></p>&

93、lt;p>　　由前面計算可知：tD＝80.70 tF＝98.31 tw＝109.56</p><p>　　精餾段的平均溫度 tm精== ℃</p><p>　　提餾段的平均溫度 tm提=℃</p><p>　?。?）平均摩爾質(zhì)量Mm</p><p>　　塔頂 ＝y(tǒng)1＝0.974 ＝0.942</p><

94、p>　　＝0.974×78+（1-0.974）×92＝78.36kg/kmol</p><p>　?。?.942×78+（1-0.942）×92＝78.81 kg/kmol</p><p>　　進(jìn)料板 ＝0.515 ＝0.314</p><p>　?。?.515×78+（1-0.515）×92＝84.

95、79kg/kmol</p><p>　?。?.314×78+（1-0.314）×2＝87.60kg/kmol</p><p>　　塔釜 ＝0.0473 ＝0.024</p><p>　?。?.0473×78+（1-0.0473）×92＝91.34kg/kmol</p><p>　　＝0.024

96、0×78+（1-0.0240）×92＝91.66kg/kmol</p><p>　　則精餾段的平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　?。剑?8.36+84.74）/2＝81.55kg/kmol</p><p>　　＝（78.81+87.60）/2＝83.21kg/kmol</p><p>　　提餾段的平均摩爾質(zhì)量</p&

97、gt;<p>　　＝（84.74+91.34）/2＝88.07kg/kmol</p><p>　?。剑?7.60+91.66）/2＝89.63kg/kmol</p><p><b>　?。?）平均密度</b></p><p><b>　?、僖后w密度</b></p><p>　　由tD=

98、80.7℃ pA=815kg/m³ pB=810kg/m³ </p><p>　　依下式 1/＝/+/（a為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）</p><p>　　塔頂 1/＝0.97/815+0.03/810 ＝814.85kg/</p><p>　　進(jìn)料板，有加料板液相組成＝0.314</p><p>　　由tF=98.

99、31℃ pA=795kg/m³ pA=792kg/m³</p><p>　　1/＝0.280/795+（1-0.280）/792 ＝792.84 kg/</p><p>　　由tW=109.56℃ pA=783kg/ pB=781kg/</p><p>　　塔釜 1/＝0.02/783+（1-0.02）/781

100、 ＝781.04kg/</p><p>　　故精餾段平均液相密度：＝（814.85+792.84）/2＝803.85 kg/</p><p>　　提餾段平均液相密度：＝（781.04+792.84）/2＝786.94 kg/</p><p><b>　?、跉庀嗝芏?lt;/b></p><p>　　＝＝＝2.86 kg/&l

101、t;/p><p>　　＝＝＝3.26kg/</p><p><b>　　液相表面張力</b></p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　?。?.974×21.15+0.026×21.55＝21.16mN/m</p><p>　　=0.314&#

102、215;19.35+0.686×19.97=19.78 mN/m</p><p>　　=0.0240×17.65+0.9760×18.41=18.40 mN/m</p><p>　　則精餾段平均表面張力為：</p><p>　?。剑?1.21+19.82）/2＝20.52 mN/m</p><p>　　＝（19.

103、82+18.38）/2＝19.1 mN/m</p><p><b>　?。?）液體黏度</b></p><p>　　tD=80.7℃ μA=0.30mPa·S μB=0.29mPa·S</p><p>　　tF=98.31℃ μA=0.25mPa·S μB=0.26mPa·S</p><

104、;p>　　Tw=109.56℃μA=0.23mPa·S μB=0.25mPa·S</p><p><b>　?。?lt;/b></p><p>　?。?.974×0.30+0.026×0.290＝0.301mpa</p><p>　　=0.314×0.250+0.686×0.26=0.

105、257 mpa</p><p>　　=0.023×0.231+0.976×0.250=0.249 mpa</p><p>　　則精餾段平均液相黏度＝（0.301+0.257）/2＝0.279 mpa</p><p>　　提餾段平均液相黏度 ＝（0.257+0.249）/2＝0.253 mpa</p><p>　　表6 塔

106、的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計算結(jié)果</p><p><b>　　氣液負(fù)荷計算</b></p><p>　　由V=L+D L=RD 得V=(R+1)D=(2.866+1)×40.55=156.77kmol/h</p><p>　　由于是泡點(diǎn)進(jìn)料 所以q＝1 ，V＝</p><p>　　L=RD=2.866

107、5;40.55=116.22kmol/h</p><p>　　=L+F=116.22+120.41=236.63kmol/h</p><p><b>　　轉(zhuǎn)換為質(zhì)量流量</b></p><p>　　V＝156.77×81.55＝12784.59kg/h</p><p>　?。?56.77×88.07

108、＝13806.73kg/h</p><p>　　L＝116.22×83.21＝9670.66 kg/h</p><p>　?。?36.63×89.63＝21209.15 kg/h</p><p><b>　　轉(zhuǎn)化為體積流量</b></p><p>　　V＝12784.59/（3600×2.

109、86）＝1.242</p><p>　　＝13806.73/（3600×3.26）＝1.176</p><p>　　L＝9670.66 /（803.85×3600）＝0.00334</p><p>　?。?1209.15/（3600×786.94）＝0.00788</p><p>　　表7 精餾段和提餾段氣液負(fù)荷

110、計算結(jié)果</p><p>　　塔和塔板主要工藝尺寸計算</p><p><b>　　（1）塔徑D</b></p><p>　　精餾段的塔徑：空塔氣速 </p><p>　　依據(jù) </p><p>　　式中C可

111、由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，</p><p><b>　　圖8 史密斯關(guān)聯(lián)圖</b></p><p><b>　　橫坐標(biāo)的數(shù)值</b></p><p>　　取塔板間距HT =0.45m，上層液層高度hL =0.07m，則圖中參數(shù)值</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)，查圖6－1得C20=0.084，由公

112、式校正得：</p><p>　　則 </p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，空塔氣速</p><p>　　u=0.7umax=0.7×1.406=0.984m/s</p><p><b>　　塔徑 </b>

113、</p><p>　　所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=1.3m</p><p>　　提餾段的塔徑：空塔氣速 </p><p>　　依據(jù) </p><p>　　式中C可由圖6－1史密斯關(guān)聯(lián)圖查出，橫坐標(biāo)的數(shù)值</p><p>　　取塔板間距HT

114、 =0.45m，上層液層高度hL =0.07m，則圖中參數(shù)值</p><p>　　由以上數(shù)據(jù)，查圖得C20=0.075，由公式校正得：</p><p><b>　　則 </b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.78，空塔氣速</p><p>　　u=0.78umax=0.78×1.145=0.890m/s

115、</p><p><b>　　塔徑 </b></p><p>　　所以按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為 D=1.3m</p><p><b>　　塔截面積 </b></p><p>　　實(shí)際空塔氣速 精餾段：</p><p><b>　　提餾段：</b></p&

116、gt;<p><b>　　精餾段安全系數(shù)：</b></p><p>　　在0.6--0.8范圍之間，合適。</p><p><b>　　提餾段安全系數(shù)：</b></p><p>　　在0.6--0.8范圍之間，合適</p><p><b>　　(2)溢流裝置</b>

117、;</p><p>　　采用單溢流、弓形降液管、平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項計算如下</p><p><b>　?、僖缌餮唛L</b></p><p>　　取堰長為0.66D，即</p><p>　?。?.66×1.3＝0.858m</p><p><b>　　②出口

118、堰高</b></p><p>　　采用平直堰，，堰上液層高度可由下式算出</p><p><b>　　近似取E=1，則</b></p><p><b>　　③弓形降液管和面積</b></p><p>　　用弓形降液管的寬度與面積圖[2]求取和，因為/D＝0.66</p>&

119、lt;p>　　由圖查得/＝0.0721 /D＝0.124</p><p>　　所以＝0.0721×1.33＝0.096</p><p>　?。?.124×1.3＝0.161m</p><p>　　液體在降液管中的停留時間</p><p><b>　　＝＝＝12.93s</b></p&g

120、t;<p><b>　?。剑剑?.48s</b></p><p>　　停留時間>5s，故降液管可以使用</p><p><b>　?、芙狄汗艿紫陡叨?lt;/b></p><p>　?。?取＝0.15m/s</p><p><b>　?。?lt;/b></p>

121、;<p><b>　?。?lt;/b></p><p>　　（3）塔板布置及浮閥數(shù)目與排列 </p><p>　　取閥孔動能因子＝10 ，則孔速為</p><p>　?。剑剑?.91m/s</p><p>　?。?＝5.54m/s</p><p>　　求取每層塔板上的浮閥數(shù)，即</p

122、><p><b>　?。剑?取177個</b></p><p><b>　?。? 取178個</b></p><p>　　取邊緣寬度＝0.06m，破沫區(qū)寬度為＝0.1m，計算塔板上的鼓泡區(qū)面積，即</p><p><b>　?。?[x]</b></p><p

123、>　　R=D/2-=1.3/2-0.06=0.59m</p><p>　　X=D/2-(+)=1.3/2-(0.161+0.1)=0.389m</p><p><b>　　=</b></p><p>　　浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心距為 t＝0.075m，估算排間距，即</p><p>　　

124、精餾段＝==0.064m</p><p>　　提餾段===0.063m</p><p>　　考慮到塔的直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊板的支承與銜接也是要占去一部分鼓泡區(qū)的面積，因此排間距不宜采用0.064m，而應(yīng)該小于此值。故?。?.06m</p><p>　　按t＝75mm＝60mm等腰三角形叉排方式作圖</p><p>　　圖9

125、精餾段和提餾段閥孔數(shù)</p><p>　　精餾段排得閥數(shù)為151個</p><p>　　提餾段排得閥數(shù)為151個</p><p>　　按N＝180個重新核算及閥孔動能因數(shù)</p><p><b>　　精餾段＝</b></p><p><b>　　提餾段</b></p&g

126、t;<p><b>　　精餾段=</b></p><p><b>　　提餾段＝</b></p><p>　　閥孔動能因數(shù)變化不大，還在9---12范圍內(nèi)。</p><p>　　精餾段塔板開孔率＝＝0.955/6.89＝13.9％</p><p>　　提餾段塔板開孔率＝＝0.861/6.

127、52＝13.9％</p><p>　　精餾段和提餾段的開孔率都在10%~14%之間，兩者都符合要求。</p><p>　?。?）塔板流體力學(xué)驗算</p><p>　　氣相通過浮閥塔板的壓強(qiáng)降，可以公式</p><p><b>　?、俑砂遄枇?lt;/b></p><p><b>　　精餾段

128、 m/s</b></p><p><b>　　提餾段 m/s</b></p><p>　　因為精餾段和提餾段的<,故</p><p><b>　?。?9.9</b></p><p>　　精餾段＝19.9＝19.9×＝0.035m液柱</p><p&

129、gt;　　提餾段＝19.9＝19.9×＝0.035m液柱</p><p><b>　?、诎迳铣錃庖簩幼枇?lt;/b></p><p>　　本設(shè)備分離苯和甲苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔铮扇槌錃庀禂?shù)＝0.5，所以</p><p>　?。剑?.5×0.07＝0.035m液柱</p><p>　?、垡后w表面

130、張力所造成的阻力</p><p>　　此阻力很小，忽略不計。</p><p>　　因此，與氣體流經(jīng)一層浮閥塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度為</p><p>　　精餾段 ＝0.035+0.035＝0.070m液柱</p><p>　　提餾段 ＝0.035+0.035＝0.070m液柱</p><p><b>　　

131、則</b></p><p>　　精餾段單板壓降＝g＝0.070×803.85×9.81＝552Pa</p><p>　　提餾段單板壓降＝g＝0.070×786.94×9.81＝540.39Pa</p><p>　　提餾段和精餾段的單板壓降都小于開始假設(shè)的單板壓降0.7kpa</p><p>

132、<b>　　所以假設(shè)符合要求。</b></p><p><b>　　（5）淹塔 </b></p><p>　　為了防止淹塔現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度，（+），可以按公式</p><p>　　①與氣體通過塔板的壓強(qiáng)降所相當(dāng)?shù)囊后w高度：</p><p>　　精餾段 ＝0.070m液柱&l

133、t;/p><p>　　提餾段 ＝0.070m液柱</p><p>　?、谝后w通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進(jìn)口堰，故可以按公式</p><p><b>　　＝0.153</b></p><p>　　精餾段＝0.153＝0.00343m液柱</p><p>　　提餾段＝0.153＝0.00347m液柱&

134、lt;/p><p><b>　?、郯迳弦簩痈叨龋?lt;/b></p><p><b>　　＝0.07m</b></p><p>　　故 精餾段 ＝0.070+0.00343+0.07＝0.14343m</p><p>　　提餾段 ＝0.070+0.00347+0.07＝0.14347m</p>

135、;<p>　　?。?.5 又選定了＝0.45m</p><p>　　精餾段＝0.0535m 精餾段＝0.0407m，則</p><p>　　精餾段 （+）＝0.5×（0.45+0.0535）＝0.252m</p><p>　　提餾段（+）＝0.5×（0.45+0.0407）＝0.245m</p><p>

136、　　可見<（+）,符合防止淹塔的要求。</p><p><b>　　霧沫夾帶 </b></p><p><b>　　按公式</b></p><p><b>　　泛點(diǎn)率＝×100％</b></p><p><b>　　及泛點(diǎn)率＝</b><

137、;/p><p>　　板上液體流徑長度 ＝D-2＝1.30-2×0.161＝0.978m</p><p>　　板上液流面積 ＝-2＝1.33-2×0.096＝1.138</p><p>　　苯和甲苯為正常系統(tǒng)，可以按下表取物性K＝1.0，而且從下圖查泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)</p><p>　　圖10 泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)</p>

138、<p><b>　　表8 物性系數(shù)K</b></p><p>　　精餾段的＝0.127 提餾段的＝0.128</p><p>　　精餾段的泛點(diǎn)率＝＝54.44%</p><p><b>　　泛點(diǎn)率＝</b></p><p><b>　　提餾段的泛點(diǎn)率＝×&

139、lt;/b></p><p><b>　　泛點(diǎn)率＝</b></p><p>　　根據(jù)兩個泛點(diǎn)公式計算出的泛點(diǎn)率都在80％以下，故可知霧沫夾帶量能夠滿足<0.1kg（液）/kg（氣）的要求。</p><p><b>　　塔板負(fù)荷性能圖</b></p><p>　　（1）霧沫夾帶線，按公式&

140、lt;/p><p><b>　　泛點(diǎn)率＝</b></p><p>　　按泛點(diǎn)率為80％計算如下</p><p><b>　　精餾段 </b></p><p>　　0.06+1.331＝0.1156</p><p><b>　　提餾段 </b></p&

141、gt;<p>　　0.064+1.331＝0.1650</p><p>　　由上式可知道霧沫夾帶線為直線，則在操作范圍內(nèi)任取兩個可作出霧沫夾帶線（1）</p><p><b>　　相應(yīng)的和值</b></p><p>　　表9 霧沫夾帶線取點(diǎn)</p><p><b>　　液泛線 </b&g

142、t;</p><p><b>　　由公式</b></p><p><b>　?。?）＝＝</b></p><p><b>　　忽略，得</b></p><p>　?。?）＝5.34+0.153+（1+）[]</p><p>　　由于物系一定，塔板結(jié)構(gòu)尺寸

143、一定，而且</p><p><b>　　＝</b></p><p><b>　　將上式化簡為</b></p><p>　　精餾段 0.030＝0.1715-307.44-1.108</p><p>　　提餾段 0.035＝0.1843-55.85-1.108</p><

144、p><b>　　相應(yīng)的和值</b></p><p><b>　　表10 液泛線取點(diǎn)</b></p><p>　　根據(jù)數(shù)據(jù)作出液泛線（2）</p><p><b>　　液相負(fù)荷上限線 </b></p><p>　　液體的最大流量應(yīng)保證在降液管中停留的時間不低于3---5s

145、。依據(jù)公式，液體在降液管內(nèi)的停留時間為</p><p>　　以＝5s作為液體在降液管中停留時間的下限，則</p><p>　　精餾段 ＝＝＝0.0086</p><p>　　提餾段 ＝＝＝0.0086</p><p>　　求出上限液體流量值（常數(shù)）。在--圖液相負(fù)荷上限線為與氣體流量無關(guān)的豎線（3）</p><p

146、><b>　　漏液線 </b></p><p>　　對于型重閥，依＝＝5計算，則＝</p><p><b>　　又知道 </b></p><p><b>　　則 </b></p><p>　　以＝5作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則</p><

147、p><b>　　精餾段 ＝＝</b></p><p><b>　　提餾段 ＝＝</b></p><p>　　作出與液相流量無關(guān)的水平漏液線（4）</p><p>　　(5) 液相負(fù)荷下限線 </p><p>　　取堰上液層高度＝0.006m作為液相負(fù)荷下限條件，依公式＝0.006&l

148、t;/p><p><b>　　取E＝1，則</b></p><p><b>　　精餾段 ＝ </b></p><p><b>　　提餾段 ＝</b></p><p>　　分別作出塔板負(fù)荷性能圖上的（1）（2）（3）（4）（5）條線</p><p>　

149、　由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：</p><p>　?。?）任務(wù)規(guī)定的氣液負(fù)荷下的操作點(diǎn)p（設(shè)計點(diǎn)），處在適宜操作區(qū)內(nèi)的位置。</p><p>　?。?）精餾段氣相負(fù)荷上限是由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　提餾段塔板的氣相負(fù)荷上限是由液相負(fù)荷上限控制，操作下限由漏液控制。</p><p>　　（3）按照固定的氣液比，由下