苯甲苯分離過程篩板式精餾塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)說明書化工原理課程設(shè)計(jì)說明書 設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)題目：苯苯- -甲苯分離過程篩板式精餾塔甲苯分離過程篩板式精餾塔 設(shè)計(jì)者：班設(shè)計(jì)者：班 級(jí)級(jí) 化工化工 20092009 級(jí)（級(jí)（1 1）班）班 姓姓 名名 鄭鄭 健健 學(xué)學(xué) 號(hào)號(hào) 20090719762009071976 日日 期期 20122012 年年 6 6 月月 2626 日日 指導(dǎo)教師：（簽名）指導(dǎo)教師：（簽名） 設(shè)計(jì)成績：設(shè)計(jì)成績： 日期日期 單位：石河子大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院化工系 目錄目錄 1設(shè)計(jì)方案的選設(shè)計(jì)方案的選擇擇及流程說明及流程說明.4 1.1概述概述.4 1.1.1精餾原理.4 1.1.2精餾塔選定.4 1.2設(shè)

2、計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案的確定.4 2精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算.5 2.1原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.5 2.2原料液及塔頂和塔底的摩爾分率原料液及塔頂和塔底的摩爾分率.5 2.3物料衡算物料衡算.5 3塔數(shù)的確定塔數(shù)的確定.6 3.1理論板層數(shù)理論板層數(shù) t n的求取的求取 .6 3.1.1相對(duì)揮發(fā)度的求取.6 3.1.2求最小回流比及操作回流比.6 3.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷.7 3.1.4求操作線方程.7 3.1.5采用逐板法求理論板層數(shù).7 3.2實(shí)際板層數(shù)的求取實(shí)際板層數(shù)的求取.8 4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的

3、工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.8 4.1操作壓力的計(jì)算操作壓力的計(jì)算.8 4.2操作溫度的計(jì)算操作溫度的計(jì)算.9 4.3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.9 4.4平均密度計(jì)算平均密度計(jì)算.10 4.4.1氣相平均密度計(jì)算.10 4.4.2液相平均密度計(jì)算.10 4.5液體平均表面張力的計(jì)算液體平均表面張力的計(jì)算.11 4.6液體平均黏度計(jì)算液體平均黏度計(jì)算.12 5塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算.13 5.1塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算.13 5.1.1精餾段：.13 5.1.2提餾段：.14 5.2塔的有效高度的計(jì)算塔的有效高度的計(jì)算.15 5.3塔的實(shí)際高度的計(jì)

4、算塔的實(shí)際高度的計(jì)算.15 5.4溢流裝置的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算.15 5.4.1精餾段：.15 5.4.2提餾段：.16 5.5塔板布置塔板布置.17 5.5.1精餾段：.17 5.5.2提餾段：.18 6流體力學(xué)驗(yàn)算流體力學(xué)驗(yàn)算.20 6.1塔板壓強(qiáng)降塔板壓強(qiáng)降.20 6.1.1精餾段：.20 6.1.2提餾段：.21 6.2液沫夾帶量的校核液沫夾帶量的校核.21 6.2.1精餾段：.21 6.2.2提餾段：.22 6.3溢流液泛的校核溢流液泛的校核.22 6.3.1精餾段：.22 6.3.2提餾段：.23 6.4液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核.23 6.4.1精餾

5、段：.23 6.4.2提餾段：.23 6.5漏液點(diǎn)的校核漏液點(diǎn)的校核.23 6.5.1精餾段：.23 6.5.2提餾段：.24 7塔板負(fù)荷性能圖（以精餾段為例）塔板負(fù)荷性能圖（以精餾段為例）.25 7.1漏液線漏液線.25 7.2液沫夾帶線液沫夾帶線.25 7.3液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線.26 7.4液相負(fù)荷上限線液相負(fù)荷上限線.26 7.5液泛線液泛線.27 7.6負(fù)荷性能圖負(fù)荷性能圖及及操作彈性操作彈性.28 8計(jì)算結(jié)構(gòu)匯總表計(jì)算結(jié)構(gòu)匯總表.29 9小結(jié)小結(jié).30 1設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說明 1.1 概述概述 1.1.1精餾原理精餾原理 利用從塔底部上升的含輕組

6、分較少的蒸氣，與從塔頂部回流的含重組分較少 的液體逆流接觸，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝，使原料得到分離。 同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝是在精餾塔中實(shí)現(xiàn)的。塔板上有一層液體， 氣流經(jīng)塔板被分散于其中成為氣泡，氣、液兩相在塔板上接觸，液相吸收了氣 相帶入的熱量。使液相中的易揮發(fā)組分汽化，由液相轉(zhuǎn)移到氣相；同時(shí)，氣相 放出了熱量，使氣相中的難揮發(fā)組分冷凝，由氣相轉(zhuǎn)移到液相。部分汽化和部 分冷凝的同時(shí)進(jìn)行是汽化、冷凝潛熱相互補(bǔ)償。精餾就是多次而且同時(shí)進(jìn)行部 分汽化和部分冷凝，使混合液得到分離的過程。 1.1.2精餾塔選定精餾塔選定 精餾是氣液兩相之間的傳質(zhì)過程，而傳質(zhì)過程是由能提供氣液兩相充分接

7、觸 的塔設(shè)備完成，并要求達(dá)到較高的傳質(zhì)效率。根據(jù)塔內(nèi)氣液接觸部件的結(jié)構(gòu)型 式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔內(nèi)設(shè)置一定數(shù)量塔板，氣體以鼓泡 或噴射形式穿過板上液層進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬于 逐級(jí)接觸逆流操作過程。填料塔內(nèi)裝有一定高度的填料層，液體自塔頂填料表 面下流，氣體逆流而上，與液相接觸進(jìn)行質(zhì)量、熱量傳遞，氣液相組成沿塔高 連續(xù)變化，屬于微分接觸操作過程。我們選擇的是板式塔。 板式塔大致可分為兩類：一類是有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板等； 另一類是無降液管塔板，如柵板、穿流式波紋板等。工業(yè)上應(yīng)用較多的是前者。 這里，我們選擇的是具有降液管的篩板塔。篩板塔是在塔板

8、上鉆有均勻分布的 篩孔，上升氣流經(jīng)篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層 （或噴射的液滴群） 。 篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡單，制造維修方便，造價(jià)低，相同條件下生產(chǎn)能力高 于浮閥塔。其缺點(diǎn)是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵塞，不適宜處理粘性大 的、臟的和帶固體粒子的液料。但設(shè)計(jì)良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性， 對(duì)易阻塞的物系可采用大孔徑篩板。 工業(yè)上對(duì)塔設(shè)備的主要要求：（1）生產(chǎn)能力大；（2）傳質(zhì)、傳熱效率高； （3）氣流的摩擦阻力?。唬?）操作穩(wěn)定，適應(yīng)性強(qiáng)，操作彈性大；（5）結(jié)構(gòu) 簡單，材料耗用量小；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外還要求不易堵 塞、耐腐蝕等。 實(shí)際上，任何塔

9、設(shè)備都難以滿足上述所有要求，因此，設(shè)計(jì)者應(yīng)根據(jù)塔型特 點(diǎn)、物系性質(zhì)、生產(chǎn)工藝條件、操作方式、設(shè)備投資、操作與維修費(fèi)用等技術(shù) 經(jīng)濟(jì)評(píng)價(jià)以及設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)等因素,依矛盾的主次，綜合考慮，選擇適宜的塔型。 1.2 設(shè)計(jì)方案的確定設(shè)計(jì)方案的確定 本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精 餾流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精餾塔 內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部分加回流至塔內(nèi)，其 余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷 卻后送至儲(chǔ)罐。 2精餾塔的物料衡算精餾塔的物料衡算 2.1 原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾

10、質(zhì)量原料液及塔頂和塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 甲苯的摩爾質(zhì)量 =92.13kg/kmol 苯的摩爾質(zhì)量 =78.11kg/kmol b m 0.94 d x 0.6 f x =0.6 78.11+(1-0.6) 92.13=83.718kg/kmol f m =0.94 78.11+(1-0.94) 92.13=78.9512kg/kmol d m 2.2 原料液及塔頂和塔底的摩爾分率原料液及塔頂和塔底的摩爾分率 6 . 0 f x94 . 0 d x =0.95 f=6700kg/h f=80.03kmol/h f m f 83.718 0076 =0.94 所以 d=48.02 kmol/h

11、f d xf xd * * 由物料衡算 d+w=f d x w x f x f=d+w,所以 w=32.01kmol/h 所以：= 0.0899 w x 2.3 物料衡算物料衡算 原料處理量 f=80.03kmol/h f m f 83.718 0076 總物料衡算 f=d+w d+w=f d x w x f x 聯(lián)立解得 d=48.02kmol/h w=32.01mol/h 3塔數(shù)的確定塔數(shù)的確定 3.1 理論板層數(shù)理論板層數(shù)的求取的求取 t n 3.1.1相對(duì)揮發(fā)度的求取相對(duì)揮發(fā)度的求取 有內(nèi)插法可計(jì)算塔頂、塔釜的氣液相組成 塔頂： 0.94y da ， 0.06y db ， 0.863

12、da x ， 0.137x db ， 塔釜： 0.215 0.785 wa y ， wb y ， 0.0899x wa ， 0.9101x wb ， 2.49 dbdb dada d /xy /xy ， ， 2.77 wbwb wawa w /xy /xy ， ， 2.63 wd* 平 3.1.2求最小回流比及操作回流比求最小回流比及操作回流比 泡點(diǎn)進(jìn)料：6 . 0 fq xx 987 . 0 6 . 0) 12.63(1 6 . 02.63 ) 1(1 fm fm q x x y 故最小回流比為 = min r dq qq xy yx 71. 0 6 . 0987 . 0 987 . 049

13、 . 0 取操作回流比為 r=1.7=1.7 0.71=1.207 min r 3.1.3求精餾塔的氣、液相負(fù)荷求精餾塔的氣、液相負(fù)荷 h57.96kmol/=48.02 1.207=rd=l /h105.98kmol=48.02 2.207=1)d+(r=v /h137.99kmol=80.03+57.96=f+l= l /h105.98kmol=v=v 3.1.4求操作線方程求操作線方程 精餾段操作線方程為 （a） d n+1nnn xr1.2070.94 y=x +=x +=0.547x +0.426 r+1r+12.2072.207 提餾段操作線方程 （b）0.02721.302899

14、0 . 0 105.98 32.01 105.98 137.99 1 mmwm mxxx v w x v l y 3.1.5采用逐板法求理論板層數(shù)采用逐板法求理論板層數(shù) 由 得 1 (1) q q q x y x y y x ) 1( 將 =2.63 代入得相平衡方程 （c） y y y y x 1.632.63) 1( 聯(lián)立（a） 、 （b） 、 （c）式，可自上而下逐板計(jì)算所需理論板數(shù)。因塔頂為全 凝 則49 . 0 1 d xy 由（c）式求得第一塊板下降液體組成 856 . 0 49 . 063 . 1 2.63 49 . 0 1.632.63 1 1 1 y y x 利用（a）式計(jì)算

15、第二塊板上升蒸汽組成為 =0.547+0.426=0.547*0.856+0.426=0.894 2 y 1 x 交替使用式（a）和式（c）直到，然后改用式（b）和式（c）交替計(jì) nf xx 算，直到為止， nw xx 0.02721.3028990 . 0 105.98 32.01 105.98 137.99 1 mmwm mxxx v w x v l y 計(jì)算結(jié)果見表 1。 表 1 板號(hào) 123456789 y0.900.8940.8420.7920.7420.6520.5140.3460.19 x0.8560.7620.6700.591 xf 0. 5220.4160.2870.1670

16、.0819 xw 精餾塔的理論塔板數(shù)為 =9（包括再沸器） t n 進(jìn)料板位置 4 f n 3.2 實(shí)際板層數(shù)的求取實(shí)際板層數(shù)的求取 全塔效率為 0.545，則有 65.504 0.545 3 n 精 1211.009 0.545 6 n 提 （包括再沸器）18126nnn 提精 4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 4.1 操作壓力的計(jì)算操作壓力的計(jì)算 塔頂?shù)牟僮鲏毫?kpapd 3 . 101 每層塔板的壓降 kpap7 . 0 進(jìn)料板壓力 kpapf 5 . 10567 . 03 .101 塔底操作壓力 113.9kpa180.7101.3pw 精餾

17、段平均壓力 kpapm4.1032/)5.1053.101( 提餾段平均壓力 109.7kpa/2113.9105.5pm ）（ 4.2 操作溫度的計(jì)算操作溫度的計(jì)算 依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽 和蒸汽由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算結(jié)果如下： 塔頂溫度 ctd 81.264 進(jìn)料板溫度 ctf 90.65 塔底溫度 c 93.27tw 精餾段平均溫度 =(81.264+90.65)/2=85.957 m tc 提餾段平均溫度 c91.96/293.2790.65tm）（ 4.3 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由理論板的計(jì)算過程可知，x

18、1=0.856 49 . 0 1 d xy molkgmvdm/78.9592.13)49 . 01 (78.1149 . 0 molkgmldm/80.1392.13)856 . 0 1 (78.11856 . 0 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 由理論板的計(jì)算過程可知，927 . 0 f y591 . 0 f x molkgmvfmk/81.0392.13)927 . 01 (78.11927 . 0 molkgmlfmk/83.8492.13)591 . 0 1 (78.11591 . 0 塔底平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 有理論版計(jì)算過程可知 2 0.0899 w xy 2 0.036x 0.0899

19、 78.11 (1 0.0899) 92.1390.87k / vwm mg kmol 0.036 78.11 (1 0.036) 92.1391.63k / lwm mg kmol 精餾段的平均摩爾質(zhì)量為 molkgm vm k/79.992/ )81.0378.95( molkgm lm k/81.9852/ )83.8480.13( 提餾段的平均摩爾質(zhì)量為 molkgm vm k/85.952/ )90.8781.03( molkgm lm k/87.7352/ )91.6383.84( 4.4 平均密度計(jì)算平均密度計(jì)算 4.4.1氣相平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)

20、算，即 精餾段氣相平均密度 3 /2.77 )15.27385.957(314. 8 79.99 4 . 103 mkg rt mp m vmm vm 提餾段氣相平均密度 3 101.3 85.95 2.87/ 8.314 (91.96273.15) mvm vm m p m kg m rt 4.4.2液相平均密度計(jì)算液相平均密度計(jì)算 液相平均密度計(jì)算依下式計(jì)算，即： lb b la a lm aa 1 塔頂液相平均密度的計(jì)算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得：ctd 81.264 3 a /813.83mkg 3 /810.305mkg b 0.94 78.11 0.93 0.94 78.

21、11 0.06 92.13 a a 810.305 07 . 0 813.83 39 . 01 ldm 3 /813.59mkg ldm 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算。 由，查液體在不同溫度下的密度表得：ctf 90.65 3 /803.311mkg a 3 /800.86mkg b 0.6 78.11 0.56 0.6 78.11 0.4 92.13 a a 800.86 44 . 0 803.311 56 . 0 1 f ml 3 f /802.23mkg ml 塔底液相平均密度的計(jì)算 由，查手冊得93.27 w t 3 800.35/ a kg m 3 798.2/ b kg m 0.089

22、9 78.11 0.0773 0.0899 78.11 0.9101 92.13 a a 塔底液相的質(zhì)量分率 3 1 798.37/ (0.0773/800.350.9227/798.2) lwm kg m 精餾段的平均密度為： 3 /807.912/802.23813.59(mkg lm ） 提餾段的平均密度為： 3 802.23798.37 800.3/ 2 lm kg m 4.5 液體平均表面張力的計(jì)算液體平均表面張力的計(jì)算 液相平均表面張力依下式計(jì)算，即： n i iilm x 1 塔頂液相平均表面張力的計(jì)算。 由，查液體表面張力共線圖得：ctd 81.264 mmn a /20.97

23、mmn b /21.43 mmn ldm /21.0021.43)49 . 01 (.20.9749 . 0 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算。 由，查液體表面張力共線圖得：ctf 90.65 /m19.8mn a mmn b /20.38 mmn lfm /20.03220.38)6 . 01 (19.86 . 0 由，查手冊得93.27 w t 19.48/ a mn m20.09/ b mn m 0.0899 19.480.9101 20.0920.04/ lwm mn m 精餾段平均表面張力為： mmn lm /20.5162/|20.03221.00(） 提餾段平均表面張力為： mmn

24、lm /20.0362/|20.0420.032(） 4.6 液體平均黏度計(jì)算液體平均黏度計(jì)算 液相平均黏度依下式計(jì)算，即： iilm xlglg 塔頂液相平均黏度的計(jì)算： 由，查氣體黏度共線圖得：ctd 81.264 0.316 a mpa s0.317 b mpa s 317 . 0 lg60 . 0316 . 0 lg49 . 0lg ldm smpa ldm 0.309 進(jìn)料液相平均黏度的計(jì)算： 由ctf 90.65，查氣體黏度共線圖得： spa a 288m . 0 smpa b 0.291 291 . 0 lg4 . 0288 . 0 lg6 . 0lg lfm smpa lfm

25、.2890 塔底液相平均黏度的計(jì)算： 由，查氣體黏度共線圖得：ct 93.27 w spa a 28m . 0 smpa b 0.285 285 . 0 lg9101 . 0 28 . 0 lg0899 . 0 lg w ml smpa ml .2850 w 精餾段液相平均黏度為： 1smpa lm 3 . 02/ )291 . 0 309 . 0 ( 提餾段液相平均黏度為： 1smpa lm 287 . 0 2/ )285 . 0 289 . 0 ( 5塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算塔及塔板的工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算 5.1 塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算塔徑的設(shè)計(jì)計(jì)算 5.1.1精餾段：精餾段： 精餾段的氣、液相

26、體積流率為： sm vm v vm vm s /0.85 2.773600 99 . 9 7105.98 3600 3 sm lm l lm lm s /0.00163 807.913600 81.98557.96 3600 3 由，式中 c 由求取，其中由篩板塔汽液 v vl cu max 2 . 0 20 ) 20 ( l cc 20 c 負(fù)荷因子曲線圖查取，圖橫坐標(biāo)為 0.033 2 1 2 1 ) 2.77 807.91 () 36000.85 360016300 . 0 ()( v l h h v l 取板間距， ，板上液層高度，則mht4 . 0mhl06 . 0 mhh lt 3

27、4 . 0 06 . 0 4 . 0 查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得407 . 0 20 c 740 . 0) 20 20.516 (407 . 0 ) 20 (407 . 0 2 . 02 . 0 l c smcu v vl /1.262 2.77 2.7707.918 740 . 0 max 取安全系數(shù)為 0.7，則空塔氣速為： smuu/0.88341.2627 . 07 . 0 max m u v d s 1.107 0.883414 . 3 0.8544 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為。md.21 塔截面積為： 222 1.13.21785 . 0 785 . 0 mdat sm a v u t

28、s /0.752 1.13 0.85 5.1.2提餾段：提餾段： 提餾段的氣、液相體積流率為 3 105.98 79.99 0.82/ 36003600 2.87 vm s vm vm vms 3 57.96 81.985 0.00165/ 36003600 798.37 lm s lm lm lms 由式中，負(fù)荷因子由史密斯關(guān)聯(lián)圖查得， max lv v uc 0.2 20( ) 20 l cc 20 c 圖的橫坐標(biāo)為 1/21/2 0.00165 3600798.37 ()()0.0336 0.82 36002.87 sl sv l v 取板間距，板上清液層高度取，則0.45 t hm0.

29、06 l hm 0.39 tl hhm 由史密斯關(guān)聯(lián)圖，得知 20 0.85c 氣體負(fù)荷因子 0.20.2 20 20.036 ()0.85 ()0.85 2020 l cc max 798.372.87 0.851.41/ 2.87 um s 取安全系數(shù)為，則空塔氣速為 0.7 max 0.70.7 1.410.987/uum s 44 0.82 1.102 0.987 s v dm u 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 1.2dm 塔截面積為 22 1.13 4 t adm 實(shí)際空塔氣速為 0.82 0.726/ 1.13 um s 5.2 塔的有效高度的計(jì)算塔的有效高度的計(jì)算 精餾段有效高度為： m2

30、4 . 01-61-）（）（ 精精t hnz 提餾段有效高度為： 4.4m4 . 01-211-）（）（ 提提t(yī) hnz 在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 0.8m， 5.3 塔的實(shí)際高度的計(jì)算塔的實(shí)際高度的計(jì)算 精餾塔的有效高度為： 7.2m8 . 0.4428 . 0 提精 zzz 5.4溢流裝置的計(jì)算溢流裝置的計(jì)算 5.4.1精餾段：精餾段： 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如md1.2 下： 5.4.1.15.4.1.1 堰長堰長 w l 取mdlw0.961.28 . 08 . 0 5.4.1.25.4.1.2 溢流堰高度溢流堰高度 w h 由，選用平直堰，堰上

31、液層高度由下式計(jì)算，即： owlow hhh ow h 3 2 )( 1000 84 . 2 w h ow l l eh 近似取 e=1，則mhow00949 . 0 ) 96 . 0 360001630 . 0 (1 1000 84 . 2 3 2 取板上清液層高度mmhl60 故mhhh owlw 05105 . 0 94900 . 0 06 . 0 5.4.1.35.4.1.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度和截面積和截面積： d w f a 由，查弓形降液管參數(shù)圖得：0.8 d lw 0.151 a a t f 0.202 d wd 則：，maf.170601.13151 . 0 mwd

32、2424 . 0 1.2202 . 0 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即： ss l ha h tf 541.865 360016300 . 0 4 . 01706. 03600 3600 故降液管設(shè)計(jì)合理。 5.4.1.45.4.1.4 降液管底隙的流速降液管底隙的流速 ，則：0.15/ o um s m ul l h w h 0113 . 0 15 . 0 96 . 0 3600 360016300 . 0 3600 0 0 mmhhw006.039210.01130.050510.0 0 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度。mmh w 45 5.4.2提餾段：提餾段： 因塔徑

33、，所以可選取單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)1.2dm 算如下： 5.4.2.15.4.2.1 堰長堰長 w l 可取0.80.8 1.20.96 w ldm 5.4.2.25.4.2.2 溢流堰高度溢流堰高度 w h 由 wlow hhh 選用平直堰,堰上層液高度由式計(jì)算 ow h 2/3 2.84 () 1000 h ow w l he l 近似取，則1.0e 2/3 2.840.00165 3600 1 ()0.00957 10000.96 ow hm 取板上清液層高度0.06 l hm 故 0.05043 w hm 5.4.2.35.4.2.3 弓形降液管寬度弓形降液管寬度和截

34、面積和截面積： d w f a 由 查圖得0.8 w l d 0.151 f t a a 0.202 d w d 故 2 0.1510.151 1.130.171 ft aam 0.2020.202 1.20.242 d wdm 5.4.2.45.4.2.4 降液管底隙的流速降液管底隙的流速 3600 h o wo l h l u 取 則 0.15/ o um s 0.00165 3600 0.0115 3600 0.96 0.15 o hm 0.050430.01150.38930.006 wo hhmm 故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理 選用凹形受液盤，深度 。45 w hmm 5.5 塔板布置塔

35、板布置 5.5.1精餾段：精餾段： 5.5.1.15.5.1.1 塔板的分塊。塔板的分塊。 因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為 3 塊。 mmd800 5.5.1.25.5.1.2 邊緣區(qū)寬度確定：邊緣區(qū)寬度確定： 取，mww ss 06 . 0 mwc03 . 0 5.5.1.35.5.1.3 開孔區(qū)面積計(jì)算。開孔區(qū)面積開孔區(qū)面積計(jì)算。開孔區(qū)面積計(jì)算為：計(jì)算為： a a )sin 180 (2 1222 r x rxrxaa 其中 mww d x sd 2976 . 0 )06 . 0 2424 . 0 (6 . 0)( 2 mw d r c 57 . 0 03 . 0 0.6 2 故 21

36、222 646 . 0 ) 57 . 0 2976 . 0 sin57 . 0 180 14 . 3 2976 . 0 57 . 0 2976 . 0 (2maa 5.5.1.45.5.1.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔數(shù)與開孔率 篩孔計(jì)算及其排列。 本設(shè)計(jì)的物系沒有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑 3mm 5 o dmm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為 t mmdt15533 0 篩孔的數(shù)目為 n 22 1.1551.155 0.646 3317 0.015 a a n t 個(gè) 開孔率為： % 1 . 10) 15 5 (907. 0)(907 . 0 22 00 t d a a a 氣體通過篩

37、孔的氣速為： sm a v u s /13.03 646 . 0 *101 . 0 0.85 0 0 5.5.2提餾段：提餾段： 5.5.2.15.5.2.1 塔板的分塊。塔板的分塊。 因，所以選擇采用分塊式，塔板可分為 3 塊。 mmd800 5.5.2.25.5.2.2 邊緣區(qū)寬度確定：邊緣區(qū)寬度確定： 取，mww ss 06 . 0 mwc03 . 0 5.5.2.35.5.2.3 開孔區(qū)面積計(jì)算。開孔區(qū)面積開孔區(qū)面積計(jì)算。開孔區(qū)面積計(jì)算為：計(jì)算為： a a )sin 180 (2 1222 r x rxrxaa 其中 mww d x sd 2976 . 0 )06 . 0 2424 .

38、 0 (6 . 0)( 2 mw d r c 57 . 0 03 . 0 0.6 2 故 21222 646 . 0 ) 57 . 0 2976 . 0 sin57 . 0 180 14 . 3 2976 . 0 57 . 0 2976 . 0 (2maa 5.5.2.45.5.2.4 篩孔數(shù)與開孔率篩孔數(shù)與開孔率 篩孔計(jì)算及其排列。 本設(shè)計(jì)的物系沒有腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔直徑 3mm 5 o dmm 篩孔按正三角形排列，取孔中心距 為 t mmdt15533 0 篩孔的數(shù)目為 n 22 1.1551.155 0.646 3317 0.015 a a n t 個(gè) 開孔率為： % 1 .

39、10) 15 5 (907. 0)(907 . 0 22 00 t d a a a 氣體通過篩孔的氣速為： sm a v u s /12.57 646 . 0 *101 . 0 0.82 0 0 6流體力學(xué)驗(yàn)算流體力學(xué)驗(yàn)算 6.1 塔板壓強(qiáng)降塔板壓強(qiáng)降 6.1.1精餾段：精餾段： 6.1.1.16.1.1.1 干板阻力干板阻力計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算： d h 2 0 0 d 2 1 c u g h l v 由，查篩板塔汽液負(fù)荷因子曲線圖得1.67 o d 0.772 o c 故液柱mh4980 . 0 .7720 13.03 807.91 2.77 051 . 0

40、2 d 6.1.1.26.1.1.2 氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力計(jì)算。計(jì)算。 l h 氣體通過液層的阻力由下式計(jì)算，即 l h l hh 1 sm aa v u ft s a /0.886 171 . 0 1.13 0.85 )/(1.4752.770.886 2121 0 mskguf va 查充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得。 6 . 0 故 液柱（3）液體()0.6 (0.05051 0.00949)0.036 llwow hhhhm 表面張力的阻力計(jì)算 h 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即： h 3 3 0 44 20.516 10 2.07 10 807.91 9.81 0.005

41、l l hm gd 液柱 液柱+0.04980.036+0.00210.0879 fdl hhhhm 本設(shè)計(jì)系常壓操作，對(duì)板壓降本身無特殊要求。 6.1.2提餾段：提餾段： 6.1.2.16.1.2.1 干板阻力干板阻力 d h 計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算：計(jì)算。干板阻力由下式計(jì)算： 干板的阻力按公式計(jì)算 d h 2 0.051() () ov d ol u h c 并由可，查得1.67 o d 0.772 o c 故 液柱 2 12.572.87 0.051 ()0.0486 0.772798.37 d hm 6.1.2.26.1.2.2 氣體通過液層的阻力氣體通過液層的阻力計(jì)算。計(jì)算。 l

42、h 氣體通過液層的阻力按公式計(jì)算 l h ll hh 0.82 1.04/ 21.132 0.171 s a tf v um s aa 1/21/2 1.042.871.76/() aav fukgs m 查得0.56 故 液柱()0.56 (0.050430.00957)0.0336 llwow hhhhm 液體表面張力所產(chǎn)生的阻力由下式計(jì)算，即： h 3 3 0 44 20.036 10 2.05 10 798.37 9.81 0.005 l l hm gd 液柱 液柱 +0.04860.0336+0.00210.0843 fdl hhhhm 本設(shè)計(jì)系常壓操作，對(duì)板壓降本身無特殊要求。 6

43、.2 液沫夾帶量的校核液沫夾帶量的校核 6.2.1精餾段：精餾段： 液沫夾帶量由公式計(jì)算。由 6 3.2 5.7 10 () a v ltf u e hh 2.52.5 0.060.15 fl hhm 故 6 3.2 3 5.7 100.886 ()0.159/0.1/ 20.516 100.400.15 v ekgkgkgkg 液氣液氣 故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在設(shè)計(jì)范圍之內(nèi)。 v e 6.2.2提餾段：提餾段： 液沫夾帶量由公式計(jì)算 6 3.2 5.7 10 () a v ltf u e hh 由 2.52.5 0.060.15 fl hhm 故 6 3.2 3 5.7 101.04 ()0.

44、152/0.1/ 20.036 100.450.15 v ekgkgkgkg 液氣液氣 故本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在設(shè)計(jì)范圍之內(nèi)。 v e 6.3 溢流液泛的校核溢流液泛的校核 6.3.1精餾段：精餾段： 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從下式關(guān)系，即 d h () dtw hhh 苯甲苯屬于一般物系，取，則0.5 液柱()0.5 (0.400.05051)0.4526 tw hhm 而 液柱 2 pld h +h +h =0.0879+0.06+0.153 0.15 =0.1512m d h 故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度 液柱0.1492 d hm 則 () dtw hhh 故在本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生溢

45、流液泛。 6.3.2提餾段：提餾段： 為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液高度應(yīng)服從下式關(guān)系，即 d h () dtw hhh 苯甲苯屬于一般物系，取，則0.5 液柱()0.5 (0.450.05043)0.2502 tw hhm 而 液柱 2 pld h +h +h =0.0843+0.06+0.153 0.15 =0.1477m d h 故降液管內(nèi)的當(dāng)量清液高度 液柱0.1456 d hm 則 () dtw hhh 故在本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生溢流液泛。 6.4 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間的校核 6.4.1精餾段：精餾段： 為避免發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時(shí)

46、間不小 于35s 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為 0.171 0.1492 15.65(35) 0.00163 fd s a h ss l 不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。 6.4.2提餾段：提餾段： 為避免發(fā)生嚴(yán)重的氣泡夾帶現(xiàn)象，通常規(guī)定液體在降液管的停留時(shí)間不小于 35s 液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間為 0.171 0.1456 15.09(35) 0.00165 fd s a h ss l 不會(huì)產(chǎn)生嚴(yán)重氣泡夾帶。 6.5 漏液點(diǎn)的校核漏液點(diǎn)的校核 6.5.1精餾段：精餾段： 設(shè)漏液點(diǎn)的孔速，相應(yīng)的動(dòng)能因子（以為基準(zhǔn)） 0w u6.7/m s2 tf aa 0 6.7 0.101 0.646 2.770.9

47、23 21.132 0.171 ow avv tf a u fu aa 故塔板上當(dāng)量清液高度為 0.0061 0.7250.0061.230.0382 s cw w l hhf l 查得此漏液點(diǎn)的干板壓降 0.0106=0.013m d hm水柱液柱 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即 219.6 0.013 807.91 0.7586.53/ 2.77 dl owo v gh ucm s 因計(jì)算值與假定值接近，故計(jì)算正確 塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計(jì)算，即 0 0 13.03 2.001.5 6.53 w u k u 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 6.5.2提餾段：提餾段： 設(shè)漏液點(diǎn)的孔速，相應(yīng)的

48、動(dòng)能因子（以為基準(zhǔn)） 0w u6.5/m s2 tf aa 0 6.5 0.101 0.646 2.870.912 21.132 0.171 ow avv tf a u fu aa 故塔板上當(dāng)量清液高度為 0.0061 0.7250.0061.230.0363 s cw w l hhf l 查得此漏液點(diǎn)的干板壓降 0.0106=0.013m d hm水柱液柱 對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算，即 219.6 0.0134 800.03 0.7586.49/ 2.87 dl owo v gh ucm s 因計(jì)算值與假定值接近，故計(jì)算正確 塔板的穩(wěn)定系數(shù)可由下式計(jì)算，即 0 0 12.57 1.9

49、41.5 6.49 w u k u 在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。 7塔板負(fù)荷性能圖（以精餾段為例）塔板負(fù)荷性能圖（以精餾段為例） 7.1 漏液線漏液線 由 0,min 4.4(0.00560.13)/ ollv uchh ,min 0,min s o v u a 2/3 s 3600 l2.842.84 ()=1 100010000.96 h ow w l he l lwow hhh 2 3 s,minw 2 3 s 2.84 v4.4a0.00560.13 h +1/ 1000 3600 l2.84 =4.4 0.772 0.101 0.5320.00560.13 0.05051+10.0021

50、807.91/ 2.77 10000.96 h oolv w l ceh l 2/3 s =0.18253.335+33.47l 得 2/3 ,mins 0.18253.335+33.47l s v 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表 s l s v s l 3 /ms0.00060.00150.00300.0045 s v 3 /ms0.3450.3560.3660.376 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線 1。 7.2 液沫夾帶線液沫夾帶線 以為限，求關(guān)系如下：0.1/ v ekgkg液氣 ss vl 6 3.2 5.7 10 () a v ltf u e hh 1.092

51、21.132 0.107 ss as tf vv uv aa 2.52.5() flwow hhhh 0.05051 w hm 2 3 2/3 s s 3600 l2.84 1=0.685l 10000.96 ow h 故 2/3 0.126 1.7125 fs hl 2/3 0.274 1.7125 tfs hhl 6 3.2 32/3 1.0925.7 10 ()0.1 20.516 100.274 1.7125 s v s v e l 整理得 2/3 1.5789.864 ss vl 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，依上式計(jì)算出值計(jì)算結(jié)果列于下表 s l s v s l 3 /ms0.0006

52、0.00150.00300.0045 s v 3 /ms1.5081.4491.3731.309 由上表即可作出液沫夾帶線 2。 7.3 液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷下限線 對(duì)于平流堰，取堰上液層高度作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，則0.006 ow hm 2/3 2.84 ()0.006 1000 h ow w l he l 取，則1e 3/23 ,min 0.006 10000.96 ()0.000819/ 2.843600 s lms 據(jù)此可做出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 3。 7.4 液相負(fù)荷上限線液相負(fù)荷上限線 以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，由下式4s 4 ft s a h l 故 3

53、 ,max 0.107 0.40 0.00385/ 44 ft s a h lms 據(jù)此可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限 4。 7.5 液泛線液泛線 令 () dtw hhh dlff hhhh fdl hhhh ll hh lwow hhh 聯(lián)立得 (1)(1) twowdf hhhhhh 忽略、，將與、和、與的關(guān)系代入上式，得 h ow h s l d h s l f h s v 222/3 sss a vbc ld l 式中 2 0.051 () v ool a a c (1) tw bhh 2 0.153 () wo c l h 2/3 2.843600 (1)() 1000 w de l 將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得 2 0.0512.77 ()0.0689 (