苯甲苯精餾塔的設(shè)計課程設(shè)計

1、化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目苯 -甲苯精餾塔的設(shè)計學生指導教師 講師年級專業(yè)系部課程設(shè)計任務(wù)書一、課題名稱 苯甲苯混合液篩板精餾塔設(shè)計 二、課題條件（原始數(shù)據(jù)）1、設(shè)計方案的選定 原料：苯、甲苯原料苯含量：質(zhì)量分率 = 45.5%原料處理量：質(zhì)量流量 =20.5t/h 產(chǎn)品要求：苯的質(zhì)量分率： xD =98% ， xW =1%2、操作條件 常壓精餾，泡點進料，塔頂全凝，泡點回流，塔底間接加熱。3、設(shè)備型式：篩板塔三、設(shè)計內(nèi)容1、設(shè)計方案的選擇及流程說明2、工藝計算 （物料衡算、 塔板數(shù)、工藝條件及物性數(shù)據(jù)、 氣液負荷等）3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計（1）塔徑（2）塔板（降液管、溢流堰、塔板布置等）（

2、3）塔高4、流體力學驗算與操作負荷性能圖5、輔助設(shè)備選型（冷凝器、再沸器、泵、管道等）6、結(jié)果匯總表7、設(shè)計總結(jié)8、參考文獻9、塔的設(shè)計條件圖（ A2 ）10、工藝流程圖（ A3 ）四、圖紙要求1、帶控制點的工藝流程圖（ 2圖紙）； 2、精餾塔條件圖（ 1圖紙）。摘要 ：本設(shè)計對苯 甲苯分離過程篩板精餾塔裝置進行了設(shè)計，主要進行了以下工作：1、對主要生產(chǎn)工藝流程和方案進行了選擇和確定。2、對生產(chǎn)的主要設(shè)備 篩板塔進行了工藝計算設(shè)計，其中包括：精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有 關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算；精餾塔的塔體工藝尺寸計算；精餾塔塔板的主要工藝尺寸的計算。 3、繪制了生產(chǎn)工藝流程

3、圖和精餾塔設(shè)計條件圖。4、對設(shè)計過程中的有關(guān)問題進行了討論和評述。 本設(shè)計簡明、 合理，能滿足初步生產(chǎn)工藝的需要， 有一定的實踐指導作用。關(guān)鍵詞 ：苯 甲苯；分離過程；精餾塔#目錄目錄 11 文獻綜述 31.1 概述 31.2 方案的確定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 32 塔物料衡算 52.1 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 52.2 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 62.3 物料衡算 63 塔板數(shù)的確定 73.1 理論板層數(shù) NT 的求取 73.2 求精餾塔氣液相負荷 83.3 操作線方程 83.4 逐板計算法求理論板層數(shù) 83.5 全塔效率 ET 估算 93.6 求實際板數(shù) 94 精餾塔的工藝條件及

4、有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算 104.1 操作壓力計算 104.2 安托尼方程計算 104.3 平均摩爾質(zhì)量計算 104.4 平均密度計算 114.5 液體平均表面張力計算 134.6 液體平均粘度計算 134.7 氣液負荷計算 145 精餾塔塔體工藝尺寸的計算 15塔徑的計算 156 塔板主要工藝尺寸的計算 176.1 溢流裝置計算 176.2塔板布置 1 96.3篩孔數(shù)n與開孔率： 197篩板的流體力學驗算 207.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ňs段）207.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段）218塔板負荷性能圖 248.1精餾段：248.2提餾段：269設(shè)備設(shè)計309.1塔頂

5、全凝器的計算與選型 309.2再沸器3110 各種管尺寸確定 3110.1進料管3110.2岀料管3110.3塔頂蒸汽管dp 3210.4回流管dR 3210.5再沸返塔蒸汽管dv 3211塔高3212. 設(shè)計體會3313. 參考文獻 34分離苯-甲苯混合液的篩板精餾塔1.文獻綜述1.1概述在常壓操作的連續(xù)精餾塔內(nèi)分離苯-甲苯混合液，已知原料液的處理量為20.5t/h，組成為45.5% （苯的質(zhì)量分率），要求塔頂餾出液的組成為98% （苯的質(zhì)量分率）塔底釜的組成為1%。設(shè)計條件如下:操作壓力4kpa （塔頂表壓） 進料熱狀況 泡點進料1.2方案的確定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)本設(shè)計任務(wù)為分離苯-甲苯混合物。對

6、于二元混合物的分離， 應(yīng)采用連續(xù)精餾留成設(shè)計中采用泡點進料，將原料液通過預(yù)熱器加熱至泡點后送入精餾塔內(nèi)。塔頂上升的蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至貯罐。該物系屬易分離物系， 最小回流比較小，故操作回流比是最小回流比的 2倍，塔釜采 用間接蒸汽加熱塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入貯罐。表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量M沸點（C）臨界溫度tc（C）臨界壓強Pc（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5 CH392.13110.6318.574107.73表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度°C80.1859095100

7、105110.6I0Pa ,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0I0Pb , kPa40.046.054.063.374.386.0表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（2 : P8 例 1 1 附表 2)溫度°C80.1859095100105110.6液相中苯的摩爾分率1.0000.7800.5810.4120.2580.1300汽相中苯的摩爾分率1.0000.9000.7770.6300.4560.2620表4純組分的表面張力（1P378附錄圖7）溫度8090100110120苯，mN/m21.22018.817.516.2甲苯，Mn/m21

8、.720.619.518.417.3表5組分的液相密度（1:p382附錄圖8）溫度C）8090100110120814805791778763苯,kg/m3809801791780768甲苯,kg/m3表6液體粘度心（1:p365 )溫度（C）80901001101200.3080.2790.2550.2330.215苯(mPa .s)甲苯（mPa .s）0.3110.2860.2640.2540.228#表7常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t c液相中苯的摩爾分率X氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.001

9、1.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02塔物料衡算2.1原料液及塔頂、塔底

10、產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量 M A = 78.11kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 Mb =92.13kg/kmolXf二 0. 4960. 455 /78. 110. 455. 0. 545>78. 11/92. 130. 98Xd 二781二 0. 9830. 98. 0. 0278. 1192.1311=0. 0122.2原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf =0.496 78.11 1 -0.496 92.13 = 85.18kg/kmolMd =0.983 78.11 1 -0.983 92.13 = 78.35kg/kmolMW =0.012 78.111 -0.01292.

11、13 = 91.96kg/kmol2.3物料衡算原料處理量20.5 100085.18=240.67 kmol/h總物料衡算D W = 240. 67苯物料衡算 0. 496F 二 0. 983D 0. 012W聯(lián)立解得D =119.96 kmol/hW =120.71kmol/h式中F-原料液流量D-塔頂產(chǎn)品量W-塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定3.1理論板層數(shù) Nt的求取苯-甲苯屬于理想物系，采用逐板計算法求理論層數(shù)由表10-2苯-甲苯物質(zhì)在總壓101.3kpa下的t-x關(guān)系x = 0. 541t - 960. 496 一 0. 37392 一 960. 504 一 0. 373t F =92.

12、24由表10-1苯-甲苯在某溫度t下蒸汽壓pA、pB92. 24 - 96144. 1 - 161.392 - 96Pa =145.13k pa92. 24 - 9657. 8 - 65. 692 - 96P： =58.27kpa理想物系P0a AP0-2.49平衡線方程2.49x11.49x泡點進料RminXdXe-yeye _Xe0. 9830. 710Xf-0. 710-0. 4960.496ye2. 490. 4960. 71011.490. 4961.276取操作回流比R 二 2Rmin = 21.276 = 2. 553.2求精餾塔氣液相負荷L=R D =2.55 119.96 =

13、305.90kmol/hV 二 R 1 D 二 2.55 1119.96 =425.86kmol/h= L qF =305.90 240.67 =731.76kmol/hV”=V =425.86kmol/h3.3操作線方程Rx精餾段方程為yn勺xn d 0. 718xn0.276R + 1 R + 1提餾段方程為ym1L qFL qF WxmWL qF - W1. 28Xm0. 0033.4逐板計算法求理論板層數(shù)平衡方程y2.49x11.49x精餾段方程y = 0. 718x - 0. 276y = x dy 1 =0. 983y2 = 0. 964y 3 =0. 933y4 = 0. 885

14、y 5 = 0. 818y6 = 0. 738y 7 = 0. 657平平X1 = 0. 959x2 = 0. 915x3 = 0. 848x 4 = 0. 756X5 = 0. 643X6 = 0. 531X7 = 0. 4350. 435 = x7: xF = 0. 496提餾段方程 y - 1.28x - 0. 003X7 = 0.435提 y8 二 0.554 平 >x8 = 0.333 提 > y 0.423 平 >X9二0.228 提>yi0=0.289 平>x10二0. 140提>林二0. 176 平>x11=0.079 提y12=0.0

15、98 平>x12 = 0.042 提一 y13 =0.051 平) xi3=0.021 提>丫口=0. 024 平>X14 二 0. 010: Xw 二 0. 012總理論板數(shù)為Nt = 14層（包括再沸器）3.5全塔效率Er估算全塔平均溫度查溫度組成圖得到塔頂溫度TD =80.92 C，塔釜溫度 Tw -110.14 C ,=95.53 C分別查得苯甲苯的平均溫度下的粘度=0.266mpa s= 0.274m p sb平均粘度公式得Jm 二 0. 4960. 2660. 2741 - 0. 496 二 0. 270,l_Q.245全塔效率 Er = 0. 49 Zm54.0

16、%3.6求實際板數(shù)精餾段實際板層數(shù)N精12. 96 <- 13精 0. 54提餾段實際板層數(shù)7N提12. 96 <- 130. 54進料板在第12塊板4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計算4.1操作壓力計算塔頂操作壓力P=101.325+4=105.3 kpa每層塔板壓降 P= 0.31 kPa進料板壓力PF =105.3 0.31 13=109.33kpa塔底操作壓力FW = 113.05k p a精餾段平均壓力Pm = 105.3 109.33/2 =107.32kpa提餾段平均壓力Pm = 109.33 11305 /2 = 111.19kpa4.2安托尼方程計算依據(jù)操作壓力

17、，有泡點方程通過試差法計算出泡點溫度，其中苯，甲苯的飽和蒸汽壓有計算結(jié)果如下塔頂溫度t d = 80. 92C進料板溫度t f = 92. 24°C塔底溫度tW = 110. 14C精餾段的平均溫度t 円二 80.9292. 24 / 2 二 86. 58C提餾段的平均溫度tm = 92.24110. 14 / 2 二 101. 19C4.3平均摩爾質(zhì)量計算塔頂平均摩爾質(zhì)量就算由x y1二0.983，代入相平衡方程得 xj = 0.959ML,Dm = 0.959 漢 78.11 + (1 0.959 $ 92.13 = 78.69kg/kmolMV,Dm = 0.983 匯 78.

18、11 + (1 0.983 卜 92.13 = 78.35kg/kmol進料板平均摩爾質(zhì)量計算由上面理論板的算法，得 yF二0.657, xF二0.435MV,Fm = 0657 漢 78.11 + (1 0.657 $ 92.13 = 82.92 kg/kmolML,Fm = 0.435x 78.11 + (1 0.435 / 92.13 = 86.03kg/kmol 塔底平均摩爾質(zhì)量計算由xW = 0. 01，由相平衡方程，得 yW = 0. 024MVWm =0.024 78.111 -0.024 92.13 = 91.79kg/kmolMlw 0.01 78.111 -0.0192.1

19、3 =91.99kg/kmol精餾段平均摩爾質(zhì)量15MVm二78.35 82.92= 80.64 kg/kmol78.69 86.03Lm= 82.36kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量Vm82.92 91.79= 87.34 kg/kmolM.-Lm86.03 91.99= 89.01kg/kmol4.4平均密度計算氣相平均密度計算有理想氣體狀態(tài)方程計算，精餾段的平均氣相密度即：VmPVmRTm107.32 80.648.31486.58 273.15二 2.89kg/m提餾段的平均氣相密度PVmRTm119.19 87.343.34kg/m8.314101.19 273.15液相平均密度計算

20、液相平均密度依下式計算，即1 / ： L = aA / ：' LAaB / ： LB塔頂液相平均密度計算由 t d = 80. 92C，查得a =813.2kg/m3=8 083k g/iri塔頂液相的質(zhì)量分率已知 aa二0. 9810.980.02+PL,Dm813.2808.33;得九6 =813.1kg/m進料板液相平均密度計算 由tF = 92. 24C，查得訂=801.9kg/m3 訂=7 9 88k g/iri進料板液相的質(zhì)量分率為已知:二A二0.4551_ 0.4550.545心 -801. 93798. 8I% =800.2kg/m3塔底液相平均密度的計算由tW = 1

21、10. 14C，查得33'a = 777.8kg/m 訂=7 7 SBk g / m塔底液相的質(zhì)量分率已知】A = 0. 011_ 0.010. 99州-777. 8779. 8：L,Wm -779.8kg/m3精餾段液相平均密度為813.1 800.22=806.7 kg/m提餾段液相平均密度為m779.8 800.22= 790.0kg/m4.5液體平均表面張力計算液相平均表面張力依下式計算，即n二 Lm =、X2；2l A塔頂液相平均表面張力的計算 由 t D 二 80. 92C，查得cA =21.09mN/m二 B = 21.60m N / m ld =0.983 匯 21.0

22、9+0.017 漢 21.60 =21.10mN/m m進料板液相平均表面張力的計算 由tF = 92. 24°C，查得；a =19.73mN/m20.35m N / m二 LF =0.496 19.73 0.504 20.35 = 20.04mN/m m塔底液相平均表面張力的計算由tW 二 110. 14C，查得；A =17.48mN/m- B = 18.38m N / m；LW -0.012 17.48 0.988 18.38 =18.33mN/m精餾段液相平均表面張力為210 2°.°4=20.57mN/m提餾段液相平均表面張力為20.04 18.33二 1

23、9.19mN/m4.6液體平均粘度計算液相平均粘度依下式計算，即J八Xi 塔頂液相平均粘度的計算由 t d = 80. 92C，查得JA =0.305mpa s J0.3 0 m p as巴 =0.983x0.305 +0.017x0.309 =0.311mpa s進料板液相平均粘度的計算由tp 二 92. 24C，查得JA =0.274mpa sJ0.281m p as忙為=0.496x0.274+0.504x0.281 =0.276mpa s塔底液相平均粘度計算由tW 二 110. 14C，查得JA =0.233mpa s=0.2 5 m p as巴,Fm =0.012 x 0.233 +

24、 0.988 X 0.254 = 0.254mpa s精餾段液相平均粘度為0.3110.2762=0.294mpa s提餾段液相平均粘度為0.276 0.254二 0.265mpa s4.7氣液負荷計算精餾段:V 二 R 1 D 二 2.55 1119.96 =425.86kmol/hV MVm3600 *m425.86 80.643600 2.89= 3.30m'/sL = RD =2.55 119.96 =305.90kmol/hV Ml匚m3600 匚305.90 82.363600 806.7= 0.0087m3/s提餾段:V=R1D q-1F 二 2.55 1119.96 =

25、 425.86kmol/h17V MVm3600m425.86 87.343600 3.34= 3.09m3/sL =RD qF =2.55 119.96 1 240.67 =546.57kmol/hV Mlm3600m546.57 89.013600 790.0= 0.0171m3/s5精餾塔塔體工藝尺寸的計算塔徑的計算塔板間距Ht的選定很重要，它與塔高、塔徑、物系性質(zhì)、分離效率、塔的操作彈性, 以及塔的安裝、檢修等都有關(guān)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗關(guān)系選取。表8板間距與塔徑關(guān)系塔徑Dt，m0.3 -0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4-4.0板間距Ht,mm200 -300250

26、350300450350600400-600對精餾段:初選板間距Ht 0.40m，取板上液層高度 九=0.06m、0.5故 Ht -hL =0.40 -0.06 = 0.34m=0. 04400. 0087 丫806.7、n I 3. 30 2. 89 丿查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0. 071 ；依式 C校正物系表面張力為20.57mN/m 時，C0.071"20. 57%20丿0. 0730'max=c-0.0730806.7-2.89V 2.89-1.217可取安全系數(shù)為0.7，則（安全系數(shù) 0.6-0.8）=0.7.； max = 0.7 1.217 = 0.852m/s

27、故4 3.30,二 0.852=2.221m按標準塔徑圓整為 2400mm，則空塔氣速 0.73m/s對提餾段：初選板間距Ht =0.40m，取板上液層高度 九=0.06m故 Ht - % = 0.40 - 0.06 = 0.34m0. 50. 01710. 5. 0)=0. 08513. 09查圖得C20 = 0. 067依式C = C20CT=0. 064 <20；校正物系表面張力為 19.19mN/m時max =CV = °.0647903.34 =0.982m/s3.344 3.09二 0.69-0.7： max - 0.7 0.982 = 0.69m/s=2.39m按

28、標準塔徑圓整為 2400mm，則空塔氣速0.68m/s根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定,2.4m對于相差將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計塔的時候塔徑取276塔板主要工藝尺寸的計算6.1溢流裝置計算6.1.1精餾段因塔徑D=2.4m ,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項計算如下:1）溢 流堰長lw:單溢流lw =10.6 0.8 D ， 取 堰I w = 0. 60D = 0. 62. 4 = 1. 442）出口堰咼hw :單溢流hv =九-h°wLwDLh0.008736002. 51 w1.442.5-12. 59查圖得E故

29、2. 841000*0. 0087 X 36001.440. 022hw = 0. 06 - 0. 022 二 0. 038A / A = 0. 0523）降液管的寬度 W與降液管的面積 A :由牙=0. 6,查圖得 WD / D = 0. 124故Vd = 0. 124 2. 4 = 0.2 97 6- 2 2Af =0.0522.4 = 0.2352m4計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積,即二業(yè)=03=10.81s 5s （符合要求）Ls0.00874）降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速。=0.25m/sLs0.0087ho s0.024m > 0.02m（符合

30、）lw301.44x0.255）受液盤采用平行受液盤，不設(shè)進口堰，深度為50mm6.1.2提餾段：1）溢流堰長 lw :單溢流 lw 二 0. 6 0. 8 D，取堰長 lw 為 0.80D=0.80 2.4=1.92m2）出口堰高hw :單溢流九 二九- howLw-08Lh0.0171 x 3600-_ 12 05D2.5l wo c1UO1.92 52. 84、2/30. 0171 X 3600、c ccchowX 1 Xl- 0. 0291000< 1.92 丿故m = 0. 06 - 0. 029 二 0. 0313）降液管的寬度 W與降液管的面積 A :由菩=0. 8,查圖得

31、 WD / D = 0. 214Af / At = 0. 145故Vd = 0.214 2. 4 = 0.5136兀22Af =0.1452.40.656m4計算液體在降液管中停留時間以檢驗降液管面積，Af Ht 0 656 匯 0 4即= 0.656 0.4 = 15.34s 5s （符合要求）Ls0.01714）降液管底隙高度ho :取液體通過降液管底隙的流速：。工0.38m/sho0.01710.023>0.02m （符合）lw0 1.92 0.386.2塔板布置6.2.1精餾段一）塔板的分塊因D _ 800mm，故塔板采用分塊式。查表得，塔板分為4塊。對精餾段：1）取邊緣寬度=

32、0.035m安定區(qū)寬度Ws = 0.065m_ 22: R 1 X |2)A = 2 Xa/R2 X2 + sin 計算開孔區(qū)面積 r180 RR-Wc h.2 -0.035 =1.165m2Dx = £Wd Ws 1=1.2 - 0.30 0.065 ：汙0.835m6.3篩孔數(shù)n與開孔率：:取篩孔的孔徑do為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為 3mm，取t / d0 = 3故孔中心距t =3 5 =15mm篩孔數(shù)n1155 103八2A 一 19353t2開孔率:=0. 907 血22. 7%乜丿每層板上的開孔面積= Aa 0.381m2V 3 3氣體通過篩孔的氣速為：0 s8

33、.66m/sA00.3817篩板的流體力學驗算塔板的流體力學驗算，目的在于驗算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，一邊決定對有關(guān)塔的參數(shù)進行必要的調(diào)整，最后還要做出塔板負荷性能圖。7.1氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖?精餾段）7.1.1塔板的壓降：1）干板壓降相當?shù)囊褐叨?九:依do /= 5 / 3 = 1.67，查干篩孔的流量系數(shù)圖得，Co0. 772 由式 he =0.051-0.051233=0.023Q772 丿 <806.7 ；2）氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮iUaAT - Af3.300.77 m/s4.52 -0.2352Fa - ua Ji v - 0

34、. 77 ： %2. 89 = 1.309由o與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)；。=0.61，依式 hl 二血=0.61 0.06 =0.037m4 20.57 103）克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮-:依式h；_0.002m?Lgd0806.7 9.81 0.005hp 二 0. 0230. 0370. 002 二 0. 062則單板壓降：Pp =hp ：Ig =0.062 806.7 9.81 =490.65pa ： 0.9kpa7.1.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大， 故可忽略液面落差的影響。7.1.3霧沫夾帶5.<16巴'3.25.&

35、lt;16F、3.2(0.92CT,HT-hf 丿一20.69漢1010.4 2.5x0.06 丿-0.018 ： 0.1在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.1.4漏液由式.°w =4.4C00.00560.131=117/r806.75=4.4 0.7720.0056 0.13 0.06-0.0026.06m/s2.89篩板的穩(wěn)定系數(shù) K = -0 = 866 =1.43 :：: 1.5，故在設(shè)計負荷下會產(chǎn)生漏液。w 6.04液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)是降液管中清液層高度Hd乞' f 九依式 Hd = hp + h + hdHd = 0. 0620. 0370. 00

36、1 二 0. 10取=0. 5，則Hthw = 0. 5 0. 4 0. 031 = 0. 216故乩Hthw根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。7.2氣體通過篩板壓強相當?shù)囊褐叨扔嬎悖ㄌ狃s段）7.2.1塔板的壓降：1）干板壓降相當?shù)囊褐叨?hc:依do /= 5 / 3 = 1.67，查干篩孔的流量系數(shù)-0.051'業(yè) l23L0.027m2.772 丿（790.0 丿圖得,G = 0. 772 由式 hc =0.051 IC0 丿（Pl2）氣體穿過板上液層壓降相當?shù)囊褐叨萮i :Vs3.09Jas0.800m/sAr -Af4.52 -0.

37、656Fa = a：fV = 0.800 ：f 3.34 = 1.46由o與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)；。=0.57,依式h廣；血=°.039m3）克服液體表面張力壓降相當?shù)囊褐叨萮.:依式h；_4%:gd04 19.19 10"790.0 9.81 0.005=0.002mhp = 0. 0270. 0340. 002 二 0. 063則單板壓降：Pp =lvlg =0.063 790.0 9.81 = 488.2pa ： 0.9kpa7.2.2液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。723霧沫夾帶/ 、5.7燈0*0.

38、77嚴旳丿一19.19燈0 山13.4 2.5x0.06 丿5.7 10-6eCT=0.019 ： 0.1在設(shè)計負荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。7.2.4漏液由式.ow =4.4C°0.00560.13k二hTL/vow =4.4 0.7720.0056 0.13 0.06-0.002 790-0 =5.58m/s"i3.34篩板的穩(wěn)定系數(shù) K = 二866 =1.49 :：: 1.5，故在設(shè)計負荷下會產(chǎn)生漏液。%w 5.587.2.5液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)是降液管中清液層高度Hd乞' f g依式 Hd = hp + h + hdHd - 0. 0630. 03

39、40. 002 = 0. 099取 =0. 5，則 H 厲 =0. 5 0. 40. 031 二 0. 355故乩：Hthw根據(jù)以上塔板的各項液體力學驗算，可認為精餾段塔徑及各項工藝尺寸是適合的。8塔板負荷性能圖8.1精餾段：8.1.1漏液線由' 0,min =V0,min / A0 = 4.4Co . (0.0056，0.13(山 how hc L / : VVs ,minhO 2. 84 / 1000 *If-=4. 4C0A)0. 0056 + 0. 13 仏 +2.84 E 10002/3_lhl:'l /: V= 4.40.7720. 1010.3770. 0056

40、+ 0. 13 x0. 038 +2. 8410002/ 3X 36001.44110.002 806. 72. 892/ 3=4.69 1.3118. 98Ls表9漏液線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.2325Vs /(m 3/s)5.7956.93512.05813.6808.1.2霧沫夾帶線5. 710“-L5. 71020. 57103.2Vs4. 52 - 0. 2352 比- H片-Af4.52-0.2352 0.233Vsf_h施"“4一 2.5 0.038 +仝110002/ 3廣3600L,1.442/ 30. 305 - 1. 3

41、lLs5.71020. 57_10二 0. 10. 23342/ 30 305 - 1.31J /2/ 3乂 = 8. 24 - 35. 04L,對于平直堰，取堰上液層高度0.006mm作為最小液體負荷標準2. 84 E10003600 QE=1L.min/x3 /0. 006 X 100027841.443600=0. 00123表10霧沫夾帶線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.23253Vs /(m /s)7.8386.6156.1225.3648.1.3液相負荷下限線8.1.4液相負荷上限線以v - 4S作為液體在降液管中停留時間的下限_ AUi一 L,0

42、. 2352 疋 0. 4max40. 023528.1.5液泛線令血二KHthw由 Hd = hphhdhp 二 he h h；：_h = PhLn 二 5hoW聯(lián)立得 KHTK - 1 hw = D 1 howhehdh.忽略ho，將how與Ls , LC與乂的關(guān)系代入上式222/3a Vs =b -eLs -d Ls舉包(A)I o ) I 丿0. 05120. 1013. 771. 44諾卜 °. 00061b 二 KHTK - 1： - 1 hw 二 0. 226 0. 40. 226 - 0. 556 - 0. 1 0. 038 二 0. 0399L = 0. 153/(

43、l oho 2 = 0. 153/(1.44 漢 0.023$ = 139. 482. 83 漢 10漢 1 乂 (1 + 0. 556/3600 '；V1. 44 J0. 81222/3代數(shù)得 0.00061Vs =0.0399 -139.48Ls -0.81Ls222/3Vs =65.4 -228000Ls -1327.87Ls表11液泛線Ls /(m3/s)0.001230.009990.014860.23253Vs /(m /s)30.42828.24325.13220.134做出篩板負荷性能圖圖1篩板負荷性能圖323028262422 '20181614 _1210液

44、泛線864 -2 -線限下荷負相液漏液線霧沫夾帶線線限上荷負相液一 X- k-A<290.0000.0050.0100.0150.0200.025Ls(m3/s)8.2提餾段:8.2.1漏液線由0,min 二 V0,min / A0 = 4.4C0 (0.0056 0.13(5 how hc L / : Vhow = 2. 84 / 1000 *Vs,min - 4.4C。A。丿 0.0056 +0.13-hw +2.841000-hi| /v= 4.4 0.772 0.101 0.377丿 0.0056 +0.13 域-0.031 +2.841000L嚴 3600 了3<1.92

45、 丿-0.002JJ7903.34i2/3= 4.690.897 1.31 13.28Ls表9漏液線Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.0656Vs /(m /s)4.886.617.568.1233822霧沫夾帶線3.2ev5.7 10-6Ua3.25.7 10-619.19 10”Vs4.52 -0.656Ht -HfA -Af - 4.52 - 0.656 一 0.259VsH.5(5亠0.4 一2.50.031 +竺11000/、2/33600Ls、1.922/30.3225-1.08 Ls5.7 10"6ev =19.19 100.259Vs2/3

46、0.3225 -1.08Ls32= 0.12/3Vs =7.67 -25.68Ls表10霧沫夾帶線3Ls /(m /s)0.001640.02350.04850.06563Vs /(m /s)7.315.564.253.498.2.3液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度0.006mm作為最小液體負荷標準how2. 841000'3600LsE=1smin3/2"0.00610001.92 I x=0.00164 I 2.84 丿 36008.2.4液相負荷上限線以v - 4S作為液體在降液管中停留時間的下限AHtLsL.Sm a x0.6 5 6 0.44= 0.0656

47、8.2.5液泛線令 Hd 二 KHthw由 Hd= hp h hp= hchih.hL = hwhoW聯(lián)立得 KHt-1 hw =1 howhchdh-忽略hb，將hbw與L.，LC與乂的關(guān)系代入上式aVS2 = b -cLs2 - dLs2/30.051a-Aolo 2SV 0.0512I Pl 丿(0.101x3.77x1.92)334 =0.000403790b=KHT K -1 hw =0.23 0.40.23-0.702-1 0.038 = 0.04922c'= 0.153/(1。1% 2 =0.153/(1.92漢0.023f =78.46d =2.84 10E 1 - '= 2.83 10110.702*2/33600)i1.92= 0.73代數(shù)得 0.000403VS2 = 0.04922-78.46LS2 -0.73Ls2/3222 /3Vs =122.13-195000Ls2-1811.4LS表11液泛線Ls /(m3/s)0.001640.02350.04850.06563Vs /(m/s)19.5618.4716.1314.11做出篩板負荷性能圖#圖2篩板負荷性能圖3Ls(m /s)9設(shè)備設(shè)計9.1塔頂全凝器的計算與選型9.1.1全凝器的傳熱面積和冷卻水的消耗