苯乙苯精餾工段工藝設(shè)計

1、 南京工業(yè)大學(xué)浦江學(xué)院化工原理課程設(shè)計設(shè)計題目 苯-乙苯精餾工段工藝設(shè)計 專業(yè) 生物工程 班級 浦生工0904 團隊編號 D 指導(dǎo)教師 金自強 設(shè)計日期 2012 年 6 月 11 日至 2012 年 6 月 24日評分表：隊內(nèi)編號姓名學(xué)號隊長加分（5）隊長打分(20)教師打分(30)團隊報告分(50)總分五級分制1楊天杰155192朱俊茂140193陸飛鵬160194盛成17019指導(dǎo)教師簽字： 化工原理課程設(shè)計任務(wù)書目錄第1章 前言第二章 設(shè)計方案的確定及流程說明 2.1設(shè)計條件 2.2設(shè)計主要任務(wù) 2.3工藝流程 2.4設(shè)計內(nèi)容 2.5主要物性數(shù)據(jù)第三章 工藝計算 3.1 精餾塔物料的衡

2、算 3.2 塔板數(shù)的確定 3.3 實際塔板數(shù)的求取第4章 相關(guān)物性參數(shù)的計算 4.1 操作壓強 4.2 平均溫度 4.3 平均摩爾質(zhì)量 4.4 平均密度 4.5 液體平均黏度 4.6 液體平均表面張力 4.7 氣液相負荷 4.8塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)統(tǒng)計第5章 塔和塔板的主要工藝尺寸計算 5.1 塔徑 5.2 溢流裝置 5.3 弓形降液管寬度Wd和截面Af 5.4 降液管底隙高度 5.5 塔板布置 5.6 開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計算 5.7浮閥塔的開孔率及閥孔排列第六章 塔板的流體力學(xué)驗算 6.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降） 6.1.1 干板壓降 6.1.2 板上充氣液層阻力 6.1.3

3、 表面張力引起的阻力 6.2 液泛驗算 6.3 霧沫夾帶驗算第七章 塔板負荷性能圖 7.1精餾段 7.2提餾段第八章板式塔的結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 8.1塔體結(jié)構(gòu) 8.1.1塔頂空間 8.1.2塔底空間 8.1.3人孔 8.2 精餾塔的附屬設(shè)備 8.2.1塔主要接管尺寸計算 8.1.2塔底空間 8.1.3人孔 8.2 精餾塔的附屬設(shè)備 8.2.1塔主要接管尺寸計算 8.3 設(shè)計結(jié)果一覽表第九章 換熱器的設(shè)計 9.1 確定設(shè)計方案 9.2 確定物性數(shù)據(jù) 9.3 估算傳熱面積 9.4 工藝結(jié)構(gòu)尺寸第1章 前言 塔設(shè)備是化工、石油化工和煉油等生產(chǎn)中最重要的設(shè)備之一。它可使氣（或汽）液或液液兩相進行緊密接觸，

4、達到相際傳質(zhì)及傳熱的目的?？稍谒O(shè)備中完成的常見操作有：精餾、吸收、解吸和萃取等。此外，工業(yè)氣體的冷卻與回收、氣體的濕法靜制和干燥，以及兼有氣液兩相傳質(zhì)和傳熱的增濕、減濕等。在化工廠、石油化工廠、煉油廠等中，塔設(shè)備的性能對于整個裝置的產(chǎn)品產(chǎn)量、質(zhì)量、生產(chǎn)能力和消耗定額，以及三廢處理和環(huán)境保護等各個方面，都有重大的影響。據(jù)有關(guān)資料報道，塔設(shè)備的投資費用占整個工藝設(shè)備投資費用的較大比例；它所耗用的鋼材重量在各類工藝設(shè)備中也屬較多。因此，塔設(shè)備的設(shè)計和研究，受到化工煉油等行業(yè)的極大重視。第二章 設(shè)計方案的確定及流程說明2.1設(shè)計條件（1）工藝條件：體系：主要含苯-乙苯的烴化液，要求采用常規(guī)連續(xù)精餾的

5、方法，從烴化液中分離出苯。浮閥塔，總板效率ET=0.65；（2）物料條件：表1 烴化液摩爾流量小組編號ABCDEFG流量/ (kmol/h)100110120130140150160表2 烴化液含量表Component IDComponent nameFormulaMole-FracC6H6BENZENEC6H60.65C8H10ETHYLBENZENEC8H100.35烴化液進料溫度60。塔頂：壓力為0.12Mpa（絕壓，下同），采用全凝器，冷凝液在泡點下部分回流至塔內(nèi)，其余餾出液D經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送儲罐；塔底：塔釜采用間接蒸汽加熱的釜式再沸器，塔釜產(chǎn)品冷卻后送儲罐。（3）共用工程條件：加

6、熱蒸汽等級：0.9MPa。循環(huán)冷卻水：30。供電容量可滿足需要。（4）工作日：300 d/a，24 h/d。2.2設(shè)計主要任務(wù)（1）分離要求：要求從塔頂餾出的苯液中，乙苯的含量低于0.5%（摩爾分數(shù)，下同）。釜液中苯含量要求小于0.2%。（2）其它要求：詳見化工原理課程設(shè)計指導(dǎo)書。 本設(shè)計任務(wù)為分離苯-乙苯混合物。對于二元混合物的分離，應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過程的流程設(shè)計如下：2.3 工藝流程如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝

7、，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,有時還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。苯-乙苯精餾體系冷夜進料設(shè)計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，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儲罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。具體如下：塔型的選擇本設(shè)計中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點是結(jié)

8、構(gòu)比浮閥塔更簡單，易于加工，造價約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低。缺點是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。加料方式和加料熱狀況的選擇 加料方式采用直接流入塔內(nèi)。雖然進料方式有多種，但是飽和液體進料時進料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進料時精餾段和提餾段的塔徑相同，無論是設(shè)計計算還是實際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計中采取飽和液體進料設(shè)計的依據(jù)與技術(shù)來源本設(shè)計依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽

9、化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上， 對設(shè)計任務(wù)進行分析并做出理論計算。目前，精餾塔的設(shè)計方法以嚴格計算為主，也有一些簡化的模型，此次設(shè)計采用精確計算與軟件驗算相結(jié)合的方法。2.4 設(shè)計內(nèi)容1、完成精餾塔的工藝設(shè)計和計算； l 物料衡算，物性計算l 操作壓力、溫度等條件計算l 塔高、塔徑計算l 塔板主要工藝尺寸的計算l 塔板流體力學(xué)計算l 負荷性能圖2、換熱設(shè)備計算和選型l 進出料換熱器計算選型及工藝條件表（附圖）；l 塔頂全凝器計算選型及工藝條件表僅5人團隊做；l 塔底再沸器計算選型及工藝條件表（附圖） 僅5人團隊做 ；3

10、、附屬設(shè)備計算和選型l 管路尺寸的確定、管路阻力計算及匯總表；l 泵、儲罐等的計算和選型及匯總表；4、繪制相關(guān)工藝圖紙繪制精餾系統(tǒng)的工藝流程圖一張（CAD繪圖，A3圖紙）；繪制精餾塔的工藝條件圖一張（CAD繪圖，A3圖紙）；各換熱器的工藝條件圖（CAD繪圖，A4圖紙）5、編寫設(shè)計說明書（手寫或電子文檔）l 封面及任務(wù)書（打?。?；l 說明書目錄（到三級目錄，即寫到1.1.1）；l 前言（每組不能相同）l 設(shè)計要求中的各項內(nèi)容（具體的計算、公式、圖表）；l 對本設(shè)計的評價及某些問題的討論（重要）；l 參考書目錄；l 必要的附錄（工藝流程圖、各工藝條件圖、表）；l 設(shè)計的相關(guān)電子文檔（設(shè)計說明書，C

11、AD文件，計算程序等）；l 2.5 主要物性數(shù)據(jù)1、 苯、乙苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量沸點臨界溫度臨界壓強Pa苯AC6H678.1180.1288.56833.4乙苯BC8H10106.16136.2348.574307.72、 苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/2040608010012014028.826.2523.7421.2718.8516.4914.1729.327.1425.0122.9220.8518.8116.823、 苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/0204060801001201400.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.1840.8740

12、.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264、 苯、乙苯的液相密度t/20406080100120140877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.75、 不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600第3章 工藝計算3.1 精餾塔的物料衡算原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的摩爾分數(shù)XF=（0.65/78）（0.65/78+0.35/106）=0.74

13、65XD=（0.995/78）（0.995/78+0.005/106) =0.9963XW=（0.002/78）（0.002/78+0.998/106）=0.002716 塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mw=0.002716×78+(1-0.002716)×106=105.9kg/kmol全塔物料衡算F=D+W；FXF=DXD+WXWD=130kmol/h則：可知F=173.66Kmol/h；w=43.66Kmol/h年產(chǎn)量=43.66×24×300=314352噸。3.2 塔板數(shù)的確定查化工手冊得苯和乙苯的t-x-y關(guān)系T/xy-11840.860.97488

14、0.740.939920.6350.906960.5410.8641000.4850.8161040.40.81080.3180.7110.60.2780.6541150.2170.5711200.1560.4631250.1030.3441300.0550.2051350.010.042136.200由上圖可得q線與平衡線的交點坐標(biāo)（xq，yq）為（0.67，0.91）則最小回流比為取回流比則精餾塔的氣液負荷：V=（R+1）D=210.6kmol/hL=RD=80.6kmol/h提餾段：V"=V=130kmol/hL"=L+F=254.26kmol/h求取操作線方程精餾段

15、操作線方程：提餾段操作線方程：由x-y圖，畫梯級可得理論板數(shù)為8（不包含塔釜），進料板為第3塊板。3.3 實際塔板數(shù)的求取塔板效率是氣、液兩相的傳質(zhì)速率、混合和流動狀況，以及板間反混（液沫夾帶、氣泡夾帶和漏液所致）的綜合結(jié)果。板效率為設(shè)計的重要數(shù)據(jù)。板效率與塔板結(jié)構(gòu)、操作條件、物質(zhì)的物理性質(zhì)及流體力學(xué)性質(zhì)有關(guān)，它反映了實際塔板上傳質(zhì)過程進行的程度。計算實際塔板數(shù)全塔效率計算實際塔板數(shù)精餾段提餾段故全塔實際所需塔板數(shù)13塊加料板位置在第6塊第四章 相關(guān)物性參數(shù)的計算4.1 操作壓強塔頂壓強PD =120 kpa，取每層塔板壓強P=0.7 kpa，則進料板壓強PF =120+5*0.7=123.5

16、kpa 塔釜壓強PW=123.5+8*0.7=129.1 kpa精餾段平均操作壓強Pm精 =(PD+PF )/2=121.75kpa提餾段平均操作壓強Pm提 =(PW+PF)/2=126.3kpa全塔壓強Pm=(PW+PD)/2=124.55kpa4.2 平均溫度由前精餾段平均溫度:提餾段平均溫度:全塔平均溫度:4.3 平均摩爾質(zhì)量由苯乙苯圖解理論板及t-x-y圖查知xy(圖解理論板)x（平衡曲線）xD=0.985yD=0.985xD'=0.93xf=0.67yF=0.865xf'=0.557xw=0.027yW=0.027xw'=0.00539進料板平均摩爾質(zhì)量氣相液

17、相塔頂平均摩爾質(zhì)量氣相液相塔底平均摩爾質(zhì)量氣相液相則精餾段平均摩爾質(zhì)量氣相液相提餾段平均摩爾質(zhì)量氣相液相全塔平均摩爾質(zhì)量液相4.4 平均密度氣相密度精餾段提餾段全塔液相密度式中為質(zhì)量分率查的在下苯乙苯的密度為溫度（）83809.79810.2390.5801.47803.31129.5758.24767.31塔頂平均密度 進料板平均密度 塔釜平均密度 精餾段平均密度提餾段平均密度全塔液相平均密度4.5 液體平均黏度查的在溫度下各組成的黏度 黏度 溫度83129.590.5苯(mPas)0.3010.2810.201乙苯(mPas)0.3500.3270.242由公式計算平均黏度進料板塔頂塔釜精

18、餾段平均黏度提餾段平均黏度全塔平均黏度4.6 液體平均表面張力由公式進行計算查資料得溫度下苯乙苯的表面張力 表面張力 溫度8390.5129.5苯(mN/m)2120.0815.33乙苯(mN/m)22.6721.8917.83進料板表面張力塔頂表面張力塔底表面張力精餾段液體平均表面張力提餾段液體平均表面張力全塔液體平均表面張力4.7 氣液相負荷精餾段提餾段4.8塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)統(tǒng)計項目符號單位計算數(shù)據(jù)平均壓強精餾段kPa121.75提餾段126.3全塔124.55平均溫度精餾段86.75提餾段110全塔98.4液相平均摩爾質(zhì)量精餾段kg/kmol85.31提餾段98.28全塔91.8氣

19、相平均摩爾質(zhì)量精餾段kg/kmol80.22提餾段93.65全塔86.94液相平均密度精餾段Kg/m3808.85提餾段787.6全塔798.225氣相平均密度精餾段Kg/m33.26提餾段3.71全塔3.49液體平均黏度精餾段mPa·s0.297提餾段0.269全塔0.283液體平均表面張力精餾段mN/m20.77提餾段18.97全塔19.87氣相負荷精餾段m3/s1.4354提餾段1.477液相負荷精餾段m3/h8.496提餾段29.268第五章 塔和塔板的主要工藝尺寸計算5.1 塔徑塔徑的計算按照下式計算： 式中 D 塔徑m；Vs 塔內(nèi)氣體流量m3/s；u 空塔氣速m/s?？账?/p>

20、氣速u的計算方法是，先求得最大空塔氣速umax，然后根據(jù)設(shè)計經(jīng)驗，乘以一定的安全系數(shù)，即 因此，需先計算出最大允許氣速。式中 umax允許空塔氣速，m/s；V，L分別為氣相和液相的密度，kg/m3 ； C氣體負荷系數(shù)，m/s，對于氣體負荷系數(shù)C可用下圖確定；而下圖是按液體的表面張力為=0.02N/m時繪制的，故氣體負荷系數(shù)C應(yīng)按下式校正： 精餾段塔徑的計算由以上的計算結(jié)果可以知道：精餾段的氣，液相體積流率為： 精餾段的汽，液相平均密度為： 板間距與塔徑的關(guān)系 塔徑D/mm300500500800800160016002400板間距HT/mm200300250350300450350600那么分

21、離空間，初選板間距，取板上液層高度。查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為20.86mN/m時的C取安全系數(shù)為0.7，則調(diào)整塔徑為1.4m;提餾段塔徑的計算提餾段的汽，液相平均密度為：查上圖smith關(guān)聯(lián)圖，得，依式校正到物系表面張力為19.22mN/m時的C調(diào)整塔徑為1.4m，綜上，則取塔徑為1.4m，空塔氣速為0.75m/s5.2 溢流裝置 采用單溢流，弓形降液管，平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。溢流堰長lw取堰長為0.6D，則出口堰高hw由,選用平直堰,堰上液層高度式中 how堰上液流高度，m； ls塔內(nèi)平均液流量，m3/h； lw 堰長，m； E 液流收縮系數(shù)。如右圖

22、一般情況下可取E=1，對計算結(jié)果影響不大。近似取E=1,則精餾段m提餾段mm5.3 弓形降液管寬度Wd和截面Af由 查右圖得：、則有計算液體在降液管中停留時間，以檢驗降液管面積故符合要求。5.4 降液管底隙高度 式中 降液管底隙處液體流速，m/s；(根據(jù)經(jīng)驗一般)取降液管底隙處液體流速為0.08m/s，則5.5 塔板布置邊緣區(qū)寬度確定?。ò捕▍^(qū)寬度） （無效區(qū)寬度）5.6 開孔區(qū)（鼓泡區(qū)）面積計算開孔區(qū)面積按計算故5.7浮閥塔的開孔率及閥孔排列浮閥數(shù)目的確定F1型浮閥的孔徑d0 = 0.039 m（F0）c = (u0)c 綜合塔板效率、板壓降、及生產(chǎn)能力，一般希望浮閥剛剛?cè)_時操作。所以（F

23、0）c=9-12u0 =(u0)c = = 5.367.15m/s取u0=5.6m/s n = = = 276.9=277（個）閥孔的排列塔徑D=1.4m，浮閥一般按等邊三角形排列，間距75mm核算實際閥孔個數(shù)：N =284閥孔氣速：u0 = = = 5.51 m/s閥孔動能因數(shù)： = u0 =5.51× = 9.24，在9 12之間，故合理。開孔率： = = = 13.3% 在1014%之間，也合理。第六章 塔板的流體力學(xué)驗算6.1氣體通過浮閥塔板的壓力降（單板壓降）氣體通過一層浮閥塔時的壓強降為：其中：-氣體通過一層浮閥塔板的壓降，Pa； -氣體克服干板阻力產(chǎn)生的壓強降，Pa；

24、-氣體克服板上充氣液層的靜壓強產(chǎn)生的壓強降，Pa； -氣體克服液體表面張力產(chǎn)生的壓強降，Pa。 習(xí)慣上，常把壓強降折合成塔內(nèi)液體柱高度表示，所以上式可寫為：式中：-與相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m，； -與相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； -與相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m； -與相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m。6.1.1 干板壓降計算干板壓降前，首先確定臨界孔速u0c對F1型重閥：u0c = = =3.73 m/s所以u0 >u0c 故浮閥未全開臨界速度hc= = = 0.030 m其中： -閥孔氣速，m/s； -液體密度，kg/ m3； -氣體密度，kg/ m3。6.1.2 板上充氣液層阻力一般的經(jīng)驗公式計算：=0.5 0.06=

25、0.03m其中：-板上液層高度，m； -反映上液層充氣程度的因數(shù)，稱為充氣因數(shù)，無因次。液相為水時，=0.5；為油相是=；為碳水化合物時，=，故可以選擇=0.5。 6.1.3 表面張力引起的阻力此阻力很小可忽略閥孔動能因數(shù)及開孔率則：hp=0.03+0.03=0.06 m(液柱)故單板壓降：= hp = 0.06×811.27×9.81 = 477.5Pa小于所要求的700Pa ，因此滿足要求。6.2 液泛驗算溢流管內(nèi)的清液層高度：Hd=hp+hd+hL式中：-與液體流過降液管的壓強降相當(dāng)?shù)囊褐撸?-板上液層高度，m -上升氣體通過一層塔板所相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m。因為：=0

26、.03m；=0.03m又因為板上裝有進口堰：hd=式中：-液體體積流量，m/s -堰長，m -降液管底隙高度，m m故:Hd=0.03+0.03+3.4×10-4=0.06034 m為防止液泛，通常Hd不大于（HT+hw），取校正系數(shù)=0.35;則有：（HT+hw）=0.35×（0.38+0.06034）=0.154Hd ,故不會產(chǎn)生液泛6.3 霧沫夾帶驗算 大塔：泛點率<80% 直徑0.9m以下塔：泛點率<70% 減壓塔：泛點率<75%泛點率=其中：K-物性系數(shù)。對無泡正常系統(tǒng)K=1.0；ZL-板上液體的流經(jīng)長度，m。對于單溢流塔板ZL=D-2Wd=1.

27、8-2×0.198 = 1.404m；其中D為塔徑，為弓形降液管高度；Ab-板上液泛面積，。對于單溢流塔板Ab=AT-2Af=2.543-2×0.1399 =2.263 m2；CF-泛點負荷系數(shù)，查圖可得CF=0.118。則：泛點率 = 47.0680，可見霧沫夾帶均在允許范圍內(nèi)。第七章 塔板負荷性能圖塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)確定后，該塔板在不同的氣液負荷內(nèi)有一穩(wěn)定的操作范圍。越出穩(wěn)定區(qū)，塔的效率顯著下降，甚至不能正常操作。將出現(xiàn)各種不正常的流體力學(xué)的界限用曲線表示出來，便為操作負荷性能圖。它由氣相負荷下限線（又稱漏液線）、過量霧沫夾帶線、液相負荷下限線、液相負荷上限線和液泛線五條線組

28、成。7.1精餾段7.1.1漏液線漏液線，又稱氣相負荷下限線。氣相負荷低于此線將發(fā)生嚴重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。由 得整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個值，依上試計算出值，計算結(jié)果列于下表Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.5830.5980.62690.65780.68267.12 霧沫夾帶線 當(dāng)氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液/kg氣。以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.41832.3252.14

29、2461.935971.762787.1.3 液相負荷下限線液相負荷低于此線，就不能保證塔板上液流的均勻分布，將導(dǎo)致塔板效率下降。對于平直堰,取上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)由下式得取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷下限線。7.1.4 液相負荷上限線該線又稱降液管超負荷線。液體流量超過此線，表明液體流量過大，液體在降液管內(nèi)停留時間過短，進入降液管的氣泡來不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限,由式5-9得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷上限線。7.1.5 液泛線若操作的氣液負荷超過此線時，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不

30、能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗算中通常對降液管液泛進行驗算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度Hd。 令將代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.154992.09761.95101.67341.24077.2 提餾段7.2.1 漏液線由 、 得整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs0.487590.50300.53180.56270.58747.2.2霧沫夾帶線當(dāng)氣相負荷超過此線時，霧沫夾帶量過大，使塔板效率大為降低。對于精餾，一般控制eV0.1kg液

31、/kg氣。以ev=0.1kg液/kg氣為限,求Vs-Ls關(guān)系如下:故 整理得Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.71602.6252.44672.24522.07617.2.3 液相負荷下限線取上液層高度作為最小液體負荷標(biāo)準(zhǔn)由下式得取E=1,則據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷下限線。7.2.4 液相負荷上限線以t=5s作為液體在降液管中停留時間的下限,得故據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直負荷上限線。7.2.5液泛線將代入得：Ls0.00030.0010.0030.0060.009Vs2.10352.05751.96271.84491.7337第八章 板式塔的結(jié)構(gòu)與附

32、屬設(shè)備8.1塔體結(jié)構(gòu)8.1.1塔頂空間取HD = 1.0 m8.1.2塔底空間a.由于貯存液量停留3 - 5 min，因此取 5min;b.塔底液面至最下層塔板之間要有1-2m的間距。故：HB = = = 1.14 m因此：可取HB = 1.2 m8.1.3人孔苯和乙苯不需經(jīng)常清洗，因此可每隔6層設(shè)一人孔，故可在實際板中設(shè)3個人孔。設(shè)人孔處板間距0.7m，人孔直徑0.45m所以塔高： =（16-1-3-1）×0.38+1×0.4+3×0.7+1.0+1.2=8.88m8.2 精餾塔的附屬設(shè)備8.2.1塔主要接管尺寸計算（1）塔頂蒸汽出口管徑因是常壓操作因此蒸汽流速

33、：u = 15 m/s故： = = 0.3985m=398.5mm所以選擇:=426mm×10mm的無縫鋼管，流速核算：,u=15.12m/s ,符合1220m/s范圍，所以u = 15 m/s可取。（2）回流液管徑在重力回流狀態(tài)下，取u = 0.3 m/s。故： = =0.088 m=88mm所以選擇=95mm×3.5mm的無縫鋼管，流速核算：，u=0.29m/s，符合0.20.5m/s范圍。所以u = 0.3 m/s可取。（3）加料管徑由于使用泵輸送原料液 所以選取進入流速u=2m/s F = 234.96 Kmol/h MF = xFMA+(1-xF)MB = 0.7

34、602×78+（1-0.7602）×106= 84.71kg/kmol86.8時：苯的密度：912-1.187t=912-1.187×86.8=808.97乙苯的密度：=1060.5故：= = = ；所以選擇=70mm×3mm的無縫鋼管流速核算： u=2.02m/s 符合1.52.5m/s范圍。所以u = 2 m/s可?。?）排液排出管徑選取u=0.7m/s所以： =0.13629m；所以選擇=140mm×4.5mm的無縫鋼管流速核算：，u=0.718m/s ，符合0.51.0m/s范圍。所以u = 0.7 m/s可取。（5）飽和水蒸汽管徑由于

35、表壓在785kPa以下，所以選擇u=50m/s 。 水蒸氣密度（水蒸汽操作壓力為500Kpa） =89mm所以選擇=102mm×6mm的無縫鋼管流速核算：，u=49.63m/s ，符合4060m/s范圍。所以u = 50 m/s可取。（6）輔助設(shè)備的選取表4-2 25×2加熱管數(shù)據(jù) 名稱公稱直徑/mm公稱壓力Pg/MPa管程數(shù)N管子根數(shù)n規(guī)格9002.54554名稱中心排管數(shù)管程流通面積/m2計算換熱面積/m2換熱管長度/mm規(guī)格270.0480125.2530008.3 設(shè)計結(jié)果一覽表表5-1 浮閥塔工藝設(shè)計計算結(jié)果項目數(shù)值與說明備注塔徑D,m1.4板間距HT,m0.45

36、塔板型式單流型弓形降液管空塔氣速u，m/s0.7454板上液層高度hl,m0.06浮閥數(shù)N，個284等腰三角形叉排閥孔氣速u0,m/s5.51閥孔動能因素F09.6孔心距t,m0.075同一橫排孔心距排間距t,m0.70閥孔直徑，m0.039降液管內(nèi)的清液高度Hd,m0.06034溢流堰高度hw,m0.0506氣相負荷上限（Vs）max3.39氣相負荷下限（Vs）min1.05開孔率13.33操作彈性3.23單板壓降/m0.06液柱（m）降液管面積，m20.1399降液管寬，m0.198塔頂蒸汽出口管徑=462mm×10mm回流液管徑95mm×3.5mm加料管徑70mm×3mm排液出口管徑140mm×4.5mm飽和水蒸汽管徑102mm×6mm塔高8.88m人孔45cm×3第九章 換熱器的設(shè)計1物性特征：混和氣體在35下的有關(guān)物性數(shù)據(jù)如下 密度 定壓比熱容 =3.297kj/kg 熱導(dǎo)率 =0.0279w/m粘度 循環(huán)水在34 下的物性數(shù)據(jù)： 密度=994.3/m3定壓比熱容=4.174kj/kg 熱導(dǎo)率 =0.624w/m粘度 9.1 確定設(shè)計方案1 選擇換熱器的類型