化工原理課程設(shè)計(jì) (2)

1、化工原理課程設(shè)計(jì)化工原理課程設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)說(shuō)明書苯-甲苯 浮閥塔的設(shè)計(jì) 設(shè)計(jì)者 ： 班級(jí) ： 學(xué)號(hào) ： 指導(dǎo)老師： 成績(jī) ： 設(shè)計(jì)日期： 年 月 日武漢工程大學(xué) 摘 要本次化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)為：苯-甲苯連續(xù)分離工程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)。原理處理能力為60000噸/年、原料苯含量39.1%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）、塔頂產(chǎn)品濃度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）98.7%、塔底產(chǎn)品濃度1.0%；常壓操作，間接蒸汽加熱；泡點(diǎn)進(jìn)料、塔頂表壓4kPa、單板壓降0.7kPa；該設(shè)計(jì)塔主要用于武漢地區(qū)，年工作日300天（7200h）。此次設(shè)計(jì)過(guò)程的主要設(shè)計(jì)內(nèi)容為：確定設(shè)計(jì)方案、全塔物料衡算、最小回流比及實(shí)際回流比確定、理論塔板數(shù)及實(shí)際塔板數(shù)求取、塔徑

2、及塔板工藝尺寸計(jì)算、流體力學(xué)性能校核及負(fù)荷性能圖、塔結(jié)構(gòu)及其他附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)等。以上設(shè)計(jì)內(nèi)容的主要設(shè)計(jì)結(jié)果為：R/Rmin=1.3、實(shí)際塔板數(shù)34塊、全塔效率52.87%、塔徑1.0米；精餾段塔板堰長(zhǎng)0.70米、堰高0.0457米、F1型重閥（代號(hào)Z）、塔板實(shí)際閥孔數(shù)78個(gè)、操作彈性3.96；提餾段塔板堰長(zhǎng)0.70米、堰高0.0366米、F1型重閥（代號(hào)Z）、塔板實(shí)際閥孔數(shù)78個(gè)、操作彈性3.95等。關(guān)鍵詞：苯-甲苯；浮閥精餾塔；物料衡算；回流比；操作彈性AbstractThe principles of chemical engineering course design task is:

3、the benzene - toluene separation process of float valve column design. Raw material processing capacity of 5.9tons/hour, raw material of 32.1% (mass fraction), the concentration of the overhead product 98.7% (mass fraction), the concentration of the low product 0.01% (mass fraction); Atmospheric pre

4、ssure operation, direct steam heating; Bubble point pressure feed, top table 0.7 kPa pressure drop 4 kPa, veneer or less; The design of tower is mainly used in wuhan area, in working days as 300 days. The design process of main design content is: to determine the design scheme, the whole tower mater

5、ial balance, minimum reflux ratio and reflux ratio to determine actual and theoretical plate number and real plate number to calculate the diameter and size plate process calculation, tower, fluid mechanics performance test and load performance diagram, design of tower structure, and other ancillary

6、 equipment, etc. Main design results of the above design content is: R/Rmin = 1.3, the actual plate number 34 piece, the whole tower efficiency 52.78%, the tower diameter 1.0 meters; Rectifying plate weir 0.70 meters long, 0.0457 meters high weir type, F1 valve code (Z) and plate the actual valve po

7、rt number 78, operating flexibility, 3.95; Stripping section plate weir 0.70meters long, 0.0366 meters high weir type, F1 heavy valve code (Z), the actual valve plate hole number 78 and 3.96 elasticity of operation, etc. Key words: benzene - toluene; Float valve plate column; Material balance; Reflu

8、x ratio; Operating flexibility 目錄摘 要2ABSTRACT3第一章 精餾塔全塔物料衡算61.1.設(shè)計(jì)條件61.2.原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)61.3原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量71.4最小回流比的求取71.5精餾塔的氣液相負(fù)荷和操作線方程9第二章 塔板數(shù)的確定102.1.相對(duì)揮發(fā)度的求取102.2理論板數(shù)的逐板計(jì)算法112.3.實(shí)際塔板數(shù)的確定122.3.1精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度和平均溫度的計(jì)算122.3.2 液相平均粘度的計(jì)算132.3.3 實(shí)際板數(shù)及全塔效率的計(jì)算14第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算163.1操作壓力計(jì)算163.1

9、.1 設(shè)計(jì)條件163.2液相平均表面張力計(jì)算163.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算183.4 平均密度的計(jì)算193.4.1液相平均密度計(jì)算193.4.2氣相平均密度計(jì)算21第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)224.1精餾塔的塔徑的計(jì)算224.1.1精餾段塔徑 D 的計(jì)算224.1.2提餾段的塔徑D2的計(jì)算234.2精餾塔有效塔高的計(jì)算24第五章 精餾塔塔板工藝的設(shè)計(jì)255.1溢流裝置的設(shè)計(jì)255.2浮閥布置設(shè)計(jì)275.1.1板分塊285.1.2邊緣安定區(qū)寬度的確定285.1.3浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置28第六章 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算316.1.塔板壓降316.1.1氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降316.1.

10、2淹塔326.2霧沫夾帶量計(jì)算33第七章 塔板負(fù)荷性能圖357.1塔板負(fù)荷性能曲線的計(jì)算357.1.1霧沫夾帶線的繪制357.1.2. 液泛線的繪制357.1.3.漏液線的繪制367.1.4液相負(fù)荷的下限線的繪制377.1.5.液相負(fù)荷的上限線的繪制377.2.負(fù)荷性能圖小結(jié)387.2.1負(fù)荷性能圖387.2.2.小結(jié)39第八章 塔件的設(shè)計(jì)408.1 接管和塔件計(jì)算與選擇408.1.1進(jìn)料管的選擇408.1.2回流管的選擇408.1.3釜底出口管路的選擇418.1.4塔頂蒸汽管的選擇418.1.5加料蒸汽管的選擇428.1.6塔頂封頭的設(shè)計(jì)428.1.7裙座的計(jì)算428.1.8人孔的設(shè)計(jì)438

11、.1.9法蘭438.2. 塔總體高度的計(jì)算448.2.1塔的頂部空間高度448.2.2塔的底部空間高度448.2.3塔總體高度44第九章 符屬設(shè)備的計(jì)算459.1冷凝器的選擇459.2.再沸器的選擇45第十章 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總47第十一章 設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)51參考文獻(xiàn)52致 謝53附 錄54第一章 精餾塔全塔物料衡算1.1.設(shè)計(jì)條件 處理體系：苯-甲苯混合體系分離 精餾塔處理量：5.9 th 原料液苯組成濃度（質(zhì)量分率）：32.1% 塔頂產(chǎn)品含苯濃度（質(zhì)量分率）：98.7% 塔底產(chǎn)品含苯濃度（質(zhì)量分率）：1% 加熱方式：間接蒸汽加熱 進(jìn)料方式：泡點(diǎn)進(jìn)料（q=1） 塔頂壓強(qiáng)(表壓)：4kPa 單板壓降：0.

12、7kPa1.2.原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯 的摩爾質(zhì)量：MA=78.11gmol 甲苯的摩爾質(zhì)量： MB=92.13gmol進(jìn)料摩爾組成 ：xF=0.32178.110.32178.11+0.67992.13 =0.358塔頂摩爾組成 ：xD=0.98778.110.98778.11+0.0.01392.13 =0.989塔底摩爾組成 ：xW=0.0178.110.0178.11+0.9992.13 =0.118可得進(jìn)料產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量：M0=0.358×78.11+0.642×92.13=87.11 gmol進(jìn)料流量：F=5.9 th=67.73Kmolh且由物料

13、恒算方程；F=D+W FXF=DXD+WXW ，塔頂流量：W=43.73Kmolh塔底流量：D=24.00Kmolh1.3原料液、塔頂及塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 原料液的平均摩爾質(zhì)量： MF=0.358×78.11+(1-0.358)×92.13=87.11 gmol 塔頂?shù)钠骄栙|(zhì)量： MD=0.989×78.11+(1-0.989)×92.13=78.26 gmol塔底的平均摩爾質(zhì)量：MW=0.0118×78.11+(1-0.0118)×92.13=91.9 gmol1.4最小回流比的求取 回流比的選擇：回流方式可分為重力回流和強(qiáng)

14、制回流。對(duì)于小型塔，回流冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支持結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流冷凝器回流控制較。如果需要較高的塔頂處理或塔板數(shù)較多時(shí)，回流冷凝器不宜安裝在塔頂。因?yàn)樗斃淠鞑灰寻惭b，檢修和清理。在這種情況下，可采用強(qiáng)制回流，塔頂上蒸汽采用冷凝器冷卻以冷回流流入塔中。由于本次設(shè)計(jì)為小型塔，故采用重力回流。本設(shè)計(jì)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1.3倍。表1.1苯-甲苯摩爾分率x-y兩相摩爾分率x0135102030y02.507.1111.220.837.250.7x405060708090100y61.971.379.185.791.295.9100q

15、=1y=6×10-5x3-0.0174x2+2.137x+0.6575y=x=y圖1.1苯-甲苯溶液的x-y圖將表中數(shù)據(jù)作圖得曲線。在圖上，由q=1y=6×10-5x3-0.0174x2+2.137x+0.6575 可得xp=xF=0.358 ， yp=0.5765 故最小回流比為：Rmin=xD-ypyp-xp=0.989-0.57650.5765-0.358=1.889實(shí)際回流比取實(shí)際回流比為R=1.3Rmin=1.3×1.889=2.45571.5精餾塔的氣液相負(fù)荷和操作線方程精餾段液相流量： L= RD =2.4557×24.00 =58.936

16、8 Kmolh精餾段氣相流量： V=(R+1)D = 3.455724.00=82.9368Kmolh提餾段液相流量：L= L + qF= 58.936+1× 67.73=126.6668Kmolh 提餾段氣相流量：V= V + (q-1)F = V= 82.9368Kmolh 精餾段操作線方程：yn+1=LVxn+DVxD帶入數(shù)據(jù)得： yn+1=0.711xn+0.286提餾段操作線方程：yn+1=LVxn-WVxW帶入數(shù)據(jù)得： yn+1=1.5273xn-0.0622由圖1可得兩操作線交點(diǎn)橫坐標(biāo)為： xf=xF=0.358第二章 塔板數(shù)的確定2.1.相對(duì)揮發(fā)度的求取查物性數(shù)據(jù)得：

17、苯的沸點(diǎn)為80.1，甲苯的沸點(diǎn)為110.63則1 當(dāng)溫度為80.1時(shí) 解得：苯的蒸汽壓 ：，甲苯的蒸汽壓：2 當(dāng)溫度為110.63時(shí) 解得：苯的蒸汽壓 ：，甲苯的蒸汽壓：則相對(duì)揮發(fā)度為： T1=80.1 : T2=110.63: 平均相對(duì)揮發(fā)度為：相平衡方程 x = y-（-1）y = y2.47-1.47y2.2理論板數(shù)的逐板計(jì)算法先交替使用相平衡方程與精餾段操作線方程計(jì)算如下：由于塔頂是全凝器，所以有：y1=xD=0.989相平衡方程x1=0.973由精餾段操作線方程yn+1=0.711xn+0.286得：y2=0.978相平衡方程 x2=0.947 同理可算出如下值：y3=0.959相平

18、衡方程x3=0.904y4=0,929相平衡方程x4=0.841y5=0.884相平衡方程x5=0.755y6=0.823相平衡方程x6=0.653y7=0.750相平衡方程x7=0.548y8=0.676相平衡方程x8=0.458y9=0.612相平衡方程x9=0.390 y10=0.563相平衡方程x10=0.342x10=0.342<0.358可知第10板為加料板。以下交替用提餾段操作方程yn+1=1.5273xn-0.0622與相平衡方程計(jì)算如下：013136412121212121212121212121212121212121212121212121212121212x10=

19、0.342y11=0.516相平衡方程x11=0.301y12=0.453相平衡方程x12=0.251y13=0.377相平衡方程x13=0.197y14=0.295相平衡方程 x14=0.145y15=0.215相平衡方程x15=0.0998y16=0.146 相平衡方程x15=0.0647y17=0.0926 相平衡方程x17=0.0397y18=0.0544相平衡方程x18=0.0228y19=0.0286 相平衡方程x19=0.01178x19=0.01178<xw=0.0118由此可得：總理論板數(shù)：NT=19，精餾段理論板數(shù)：NT精=9，第10板為加料板，提餾段塔板數(shù)：NT提=

20、9。2.3.實(shí)際塔板數(shù)的確定2.3.1精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度和平均溫度的計(jì)算利用苯-甲苯手冊(cè)數(shù)據(jù)由插值法可求得進(jìn)料溫度TF，塔頂溫度TD，塔底溫度TW。 對(duì)于塔頂有xD=0.989，有： 98.9-95100-95=TD-81.1180.01-81.11 得: TD =80.25 對(duì)于進(jìn)料組成xF=0.358，有： 50-4535.8-45=91.4-92.69TF-92.69 得: TF =95.06 對(duì)于塔釜組成xw=0.0118有：0-0.01180-10=110.56-TW110.56-105.05 得：TW=110.55 精餾段和提餾段相對(duì)揮發(fā)度對(duì)于進(jìn)料：TF =95.06由安托因

21、方程可得：logpA=6.03055- 1211.03395.06+220.79pA=157.16 KpalogpBo =6.07954- 1344.895.06+219.482pB=63.697 Kpa aF=pApB=157.1663.697=2.467同理可得：塔頂：TD=80.25 aD=2.599 塔底：TW=110.55 aW=2.359精餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：a1=aF+aD2 = 2.467+2.5992 =2.533提餾段平均相對(duì)揮發(fā)度：a2=aF+aW2=2.467+2.3592=2.413 平均溫度TD=80.25， TW=110.55 ，TF=95.06 精餾段平均溫度：

22、 T1=TD+TF2=80.25+95.062=87.655提餾段平均溫度： T2=TF+TW2=95.06+110.552=102.805 2.3.2 液相平均粘度的計(jì)算用內(nèi)插法求下苯，甲苯的粘度。表2.1.1苯-甲苯粘度 L溫度t ，8090100110120A L苯mpas0.3080.2790.2550.2330.215B L甲苯 mpas0.3110.2860.2640.2540.228 TD=80.25，TF=95.06 ，TW=110.55精餾段：T1=87.655 0.2889mPa·s精餾段液相組成 ： x1=xD+xF2=0.989+0.3582=0.6735精餾

23、段液相平均粘度：1 =+（1-）=0.2868 mPa·s 提餾段：T2=102.805 mPa·s 0.2612 mPa·s提餾段液相組成 ： x2=xW+xF2=0。0118+0.3582=0.1849提餾段液相平均粘度：=+（1-）=0.2589 mPa·s 2.3.3 實(shí)際板數(shù)及全塔效率的計(jì)算塔板效率用奧康奈爾公式 計(jì)算，其中：-塔頂與塔底平均溫度下的相對(duì)揮發(fā)度； -塔頂與塔底平均溫度下的液相粘度，mPa·s。 精餾段：已知，1=2.533，=0.2868 mPa·s所以塔板效率：ET,1=0.49×(2.533&#

24、215;0.2868)-0.245=0.5299 Np精=NTET=90.529917塊 提餾段： 已知：2=2.413，=0.2589 mPa·s所以塔板效率：ET,2=0.49×(2.413×0.2589)-0.245=0.5499Np提=NTET=90.549917塊 全塔所需實(shí)際塔板數(shù)： Np=Np精+Np提=17+17=34全塔效率： 實(shí)際進(jìn)料位置為第18塊板，實(shí)際塔板數(shù)：Np=34塊。第三章 精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算3.1操作壓力計(jì)算塔頂壓強(qiáng) =101.325+4=105.325kPa，每層塔板壓降 P=0.7kPa，進(jìn)料板壓力 =105.

25、325+18×0.7=117.925 kPa，塔底壓力 =105.325+36×0.7=130.525 kPa精餾段平均操作壓強(qiáng) Pm1=(105.325+119.925)/2 =112.625 kPa提餾段平均操作壓強(qiáng) Pm2=(117.925+130.525)/2 =124.225 kPa全塔平均操作壓力 P=112.625+124.2252=118.425 kPa3.2液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力計(jì)算依公式 = 計(jì)算表3.2. 液體表面張力 1溫度t ，8090100110120AmN/m21.2720.0618.8517.6616.49B mN/m21.69

26、20.5919.9418.4117.31用內(nèi)插法求苯，甲苯的表面張力。 塔頂：tD=80.25甲苯：90-8020.59-21.69 =80.25-80BD-21.69，BD=21.6625 mN/m苯 ： 90-8020.06-21.27 =80.25-80AD-21.27，AD=21.2398 mN/mLDm=ADXD+BD(1-XD)=21.2398×0.989+21.6625×(1-0.989)=21.2444 mN/m 進(jìn)料：tF=95.06苯 ：100-9018.85-20.06 =95.06-90AF-20.06，AF=19.4477 mN/m甲苯：100-9

27、019.94-20.59 =95.06-90BF-20.59，BF=20.2611 mN/mLFm=AFXF+BF(1-XF)=19.4477×0.358+20.2611×(1-0.358)=19.9699mN/m塔底：tW=110.55苯 ：110-10017.66-18.85=110.55-100AW-18.85，AW=20.1054mN/m甲苯：110-10018.41-19.94=110.55-100AW-19.94，BW=21.5542mN/m LWm =AWXW+BW(1-XW)=20.1054×0.0118+21.5542×(1-0.011

28、8)=21.5371mN/m 精餾段液相平均表面張力: L1=(LDm+LFm)/2 = (21.2444+19.9699)/2=20.6072mN/m提餾段液相平均表面張力：L2=(LFm+LWm)/2 = (19.9699+21.5371)/2=20.7535mN/m3.3平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 塔頂平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由 xD=y1=0.989，x1=0.973可知：MVDm=y1MA+1-y1MB =0.989×78.11+1-0.989×92.14=80.11KgKmolMLDm=x1MA+1-x1MB =0.973×78.11+1-0.973×92

29、.14=78.49KgKmol 進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算由 yF=0.5765，xF=0.358可知:MVFm=yFMA+1-yFMB =0.5765×78.11+1-0.5765×92.14=84.05KgKmol MLFm=xFMA+1-xFMB =0.358×78.11+1-0.358×92.14=87.12KgKmol 塔釜平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算:由 xW=0.0118，由向平衡方程得 yW=0.0286可知:MVWm=ywMA+1-ywMB =0.0286×78.11+1-0.0286×92.14=91.74KgKmol MLw

30、m=xwMA+1-xwMB =0.0118×78.11+(1-0.0118)×92.14=91.97KgKmol 精餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算MV1=MVDm+MVFm2=80.11+84.052=82.08KgKmolML1=MLDm+MLFm2=78.49+87.122=82.805KgKmol 提餾段平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算MV2=MVFm+MVWm2=84.05+91.742=87.895KgKmolML2=MLFm+MLwm2=87.12+91.972=89.545KgKmol 3.4 平均密度的計(jì)算3.4.1液相和氣相平均密度計(jì)算表3-3 苯和甲苯的不同溫度下密度1溫度t

31、 ，8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0已知混合液密度公式：。用內(nèi)插法求得苯，甲苯在tD,，溫度下的密度。塔頂：tD=80.25 苯 ：80-90815-803.9 = 80-80.25815-L1L1=814.723甲苯 ：80-90810-800.2 = 80-80.25810-L2L2=809.7551D=0.989L1+1-0.989L2D=814.668進(jìn)料：tF=95.06 苯 ：100-90792.5-803.9 = 95.06-90792.5-L1 L1=798.268 甲苯 ： 100-9079

32、0.3-800.2 = 95.06-90790.3-L2L2=795.3091F=0.358L1+1-0.358L2F=796.366塔底：tW=110.55 苯 ：100-110792.5-780.3100-110.55792.5-L1L1=779.629甲苯 ：100-110790.3-780.3100-110.55790.3-L1L1=779.751W=0.0081L1+1-0.0081L2W=779.749 精餾段液相平均密度: L1=F+D2=796.366+814.6682=805.517提餾段液相平均密度：L2=F+W2=796.366+779.7492=788.0575由理想氣

33、體狀態(tài)方程計(jì)算,即精餾段氣相平均密度：V1=PmMVmRTm=112.625×82.088.314×(87.655+273.15) =3.082提餾段氣相平均密度：V2=PmMVmRTm=124.225×87.8958.314×(102.805+273.15)=3.493.4.2氣液體積流率計(jì)算（1）精餾段的氣液體積流率：由精餾段的氣液負(fù)荷：V=82.9368Kmol/h, L=58.9368Kmol/h 可得： Vs=VMVm3600V1=82.9368×82.083600×3.082=0.6135m3/s Ls=LMLm3600L

34、1=58.9368×82.8053600×805.517=0.00168 m3/s （2）提餾段的氣液體積流率： 由提餾段的氣液負(fù)荷：V=82.9368Kmol/h, L=126.6668Kmol/h 可得：Vs'=VMVm3600V2=82.9368×87.8953600×3.49=0.58m3/sLs'=LMLm3600L2=126.6668×89.5453600×788.0575=0.00400m3/s第四章 精餾塔的塔體工藝尺寸設(shè)計(jì)4.1精餾塔的塔徑的計(jì)算4.1.1精餾段塔徑D1的計(jì)算選?。喊彘g距HT=0.40

35、m板上液層高度 hl=0.06m ；故HThl=0.34m最大允許空塔速率：umax=CL-VV式中 C由 式 ： 其中的 由史密斯關(guān)聯(lián)圖查取，圖2的橫坐標(biāo)為L(zhǎng)sVsLV圖3.1. 史密斯關(guān)聯(lián)圖因 LsVsL1V1=0.001680.6135×（805.5173.082）0.5=0.0443對(duì)應(yīng)上圖可得 ,C20=0.078依式C=C20200.2校正到物系張力為20.6072mN/m時(shí)的C： C=C20（L120）0.2=0.078×（20.607220）0.2=0.0785umax=CL1-V1V1=0.0785805.517-3.0823.082=1.26665m/s

36、 取安全系數(shù)為0.70 空塔氣速：u=umax×0.70=1.26665×0.70=0.886655m/s 則精餾段塔徑 D1：D1=4Vsu=4×0.61353.14×0.886655=0.9388m 按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)表圓整為：D1=1.0 m 則精餾段塔截面積為：AT = 4D12 = 4×1.02 = 0.785m2 實(shí)際空塔氣速為 ：u1=VsAT=0.61350.785=0.782ms 泛點(diǎn)率：u1umax=0.782126665×100%=61.7%4.1.2提餾段的塔徑D2的計(jì)算選取板間距=0.40m 板上液層高度 hl=0.

37、06m ；故hl=0.34mLs'Vs'×(L2V2)0.5=0.004000.58×（788.05753.49）0.5=0.1036查圖3.1可得 ，C20=0.068 依式C=C20200.2校正到物系張力為20.7535mN/m時(shí)的C：C=C20（L220）0.2=0.068×（20.753520）0.2=0.0685最大空塔氣速：umax=CL2-V2V2=0.0685788.0575-3.493.49=1.02705m/s 取安全系數(shù)為0.70 u=umax×0.70=1.02705×0.70=0.718935m/s

38、提餾段塔徑:D2=4Vs'u=4×0.583.14×0.718935 = 1.0277m按標(biāo)準(zhǔn)塔經(jīng)圓整為:D2=1.0 m提餾段塔截面積為： AT = 4D2 = 4×1.02 = 0.785m2實(shí)際空塔氣速 ;u2= Vs'AT=0.580.785 = 0.7389m/s泛點(diǎn)率：u2umax=0.73891.0277×100%=71.8%4.2精餾塔有效塔高的計(jì)算（1）精餾段有效塔高:Z精=（Np精-1） HT=(17-1) 0.40=6.4m（2）提餾段有效塔高:Z提=（Np提-1） HT =(17-1)0.40=6.4m選取進(jìn)料板上

39、方、精餾段兩處及提餾段兩處各留一人孔且人孔高度h=0.8m所以可知精餾塔有效塔高： Z=Z精+Z提+3h=6.4+6.4+5*0.8=16.8 m第五章 精餾塔塔板工藝的設(shè)計(jì)5.1溢流裝置的設(shè)計(jì)由精餾段塔徑D=1.0m則溢流裝置可采用單溢流，弓型降液管，平行受液盤及平直溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰。各項(xiàng)計(jì)算如下： 溢流堰長(zhǎng)： lw=0.70D=0.70×1.0=0.7m 出口堰高: hw=hl-how式中 ：hl 板上液層高，取0.06m h0w板上液頭高度選用平行堰，則堰上液頭高度可由下式計(jì)算：how=2.841000 E（Lslw）23 式中溢流收縮系數(shù)：E1精餾段： how=2.8410

40、00×1×（3600×0.001680.70）23=0.0120m出口堰高：hw=0.06-0.0120=0.0480m提餾段：how=2.841000×1×（3600×0.004000.70）23=0.0213m出口堰高：hw= 0.06-0.0213=0.0387m 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lwD=0.7查圖可得:WdD= 0.151 AfAT=0.094故降液管的寬度：Wd =0.151 ×1.0 =0.151m 降液管的面積：Af=0.094×0.785=0.07379m2計(jì)算液體在降液管中停留

41、時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積,即精餾段： =Af×HTLs=0.07379×3600×0.40.00168×3600 = 17.569s>5s提餾段： =Af×HTLs=0.07379×3600×0.40.00400×3600 = 9.379s>5s 故降液管設(shè)計(jì)符合要求。 降液管底隙高度h0的計(jì)算取液體通過(guò)降液管的底隙的流速u0=0.11ms，則降液管的底隙高h(yuǎn)0可依下式計(jì)算：精餾段：h0=Ls3600lw×u0=0.00168×36003600×0.70×0.11=0

42、.0218m故有 hw -h0= 0.0480-0.0218 = 0.0262 >0.012m提餾段：h0=Ls3600lw×u0=0.00400×36003600×0.70×0.25=0.0229m 所以可知降液底隙高度設(shè)計(jì)合乎要求，且選用凹形受液盤深度為50mm5.2浮閥布置設(shè)計(jì)浮閥的形式很多，如F1型、十字架型、V-4型、A型、V-O型等，目前應(yīng)用最廣泛的是F1型（相當(dāng)于國(guó)外V-1型）。F1型又分為重閥（代號(hào)為Z）和輕閥(代號(hào)為Q)兩種，分別由不同厚度薄板沖壓而成，前者重約32克，最為常用；后者阻力略小，操作穩(wěn)定性也略差，適用于處理量大并要求

43、阻力小的系統(tǒng)，如減壓塔。V-4型基本上和F1型相同，除采用輕閥外，其區(qū)別僅在于將塔板上的閥孔制成向下彎的文丘里型以減小氣體通過(guò)閥孔阻力，主要用于減壓塔。兩種形式閥孔的直徑d0均為39mm。閥孔一般按正三角形排列，常用中心距有75、100、125、150mm等幾種，它又分為順排和錯(cuò)排兩種，通常認(rèn)為錯(cuò)排時(shí)兩相接觸情況較好，采用較多。對(duì)于大塔，當(dāng)采用分塊式結(jié)構(gòu)時(shí)，不便于錯(cuò)排，閥孔也可按等腰三角形排列。此時(shí)多固定底邊尺寸B,例如B為70、75、80、90、100、110mm等。如果塔內(nèi)氣相流量變化范圍大，可采用一排重閥一排輕閥方式相間排列，以提高塔的操作彈性。當(dāng)氣體流量已知時(shí)，由于閥孔直徑給定，因而塔

44、板上浮閥的數(shù)目N即浮閥數(shù)就取決于閥孔的氣速u0,并可按下式求得N= Vs4d02u0 閥孔的氣速常根據(jù)閥孔的動(dòng)能因子F0= u0 v來(lái)確定。F0反映密度為v的氣體以u(píng)0速度通過(guò)閥孔時(shí)動(dòng)能的大小。綜合考慮F0對(duì)塔板效率、壓 力降和生產(chǎn)能力等的影響，根據(jù)經(jīng)驗(yàn)可取F0=812，即閥孔剛?cè)_時(shí)比較適 宜，由此可知適宜的閥孔氣速為 u0= F0v5.1.1板分塊因D=1000mm>800mm，故采用分塊塔板，以便通過(guò)人孔裝拆塔板。5.1.2邊緣安定區(qū)寬度的確定取 Ws=0.07m Wc=0.050m5.1.3浮閥數(shù)目，閥孔排列及塔板布置精餾段：預(yù)選取發(fā)空功能因子 F0=12u01= F0V1 =

45、123.082=6.84 ms每層塔板上的浮閥數(shù)目：N = Vs4d02u01 = 0.61350.785×(0.039)2×6.84 = 75個(gè)鼓泡面積Ap = RxR2-x2+180R2sin-1xR其中 x=D2-Wd+Ws=1.02-0.151-0.07=0.279m R=D2-Wc=1.02-0.05=0.45m Ap= 2×0.279×0.452-0.2792+180×0.452×sin-10.2790.45 Ap = 0.468 m2則計(jì)算得浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距：t=75mm 估算排列間距

46、：t1' = ApNt = 0.46875×0.075 = 0.0832 m = 83.2 mm若考慮到塔直徑較大，必須采用分塊式塔板，而各分塊的支撐與銜接也要占去一部分鼓泡面積，因此排列間距不宜采用83.2mm，而應(yīng)小些，故取t1'=80mm，按t=75mm , t1'=80mm以等腰三角形叉排作圖,排得浮閥數(shù):N = Apt1't = 78個(gè)按N=78個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子u01' = 0.61354×0.0392×78 = 6.58 msF01'=3.02×6.58 = 11.43 閥孔動(dòng)能因子

47、變化不大，仍在913之內(nèi)塔板開孔率 = uu01' ×100% = 0.7826.58×100% = 11.88%浮閥排列如圖5.1：圖5.1.精餾段閥孔排列圖提餾段：取閥孔動(dòng)能因子F0=12u02= F0v2 = 123.49 = 6.42 ms每層塔板上的浮閥數(shù)目：N' = Vs'4d02u01 = 0.580.785×(0.039)2×6.42 = 76個(gè)浮閥排列方式采用等腰三角形叉排，取同一個(gè)橫排的孔心距t=75mm 估算排列間距t2' = ApN't = 0.46876×0.075 = 0.08

48、21 m = 82.1 mm故取，按t=75mm, 以等腰三角形叉排作圖，排得浮閥數(shù)78個(gè)。按N=78個(gè)重新核算孔速和閥孔動(dòng)能因子u02' = 0.584×0.0392×78 = 6.225 msF02'=3.49×6.225 = 11.63 閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在913之內(nèi)塔板開孔率 = uu02' ×100% = 0.73816.225×100% = 11.86%浮閥排列如圖5.2圖5.2.提餾段浮閥排列圖第六章 浮閥板流體力學(xué)驗(yàn)算6.1.塔板壓降6.1.1氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降 精餾段：干板阻力 ：因?yàn)?

49、板上漏層阻力即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù) :0=0.5=0.5×0.06=0.03m 液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭：hp1=hc1+hL1=0.049+0.03=0.079m換算成單板壓降 ：提餾段： 干板阻力 : 因?yàn)? 板上漏層阻力即塔板上含氣液層靜壓頭降選充氣因數(shù): 0=0.5hL2=0hl=0.5×0.06=0.03m 液體表面張力造成的靜壓頭降對(duì)浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力阻力很小，計(jì)算時(shí)一般可以忽略。所以氣體通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭hp2=hc2+hL2=0.05+0

50、.03=0.08m換算成單板壓降 6.1.2淹塔防止淹塔現(xiàn)象發(fā)生，要求控制降液管中的清液層高度 精餾段： 單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱， 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中 板上液層高度：hL=0.06m,取，已選定， 從而可知，符合防止淹塔的要求。提餾段： 單層氣體通過(guò)塔板的壓降相當(dāng)于液柱 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式 式中 ， 板上液層高度：hL=0.06m取，已選定， 從而可知，符合防止液泛的要求6.2霧沫夾帶量計(jì)算精餾段：判斷霧沫夾帶量是否在小于10%的合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率F1來(lái)完成的。泛點(diǎn)率塔板上液體流程長(zhǎng)度塔板上液流面積苯和甲苯混合

51、液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù)CF=0.129,將以上數(shù)值 分別代入上式，得泛點(diǎn)率F1為為避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%，所以霧沫夾帶量能滿足 <0.1kg(液)/kg(干氣體)的要求。提餾段：取系數(shù)k=1.0,泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)CF=0.130 由以上計(jì)算可知，符合要求根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段塔徑和各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。第七章 塔板負(fù)荷性能圖7.1塔板負(fù)荷性能曲線的計(jì)算7.1.1霧沫夾帶線的繪制霧沫夾帶線上限時(shí)，ev=0.10Kg液/Kg干氣，泛點(diǎn)是80%.則有 =80% 精餾段： 整理可得： =1.061-15.317提餾段：整理課得： =0.994-14.2337.1.2. 液泛線的繪制當(dāng)降液管中泡沫總高度=（HT+）時(shí)將出現(xiàn)液沫 由此確定液泛線而式中閥孔氣速U0與體積流量有如下關(guān)系。即精餾段： 解得液泛方程： 提餾段： 解得液泛方程： 7.1.3.漏液線的繪制精餾段： 取動(dòng)能因數(shù)F=5 提餾段：因此不會(huì)產(chǎn)生漏液現(xiàn)象m3/s7.1.4液相負(fù)荷的下限線的繪制對(duì)于平直堰，取堰上液層高度=0.0120m作為最小液體符合標(biāo)準(zhǔn)式中 E=1 7.1.5.液相負(fù)荷的上限線的繪制液體的最大流量應(yīng)保