程設(shè)計(jì)(苯—甲苯分離板式精餾塔).

1、課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)20092010學(xué)年第二學(xué)期學(xué)生姓名：_石華端專業(yè)班級(jí)：_07級(jí)應(yīng)用化學(xué)_指導(dǎo)老師： 工作部門：一. 課程設(shè)計(jì)題目設(shè)計(jì)一臺(tái)苯一甲苯分離板式精餾塔二. 設(shè)計(jì)要求1、設(shè)計(jì)一座苯-甲苯連續(xù)精餾塔，具體工藝參數(shù)如下：原料苯含量（m/m）:（ 25+0.5） %原料處理量：2萬(wàn)t/a產(chǎn)品要求（m/m） : xd = 0.98, xw=0.022、操作條件塔頂壓力：常壓進(jìn)料熱狀況：泡點(diǎn)進(jìn)料回流比：自選單板壓降：w 0.7kPa加熱方式：間接蒸氣加熱冷凝方式：全凝器，泡點(diǎn)回流年操作時(shí)數(shù)：8000h3、塔板類型浮閥塔板（F1重閥）三. 課程設(shè)計(jì)內(nèi)容1、精餾塔的物料衡算及塔板數(shù)的確定2、精餾塔的工

2、藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)3、精餾塔的塔體及塔板工藝尺寸計(jì)算4、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算5、塔板的負(fù)荷性能圖的繪制6、精餾塔接管尺寸計(jì)算7、繪制帶控制點(diǎn)的生產(chǎn)工藝流程圖（A3圖紙）&繪制主體設(shè)備圖（A2圖紙）四. 進(jìn)度安排1. 課程設(shè)計(jì)準(zhǔn)備階段：收集查閱資料，并借閱相關(guān)工程設(shè)計(jì)書(shū)；2. 設(shè)計(jì)分析討論階段：確定設(shè)計(jì)思路，正確選用設(shè)計(jì)參數(shù)，樹(shù)立工程觀點(diǎn)， 小組分工協(xié)作，較好完成設(shè)計(jì)任務(wù)；3. 計(jì)算設(shè)計(jì)階段：物料衡算，熱量衡算，主要設(shè)備工藝尺寸計(jì)算，塔盤(pán)工藝 尺寸計(jì)算及流體力學(xué)計(jì)算；用簡(jiǎn)潔的文字和適當(dāng)課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)編寫(xiě)階段：整理文字資料計(jì)算數(shù)據(jù), 的圖表表達(dá)自己的設(shè)計(jì)思想及設(shè)計(jì)成果。21. 課程設(shè)計(jì)

3、的目的化工原理課程設(shè)計(jì)是一個(gè)綜合性和實(shí)踐性較強(qiáng)的教學(xué)環(huán)節(jié)，也是培養(yǎng)學(xué)生獨(dú) 立工作的有益實(shí)踐，更是理論聯(lián)系實(shí)際的有效手段。通過(guò)課程設(shè)計(jì)達(dá)到如下目的：1 鞏固化工原理課程學(xué)習(xí)的有關(guān)內(nèi)容，并使它擴(kuò)大化和系統(tǒng)化；2 培養(yǎng)學(xué)生計(jì)算技能及應(yīng)用所學(xué)理論知識(shí)分析問(wèn)題和解決問(wèn)題的能力；3 .熟悉化工工藝設(shè)計(jì)的基本步驟和方法；4 .學(xué)習(xí)繪制簡(jiǎn)單的工藝流程圖和主體設(shè)備工藝尺寸圖；5 .訓(xùn)練查閱參考資料及使用圖表、手冊(cè)的能力；6 .通過(guò)對(duì)“適宜條件”的選擇及對(duì)自己設(shè)計(jì)成果的評(píng)價(jià)，初步建立正確的 設(shè)計(jì)思想，培養(yǎng)從工程技術(shù)觀點(diǎn)出發(fā)考慮和處理工程實(shí)際問(wèn)題的能力；7.學(xué)會(huì)編寫(xiě)設(shè)計(jì)說(shuō)明書(shū)。2. 課程設(shè)計(jì)題目描述和要求本設(shè)計(jì)的題

4、目是苯-甲苯浮閥式連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用 來(lái)分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯， 采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式塔，板 空上安裝浮閥，具體工藝參數(shù)如下：生產(chǎn)能力：2萬(wàn)噸/年（料液）原料組成：25%苯，60%甲苯（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）產(chǎn)品組成：餾出液98%苯，釜液2%苯操作壓力：塔頂壓強(qiáng)為常壓進(jìn)料溫度：泡點(diǎn)進(jìn)料狀況：泡點(diǎn)加熱方式：間接蒸汽加熱回流比：R= （1.2 2） Rmin3. 課程設(shè)計(jì)報(bào)告內(nèi)容3.1流程示意圖冷凝器一塔頂產(chǎn)品冷卻器一苯的儲(chǔ)罐一苯T J回流原料f原料罐f原料預(yù)熱器f精餾塔T回流J 再沸器- f 塔底產(chǎn)品冷卻器f甲苯的儲(chǔ)罐f甲苯3.2流程和方案的說(shuō)明及論證3.2.1流

5、程的說(shuō)明首先，苯和甲苯的原料混合物進(jìn)入原料罐，在里面停留一定的時(shí)間之后，通 過(guò)泵進(jìn)入原料預(yù)熱器，在原料預(yù)熱器中加熱到泡點(diǎn)溫度， 然后，原料從進(jìn)料口進(jìn) 入到精餾塔中。因?yàn)楸患訜岬脚蔹c(diǎn)，混合物中既有氣相混合物，又有液相混合物， 這時(shí)候原料混合物就分開(kāi)了，氣相混合物在精餾塔中上升，而液相混合物在精餾 塔中下降。氣相混合物上升到塔頂上方的冷凝器中，這些氣相混合物被降溫到泡 點(diǎn)，其中的液態(tài)部分進(jìn)入到塔頂產(chǎn)品冷卻器中， 停留一定的時(shí)間然后進(jìn)入苯的儲(chǔ) 罐，而其中的氣態(tài)部分重新回到精餾塔中， 這個(gè)過(guò)程就叫做回流。液相混合物就 從塔底一部分進(jìn)入到塔底產(chǎn)品冷卻器中，一部分進(jìn)入再沸器，在再沸器中被加熱 到泡點(diǎn)溫度重

6、新回到精餾塔。塔里的混合物不斷重復(fù)前面所說(shuō)的過(guò)程，而進(jìn)料口 不斷有新鮮原料的加入。最終，完成苯與氯苯的分離。322方案的說(shuō)明和論證浮閥塔之所以廣泛應(yīng)用，是由于它具有下列特點(diǎn)：1 生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開(kāi)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。2 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(dòng)范圍比篩板塔，泡罩塔都大。3.塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層， 故氣液接觸時(shí)間較長(zhǎng)， 而霧沫夾帶量小，塔板效率高。4 氣體壓降及液面落差小，因氣液流過(guò)浮閥塔板時(shí)阻力較小，使氣體壓降 及液面落差比泡罩塔小。4.

7、 塔的造價(jià)較低，浮閥塔的造價(jià)是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%80%但 是比篩板塔高20%30%浮閥塔盤(pán)的操作原理和發(fā)展：浮閥塔的塔板上，按一定中心距開(kāi)閥孔，閥孔里裝有可以升降的閥片，閥孔 的排列方式，應(yīng)使絕大部分液體內(nèi)有氣泡透過(guò)， 并使相鄰兩閥容易吹開(kāi)，鼓泡均 勻。為此常采用對(duì)液流方向成錯(cuò)排的三角形的排列方式。蒸汽自閥孔上升，頂開(kāi)閥片，穿過(guò)環(huán)形縫隙，以水平方向吹入液層，形成泡沫，浮閥能隨著氣速的增減 在相當(dāng)寬的氣速范圍內(nèi)自由升降，以保持穩(wěn)定的操作。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，致使浮閥造價(jià)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

8、填料，高效率塔板的不 斷被研制出來(lái)，浮閥塔的推廣并不是越來(lái)越廣。近幾十年來(lái)，人們對(duì)浮閥塔的研究越來(lái)越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗(yàn)越來(lái)越豐富，積累的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計(jì)浮 閥塔比較合適。3.2.3設(shè)計(jì)方案的確定1. 操作壓力精餾操作可在常壓，加壓，減壓下進(jìn)行。應(yīng)該根據(jù)處理物料的性能和設(shè)計(jì)總 原則來(lái)確定操作壓力。例如對(duì)于熱敏感物料，可采用減壓操作。本次設(shè)計(jì)苯和甲 苯為一般物料因此，采用常壓操作。2. 進(jìn)料狀況進(jìn)料狀態(tài)有五種：過(guò)冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過(guò)熱氣。但在實(shí) 際操作中一般將物料預(yù)熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)， 才送入塔內(nèi)。這樣塔的操作比較容易 控制。不受季節(jié)氣溫的影響，此外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提餾段的塔徑

9、相同， 在設(shè)計(jì) 和制造上也叫方便。本次設(shè)計(jì)采用泡點(diǎn)進(jìn)料，即 q=1。3. 加熱方式精餾釜的加熱方式一般采用間接加熱方式， 若塔底產(chǎn)物基本上就是水，而且 在濃度極稀時(shí)溶液的相對(duì)揮發(fā)度較大。 便可以直接采用直接接加熱。直接蒸汽加 熱的優(yōu)點(diǎn)是：可以利用壓力較低的蒸汽加熱，在釜內(nèi)只需安裝鼓泡管，不需安裝 龐大的傳熱面，這樣，操作費(fèi)用和設(shè)備費(fèi)用均可節(jié)省一些，然而，直接蒸汽加熱， 由于蒸汽的不斷涌入，對(duì)塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的 情況下。塔釜中易于揮發(fā)組分的濃度應(yīng)較低， 因而塔板數(shù)稍微有增加。但對(duì)有些 物系。當(dāng)殘液中易揮發(fā)組分濃度低時(shí)，溶液的相對(duì)揮發(fā)度大，容易分離故所增加 的塔板數(shù)并

10、不多，此時(shí)采用間接蒸汽加熱是合適的。4. 冷卻方式塔頂?shù)睦鋮s方式通常水冷卻，應(yīng)盡量使用循環(huán)水。如果要求的冷卻溫度較低。 可考慮使用冷卻鹽水來(lái)冷卻。5. 熱能利用精餾過(guò)程的特性是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。 因此，熱效率很低，可采用一些改 進(jìn)措施來(lái)提高熱效率。因此，根據(jù)上敘設(shè)計(jì)方案的討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)的要求， 本 設(shè)計(jì)采用常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，間接蒸汽加熱以及水冷的冷卻方式， 適當(dāng)考慮熱 能利用。4. 精餾塔的工藝計(jì)算4.1精餾塔的物料衡算4.1.1物料衡算：1）原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量：Ma =78.11kg/kmol ；甲苯的摩爾質(zhì)量：M b = 92.14kg/kmolX F =

11、0.25 ； X D = 0.98 ； X W =0.02.（2）原料液及塔頂、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 =78.11 0.25 92.14 （1 -0.25） =88.63kg/kmolMD =78.11 0.98 92.14 (1 -0.98) = 78.39kg/kmolMw =78.11 0.02 92.14 (1 -0.02) = 91.86kg/kmol(3) 物料衡算原料處理量:F28.2kmol h48000 88.63總物料衡算：D * W = 28.2苯的物料衡算 28.2 X 0.25= 0.98D + 0.02W聯(lián)立解得：D =6.76kmol

12、h 4 ; W =21.44kmol h 44.1.2相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算:氣液相平衡數(shù)據(jù)t/ C80.1859095100105110.6PA/kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240.0Pb /kpa40.046.054.063.374.386.0101.33x/摩爾分?jǐn)?shù)1.0000.7800.5810.4120.2580.1300y/摩爾分?jǐn)?shù)1.0000.9000.7770.6330.4560.2620蟲(chóng)=2.54.因此有：塔頂用 t=80.10 C時(shí)，Pa =101.33kpa, Pb = 40.0kpa.7Pb塔底用 t=101.63 C時(shí)，pa =24

13、0.0kpa , p101.33kpa.Pa= 2.37Pb平均相對(duì)揮發(fā)度二 2.46進(jìn)料沆釜2G. 2kmol/h進(jìn)料組成0. 25mol/mol11P 14K/RuLni mohftd塔1吏產(chǎn)詁組嵐0. 98tnol/mol塔底產(chǎn)誥組成0. 02mol/mol相對(duì)薦扛度2. 4B儒入數(shù)粧胡認(rèn)皓入數(shù)據(jù)退岀2,陰0. 55盤(pán)+ R3. 003. 64坷-0. 09-"n-z-i嗎I 12114計(jì)算結(jié)果理論板數(shù)旳商捷法%片幕4.2塔板數(shù)的確定4.2.1理論板層數(shù)的求算4.2.1.1逐板法求塔板數(shù)(1)平衡線方程的求算汽液相平衡方程式:y- _C - 1）yy2.46 -1.46y(2)

14、q線方程進(jìn)料狀態(tài)由五種，即過(guò)冷液體進(jìn)料(q>1),飽和液體進(jìn)料(q= 1),氣液混合進(jìn)料 (0<q<1)和過(guò)熱蒸汽進(jìn)料(q<0)，本設(shè)計(jì)選用的為泡點(diǎn)進(jìn)料，故 q=1。則xF=xq最小回流比Xp Xf 0.25 ;Xpyp2.46-1.46yp8#由以上兩式可得:yp =0.451 ；RminXD * =2.632#由于 R = (1.1 2.0) Rmin = 3(4) 精餾段操作線方程精餾段液相質(zhì)量流量：L=R D =20.28kmol h，精餾段氣相質(zhì)量流量：V=V = L D =27.04kmol巾'精餾段操作方程：y =0.75x 0.24提餾段液相質(zhì)量

15、流程：L = L q F = 20.28 28.2 = 48.48kmol hJ提段氣相質(zhì)量流程：V =V (q -1)F =27.04kmol hJ心畢十6W 21.44提餾段操作線方程：“ r xR.f.。1.由以上精餾段操作方程和提餾段操作線方程可得：兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)為Xf =0.24(5) 理論塔板數(shù)的確定先交替使用相平衡方程和精餾段操作線方程計(jì)算如下:相平衡yi 二 Xd =0.98> Xi =0.9522 ；y2 =0.9541> x - 0.8943 ；y3 =0.9109 x3 = 0.8057 ；y4 = 0.8443 x = 0.6879 ；y5 =0.75

16、59 x5 = 0.5573 ；y6 = 0.6580 x6 =0.4388；y7 = 0.5691 x7 = 0.3493 ；y8 =0.5020 x8 = 0.2907 ；y9 = 0.4580 x = 0.2557 ；y10 =0.4418=0.2434 ；y11 =0.4225=0.2293 ： xf = 0.24.以下交替使用提餾線操作線方程語(yǔ)相平衡方程得:y12 =0.4004 x12 =0.2135 ；y13 =0.3721> x13 =0.1942 ；y14 =0.3375 x14 = 0.1716 ；y15 =0.2971> x15 =0.1466 ；%6 = 0

17、.2525> Xi6 =0.1207 ；%7 = 0.2061 j X17 =0.0955;y)8 =0.1609 x8 - 0.0723 ；y19 =0.1194 x19 = 0.0522 ；y20 = 0.0835 x20 = 0.0367 ；y21 =0.0539 x21 = 0.0198 ：心=0.02.故理論板為21塊，精餾板為10塊，第11塊為進(jìn)料板.4.2.1.2逐板法求塔板數(shù)雙組分理想體系精館工藝計(jì) 圖解法進(jìn)料流釜進(jìn)斛組成0 251 140 330 02相對(duì)揮岌度2.462.精鍛段操作線Z/Z/AT/f/1VJEM0. .£.3.4.5 .E 7.0 J計(jì)算結(jié)果

18、最小回流出a.ed塔頂呆出童|S. T511實(shí)際國(guó)就匕34.提鍛段操作線疚理論板數(shù)J退出由此算得于逐板法得一致.4.2.2精餾塔塔效率的計(jì)算在t=95.4 C時(shí)，此時(shí)查得苯和甲苯黏度：苯=0.268 , 甲苯二0.295則： =0.268 0.25 0.295 0.75=0.2875T =(80.1 710.6)/2 =95.4 C時(shí)，此時(shí)的相對(duì)揮發(fā)度為：,Pa= 158.66 =2.64 pB 64.37則：-1 =0.2875 2.64 = 0.759查奧康內(nèi)爾精餾塔全塔板效率圖得：E。二0.525.4.3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算4.3.1混合液的平均摩爾質(zhì)量計(jì)算進(jìn)料板苯的摩爾分?jǐn)?shù)在塔板

19、數(shù)計(jì)算中得進(jìn)料板的苯的摩爾分?jǐn)?shù)為(94C)： y=0.649 x=0.428M VFm =0.649*78+(1-0.649)*92=82.914kg/kmolM LFm =0.428*78+(1-0.428)*92=86.008kg/mol塔底摩爾分?jǐn)?shù)(110.63 C)： x=0.024 y=0.024MVWm =0.024*78 (1 -0.024)*92 = 91.664kg/KmolMLWm =0.024*78 (1 -0.024)*92= 91.664kg/kmol平均摩爾質(zhì)量：MVm=(82.914+91.664)/2=87.289kg/kmolM Lm =(86.008+91.

20、664)/2=88.836kg/kmol 4.3.2平均密度計(jì)算進(jìn)料板平均密度：t=94 °C 時(shí)，t苯=789kg/m33, 7甲苯=789kg/m3,，苯=0.39參考化工原理P361某些有機(jī)液體的相對(duì)密度圖（下同）：?LFm= 1= 0.39 0.61=798kg/m3798798塔底平均密度:t=110.63 C , r苯=780kg/m3,甲苯=775kg/m3,，苯=0.0210.02 0.98=TWm780 775：LWm =775.1Kmol / m3故:m =(775.1+798)/2=786.55kg/mEm =102.315=Pm* M Vmvm=二 101.3

21、3*87.287RTm8.314* (102.315 273.15)=2.83kg/m3433液體的平均張力t=110.63°C時(shí),二苯=17.2 mN m，二甲苯=17.8 mN m，t=94 C時(shí)，匚苯=19.8匚甲苯，匚甲苯=19.9 mN m J，由化工原理第三版P379查得t=101.63 C時(shí)，二lw =0.024*17.2+ （ 1-0.024）*17.8=17.7859 mN mJt=94 C時(shí)，二lf =0.428*19.8+ （1-0.428 ） *19.9=19.8572 mN mJ-19.8572 17.78561提餾段平均張力：匚=18.82 mN m2Vh

22、=V M Vm= 163.548*87.289=2.833=5044.5m/h4.3.4提餾段氣液相的體積流量| = L M Lm _ L hp'Lm=230'382* 88.886 =26.02m3/h786.5512#4.4塔體工藝尺寸計(jì)算4.4.1精餾段塔徑計(jì)算由Flv及（HT-hl ）查Smith圖（化工單元過(guò)程及課程設(shè)計(jì)P）氣流動(dòng)參數(shù) F lv= %Lh J = 26.02786.55 =0.086CVvh Y Pv 5044.5Y 2.83取塔盤(pán)清夜層高度h L=0.07m HT=0.45m液滴沉降高度 HhL=0.45m-0.07m=0.38m當(dāng)匚=18.82時(shí)的

23、負(fù)荷因子C2q等于0.028由工藝條件得：C=Cq （）0.2=0.08120L - 7786.55 -2.83 廠,液乏氣速 Uf=c.=0.081* , =1.35m/sV PvV 2.83取泛點(diǎn)率為 0.75，故空塔氣速 u=0.75 u f =0.75*1.35=1.013m/s氣相通過(guò)的塔截面積A=皿韋r .七 lwlw2）/二=0.0877取 3D =0.7AdAt13AT -1.381 0.08772= 1.513m14AtD=4A =1.388mji#故取D=1.4m=-D2 =1.54m2A =AT(1 一乓 A) =1.405m25044.5m/u=qw/A=0.997 円

24、/s 3600*1.4057 s設(shè)計(jì)點(diǎn)的泛點(diǎn)率=% =0.99%.35 = 0.7394.4. 2精餾塔高度計(jì)算(1) 精餾段有效高度計(jì)算：Z精=(N 精-1)*HT=10*0.35=3.5m(2) 提餾段有效高度計(jì)算：Z提=(N 提-1)*HT=(17-1)*0.45=7.2m如進(jìn)料板上面開(kāi)一人孔，其高度為 0.6m(3) 精餾塔的有效高度為：Z有=Z 精 +Z 提+0.8=3.5+7.2+0.6=11.3m.(4)精餾塔的實(shí)際高度為：塔兩端空間，上封頭留1.5m.下封頭留1.5m.Z 實(shí)=Z 有+1.5*2=11.3+3=14.3m4.4.3溢流裝置的計(jì)算由化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)P16

25、6流液收縮圖:降管液的尺寸： A =州 - A =1.54-1.405 = o.135m2降液管寬度：bd =D. 1 -(lw D)/2=0.2001m選取 hb=0.04m溢流堰尺寸：匚二 D(lw D) = 1.4* 0.7 = 0.98m堰上液頭高h(yuǎn)ow,取E=1堰高.hw 訥 -how =0.07-0.025 = 0.045mhow =2.84* 10溢流強(qiáng)度：山=qvL(=26.0% 98 = 26.55m3/(m*h)#降液管底隙流體速度:Ub3600* 0.98* 0.0426.02= 0.184m/s154.5塔板負(fù)荷性能4.5.1浮閥計(jì)算及其排列(1) 浮閥數(shù) 選取Fi型浮

26、閥，閥孔直徑d°=0.039m根據(jù)表54選擇單流型初取 Fo=11 ,貝U u0 =F0L -V = 1K-6.54m/s/ v 2.83浮閥數(shù)：n= qvvs5044.5*4価"d2u。3600兀 * 0.0392 * 6.54 4 0 0(2) 排列方式取塔板上液體進(jìn)，出口安定區(qū)寬度bs=bs =0.075m取邊緣區(qū)寬度bc=0.05mD1 4x (bs bd)(0.075 0.2001) = 0.425m2 2r 二P -be =1.4/2 -0.05 = 0.65m2Aa=2X .r2-x2 r2sin() =1.02m2 t = . 0.907/(A0A)*d0

27、= 0.0809mA0Aa71 . 2n d°4t2si n600= 0.907(牛)2根據(jù)估算提供孔心距進(jìn)行布孔，按t=75mm進(jìn)行布孔，實(shí)排閥數(shù)n=163閥孔氣速u0 二 =7.2m/s(n4d；)動(dòng)能因子F0 =7.2* 283 =12.11塔板開(kāi)孔率=入/舛=163*d；/1.54 =0.12644.6塔板的流體性能的校核4.6.1泡沫夾帶量校核為控制液沫夾帶量ev過(guò)大，應(yīng)使泛點(diǎn)R乞0.80.82 浮閥塔板泛點(diǎn)率計(jì)算如下：qWs ,F1 :KCfA由塔板上氣相密度 -2.83kg/m3及板間距HT=0.45m查圖526 (泛點(diǎn)荷16因數(shù))得系數(shù)G=0.128,根據(jù)表511 (

28、物性系數(shù))所提供的數(shù)據(jù)，取 k=1 塔板液流道長(zhǎng) ZL=D-2bd=1.4-2*2*0.2=1.0(m)液流面積代=At -2Ad =1.54一2* 0.135 = 1.27(m2)0 n qrw(5044.5/3600).1.36*.*1.0故得：H' 786.55 - 2.8336000.578 0.80.128*1.27故不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量的液沫夾帶4.6.2塔板阻力計(jì)算由化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)P171泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖:(1)干板阻力臨界孔速u°c 之73)*825 =5.95 <u° =7.20閥孔U0大于其臨界孔閥氣速U0c ,故應(yīng)在浮閥全開(kāi)狀態(tài)計(jì)算干板

29、阻力h0 二 5.345.34* 二8 * 空00.051(m)：12g786.55 2*9.81(2)塔板清液層阻力h1h| =0.5hL = 0.5* 0.07 = 0.035(m)(3)克服表面張力所造成阻力h.-4*10 乜 hIgd。4*10*18.82786.55*9.81*0.039=2.46*10 "(m)由以上三阻力之和求得塔板阻力 hf :hf = ho h " = 0.051 0.035 0.000246 二 0.0862(m)4.6.3降液管液面校對(duì)流體流過(guò)降液管底隙的阻力：hd =1.18*10 *(魚(yú))2 =0.0052(m)l whb浮閥塔板上

30、液面落差厶較小可以忽略，則降液管內(nèi)清液層高度：Hd =hw how hf % =0.045 0.025 0.0862 0.0052 = 0.1614(m)取降液管中泡沫層相對(duì)密度0.6，則可求降液管中泡沫層高度：1819#而Ht hw =0.45 - 0.045 =0.495 Hd，故不會(huì)發(fā)生降液管液泛 464液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于 3S5S,才能保證液體所夾帶的氣 體的釋放。+ 二代 HT/qVLs =3600* 0.135* 0.45/26.02 =8.4(s) . 5(s)故所夾帶氣體可以釋出4.6.5嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因子F°=5的

31、相應(yīng)孔流氣速:.-V52.97(m/s)2.83#穩(wěn)定系數(shù)K二巴=720 = 2.42 1.5 2.0 故不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液 u02.974.6.6塔板負(fù)荷性能圖由化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)P187塔板負(fù)荷性能圖: (1)過(guò)量液沫夾帶線關(guān)系式根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇F1=0.8則有0.8 =(qws2.83786.55-2.831.36qVLs)/(1.27* 0.128*1)當(dāng) qLVh =0時(shí)，qw78/2m3/h當(dāng) qLVh =50m3/h時(shí)，qVVh = 6678.5m3/h由此兩點(diǎn)作過(guò)量液夾帶線(a)(2)液相下限線關(guān)系式對(duì)于平直堰，其堰上液頭高度 how必須大于0.006m。 取h

32、ow=0.006m即可以確定液相流量的下限線how =2.84* 10£(皿)2/3 =0.006l w取 E=1.0，代人 I w=0.98qVLh =3.07lw =3.07* 0.98 =3.00(m3/h)該線為垂直qvLh軸的直線，記為(b)(3) 嚴(yán)重漏液線關(guān)系式:因動(dòng)能因子Fo<5時(shí)，會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，故取 F°=5,計(jì)算相應(yīng)氣體流量 qVVh :qvvh = 3600 A0u0u° = F° / f i v = 5 / JV = 2.97qVVh = 3600(n d0u0) = 3600(n d0 * 5/ Ji v ) = 208

33、0.87(m / h)44該線為平行qVLh軸的直線，為漏液線，也稱為氣相下限線，記(c)(4) 液相上限線關(guān)系式：5s降液的最大流量為：qVLh =3600AdHT/720A,Ht = 720* 0.135* 0.4 43.74m3 / h該線為平行qwh軸的直線，記為(d)(5) 降液管液泛關(guān)系式：根據(jù)降液管液泛的條件，得以下將液管液泛工況下的關(guān)系:Hd 二(Ht how) =0.06*(0.45 0.025) -0.285或 hw how hf % = (HT how)即 0.2295 =5.53*10 J(qwh)2 4.32*10 "(qVLh,3 1.17* 10(qVL

34、h )21020304050606133.7 590.75 566.2 538.3 506.06 468.1操作彈性(qVVh)max/(qVVh)min =7410/2080.87 =3.56適宜裕度=(qWh)min -qVVh/qVVh =46.9%4.7換熱器的計(jì)算4.7.1原料預(yù)熱器：4-4Cp.h苯=1.75kj kg K4-4Cp.h甲苯=1.65kJ kg KxF =0.44Qm.h =80000*1000/(320* 24)10417kg/hCp.c =0.44*1.75 + 0.56*1.65 = 1.694kJ kg K設(shè)加熱原料溫度由10C加熱到104C則中=Qm.h

35、Cp.c 也t =10417*1.694* 94 = 1.66*106kJ/h4.7.2塔頂冷凝器：R苯=390kJ/kg.815*163.548,二 qmh r苯* 390 =14439.93kJ /s36004.7.3塔底再沸器：I甲苯=360kJ/kg帛775.1*163.548" 小-二 qmb r*360 =12676.6kJ/s36004.7.4貯罐的體積計(jì)算：由化工單元過(guò)程及設(shè)備課程設(shè)計(jì)查得在0.11MR下，塔頂采量3D=7394kmol/h810kg / m故 qVVh =(r 1)D =22182kg/h幾=810kg/m3設(shè)冷凝液停留20min,補(bǔ)充系數(shù)-=0.7

36、則 V =qVLh /(L ) =22182* 20/(60* 810* 0.7 13m3貯罐容積估算結(jié)果表位號(hào)名稱停留時(shí)間容積/m3V-101原料中間罐20mi n13V-102回流罐10mi n7V-103塔頂產(chǎn)品罐24h937V-104塔底產(chǎn)品罐24h9370.0961m4.7.5進(jìn)料罐線管徑 選擇原液流速：管線直徑：選取133*6管材，其內(nèi)徑為0.121m其實(shí)際流速為：u=10471/(3600*798*0.785*0.0916 2)=0.5m/s5. 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表表一設(shè)備一覽表序號(hào)位號(hào)設(shè)備名稱形式主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能1T-101循環(huán)苯精餾塔篩板塔D=1400 Np=27H=18500

37、2E-101原料預(yù)熱器固定管板式24m3E-102塔T-101頂冷凝器固定管板式151m24E-103塔T-101再沸器固定管板式166m25E-104塔頂產(chǎn)品冷卻器固定管板式55m26E-105塔底產(chǎn)品冷卻器固定管板式62m27P-101進(jìn)料泵2號(hào)離心泵3qv=14m /h H=10m8P-102釜液泵2號(hào)離心泵3qv = 8 m /h H=4m9P-103回流泵2號(hào)離心泵3qv=11 m /h H=19m10P-104塔頂產(chǎn)品泵2號(hào)離心泵3qv=6 m /hH=19m11P-105塔底產(chǎn)品泵2號(hào)離心泵3qv=8 m /hH=4m12V-101原料罐臥式3V=13m13V-102回流罐臥式3V=7 m14V-103塔頂產(chǎn)品罐立式937m215V-104塔底產(chǎn)品罐立式937m216V-105不合格產(chǎn)品罐立式937m2表二提留段塔板設(shè)計(jì)結(jié)果匯總表塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)數(shù)據(jù)塔板主要流動(dòng)參數(shù)數(shù)據(jù)塔徑m1.4m流動(dòng)方式單流型塔板間距 Ht0.6m液體流量qVLh26.2m3/h堰長(zhǎng)lw0.98m氣體流里 qwh35044.5m /h堰寬bd液泛氣速 uf0.2001m1.35m/s堰咼hw0.045m空塔氣速u0.997入口堰高h(yuǎn)w無(wú)U/Uf0