苯-甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)

1、化工原理 課程設(shè)計(jì)題目苯-甲苯連續(xù)篩板式精儲(chǔ)塔的設(shè)計(jì)教學(xué)院化工與材料工程學(xué)院專業(yè)班級(jí)化工1001學(xué)生姓名鞏方飛學(xué)生學(xué)號(hào)指導(dǎo)教師張振坤2012 年 12 月 06目錄第一章序言 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第二章板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū) 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第三章設(shè)計(jì)計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。精餾塔的物料衡算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量. 錯(cuò)誤 ! 未定義書(shū)簽。物料衡算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔板數(shù)的確定 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。理論塔板數(shù)的確定 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。全塔效率的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)

2、簽。求實(shí)際板數(shù) 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算. 錯(cuò)誤 ! 未定義書(shū)簽。操作壓力的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。操作溫度的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。平均密度的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。液體平均表面張力的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。液體平均黏度的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔徑的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。有效塔高的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。溢流裝置計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔板布置 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔板阻力 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。霧沫夾帶

3、 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。液面落差 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。液泛的校核 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。塔板負(fù)荷性能圖 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第四章設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第五章板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。附件的計(jì)算 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。配管 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。冷凝器 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。再沸器 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。板式塔結(jié)構(gòu) 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第六章參考文獻(xiàn) 錯(cuò)誤!未定義書(shū)簽。第一章 序 言化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用化工原理課程和有關(guān)先修課程（ 物理化學(xué)， 化工制圖等）所學(xué)知識(shí)，完成一個(gè)單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個(gè)教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過(guò)課程設(shè)計(jì)，要求更加

4、熟悉工程設(shè)計(jì)的基本內(nèi)容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識(shí)和技能的能力，問(wèn)題分析能力，思考問(wèn)題能力，計(jì)算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過(guò)程在能量劑驅(qū)動(dòng)下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離， 利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩板

5、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)一板式塔將其分離。第二章化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書(shū)一 設(shè)計(jì)題目：苯- 甲苯連續(xù)篩板式精餾塔的設(shè)計(jì)二 任務(wù)要求設(shè)計(jì)一連續(xù)篩板精餾塔以分離苯和甲苯，具體工藝參數(shù)如下：原料加料量F=100kmol/h進(jìn)料組成x f=儲(chǔ)出液組成XD=釜液組成x w=塔頂壓力 p =100kpa單板壓降 < kPa2 工藝操作條件：常壓精餾，塔頂全凝器，塔底間接加熱，泡點(diǎn)進(jìn) 料，泡點(diǎn)回流。三 主要設(shè)計(jì)內(nèi)容1、設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明2、工藝計(jì)算3、主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)（ 1）塔徑及精餾段塔板結(jié)構(gòu)尺寸的確定（ 2）塔板的流體力學(xué)校核

6、（ 3）塔板的負(fù)荷性能（ 4）總塔高4、輔助設(shè)備選型與計(jì)算5、設(shè)計(jì)結(jié)果匯總6、工藝流程及精餾塔設(shè)備條件第三章 設(shè)計(jì)計(jì)算設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對(duì)物料沒(méi)有特殊的要 求，可以在常壓下操作。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(guò)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。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倍。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。其中由于蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和

7、冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩板塔精餾，篩板塔塔板上開(kāi)有許多均布的篩孔，孔徑一般為38mm篩孔在塔板上作正三角形排列。篩板塔也是傳質(zhì)過(guò)程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：(1)結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%, 為浮閥塔的80左右。(2 )處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加 1015%。(3)塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。(4)壓降較低，每板壓力比泡罩塔約低 30%左右。篩板塔的缺點(diǎn)是：(1)塔板安裝的水平度要求

8、較高，否則氣液接觸不勻2)操作彈性較小(約23)。3)小孔篩板容易堵塞。下圖是板式塔的簡(jiǎn)略圖:圖3-1板式塔的簡(jiǎn)略圖表3-1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)(C)臨界溫度tC (C)臨界壓強(qiáng)PC (kPa)苯AQH6甲苯BGH5一 CH表3-2苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度0C859095100105PA0,kP aPb0 , kPa表3-3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)溫度0c859095100105液相中苯的摩 爾分率汽相中苯的摩 爾分率表3-4純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m20表3-5組分的液相密度溫度（C）8090100110120苯,kg/

9、m3814805791778763甲苯,kg/ m3809801791780768表3-6液體粘度w l溫度（C）8090100110120苯（a）甲苯（a）表3-7常壓下苯一一甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率cxy精儲(chǔ)塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率物料衡算式：D W FDxD WxW FxF苯的摩爾質(zhì)量(一甲苯的摩爾質(zhì)量Mb 92.13kg/kmolXf 0.45 0.001 (11 20) 0.441xD 0.92 0.001 (11 20) 0.911xW 0.02 0.001 (11 20) 0.011原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量M F

10、0.44178.11(10.911)92.1385.95kg/ kmolkg / kmolM D 0.911 78.11 1 0.911 92.13 79.36MW0.01178.1110.01192.1391.98物料衡算原料處理量F 100kmol/h總物料衡算D W 100苯物料衡算0.441F 0.911D 0.011W聯(lián)立解得D 47.78kmol/hW 52.22kmol/h式中 F 原料液流量D 塔頂產(chǎn)品量W 塔底產(chǎn)品量塔板數(shù)的確定理論塔板數(shù)的確定(1) 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算苯的沸點(diǎn)：c甲苯的沸點(diǎn)：c由安托因方程lgP AT=C時(shí)1206.35本：lgPA6.0233 2.00678

11、0.1 220.24甲苯：lgPB 6.0781343.941.593480.1 219.58解得：Pa101.55KPaPB39.21 KPaT=C時(shí)苯：lgPA6.0233 1206.35 2.377110.6 220.241343.94%甲本：lgPB6.078 2.0077110.6 219.58解得：PA238.22 KPaPB101.78 KPa則c時(shí)1，罌2.5899C時(shí)2多篙2 234051 22.5899 2.3405 2.462(2)最小回流比的求取由于泡點(diǎn)進(jìn)料即飽和液體進(jìn)料，所以取 q=1, q線為一條垂直線xqxF 0.441yqxp2.462 0.441-1 xp 1

12、 2.462-1 0.4410.66Rminxq 1.15yq Xp通常操作回流比可取最小回流比的2 倍，即 R 1.1 2 Rmin，則取R2Rmin2.3(3)求精儲(chǔ)塔的氣液相負(fù)荷RD2.3 47.78109.894kmol / h1 D 2.31 47.78 157.647kmol / hL,F 109.894100 209.894kmol / hV,157.674kmol /h精微段:Vs理3600 Vm157.674 80.6 , “ 1.253600 2.823600109.894 83.39 0.0032Lm3600 806.3653 /m /s提儲(chǔ)段:3 /m /sVs VMv

13、m 157.674 86.80 1 223600 Vm 3600 3.11LsVM Lm3600 Lm209.894 82.033600 789.690.0061“3 /m /s(4)求操作線方程精微段操作線方程:0.9112.3 10.697Xn 0.276RxD2.3XnXnR 1 R 1 2.3 1提微段操作線方程:L qFWxmm109.894 100 52.22WL qF W L qF W52.22109.894 100 52.220.011109.894 1001.331Xm 0.0146(5)逐板法求理論板數(shù)相平衡方程2.462X1 1.462X變形得：x2.462 1.462y

14、用精微段操作線和相平衡方程進(jìn)行逐板計(jì)算:y1 xD 0.911Xiy20.697x10.2760.838y30.697x20.2760.749y40.697X30.2760.6482.4621.462y1y22.4621.462y2y32.4621.462y3y42.4621.462 yyi0.678X20.548X30.429X40.806X40.429XF 0.441故精儲(chǔ)段理論板數(shù)n=3用提儲(chǔ)段操作線和相平衡方程繼續(xù)逐板計(jì)算:y 1.331X4 0.0146 0.572y5X52.462 1.462y50.352y6 1.331x5 0.0146 0.454y7 1.331X6 0.01

15、46 0.321y 1.331X7 0.0146 0.200y 1.331X8 0.0146 0.108y10 1.331X9 0.0146 0.048y111.331X10 0.01460.012Xy60.2522.4621.462 yX7y70.1612.4621.462 y7X8y80.0922.4621.462 yX9y90.0472.4621.462 yy100.020X102.4621.462y10y110.005X112.4621.462y11X11 0.005Xw 0.011故提儲(chǔ)段理論板數(shù)n=7 （不包括塔釜）理論板數(shù)一共10塊，進(jìn)料板為第4塊全塔效率的計(jì)算查苯一一甲苯的氣液

16、平衡數(shù)據(jù)，由內(nèi)差法求得得tF 92.920C得tD 80.010C得tw 109.910.441 0.45 tF 92.69 tF ：0.5 0.4591.40 92.69,0.911 91.2 tD 84.4 tF :1 91.280.01 84.4,0.011 0tW 11056tw ：0.03 0108.79 110.56求苯一一甲苯的粘度tD80.010CUa0.308Ub0.311tF92.920CuA0.272uB0.278tw109.91uA0.233uB0.254精微段平均壓力Pm1（+） /2= kPaULDXDUA (1Xd)Ub0.911 0.308 (1 0.911)

17、0.3110.308uLFXfUa (1 Xf)Ub0.441 0.272 (1 0.441) 0.278 0.275uLWxWu A (1 XW )uB0.011 0.223(1 0.233) 0.2540.197平均粘度由公式，得Uld Ulf Ulw0.39 mPa S根據(jù)奧康奈爾(O'connell )公式計(jì)算全塔效率et0.2450.245Et 0.49 l 0.49 2.462 0.390.495求實(shí)際板數(shù)精儲(chǔ)段實(shí)際板層數(shù)0.4957（塊）提儲(chǔ)段實(shí)際板層數(shù)15（塊）0.495全塔共有塔板22塊，進(jìn)料板在第8塊板精儲(chǔ)塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 操作壓力的計(jì)算塔頂操作壓力

18、Pd 101.3 2 103.3kPa每層塔板壓降A(chǔ)P= kPa進(jìn)料板壓力Pf = + x7=塔底操作壓力Pw=+X22= kPa提餾段平均壓力Pm2=（ +） /2 = kPa操作溫度的計(jì)算根據(jù)上式計(jì)算出的壓力，109.91 塔頂溫度tD 80.01oC進(jìn)料板溫度tF 92.92 C塔底溫度精餾段平均溫度tm1=（+） /2 = 提餾段平均溫度tm2=（ +） /2 = 平均摩爾質(zhì)量的計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=, 代入相平衡方程得x1=ML,Dm0.80678.1110.80692.1380.83 kg/kmolMV,Dm0.91178.1110.91192.1379.36 kg

19、/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論板的算法，得yF=,Xf =MV,Fm 0.734 78.111 0.734 92.13 81.84 kg/kmolMLF 0.441 78.111 0.441 92.13 85.936 kg/kmolL,Fm塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由 Xw =, 由相平衡方程，得yw =MVW 0.027 78.11 (1 0.027) 92.13 91.75(kg/kmol)Ml,Wm 0.011 78.11 (1 0.011) 92.13 91.98(kg/kmol)精微段平均摩爾質(zhì)量79.36 81.84MVm 80.6(kg/kmol)MLm80.83 85.

20、94 83.39(kg / kmol)提儲(chǔ)段平均摩爾質(zhì)量81.84 91.75MVm 86.80(kg / kmol)MLm85.94 91.98 88.96(kg /kmol)平均密度的計(jì)算 氣相平均密度計(jì)算 由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，精微段的平均氣相密度即V PVM104.75 80.62.82(kg/m3)mRTm8.314 86.465 273.15提儲(chǔ)段的平均氣相密度VmPVm111.5 86.88.314 101.415 273.1533.11(kg/m )液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即由溫度可以查有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖可以得到對(duì)應(yīng)的液體密度F-W一二士-三二-ayw-三

21、-LllWEr =M=- -l-kTF二wa一 三-二MnTlrm-ll;-lT=lalTlT j S 號(hào) 8 : 0 TIm rr-一一 . 一事»事 1， > , 一 !nr4 1 I Hl til'同 g -W v ； v vI « BflS IBt 1 I 1iiiiiiiiiiiiiiiiiiiiiis:L- UIo 口 曲 做LE-rEBrlrE-fc一rh - - 一r-rlFF'F-E- E-EZ-llfc.JI- hh-JJL.二二一 - u rl三一圖3-2 :有機(jī)液體相對(duì)密度共線圖a.塔頂液相平均密度的計(jì)算由t D= C ,用試差

22、法求得.80.01 80 A :90 80a 814805 814a 814kg /m3.80.01 80B : 90 80b 809801 809B 809kg/塔頂液相的質(zhì)量分率求得0.911 78.11A0.911 78.111 0.911 92.130.90L,Dm0.900.1得814 809'LQm813.5kg/m3b.進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由tF 92.920C ,用試差法求得A 800.9kg / m3798.08kg / m3塔頂液相的質(zhì)量分率求得0.441 78.11A0.441 78.111 0.441 92.130.4L,Fm0.400.60800.9 79

23、8.08L F799.23, mkg/mc.塔底液相平均密度的計(jì)算由tw= C ,用試差法求得3A 778.117 kg/m3B 780.099 kg/m塔頂液相的質(zhì)量分率求得A0.011 78.110.011 78.111 0.011 92.130.00910.0091 0.009得lw778.117 780.099, m3L,wm 780.15 kg/m精儲(chǔ)段液相平均密度為L(zhǎng)m813.5 799.233806.365 kg/m由tF=C,由內(nèi)差法求得提儲(chǔ)段液相平均密度為799.23 780.153Lm 789.69 kg/m2液體平均表面張力的計(jì)算n由公式：LmXL L及查有機(jī)液體的表面張

24、力共線圖得液體張力可L 1以計(jì)算液體表面張力Rire圖3-3 :有機(jī)液體的表面張力共線圖a.塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由t d= C ,由內(nèi)差法求得A 21.2(mN/m)B 21.7(mN/m)L,Dm 0.911 21.2 0.089 21.7 21.24(mN/m)b.進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算a 19.65(mN/m)20.34(mN /m)L,Fm 0.441 19.65 0.559 20.34 20.00(mN/m)C.塔底液相平均表面張力的計(jì)算由tw= C ,由內(nèi)差法求得A 17.51(mN/m)B 18.41(mN / m)L,Wm 0.011 17.51 0.989 18.

25、41 18.40(mN/m)精儲(chǔ)段液相平均表面張力為21.24 20Lm 20.62(mN/m)2提儲(chǔ)段液相平均表面張力為20 18.4,Lm 19.2(mN /m)液體平均黏度的計(jì)算由公式:nLmXi i及查液體黏度共線圖得液體黏度可以計(jì)算液體黏-3W= w -1M>-i7O加一3&OIM)170-34。-753】60 F IMTIO川一j JOTI4O -110-用工TO120 =-250-TH110. no3 -21。-2mon-190Nt -T#0*1中R-TftnL-IM3fio -1401前30TM-11 i>>40 -im'磯q-w一一 70-f

26、iOia-40r-30一30-ir -30劉部 RC ml's , ,由tF=C,由內(nèi)差法求得圖3-4 :液體黏度共線圖a.塔頂液相平均黏度的計(jì)算由t D= C ,由內(nèi)差法求得a 0.308(mPa s) b 0.311(mPa s)L,Dm0.911 0.308 0.089 0.311 0.308(mPa s)b.進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算a 0.272(mPa s)b 0.280(mPa s)表3-8板間距與塔徑關(guān)系L,Fm 0.441 0.272 0.559 0.280 0.276(mPa s)C.塔底液相平均黏度的計(jì)算由tw= C ,由內(nèi)差法求得a 0.233(mPa s)b 0

27、.254(mPa s)L,Wm 0.011 0.233 0.989 0.254 0.254(mPa s)精儲(chǔ)段液相平均黏度為0.308 0.276Lm 0.292(mPa s)2提儲(chǔ)段液相平均黏度為0.276 0.254Lm 0.256(mPa s)精儲(chǔ)塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)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?經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。塔徑DT, m板間距H,mm200300 250350 300450 350600 400600對(duì)精微段：初選板間距HT 0.40m,取板上液層高度hL0.06m,故 Ht hL

28、0.40 0.06 0.34m；0.50.5LsL0.0032 806.365一 一0.0433Vsv1.252.820.2查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=；依式C C20 20校正物系表面張力為20.62mN/m時(shí)0.20.220.62C C200.074 0.07452020c L V806.365 2.82Umax C /0.0745 1.258 m/s, V2.82可取安全系數(shù)為，則（安全系數(shù)一），故u 0.7umax 0.7 1.258 0.8806 m/sD 4Vs 4 也，u 3.14 0.88061.345對(duì)提儲(chǔ)段: 初選板間距Ht 0.40m,取板上液層高度hL 0.06m,故 Ht

29、 hL 0.40 0.06 0.34m；0.50.5LsL0.0061789.69八 0.0797Vsv1.223.110.2查史密斯關(guān)聯(lián)圖 得G0=；依式C C20 20校正物系表面張力為19.2mN/m時(shí)0.20.219.2C C200.0680.0672020m/sL v789.69 3.11umax C v 0.067、3.111.07 可取安全系數(shù)為，則（安全系數(shù)一）u 0.7umax 0.7 1.07 0.749 m/s1.44 m4Vs 4 1.22D . ,u 3.14 0.749將精微段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對(duì)于相差不大的二塔徑取二者中較

30、大的， 因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取 有效塔高的計(jì)算精微段有效塔高乙 7 1 0.4 2.4 m提儲(chǔ)段有效塔高Z215 1 0.4 6.4 m在精儲(chǔ)段和提儲(chǔ)段各設(shè)人孔一個(gè)，高度為 600mm,故有效塔高Z 2.4 6.4 0.6 2 10 m塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算精儲(chǔ)段因塔徑D=,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤(pán)。對(duì)精儲(chǔ)段各項(xiàng)計(jì)算如下：a)溢流堰長(zhǎng)lw：?jiǎn)我缌鲄^(qū)lW=()D,取土6長(zhǎng)口為=乂 =b)出 口堰高 hw : hw hL how14.04lw/D 0.66,Lhl2.5w0.0032 36002.50.924查液流收縮系數(shù)計(jì)算圖可以得到液流收縮系數(shù)E。圖3-5 :液流收

31、縮系數(shù)計(jì)算圖查得E二，則hOW2/32.84 LhE 1000lw2.8410001.0422/30.0032 36000.9240.0159故 hwhL hOW0.06 0.0159 0.0441 mC）降液管的寬度Wd與降液管的面積Af :由lw /D 0.66查弓形降液管的寬度與面積圖可得M03(ux>a oi圖3-6:弓形降液管的寬度與面積Wd/D0.11, Af / AT 0.056故Wd 0.11D 0.11 1.44 0.1584m,23.1422Af0.056 -D0.0561.440.0912m44利用 3600AfHT計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積Lh11

32、.4s （大于5s,符合要求）即3600AfHT3600 0.0912 0.40Lh0.0032 3600d）降液管底隙高度二：0.10m/s取液體通過(guò)降液管底隙的流速u(mài)o,"一 LhLh0.0032 3600依式 ho : ho 3600lw uo,3600lw Uo, 3600 0.924 0.1hw ho 0.0441 0.0346 0.0095m 0.006m滿足條件，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理e）受液盤(pán)采用平行形受液盤(pán)，不設(shè)進(jìn)堰口，深度為 60mm塔板布置塔板的分塊因DA 1200mm故塔板采用分塊式。塔極分為4塊。a）取邊緣區(qū)寬度由于小塔邊緣區(qū)寬度取 30 50mm,所以這

33、里取 W。安定區(qū)寬度由于 口二效Ws 6075mm>Ws 0.06mb）開(kāi)孔區(qū)面積0.0346 m對(duì)精儲(chǔ)段:0.04m用Aa 2 xvR2 x2 -R-sin 1-計(jì)算開(kāi)空區(qū)面積 180 RDR 2Dx 2WcWd解得,Aa1.42Ws0.041.420.48160.66m0.1584 0.060.4816m223.14.0.660.48160.661802arcsin”8竺1.147m20.66b）篩孔數(shù)n與開(kāi)孔率本例所處理是物系無(wú)腐蝕性，可選用3mm碳鋼板，取篩板直徑d05mm,篩孔按正三角形排列取孔中心距t 為 t 3 5 15mm篩孔數(shù)1158 103t2Aa1158 101.1

34、47 5904 個(gè)152開(kāi)孔率22Ao/Aa 0.907/t/d0 2 0.907/ 15/5 2 10.1%則每層板上的開(kāi)孔面積4為A0Aa 10.1% 1.147 0.116篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對(duì)有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整， 最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖塔板阻力hp p塔板阻力依下式計(jì)算:hehphe A0.051 uo Co式中：he 干板阻力，m液柱;hL 板上清液層阻力，課根 據(jù)圖查出精儲(chǔ)段u0 上流 10.78m/sdo 3 1.67查干板孔的流量系數(shù)圖得C。加圖 3-7 :,hC0.051 uo-0.051

35、10.76Co L0.7722.82806.3650.0346 m 液柱2) h1hLua VS- 125 0.813m/sAT AF1.6286 0.0912hLFo Ua, v 0.8132.82 1.365h1hL(hw how) 0.61 (0.0441 0.0159) 0.0360m 液柱所以 hp hCh1hL0.0346 0.0360 0.0021 0.0728m 液柱單板壓降PPPP hP Lg 0.0728 806.365 9.81 575.49Pa 700Pa漏液點(diǎn)當(dāng)孔速低于漏液點(diǎn)氣速時(shí)，大量液體從篩孔漏液，這將嚴(yán)重影響塔板效率,因此，漏液點(diǎn)氣速為下限氣速，篩孔的漏液點(diǎn)氣速

36、按下式計(jì)算:一八 (0.0056 0.13hL h ) LUom4.4Co L )其中h9810 Ldo(1)精儲(chǔ)段u4 20.62 10 39.81 806.365 0.0050.0021 m 液柱uom4.4 0.772(0.0056 0.13 0.06 0.002。806.3652.826.64m/s穩(wěn)定系數(shù)K W果1.621.5,故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏 液。霧沫夾帶其中UgVsAtAo3.20.0057UgHThf精儲(chǔ)段Ug1.251.6286 0.1160.826m/shf2.5hL2.5(hWhOW) 2.5 0.06 0.153.20.00570.82619.20.40 2

37、.5 0.060.014kg/kg 氣 0.1kg/kg 氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量的霧沫夾帶液面落差對(duì)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。液泛的校核hw)為了避免液泛，降液管中液面高（Hd）不得超過(guò)0.4 0.6倍的（Ht即Hd Ht hw2Hdhp兒hd其中液體在降液管出口阻力：hd 0.153 Lwho精儲(chǔ)段2hd 0.1530.00321.53 10 30.924 0.0346Hd hp > hd 0.0728 0.06 1.53 10 3 0.1343取 0.5 貝U HThW0.5 0.40 0.04410.222貝 UHd 0.13

38、43 HT hW0.222故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生液泛根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算,可認(rèn)為精儲(chǔ)段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的塔板負(fù)荷性能圖1精微段(1)霧沫夾帶線3.2霧沫夾帶量小00057UgH T hf其中UgVsAtAoUg1.6286 0.1160.661Vs.c ,c , 3600Lshf 2.5 hw how2.5 hw 0.00284El wLs /(m3/s)Vs/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出霧沫夾帶線1(2)液泛線由E=,'=得:hOW2/3284e 3600Ls也4 10421000 lw10002/33600Ls0.9242/30.733Lshe0.051 uo

39、Co0.0512VsAoCo0.0512Vs2.820.116 0.84806.365Ht 0.4m, hw 0.0441m,0.5代入Hthp hw hOWhd ,整理得:20.0222Vs2h1o(hW hOW) 0.66 0.0441 0.733L2/30.029 0.48L；/3已算出h0.0021m液柱，22/3hphe h h0.0367Vs0.029 0.48Ls0.002122 /30.0222Vs2hd0.153 工 0.153 349.691L：lWho0.924 0.0346 0.48L；0.031122/32Vs 6.651 54.64Ls 15752 Ls在操作范圍內(nèi)

40、，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-9。表3-10液泛線計(jì)算結(jié)果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2。(3)液相負(fù)荷上限線以0 = 4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限,Ls,maxHTAf0.4 0.091240.00912一 3 /m /s從而做出液相負(fù)荷上限線3(4)漏液線由 hLhW h°W0.0441 0.733Ls/3和 Uom .，Ao代入 Uom4.4C。0.0056 0.13hL h ) l 得.V-4.4 0.0.772A(0.0056 0.13 0.0441 0.733Ls/30.0021) 806.3652.82整

41、理得： V 0.394 . 2.72 32.08Ls/3在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-10。表3-11漏液線計(jì)算結(jié)果Ls/(m3/s)Vs/(m3/s)由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線4(5)液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度hOW 0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。E=2/3hOW2.84 E 3600Ls1000 lw0.006 ;284 1.04210002/33600Ls,min0.924Ls,min 5.788 10 4m3/s 0.0006410m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無(wú)關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線 5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖，

42、如圖所示精儲(chǔ)段篩板負(fù)荷性能圖32.5相負(fù)荷下限線液泛線霧沫夾帶線液相負(fù)荷上限線操作點(diǎn)P操作線液漏線00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.008Ls/(m3/s)圖3-8 :精儲(chǔ)段篩板負(fù)荷性能圖由塔板負(fù)荷性能圖可以看出：任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作點(diǎn) P （設(shè)計(jì)點(diǎn)），處在適宜操作區(qū) 內(nèi)的適中位置。塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限有漏液控制按照固定的氣液比，由圖14查出塔板的氣相負(fù)荷上限Vs max 1.345m3/s,氣相負(fù)荷下限 Vs min 0.555m3/s,所以操作彈性造久42第四章設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號(hào)單位設(shè)計(jì)得數(shù)據(jù)精儲(chǔ)段提儲(chǔ)段主要結(jié)構(gòu)參

43、數(shù)塔徑Dm塔的有效局度Zm實(shí)際塔板數(shù)N塊715板間距Htm塔板液流形式單流型單流型塔板形式弓形弓形堰長(zhǎng)lwm堰局hWm溢流堰寬度Wdm降液管的面積Af2 m管底與受液盤(pán)距離hom板厚mm孔徑domm孔間距tmm1515孔數(shù)n個(gè)59045904開(kāi)孔率%邊緣區(qū)寬度Wcm安定去寬度Wsm開(kāi)孔區(qū)面積Aa2 m主要性能各段平均壓強(qiáng)PmKPa各段平均溫度TmC參數(shù)氣相平均流量Vs3 / m /s液相平均流量Ls3m /s板上清液層高H Lm液柱空塔氣速u(mài)m/s篩孔氣速u(mài)om/s塔板壓降hpm液柱液體在降液管中停留時(shí)間s降液管內(nèi)清液層高度Hdm霧沫夾帶品eVkg/kg/氣負(fù)荷上限霧沫夾帶控制負(fù)荷卜限漏液控制

44、氣相負(fù)荷上限Vs,max3 / m /s氣相負(fù)荷卜限Vsmin3 , m / s操作彈性第五章板式塔得結(jié)構(gòu)與附屬設(shè)備附件的計(jì)算配管(1)進(jìn)料管進(jìn)料管的結(jié)構(gòu)類型很多，有直管進(jìn)料管、彎管進(jìn)料管、T形進(jìn)料管本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管。已知進(jìn)料流率為F 100kmol/h,平均分子質(zhì)量Mf 85.95kg/kmol ,密度為 L,Fm 799.23kg / m3所以Lf100 85.95799.9910.743 ,m /s則進(jìn)料管直徑取管內(nèi)流速Uf 0.6m/sdF4Lf/3600 UfdR0.0524Lw/36004 5.68/ 3600:3.14 0.50.0634 1。74/3600 0.07963.

45、14 0.6(2)回流管采用直管回流管，回流的體積流率：Ls 0.0032m3/s取管內(nèi)流速UR 1.5m/s則進(jìn)料管直徑4Ls4 0.0032.UR 3.14 1.5釜液出口管體積流率：Lw 52.22 84.93 5.68m3/h780.15取管內(nèi)流速Uw 0.5m/s則進(jìn)料管直徑(4)塔頂蒸汽管Vs 1.25m3/s取管內(nèi)流速u(mài) 15m/s4Vs 4 1.25.u. 3.14 150.33(5)加熱蒸汽管Vs, 1.22m3/s取管內(nèi)流速u(mài) 13m/s則進(jìn)料管直徑4V,s 4 1.22,u.3.14 130.35冷凝器塔頂溫度tD=C冷凝水11=20C t 2=30 C則 t1 tD t1 80.01 20 60.01 Ct2 tD t2 80.01 30 50.01 CtmG I ln t1 / t2ln(60.01/50.01)54.86 由t D=C查液體比汽化熱共線圖a-rwi圖5-1 :液體比汽化熱共線圖得：苯 390.5kJ/kg又氣體流量 Vs 1.25m