苯-甲苯精餾塔課程設(shè)計(jì)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1. 設(shè)計(jì)題目苯-甲苯二元篩板精餾塔設(shè)計(jì)2. 設(shè)計(jì)條件在常壓下連續(xù)篩板精餾塔中精餾分離苯-甲苯混合液。要求進(jìn)料組成XD=0.42，塔頂組成XF=0.985，塔底組成XW=0.015.已知參數(shù)：苯-甲苯混合液處理量80kmol/h,進(jìn)料熱狀況q=0.97.塔頂壓強(qiáng) 1atm（絕壓）?；亓鞅萊=（1.12.0Rmin）。單板壓降小于0.7KPa.3. 設(shè)計(jì)任務(wù)：（1） 完成該精餾塔的工藝設(shè)計(jì)，包括輔助設(shè)備及進(jìn)出口管路的計(jì)算和選型；（2） 畫出帶控制點(diǎn)工藝流程圖、x-y相平衡圖、塔板負(fù)荷性能圖、塔板布置圖、精餾塔工藝條件圖；（3） 寫出該精餾塔的設(shè)計(jì)說(shuō)

2、明書，包括設(shè)計(jì)結(jié)果匯總和設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)。指導(dǎo)教師：莊志軍設(shè)計(jì)時(shí)間：2012年11月22日-2010年12月16日專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級(jí)：化工1003班姓名：任云霞學(xué)號(hào)：吉林化工學(xué)院 化工原理 課 程 設(shè) 計(jì)題目 篩板精餾塔分離苯-甲苯工藝設(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1003班 學(xué)生姓名 學(xué)生學(xué)號(hào) 指導(dǎo)教師 莊志軍 2012年12月06日專心-專注-專業(yè)目錄摘要根據(jù)化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書的要求對(duì)苯-甲苯二元篩板精餾塔的主要工藝流程進(jìn)行設(shè)計(jì)，并畫出了精餾塔的工藝流程圖和設(shè)備條件圖，此設(shè)計(jì)針對(duì)二元物系的精餾問題進(jìn)行分析、選取、計(jì)算、核算、繪圖等，是較完整的精餾設(shè)計(jì)過程。本設(shè)計(jì)首先

3、確定設(shè)計(jì)方案， 再進(jìn)行主要設(shè)備的工藝設(shè)計(jì)計(jì)算物料衡算、熱量衡算、工藝參數(shù)的選定、設(shè)備的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和工藝尺寸的設(shè)計(jì)計(jì)算，輔助設(shè)備的選型，工藝流程圖，主要設(shè)備的工藝條件圖等內(nèi)容，然后通過篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算檢驗(yàn)本設(shè)計(jì)的合理性。本次設(shè)計(jì)選取回流比為2Rmin， Drickamer 和bradford的精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖得到全塔效率為52%，設(shè)定每塊板壓降P為，板間距0.4m， 確定了塔的主要工藝尺寸。通過本次設(shè)計(jì)使自己掌握化工設(shè)計(jì)的基本步驟和方法，并且知道化工設(shè)計(jì)的格式，在設(shè)計(jì)過程中掌握了圖表表達(dá)設(shè)計(jì)，論文排版，excel表格計(jì)算，電腦制圖等能力。 關(guān)鍵詞：苯甲苯、篩板精餾、物料衡算、熱量衡算、流體力

4、學(xué)驗(yàn)算，實(shí)際板數(shù)，塔高。第1章緒論精餾是分離液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)得到廣泛應(yīng)用。它通過氣，液兩相多次直接接觸和分離，利用各組分揮發(fā)度的不同，使揮發(fā)組分由液相向氣相傳遞，難揮發(fā)組分由氣相向液相傳遞，是汽液相之間的傳質(zhì)傳熱的過程。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)或間歇的;有些特殊的物系，還可以采用恒沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。精餾過程其核心為精餾塔，板式塔類型：氣液傳質(zhì)設(shè)備主要分為板式塔和填料塔兩大類。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、

5、穿流多孔板塔、舌形塔、浮動(dòng)舌形塔和浮動(dòng)噴射塔等多種。板式塔在工業(yè)上最早使用的是泡罩塔(1813年)、篩板塔(1832年)，其后，特別是在本世紀(jì)五十年代以后，隨著石油、化學(xué)工業(yè)生產(chǎn)的迅速發(fā)展，相繼出現(xiàn)了大批新型塔板，如S型板、浮閥塔板、多降液管篩板、舌形塔板、穿流式波紋塔板、浮動(dòng)噴射塔板及角鋼塔板等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔，而前兩者使用尤為廣泛。精餾操作既可采用板式塔，也可采用填料塔，板式塔為逐級(jí)接觸型氣液傳質(zhì)設(shè)備，其種類繁多，根據(jù)塔板上氣液接觸元件的不同，可分為泡罩塔、浮閥塔、篩板塔、穿流多孔板塔、舌形塔等。目前從國(guó)內(nèi)外實(shí)際使用情況看，主要的塔板類型

6、為浮閥塔、篩板塔及泡罩塔。本設(shè)計(jì)采用篩板精餾塔，進(jìn)行苯-甲苯二元物系的分離，精餾塔，原料預(yù)熱器，蒸餾釜，再沸器及泵等附屬設(shè)備。 篩板塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(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。第2章精餾流程確定一、加料方式加料分兩種方式，泵的加料和高位槽加料。高位槽加料時(shí)通過控

7、制液位高度，可以得到穩(wěn)定流量，但要求搭建塔臺(tái)，增加基礎(chǔ)建設(shè)費(fèi)用。并且塔內(nèi)壓力大于大氣壓力，進(jìn)料有困難；泵加料屬于強(qiáng)制進(jìn)料方式，泵加料易受溫度影響，流量不穩(wěn)定。本實(shí)驗(yàn)加料用泵加料，泵和自動(dòng)調(diào)節(jié)裝置配合控制進(jìn)料。二、進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料方式一般有冷液進(jìn)料、泡點(diǎn)進(jìn)料、氣液混合進(jìn)料、露點(diǎn)進(jìn)料、加熱蒸汽進(jìn)料等。本設(shè)計(jì)采用氣液混合進(jìn)料且q=0.97。該進(jìn)料方式對(duì)設(shè)備的要求高，設(shè)計(jì)起來(lái)難度相對(duì)稍大。三、冷凝方式塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高，冷凝后回流液和產(chǎn)品溫度不高，無(wú)需再次冷凝，且本次分離苯和甲苯，制造設(shè)備較為簡(jiǎn)單，為節(jié)省資金，選全凝器。四、回流方式本設(shè)計(jì)采用泵進(jìn)行泡點(diǎn)回流。五、加熱方式采用

8、間接加熱，因?yàn)閷?duì)同一種進(jìn)料組成，熱狀況及回流比得到相同的餾出液組成及回收率時(shí)，間接加熱所需理論板數(shù)比直接加熱要少一些，所需成本也低。本次分離苯和甲苯混合液，所以采用間接加熱。六、加熱器選用浮頭式換熱器。只用在工藝物料的特性或工藝條件特殊時(shí)才考慮其他型式。 第3章精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯甲苯二元物系。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，將原料通過預(yù)熱器加熱至一定溫度后送入精餾塔內(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)鏟平冷卻后送至儲(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2倍。本課程設(shè)計(jì)的主要內(nèi)容是過程的物料衡算

9、，熱量衡算，工藝計(jì)算，結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)和校核。3.1物料衡算（1）進(jìn)料參數(shù)塔頂中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xD=0.985;料液中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xF=0.42;塔底中含苯的摩爾分?jǐn)?shù)xW=0.015;（2）平均相對(duì)分子質(zhì)量MF=0.42×78.11+1-0.42×92.13=86.24kg/kmol MD=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78.32kg/kmolMW=0.015×78.11+1-0.015×92.13=91.92kg/kmol（3）物料衡算總物料衡算： D+W=F;易揮發(fā)組分物料衡算： FXF=DXD+WXW;80=D+

10、W D=33.40kmol/h80×0.42=D×0.985+W×0.015 W=46.60kmol/h3.2塔板數(shù)的確定3.2.1相對(duì)揮發(fā)度的求解將苯蒸氣看作理想氣體，甲苯看作理想溶液。苯和甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即： lgP0=A-Bt+C=PA0/PB0其中PA 代表苯的飽和蒸汽壓；PB代表甲苯的飽和蒸汽壓表3.2苯-甲苯的Antoine常熟ABC苯6.0231206.35220.24甲苯6.0781343.94219.58查苯-甲苯的t-x-y圖，t的溫度范圍為（80110），所以在Antoine方程中的t的取值范圍為80110。在80

11、110范圍內(nèi)任意取十個(gè)溫度值，如82、86、88、90、93、95、97、100、102、105因?yàn)閘ogPA0=6.023-1206.35/(t+220.24） logPB0=6.078-1343.94/(t+219.58）將上述溫度代入上式中，將結(jié)果匯總?cè)缦卤頊囟?2868890939597100102105107.556121.272128.626136.320148.525157.121166.096180.294190.266206.012PA041.84847.86351.12154.55460.04763.94868.04874.58879.21886.586PB02.5702.

12、5342.5162.4992.4732.4572.4412.4172.4022.379則全塔的平均相對(duì)揮發(fā)度為=1+2+3+4+5+6+7+8+9+10/10 =2.570+2.534+2.516+2.499+2.473+2.457+2.441+2.417+2.402+2.37910 =2.4692.47所以苯甲苯的相平衡方程為x=y2.47-1.47y3.2.2確定最小回流比Rmin和回流比根據(jù)1.013×105Pa下苯-甲苯的氣液平衡組成圖可繪制出平衡曲線（y-x曲線）。選擇進(jìn)料熱狀況q=0.97已知q線方程y=qq-1x-xFq-1 把q=0.97代入式，得y=-32.33x+

13、14作圖得xq=0.44 yq=0.630由Rmin=xD-yqyq-xq=0.985-0.6300.630-0.414=1.644選R=2Rmin=2×1.644=3.293.2.3精餾段、q線、提餾段方程求解精餾段操作方程：yn+1=RR+1xn+xDR+1 R=3.29yn+1=0.767xn+0.230q線方程:y=-32.33x+14精餾段方程與q線方程的交點(diǎn)的求解：yn+1=0.767x+0.230=-32.33x+14解得x=0.4160y=0.5491所以提餾段方程過（0.015,0.015），（0.4160,0.5491）利用兩點(diǎn)式求得提餾段的方程0.015=0.0

14、15a+b0.5491=0.4160a+b解得a=1.332b=-4.98×10-3所以提餾段方程為：yn+1=1.332xn-4.98×10-33.2.4逐板計(jì)算法求解NT因?yàn)樗敳捎萌?，可知y1=xD=0.985相平衡方程x=y2.47-1.47y精餾段方程 yn+1=0.767xn+0.230把從第一塊板上升的氣體組成y1=0.985代入相平衡方程得第一塊板下降的液體組成x1=0.964把x1代入精餾段方程得第二塊板上升的氣體組成y2=0.969把y2代入相平衡方程得第二塊板下降液體組成x2=0.927如此反復(fù)計(jì)算得y3=0.941 x3=0.866y4=0.89

15、4 x4=0.774y5=0.824 x5=0.654y6=0.732 x6=0.525y7=0.633 x7=0.411因?yàn)閤7=0.411<xF=0.42故可知第七塊理論板為進(jìn)料板，精餾段共有7-1=6塊理論板以下計(jì)算進(jìn)入提餾段相平衡方程 x=y2.47-1.47y提餾段方程 yn+1=1.332xn-4.98×10-3y8=0.543 x8=0.324y9=0.427 x9=0.232y10=0.304 x10=0.150y11=0.195 x11=0.089y12=0.114 x12=0.050y13=0.061 x13=0.026y14=0.076 x14=0.032

16、y15=0.038 x15=0.016y16=0.016 x16=0.007因?yàn)閤16=0.007<xW=0.015所以總板數(shù)為16塊（包括塔底再沸器）因?yàn)榫s段的理論板為6塊，所以提餾段為16-6=10塊（包括再沸器）3.2.5全塔效率ET依式 ET=0.17-0.616lgm根據(jù)塔頂、塔底液相組成查苯-甲苯的t-x-y圖，求得塔平均溫度為94.84，該溫度下進(jìn)料液相平均黏度為m=0.42A+（1-0.42）B 由下表查取苯-甲苯的黏度，利用數(shù)值插值法求解94.84溫度下苯和甲苯的黏度A 和 B溫度t/8090100110120A/mpasB/mpas0.3080.3110.2790.

17、2860.2550.2640.2330.2540.2150.228故A=0.279-0.-90×94.84-90+0.255=0.267B=0.286-0.-90×94.84-90+0.264=0.274把A=0.267 B=0.274代人中得m=0.42×0.267+1-0.42× 0.274=0.271mpas故ET=0.17-0.616lg0.271=0.5190.52=52%3.2.6實(shí)際塔板數(shù)精餾段：N1=60.52=11.54 取12塊提餾段：N1=100.52=19.23 取20塊3.3工藝條件的計(jì)算3.3.1操作壓強(qiáng)Pm塔頂壓強(qiáng)PD=10

18、1.325KPa（絕壓），取每層塔板壓降P=0.7 KPa,則進(jìn)料板壓強(qiáng)PF=101.325+11×0.7=109.025KPa塔底壓強(qiáng)PW=101.325+31×0.7=123.025 KPa則精餾段平均操作壓強(qiáng)Pm1=101.325+109.0252=105.175KPa提餾段平均操作壓強(qiáng)Pm2=109.025+123.025=116.025 KPa3.3.2溫度tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，依式計(jì)算操作溫度：P=PA0XA+PB0XB在該計(jì)算過程中，運(yùn)用Excel中的單變量求解法進(jìn)行求解苯-甲苯的飽和蒸汽壓可用Antoine方程求算，即：苯 PA0=106.023-1206.35

19、t+220.24甲苯 PB0=106.078-1343.94t+219.58例 假定溫度t，k1=PA0/P總 k2=PB0/P總y=k1x1+k21-x1當(dāng)y=1時(shí)，則假定溫度滿足要求用單變量求解得塔頂溫度tD=80.35;進(jìn)料溫度tF=97.15;塔底溫度tW=116.91.則精餾段平均溫度tm1=tD+tF2=80.35+97.152=88.75tm2=tF+tW2=97.15+116.912=107.033.4物性數(shù)據(jù)計(jì)算3.4.1平均相對(duì)分子質(zhì)量Mm塔頂xD=y1=0.985 x1=0.964 則MVDM=0.985×78.11+1-0.985×92.13=78.

20、32kg/kmolMLDM=0.964×78.11+1-0.964×92.13=78.61 kg/kmol進(jìn)料板xF=0.411 yF=0.633 則MVFM=0.633×78.11+1-0.633×92.13=83.26kg/kmolMLFM=0.411×78.11+1-0.411×92.13=86.37kg/kmol塔底xW=0.007 yW=0.016 則MVWM=0.016×78.11+1-0.016×92.13=91.91kg/kmolMLWM=0.007×78.11+1-0.007×

21、92.13=92.03kg/kmol則精餾段平均相對(duì)分子質(zhì)量為：MVM(1)=78.32+83.262=80.79kg/kmolMLM(1)=78.61+86.372=82.50kg/kmol則提餾段的平均相對(duì)分子質(zhì)量為：MVM(2)=83.26+91.912=87.59kg/kmolMLM(2)=86.37+92.032=89.20kg/kmol3.4.2平均密度m一、液相密度Lm依下式1Lm=ALA+BLB (為質(zhì)量分?jǐn)?shù))（1） 塔頂：xD=A78.11A78.11+1-A92.13=0.985 解得A=98.24%B=1-A=1.76%已知塔頂溫度為80.35，根據(jù)不同溫度與密度的關(guān)系圖

22、利用數(shù)值插值法求解在該溫度下苯-甲苯的液相密度LA=815-803.990-80×90-80.35+803.9=814.61kg/m3LB=810-800.290-80×90-80.35+800.2=809.66 kg/m31LMD=0.61+1-0.9 解得LMD=814.49 kg/m3(2)進(jìn)料板由進(jìn)料板液相組成xA=0.411A=0.411×78.110.411×78.11+1-0.411×92.13=0.372已知進(jìn)料溫度為97.15，同理用數(shù)值插值法求解該溫度下苯和甲苯的液相密度。LA=803.9-792.5100-90×

23、100-97.15+792.5=792.75kg/m3LB=800.2-790.3100-90×100-97.15+790.3=793.12 kg/m31LMF=0.75+1-0.12 解得LMF=794.10 kg/m3(3)塔底由塔底液相組成xW=0.007A=0.007×78.110.007×78.11+1-0.007×92.13=0.00594已知塔底溫度為116.91，利用數(shù)值插值法求解該溫度下苯和甲苯的液相密度LA=780.3-768.9120-110×120-116.91+768.9=772.42kg/m3LB=780.3-770

24、.0120-110×120-116.91+770.0=773.18kg/m31LMW=0.42+1-0.18 解得LMW=773.175 kg/m3故精餾段平均液相密度LM(1)=(814.49+794.10)/2=804.30 kg/m3提餾段的平均液相密度LM(2)=(794.10+773.175)/2=783.64 kg/m3二、氣相密度MV精餾段平均氣相密度MV（1）已知精餾段平均相對(duì)分子質(zhì)量為80.79kg/kmol精餾段平均溫度為88.75，精餾段的平均操作壓強(qiáng)105.175 Kpa則MV（1）=PMm，1RT=105.175×80.798.314×8

25、8.75+273=2.833kg/m3提餾段平均氣相密度MV（2）已知提餾段的平均相對(duì)分子質(zhì)量為87.59 kg/kmol提餾段的平均溫度為107.03，提餾段的平均操作壓強(qiáng)為116.025 KPa則MV（2）=PMm，2RT=116.025×87.598.314×107.03+273=3.234kg/m33.4.3液體表面張力mm=i=1nxii利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的表面張力的關(guān)系計(jì)算特定溫度下的表面張力。（1） 塔頂塔頂溫度為80.35A=21.27-20.0690-80×90-80.35+20.06=21.23(mN/m)B=21.69-20.5

26、990-80×90-80.35+20.59=21.65(mN/m)mD=0.985×21.23+1-0.985×21.65=21.24(mN/m)(2)進(jìn)料進(jìn)料溫度為97.15A=20.06-18.85100-90×100-97.15+18.85=19.19(mN/m)B=20.59-19.94100-90×100-97.15+19.94=20.13(mN/m)mF=0.411×19.19+1-0.411×20.13=19.74(mN/m)(3)塔底塔底溫度為116.91A=17.66-16.49120-110×1

27、20-116.91+164.49=16.85(mN/m)B=18.41-17.31120-110×120-116.91+117.31=17.65(mN/m)mW=0.007×16.85+1-0.007×17.65=17.644(mN/m)則精餾段的平均表面張力為：m（1）=21.24+19.742=20.49(mN/m)提餾段的平均表面張力為：m（2）=19.74+17.6442=18.69(mN/m)3.4.4液體粘度LmLm=i=1nxii利用數(shù)值插值法根據(jù)溫度與苯和甲苯的黏度的關(guān)系計(jì)算特定溫度下的液體粘度。（1） 塔頂塔頂溫度為80.35LA=0.308-0

28、.27990-80×90-80.35+0.279=0.307mpasLB=0.311-0.28690-80×90-80.35+0.286=0.310mpasLD=0.985×0.307+(1-0.985)×0.310=0.307mpas(2)進(jìn)料進(jìn)料溫度問97.15LA=0.279-0.-90×100-97.15+0.255=0.262mpasLB=0.286-0.-90×100-97.15+0.264=0.270mpasLF=0.411×0.262+(1-0.411)×0.270=0.267mpas（2） 塔底塔

29、底溫度為116.91LA=0.233-0.-110×120-116.91+0.215=0.221mpasLB=0.254-0.-110×120-116.91+0.228=0.236mpasLW=0.007×0.221+(1-0.007)×0.236=0.2359mpas則精餾段的平均液相黏度為L(zhǎng)m（1）=0.307+0.2672=0.287 mpas提餾段的平均液相黏度為L(zhǎng)m（2）=0.267+0.2362=0.252 mpas3.5塔的氣液負(fù)荷計(jì)算（1）精餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算V=R+1D=3.29+1×33.40=143.29kmol/hVs=

30、VMVM13600×VM1=143.29×80.×2.833=1.135m3/sL=RD=3.29×33.40=109.89 kmol/hLS=LMLM13600×LM1=109.89×82.×804.30=3.13×10-3m3/sLh=3.13×10-3×3600=11.27m3/h（2）提餾段的氣液負(fù)荷計(jì)算L'=L+qF=109.89+0.97×80=187.49 kmol/hLS'=L'MVM23600LM2=187.49×89.23600&#

31、215;783.64=5.93×10-3m3/sV'=V+q-1F=143.29+0.97-1×80=140.89 kmol/hVS'=VMVM23600VM2=140.89×87.×3.234=1.060m3/s3.6塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算3.6.1塔徑D（1）精餾段塔徑初板間距HT=0.4m，取板上的液層高度hL=0.06m故HT-hL=0.40-0.06=0.34m(LS1/VS1)(L1/V1)12=(3.13×10-3/1.135)804.302.83312=0.0465查史密斯關(guān)聯(lián)圖得C20=0.071,依下式校正

32、到物質(zhì)表面張力為20.49Mn/m時(shí)的C,即：C=C20(/20)0.2=0.071×(20.49/20)0.2=0.0713max=C( L -V )/V =0.0713×804.3-2.8332.833 =1.199m/s取安全系數(shù)為0.7，則=0.7max=0.7×1.199=0.839 m/s故D=4VS =4×1.135×0.839 =1.31m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積AT=4D12=0.785×1.42=1.54m2則空塔氣速1'=VS1AT=1.1351.54=0.74m/s(2)提餾段塔徑初選塔板

33、間距HT'=0.40m,取板上液層高度hL'=0.06m(LS2/VS2)(L2/V2)12=(5.93×10-3/1.060)783.643.23412=0.087因?yàn)镃20=0.071，依下式校正到物系表面張力為18.69mN/mC=C20(/20)0.2=0.071×(18.69/20)0.2=0.0700max=C( L' -V' )/V' =0.0700×(783.64-3.234)3.234 =1.087m/s=0.7max=0.7×1.087=0.761m/s故D=4VS' =4×1

34、.060×0.761 =1.33m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.4m。塔橫截面積AT=4D22=0.785×1.42=1.54m2則空塔氣速2'=VS2AT=1.0601.54=0.69m/s3.6.2溢流裝置采用單溢流、弓形降液槽、平行受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進(jìn)口堰，各項(xiàng)計(jì)算如下(1) 溢流堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng)lw為0.645D，即 lw=0.645×1.4=0.903m(2) 出塔堰高h(yuǎn)w hw=HL-how精餾段 how=2.84×10-3E（Lh/lw)23=2.84×10-3×1.03×(3.13×10-3&#

35、215;3600/0.903）23=0.0157m故hw=0.06-0.0157=0.0443m=0.044m提餾段 how=2.84×10-3E（Lh'/lw)23=2.84×10-3×1.035×(5.93×10-3×3600/0.903）23=0.024m故hw'=0.06-0.024=0.036m(3) 降液管的寬度Wd與降液管的面積Af由lwD=0.645查圖得WdD=0.118 AfAT=0.0663故Wd=0.118×1.4=0.1652mAf=0.0663×4D2=0.0663

36、15;0.785×1.42=0.1020m2由式=AfHTLS1>（35s）計(jì)算液體在降液管中停留的時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即： 精餾段 =AfHTLS1=0.1020×0.403.13×10-3=13.04 s(>5s符合要求)提餾段 =AfHTLS1=0.1020×0.405.93×10-3=6.88 s (>5s符合要求)(4)降液管底隙高度h0取液體通過降液管底隙的流速u0'為0.15m/s,依式計(jì)算降液管底隙高度h0，即u0'=LS/(lwh0)得h0=LS/(lwu0')精餾段 h0=3.13

37、×10-30.903×0.15=0.023m 取h0=0.02m提餾段 h0=5.93×10-30.903×0.15=0.023m 取h0=0.04m3.6.3塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC=0.04m，安定區(qū)寬度WS=0.070m依式計(jì)算出開孔區(qū)面積Aa=2xr2-x2+180r2sin-1(xr)其中x=D2-Wd+WS=1.42-0.1652+0.070=0.465mr=D2-WC=1.42-0.040=0.660mAa=20.4650.662-0.4652+1800.662sin-1(0.4650.66)=1.116m3.6.4篩孔數(shù)n與開孔率取篩孔的

38、孔徑d0為5mm，正三角形排列，一般碳鋼的板厚為3mm，取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.0×5.0=15.0mm依式計(jì)算塔板上的開孔區(qū)的開孔數(shù)n，即n=1158×103t2Aa=1158×.116=5744個(gè)依式計(jì)算塔板上開孔率，即0.907td02=A0Aa=0.9073.02=10.1%(在5%15%范圍內(nèi))每層塔板上的開孔面積A0為A0=Aa=0.101×1.116=0.1127m2氣體通過篩孔的氣速：精餾段 u0=VSA0=1.1350.1127=10.07m/s提餾段 u0'=VS'A0=1.0600.1127=9.41

39、m/s3.6.5塔的有效高度Z精餾段 Z=12-1×0.4=4.4m提餾段 Z=20-1×0.4=7.6m3.7篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算3.7.1塔板壓降驗(yàn)算氣體通過篩板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?hp=hc+hl+h(1) 單板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨纫纃0/=5/3=1.67查干篩孔的流量系數(shù)圖得C0=0.84 則精餾段hc=0.051（u0/C0）2VL=0.051（10.07/0.84）22.3=0.0258m提餾段hc=0.051（u0'/C0）2V'L'=0.051（9.41/0.84）23.64=0.0264m氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮l精餾段u

40、a=VSAT-Af=1.1351.54-0.1020=0.789m/s Fa=uav=0.7892.833=1.328 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.633 依式hl=0hL=0.633×0.06=0.0380m提餾段ua=VS'AT-Af=1.0601.54-0.1020=0.737m/s Fa=uaV'=0.7373.234=1.325 0=0.971-0.355Fa+0.075Fa2=0.634依式hl=0hL=0.634×0.06=0.0380m（3） 克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮精餾段 h=4Lgd0=4×

41、20.49×10-3804.3×9.81×0.005=2.078×10-3提餾段 h=4Lgd0=4×18.69×10-3783.64×9.81×0.005=1.945×10-3故精餾段hp=0.0258+0.0380+0.=0.0659m提餾段hp=0.0264+0.0380+0.=0.0663m（4） 單板壓降Pp精餾段 Pp=hpLg=0.0659×804.3×9.81=519.96Pa<0.7kPa（設(shè)計(jì)值允許）提餾段 Pp=hpLg=0.0663×783.64

42、×9.81=509.68Pa<0.7kPa（設(shè)計(jì)值允許）3.7.2霧沫夾帶量ev的驗(yàn)算依式ev=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2 hf=2.5hL精餾段 ev=5.7×10-620.49×10-30.7890.4-2.5×0.063.2 =0.011kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過量的霧沫夾帶提餾段 ev=5.7×10-618.69×10-30.7370.4-2.5×0.063.2 =9.70×10-3kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下

43、不會(huì)發(fā)生過量的霧沫夾帶3.7.3漏液的驗(yàn)算由式uow=4.4C00.0056+0.13hL-hL/V精餾段 uow=4.4×0.840.0056+0.13×0.06-0.32.833 =6.63m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u0uow=10.076.63=1.52 >1.5故在設(shè)計(jì)下不會(huì)發(fā)生過量漏液提餾段 uow=4.4×0.840.0056+0.13×0.06-0.643.234 =6.16m/s篩板的穩(wěn)定系數(shù)K=u0uow=9.416.16=1.53 >1.5故在設(shè)計(jì)下不會(huì)發(fā)生過量漏液3.7.4液泛驗(yàn)算為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層

44、高度 HdHT+hw Hd=hp+hL+hd精餾段 hd=0.153LSlwh02=0.153×3.13×10-30.645×0.022=9.01×10-3m Hd=0.0659+0.06+9.01×10-3=0.135m取=0.5則 HT+hw=0.5×0.4+0.044=0.222m故HdHT+hw，在負(fù)荷設(shè)計(jì)下不會(huì)發(fā)生液泛。提餾段 hd=0.153LSlwh02=0.153×5.93×10-30.645×0.042=8.08×10-3m Hd=0.0663+0.06+8.08×1

45、0-3=0.134m取=0.5則 HT+hw=0.5×0.4+0.036=0.218m故HdHT+hw，在負(fù)荷設(shè)計(jì)下不會(huì)發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)驗(yàn)算，可以認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸、提餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是合適的。3.8塔板負(fù)荷性能圖3.8.1霧沫夾帶線（1）精餾段 ev=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2 （3-1）式中ua=VSAT-Af=VS0.785×1.42-0.1020=0.696VSm/s （3-2）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23取E=1.03 hw=0.044m

46、lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23 =2.50.044+2.84×10-3×1.03(3600LS/0.903)23 =0.11+1.893LS2/3 （3-3）取霧沫夾帶極限值ev為0.1kg液/kg氣，已知=20.49×10-3N/mHT=0.4m 并將（3-3），（3-2）代入（3-1）得0.1=5.7×10-620.49×10-3（0.696VS0.4-0.11-1.893LS2/3）3.2整理得 VS=2.62-16.62LS2/3 （3-4）提餾段 e

47、v=5.7×10-6（uaHT-hf）3.2 （3-5）式中ua=VSAT-Af=VS0.785×1.42-0.1020=0.696VSm/s （3-6）hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23取E=1.035 hw=0.036m lw=0.903m 故hf=2.5hw+how=2.5hw+2.84×10-3E(3600LS/lw)23 =2.50.036+2.84×10-3×1.035(3600LS/0.903)23 =0.09+1.848LS2/3 （3-7）取霧沫夾帶極限值ev為0.1

48、kg液/kg氣，已知=18.69×10-3N/mHT=0.4m 并將（3-7），（3-6）代入（3-5）得0.1=5.7×10-618.69×10-3（0.696VS0.4-0.09-1.848LS2/3）3.2整理得 VS=2.72-16.23LS2/3 （3-8）在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)LS值，依上式算出相應(yīng)的VS值例于下表中表3-1精餾段霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）2.5952.4022.2742.167表3-2提餾段霧沫夾帶線計(jì)算結(jié)果

49、LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）2.6952.5072.3822.2783.8.2液泛線由式 HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd （3-9）精餾段取E=1.03 lw=0.903 則how=2.84×10-3E(3600LS/lw)23=2.84×10-3×1.03(3600LS/0.903)23故how=0.735LS2/3 （3-10）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.1127×

50、0.84)22.3=0.0200VS2則 hl=0hL=0hw+how=0.633×（0.044+0.735LS23） =0.0279+0.47LS2/3故hp=0.0200VS2+0.0279+0.47LS23+0. =0.0300+0.0200VS2+0.47LS23 （3-11）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.903×0.023）2=354.70LS2 （3-12）將HT=0.4m =0.5 及式（3-10），（3-11），（3-12）代入（3-9）式中得 0.5×0.044+0.4=0.0300+0.0200VS2+0.47

51、LS23+0.044+0.735LS23+ 354.70LS2整理得VS2=11.8-60.25LS23-17735LS2 （3-13）提餾段：由式HT+hw=hp+hL+hd=hp+how+hw+hd 取E=1.035 lw=0.903 則how=2.84×10-3E(3600LS/lw)23=2.84×10-3×1.035(3600LS/0.903)23故how=0.739LS2/3 （3-14）由式hp=hc+hl+hhc=0.051(u0/C0)2VL=0.051(VS/0.1127×0.84)23.64=0.0235VS2則hl=0hL=0hw

52、+how=0.634×（0.036+0.739LS23） =0.0228+0.469LS2/3故hp=0.0235VS2+0.0228+0.469LS23+0. =0.0247+0.0235VS2+0.469LS23 （3-15）由式hd=0.153（LS/lwh0）2=0.153（LS/0.903×0.044）2=96.92LS2 （3-16）將HT=0.4m =0.5 及式（3-14），（3-15），（3-16）代入（3-9）式中得 0.5×0.036+0.4=0.0247+0.0235VS2+0.469LS23+0.036+0.739LS23+ 96.92L

53、S2整理得VS2=6.694-51.40LS23-4124.26LS2 （3-17）在操作范圍內(nèi)取若干LS值，依式計(jì)算VS2值列于下表中，依表中數(shù)據(jù)作出液泛線表3-3精餾段液泛線計(jì)算結(jié)果LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）3.4223.3123.2233.130表3-4提餾段液泛線計(jì)算結(jié)果LS（m3/s）0.6×10-41.5×10-33.0×10-34.5×10-3VS（m3/s）2.5152.4522.3642.2823.8.3液相負(fù)荷性能圖取液體在降液管中停留時(shí)間為4s，則LS，max=HTAf=0.4×0.10204=0.0102m3/s 液相負(fù)荷上限線在VS-LS坐標(biāo)圖上為氣體流量VS無(wú)關(guān)的垂直線3.8.4漏液線（氣相負(fù)荷下限線）精餾段hL=+how+hw=0.044+0.735LS23uow=VS，min/A0代入漏液點(diǎn)氣速式：uow