化工原理課程設計苯-氯苯分離精餾塔——浮閥塔設計

1、標準文案課程設計說明書課程設計名稱化工原理課程設計課程設計題目 苯-氯苯混合液浮閥式精微塔設計姓名學號專業(yè)班級指導教師提交日期大全化工原理課程設計任務書（一）設計題目苯-氯苯連續(xù)精儲塔的設計（二）設計任務及操作條件設計任務（1）原料液中含氯苯35% （質量）。（2）塔頂儲出液中含氯苯不得高于2%（質量）。（3）年產純度為99.8 %的氯苯噸41000噸操作條件（1）塔頂壓強4KPa俵壓）,單板壓降小于0.7KPa。（2） 進料熱狀態(tài) 自選。（3） 回流比 R= （1.1-3 ） Rin。（4） 塔底加熱蒸汽壓強506 KPa（表壓）設備型式F1型浮閥塔設備工作日：每年330天，每天24小時連續(xù)

2、運行。（三）設計內容1）.設計說明書的內容1）精儲塔的物料衡算；2）塔板數(shù)的確定；3）精儲塔的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算；4）精儲塔的塔體工藝尺寸計算；5）塔板主要工藝尺寸的計算；6）塔板的流體力學驗算；7）塔板負荷性能圖；8）對設計過程的評述和有關問題的討論。9）輔助設備的設計與選型2.設計圖紙要求：1）繪制工藝流程圖2）繪制精儲塔裝置圖（四）參考資料1 .物性數(shù)據(jù)的計算與圖表2 .化工工藝設計手冊3 .化工過程及設備設計4 .化學工程手冊5 .化工原理苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)溫度，七8090100110120130140PDX0J33-1kPa苯760102513501760225

3、028402900氯苯148205293400543719760其他物性數(shù)據(jù)可查有關手冊。目錄前言61 .設計方案的思考 62 .設計方案的特點 63 .工藝流程的確定 6,設備工藝條件的計算 81 .設計方案的確定及工藝流程的說明 82 .全塔的物料衡算 82.1 料液及塔頂?shù)桩a品含苯的摩爾分率 82.2 平均摩爾質量 82.3 料液及塔頂?shù)桩a品的摩爾流率 83 .塔板數(shù)的確定 93.1 理論塔板數(shù)NT的求取 93.2 確定操作的回流比R 103.3 求理論塔板數(shù) 113.4 全塔效率ET 123.5 實際塔板數(shù)N p （近似取兩段效率相同） 134 .操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算 13

4、4.1 平均壓強pm 134.2 平均溫度tm 144.3 平均分子量M m 144.4 平均密度即 154.5 液體的平均表面張力麗 164.6 液體的平均粘度生,m 174.7 氣液相體積流量 186主要設備工藝尺寸設計 196.1塔徑 197塔板工藝結構尺寸的設計與計算 207.1 溢流裝置 207.2 塔板布置 23塔板流的體力學計算 251塔板壓降 252液泛計算 273霧沫夾帶的計算 284塔板負荷卜能圖 304.1 霧沫夾帶上限線 304.2 液泛線 314.3 液相負荷上限線 324.4 氣體負荷下限線（漏液線） 334.5 液相負荷下限線 33三板式塔的結構與附屬設備 351

5、塔頂空間 352塔底空間 363人孔數(shù)目 364塔高 36浮閥塔總體設備結構簡圖： 375接管 385.1 進料管 385.2 回流管 385.3 塔頂蒸汽接管 395.4 釜液排出管 395.5 塔釜進氣管 406法蘭 407筒體與封頭 417.1 筒體 417.2 封頭 417.3 裙座 418附屬設備設計 418.1 泵的計算及選型 418.2 冷凝器 428.3 再沸器 43四計算結果總匯44五結束語45六符號說明：45、乙 刖百1 .設計方案的思考通體由不銹鋼制造，塔節(jié)規(guī)格25100mm高度0.51.5m,每段塔節(jié)可 設置12個進料口/測溫口，亦可結合客戶具體要求進行設計制造各種非標

6、產 品。整個精儲塔包括：塔釜、塔節(jié)、進料罐、進料預熱器、塔釜液儲罐、塔頂冷 凝器、回流比控制器、產品儲罐等。塔壓降由變送器測量，塔釜上升蒸汽量可通 過采用釜液溫度或靈敏板進行控制， 塔壓可采用穩(wěn)壓閥控制，并可裝載自動安全 閥。為使塔身保持絕熱操作，采用現(xiàn)代化儀表控制溫度條件，并可在室溫300c 范圍內任意設定。同時，為了滿足用戶的科研需要，每一段塔節(jié)內的溫度、塔釜 液相溫度、塔頂氣相溫度、進料溫度、回流溫度、塔頂壓力、塔釜壓力、塔釜液 位、進料量等參數(shù)均可以數(shù)字顯示。2 .設計方案的特點浮閥塔由于氣液接觸狀態(tài)良好，霧沫夾帶量?。ㄒ驓怏w水平吹出之故），塔板 效率較高，生產能力較大。浮閥塔應用廣泛

7、，對液體負荷變化敏感，不適宜處理 易聚合或者含有固體懸浮物的物料，浮閥塔涉及液體均布問題在氣液接觸需冷卻 時會使結構復雜板式塔的設計資料更易得到，便于設計和對比，而且更可靠。浮閥塔更適合，塔徑不是很大，易氣泡物系，腐蝕性物系，而且適合真空操作。3 .工藝流程的確定原料液由泵從原料儲罐中引出，在預熱器中預熱后送入連續(xù)板式精儲塔F1型浮閥塔），塔頂上升蒸汽流采用強制循環(huán)式列管全凝器冷凝后一部分作為回流 液，其余作為產品經冷卻至后送至產品槽；塔釜采用熱虹吸立式再沸器提供氣相 流，塔釜殘液送至廢熱鍋爐。以下是浮閥精儲塔工藝簡圖進料V A符微器Vn 塔頂產品 （或冷凝為漏出液）、金:一二二. .：.二匚

8、二三-）回潦罐XLn加熱水蒸汽再沸器T-冷攝水_塔底產品L' H1或殘渣）一.設備工藝條件的計算1.設計方案的確定及工藝流程的說明本設計任務為分離苯-氯苯混合物。對于二元混合物的分離，應采用連續(xù)精 儲過程。設計中采用泡點進料（q=1）,將原料液通過預熱器加熱至泡點后送入精 儲塔內。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝， 冷凝液在泡點下一部分回流至塔內， 其 余部分經產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，塔底產品經冷卻后 送至儲罐。2.全塔的物料衡算2.1料液及塔頂?shù)桩a品含苯的摩爾分率苯和氯苯的相對摩爾質量分別為 78

9、.11 kg/kmol和112.61kg/kmolXf65/78.1165/78.11 35/112.61= 0.728xD98/78.1198/78.11 2/112.61= 0.986xw0.2/78.110.2/78.11 99.8/112.61-0.002882.2平均摩爾質量MF =78.11 X0.728+(1 0.728) M112.61 = 87.50kg/km olM d =78.11 0.986 1 -0.986 112.61 = 78.59kg/kmolMw =78.11 0.002881 -0.00288 112.61 = 112.5kg/kmol2.3料液及塔頂?shù)桩a品

10、的摩爾流率依題給條件：一年以330天，一天以24小時計，有：W = 41000000kg/（330 父 24h） = 5176.77kg/h ,全塔物料衡算：釜液處理量W = 5176.77 二 46.02kmol / h112.5總物料衡算F = D W苯物料衡算0.728F -0.986D 0.00288W聯(lián)立解得D =129.34kmol/hF=175.36kmol/h3 .塔板數(shù)的確定3.1 理論塔板數(shù)Nt的求取苯-氯苯物系屬于理想物系，可采用梯級圖解法（M-T法）求取Nt ,步驟 如下：1 .根據(jù)苯-氯苯的相平衡數(shù)據(jù)，利用泡點方程和露點方程求取x y依據(jù)x =0- Pb ）/（Pa

11、- Pb）, y = pAx/p-將所得計算結果列表如下：表3-1相關數(shù)據(jù)計算溫度/ C8090100110120130140Pi本760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760兩相摩爾分率x10.6770.4420.2650.1270.0190y10.9130.7850.6140.3760.0710相對 揮發(fā) 度a Poc=中5.13513554.6075094.44.1436463.949933.815789本題中，塔內壓力接近常壓（實際上略高于常壓），而表中所給為常壓下的相平衡數(shù)據(jù)，因為操作壓力偏離常壓很小，所以其對 xy平衡關系的影

12、響完全 可以忽略。平均相對揮發(fā)度d = 4.436,則，汽液平衡方程為：.x4.436xy =1 (： -1)x1 3.436x3.2 確定操作的回流比Ryx將表3-1中數(shù)據(jù)作圖得x y曲線。圖3-1苯一氯苯y(tǒng)M合液的x-y圖在xy圖上，因 q=1,查得 ye =0.926,而 xe = xF =0.728, Xd = 0.986。故有:Xd - ye 0.986 - 0.926ye -xe0.926 -0.728= 0.303考慮到精儲段操作線離平衡線較近，故取實際操作的回流比為最小回流比的2.485 倍，即：R =2.485Rm =2.485X0.303 =0.753求精儲塔的汽、液相負荷

13、=RD =0.753 129.34 =97.39kmol/h=(R 1)D =(0.753 1) 129.34 =226.77 kmol/h =L F =97.39 175.36 =272.75 kmol/hV =V =226.77 kmol/h3.3 求理論塔板數(shù)精微段操作線：y = -R- x - 也=0.430x - 0.568 R 1 R 1提儲段操作線：y' = jx'-WXw = 1.203x ; 0.000584提儲段操作線為過(0.00288,0.00288刑(0.737,0.881 )兩點的直線。采用圖解法求理論板層數(shù)，在x-y圖上作平衡曲線和對角線，并依上述

14、方法作精儲段操作線和提鐳段。從Xd =(0.986,0.986)開始，在精儲段操作線與平衡線之間繪由水平線和鉛垂線構成的梯級。當梯級跨過兩操作線交點d(0.737,0.890)時，則改在提鐳段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛垂線達到或越過點xW =(0.002888,0.00288)為止。用Excel作圖，各梯級的坐標如下：表3-2 相關數(shù)據(jù)計算精儲段提鐳段x0.986 0.94344 0.943440.8730630.8730630.7627760.7627760.628830.628830.4005070.4005070.1719810.1719810.0538910.0538910.01

15、35890.0135890.003068y0.9860.9860.96771840.96771840.9374880.9374880.89011420.89011420.75587430.75587430.48120130.48120130.20628480.20628480.06422180.06422180.01573840.01573840.0030680.0030813x<0.00288 0.0024730.010878圖3-2 苯-氯苯物系精微分離理論塔板數(shù)的圖解按上法圖解得到：總理論板層數(shù)Nt =9塊(包括再沸器)加料板位置NF =43.4 全塔效率ET選用Et =0.17-

16、0.6161 0glm公式計算。該式適用于液相粘度為0.071.4mPa - s的姓類物系，式中的 即為全塔平均溫度下以進料組成表示的平 均粘度。查圖一，由xd =0.986 xw =0.00288查得塔頂及塔釜溫度分別為：tD =80.43 C tw=138.48 C,全塔平均溫度tm=( tD +tW )/2=(80.43+138.48)/2=109.5C根據(jù)表3-4表3-4苯-氯苯溫度粘度關系表溫度C20406080100120140苯粘度mPa-s0.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184氯苯粘度mPa- s0.750.560.440.350.280.240

17、.利用差值法求得：aA =0.24mPa .s, % =0.261mPa s。m =aXfb1-Xf =0.24 0.728 0.26 1 -0.728 = 0.25ET =0.17 0.61610gm =0.17 0.61610g 0.25 = 0.533.5 實際塔板數(shù)Np （近似取兩段效率相同）精微段：Np1 =3/0.53 = 5.66塊，取 Np1 二6塊 pp提儲段：N =7/0.53=13.21 塊，取 Np2 =14塊 pp總塔板數(shù)Np =Np1 + Np2 =20塊 p pp4 .操作工藝條件及相關物性數(shù)據(jù)的計算4.1 平均壓強pm取每層塔板壓降為0.7kPa計算。塔頂：pD

18、 =101.3 4 =105.3kPa加料板：pF = 105.3 0.7 6 = 109.5kPa塔底：pW =109.5 0.7 14 =119.3kPa精儲段平均壓強 p = 105.3 109.5 /2 =107.4kPa 提鐳段平均壓強 p = 109.5 119.3 /2 =114.4kPa4.2平均溫度%利用表3-1數(shù)據(jù)，由拉格朗日差值法可得塔頂溫度80 -90 .七旦，tD . 80.43c1 0.6770.986 1加料板80 -90 _ tF -801 -0.677 - 0.737 -1tF = 88.14 C塔底溫度130140=tW-30 , tw =138.48C0.

19、019 -00.00288 -0.019精微段平均溫度Tm =(80.43 +88.14 /2 = 84.29 C提鐳段平均溫度Tm = 138.48 88.14 / 2 = 113.3C4.3平均分子量M m精儲段：Tm =84.29 C液相組成:90 -8084.29 -80一 , 0.677 -1 x1 -1x1 = 0.861氣相組成:90 -800.913 -184.29 -80y1 -1'y1 =0.963所以 ML =78.11 0.861 112.61 1 -0.861 = 82.91kg / kmolMV =78.11 0.963 112.61 1 - 0.963 =

20、 79.39kg/kmol提鐳段：Tm =113.3 C液相組成:X2 -0.219110 -120_ 113.3-110一 ,0.265 -0.0127 X2 -0.265氣相組成:110 -1200.614-0.376113.3 -110y2 -0.614y2 =0.535所以 Ml'=78.11 0.219 112.61 1 - 0.219 = 105.5kg/kmolMv' =78.11 0.535 112.61 1 - 0.535 = 94.15kg/kmol4.4平均密度的4.4.1液相平均密度生m溫度，(C)8090100110120130140p苯8178057

21、93782770757745氯苯1039102810181008997985975表4-1組分的液相密度p (kg/m3)純組分在任何溫度下的密度可由下式計算苯 ：pA =912 1.187t 推薦：pA =912.131.1886t氯苯： pb =11271.111t 推薦：pb =1124.4 -1.0657t式中的t為溫度，C塔頂：Pld,a = 912.13 -1.1886t = 912.13 -1.1886M 80.43 = 816.5kg/m3PLD,B = 1124.4 -1.0657t = 1124.4 -1.0657 父 80.43 = 1038.7kg/m31aAaB0.9

22、80.02=+ = +=:LD,m:LD,A:LD ,B816.5 1038.7:LD,m =820.0kg/m3進料板：Plf,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 M 88.14 =807.4kg/m3PLF,B =1124.4-1.0657t =1124.4-1.0657 M 88.14 = 1030.5kg/m31 aAaB _ 0.660.34二一二一赤 1030.5 :?LF,m =871.6kg/m3塔底： lw,a =912.13-1.1886t =912.13-1.1886 113.3 = 777.5kg/m31124.4-1.0657t =112

23、4.4-1.0657 113.3 = 1003.7kg/m3LW , B1 aA aB 0.0020.99837 =BLW m = 1003.1 kg/m：-LW,m ：LW,A ：LW,B 777.51003.7,精微段:：l £820.0 871.6 /2 =845.8kg/m3提鐳段:：L'= 871.6 1003.1 /2 =937.4kg/m34.4.2汽相平均密度w,m精儲段：“pmMV,mRTm107.4 79.393二 2.87kg/m8.314 273 84.29提鐳段：二巴RTm114.4 94.153= 3.35kg/m8.314273 113.34.5

24、液體的平均表面張力0m溫度8085110115120131(T A苯21.220.617.316.816.315.3(T B氯苯26.125.722.722.221.620.4表5-1組分的表面張力（T液體平均表面張力依下式計算，即; Lm = '、xi 二 i塔頂液相平均表面張力的計算由tD =80.43C ,用內插法得80 -8580.43-80一 ,21.2 -20.6 仃D,A -21.2=21.15N/mD, A80 -85_ 80.43-8026.1 -25.7 二D,B -26.1仃 D,B =26.07mN/m二 LDm =0.986 21.15 0.014 26.07

25、 = 21.22mN/m進料板液相平均表面張力的計算由tD =88.14C ,用內插法得85 -11088.14 -8520.6 -17.3 二F,A -20.6% A =20.19N/m85 -110 _ 88.14 -8525.7 -22.70F,B -25.7% B =25.32mN/mLFm =0.737 20.19 0.263 25.32 =21.54mN/m塔底液相平均表面張力的計算 由tw =113.3C ,用內插法得110 -11517.3 -16.8113.3 -110二W,A - 17.3W,A= 16.97N/mcWB =22.37mN/m110 -115113.3-11

26、022.7 -22.2 二w,b -22.7 二 Lwm =0.00288 16.97 0.99712 22.37 = 22.35mN/m精儲段液相平均表面張力為二 L =(21.22 21.54)/2 = 21.38mN/m提鐳段液相平均表面張力為二 l=(22.5 21.54)/2 =22.02mN/m4.6 液體的平均粘度住戶表三 不同溫度下苯一氯苯的粘度溫度t, c6080100120140苯 mPas0.3810.3080.2550.2150.184氯苯mPas0.5150.4280.3630.3130.274液相平均粘度可用lg »Lm = £ X lg 表示4

27、.6.1 塔頂液相平均粘度,a =0.307mPa *s100 -80_ 80.43 -800.255 -0.308 匕-0.308 '100 -800.363 -0.42880.43 -80% -0.428 'B = 0.427"D,m =0.308mPa'slg NLD,m = 0.986 Mg 0.307 +(1 0.986) Mg 0.426 ,4.6.2 進料板液相平均粘度100 -800.255 -0.30888.14 -80 A -0.308A =0.286mPa *s100 -800.363 -0.42888.14 -80 B -0.428B

28、=0.402mPa *slg %F,m =0.737xlg0.286 +(1 0.737) xlg 0.402 , RLF,m =0.313mPa,s4.6.3 塔底液相平均粘度A =0.228mPa *sB = 0.332mPa *s100 -120113.3 -1000.255 -0.215 -A -0.255100 -120_ 113.3 -1000.363 -0.313 -B -0.363 lgF,m = 0.00288 Mlg 0.228 +(1 0.00288) xlg 0.332, RLF ,m = 0.332mPa s4.7 氣液相體積流量 精微段:汽相體積流量汽相體積流量液相

29、體積流量Ls液相體積流量Lh提鐳段:汽相體積流量汽相體積流量液相體積流量VMV,m226.77 79.393,二 1.742m3/s3600 %,m3600 M 2.87= 1.742m3/s = 6271.2m3/h4 : 93.39 82.91 : 0.00254m3/s3600pL,m3600 M 845.8= 0.0024m3/s =9.15m3/hVM 226." 94.15 =1.770m3/s3600pV,m3600 M 3.35Vh' =1.770m3/s = 6372m 3/hLs =LML,m = 272.75 1055 = 0.00853m3/s3600

30、 ：W,m3600 937.4放相體積流量 Lh =0.00853m3/s =30.7m3/h6主要設備工藝尺寸設計6.1塔徑精福段：初選塔板間距HT = 450mm及板上液層高度hL =60mm ,則:Ht - hL =0.45 -0.06 =0.39m按Smith法求取允許的空塔氣速umax （即泛點氣速uf）-50.50.0024/845.8 ；、1.742 人2.87 J= 0.0237查Smith通用關聯(lián)圖得C20 = 0.085yf21 38、負荷因子 C=C20 =0.085 士138=0.086<20J< 20 J泛點氣速：Umax = C >=:：= 0.0

31、86. 845.8 - 2.87 /2.87取安全系數(shù)為0.7 ,則空塔氣速為u =0.7umax =1.03m/s精微段的塔徑D = . 4Vs 廠u = 4 1.742/(3.14 1.03) = 1.47m按標準塔徑圓整取D =1.6m提鐳段：1.47 m/s初選塔板間距Ht = 450mm及板上液層高度hL =60mm ,則:Ht -hL =0.6 -0.06 -0.39m按Smith法求取允許的空塔氣速Umax （即泛點氣速uf）05 支 Vs'、Ls'0.50.00853 丫937.4 ;< 1.770 人 3.35 )= 0.08061查Smith通用關聯(lián)圖

32、得C20 = 0.0820.0200 3 O.iJ 肌腌 6 qg。，*Q,加I),料 (Lg。,和 1,00史密斯關蜃國_ ( 020.2負荷因子 C =C201=0.082 22.02 =0.084120 J< 20 J泛點氣速：Umax'=C.：L'K /：/ =0.084. 937.4 -3.35 /3.35 =1.4026m/s取安全系數(shù)為0.7,則空塔氣速為u' = 0.7umax =0.98m/s精微段的塔徑 D'= * 4Vs'/二u = 4 1.770/(3.14 0.98) = 1.52m按標準塔徑圓整取D =1.6m7塔板工藝

33、結構尺寸的設計與計算7.1 溢流裝置因塔徑為1.6m,所以采用單溢流型的平頂弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液 盤，且不設進口內堰。7.1.1 溢流堰長（出口堰長）lw取 lw =0.8D =0.8 1.6 =1.28.m精儲段堰上溢流強度Lh/lw =8.64/1.28 = 6.75m3/(m -h )< 100 130m3/(m 'h ),滿足強度要求。> I 八一 I > »_>、，、. TI、-1O .一O .提鐳段堰上溢流強度Lh /lw =30.8/1.28 = 23.43m3/ m h ：二 100130m3/ m h ,滿足強度要求。7.

34、1.2 出口堰高hw2/3對平直堰 how = 0.00284E Lh/lw精儲段：由lw/D =0.8及Lh/l：5 =8.64/1.282.5 =4.45 ,查化工原理課程設計圖5-5于是：how =0.00284 父1 m(8.64/1.28)2/3 =0.014m>0.006m (滿足要求)hw =hL -how =0.06 -0.0104 =0.0496m驗證：0.05-h°w <hw <0.1-h0w (設計合理)提鐳段：由lw/D =0.8及，Lh/lw2.5 =30.6/1.282.5 = 16.51查化工原理課程設計圖5-5得E=1 ,于是：how

35、' = 0.00284x1x(30.8/1.28 2/3 = 0.0237m > 0.006m (滿足要求)hw'二7 how= 0.06 -0.0237 = 0.0363m驗證：0.05-how <% <0.1-how （設計合理）7.1.3 降液管的寬度Wd和降液管的面積Af由lw/D=0.8 ,查化工原理課程設計 P112圖 5-7 得Wd /D =0.21, Af / At =0.14 ,即：222Wd= 0.336m, AT =-D2 = 2.0096m2, Af= 0.281m2。4D液體在降液管內的停留時間精微段：7 =AfHT /Ls =0.3

36、0父0.45/0.00240 = 56.25s> 5s （滿足要求）提鐳段：f'=AfHT/Ls' =0.30父0.45/0.00856 = 15.77a5s （滿足要求）7.1.4 降液管的底隙高度ho精儲段：取液體通過降液管底隙的流速u； =0.07m/s,則有：h0 = 工 =0.0024 = 0.0268m （ ho不宜小于0.020.025m ,本結果滿足要 IwUo1.28 0.07求）hw -h0 =0.0496 0.0268 = 0.0228m > 0.006m 故合理提鐳段：取液體通過降液管底隙的流速u； =0.25m/s,則有：%'= 上

37、=0.00856 =0.0268m(幾不宜小于0.020.025m,本結果滿足要 IwUo 1.28 0.25求)hw'/0' = 0.0364 -0.0268 = 0.0096m a 0.006m 故合理選用凹形受7盤，深度 鼠=50mm7.2 塔板布置7.2.1 塔板的分塊故塔板采用分塊式，塔板分本設計塔徑為 D = 1.6m = 1600mm > 1200mm,為4塊。7.2.2 邊緣區(qū)寬度確定取 Ws =0.08m Wc = 0.05m7.2.3 開孔區(qū)面積計算Aa =2 (x、r2 -x2+1802 .X、 r sin 一)其中：x =D -(Wd Ws)=r1

38、6 - (0.336 0.08) = 0.384mD 1.6r = Wc =-0.05 -0.75m22,223.14 0.7520.3842故 Aa =2 0.384,0.75 -0.384sin ()=1.10m1800.757.2.4 浮閥數(shù)計算及其排列精儲段：預先選取閥孔動能因子Fo =12，由Fo=Uo J可可求閥孔氣速u：,-12u0 = 7.08m/ s.：v 2.87VsN 二s2d° Uo41.742F-1型浮閥的孔徑為39mm故每層塔板上浮閥個數(shù)為207二2一 (0.039)2 7.08浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心t = 75mm.A.1 10

39、則排間距 t' = 4 = -1.10 = 0.071t N 0.075 207考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因而排間距不宜采用0.071m,而應小一點，故取 t'=65mm,按t =75mm, t' = 65mm以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) N =206,Vs1.742實際孔速u0 =2 =7 7 7.08m/ s0.785Nd02206 0.785 (0.039)2閥孔動能因數(shù)為Fo =u。'耳'=7.082.87 =11.99所以閥孔動能因子變化不大，仍在 914的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用9 =

40、A01A =N(電)2 -206 (0.039)2 0.1224 D1.6此開孔率在5%15范圍內，符合要求。所以這樣開孔是合理的。提鐳段: 預先選取閥孔動能因子 =12 ,由Fo=Uo；Pv可求閥孔氣速u0一 ' F12即 Uo =，=6.56m/s:v,3.35F-1型浮閥的孔徑為39mm故每層塔板上浮閥個數(shù)為Vs2Uo1.770二 2Z (0.039)2 6.65223浮閥排列方式采用等腰三角形叉排。取同一橫排的孔心t = 75mmA 一1 10則排間距t'=二匚=0.066t N 0.075 223考慮到塔徑比較大，而且采用塔板分塊，各塊支撐與銜接也要占去一部分鼓 泡區(qū)

41、面積，因而排間距不宜采用0.066m,而應小一點，故取 t'=65mm,按t=75mm, t' = 65mm以等腰三角叉排方式作圖得閥孔數(shù) N = 206標準文案 '實際孔速u°' = _Vs2 =1.7702 =7.19m/s0.785Nd02206 0.785 (0.039)2閥孔動能因數(shù)為F0 =u0'下v,' =7.19 . 3.35 =13.15所以閥孔動能因子變化不大，仍在 914的合理范圍內，故此閥孔實排數(shù)適用=A0/AT = N(比)2 = 206 (0039)2 = 0.1224D1.6此開孔率在5%15范圍內，符合要

42、求。所以這樣開孔是合理的。閥孔排列二 塔板流的體力學計算1塔板壓降精儲段(1)計算干板靜壓頭降hc由式Uc可計算臨界閥孔氣速U,即v vUoc j.825'731 H82；731 = 5.89m/sV Pv2.87大全標準文案2 0chc' = 5.34c_ 2(5.42)2 9.83.35937.4=0.029mUo 至U°c,可用hc =5.34 "算干板靜壓頭降，即2 g(5.89)22.87hc =5.34 - = 0.014m2 9.8845.8(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降hf由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)君0=0.5,已

43、知板上液層高度hL =0.06,所以依式hl = %hLhl =0.5 0.06 = 0.03m(3)計算液體表面張力所造成的靜壓頭降 h.由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不 計。這樣，氣流經一層，浮閥塔板的靜壓頭降 hp為h = hc hl h_0.014 0.03 = 0.044m p c lPp = hp1 ；-L1g = 0.044 845.8 9.8 =364.7Pa提鐳段：(1)計算干板靜壓頭降hc由式Uc =-82；膽可計算臨界閥孔氣速Uoc, t p 'v VUoc'T，1.8俱m/sUeJ2U0 >U0c',可用hc

44、=5.34MUM/算干板靜壓頭降，即 2 g L,(2)計算塔板上含氣液層靜壓頭降hf由于所分離的苯和甲苯混合液為碳氫化合物，可取充氣系數(shù)% =0.5,已知板上液層高度hL =0.06,所以依式hl = %hLhl, = 0.5 0.06 = 0.03m 計算液體表面張力所造成的靜壓頭降h仃由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計。這樣，氣流經一層，浮閥塔板的靜壓頭降hp為hp' = hc' hi' h=0.029 0.03 = 0.059m p：Pp'=hp2 ：L2g =0.059 937.4 9.8 =542.0Pa2液泛計算式

45、Hd =hphdh精儲段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降hP前已計算hp = 0.044m p液體通過降液管的靜壓頭降hd因不設進口堰，所以可用式大全式中 Ls = 0.00254m3/s,lw = 1.28m,h0 =0.0268m s2hd =0.153=0.000839m, 0.00254、.128 父 0.0268) (3)板上液層高度：hL = 0.06m 則 Hd1 =0.044 0.000839 0.06 =0.1048m為了防止液泛，按式： Hd E中(Ht +hw),取安全系數(shù) 中=0.5 ,選定板間距Ht =0.45, hw -0.0496m(HT hw) =0.5 (

46、0.45 0.0496) -0.250m從而可知Hd =0.1048m 中(Ht +1) =0.250m ,符合防止液泛的要求(4)液體在降液管內停留時間校核應保證液體早降液管內的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出本設計AMLs0.281 0.450.00254=49.78s 5s可見，所夾帶氣體可以釋出提鐳段(1)計算氣相通過一層塔板的靜壓頭降hp前已計算hp' = 0.059m p液體通過降液管的靜壓頭降hd因不設進口堰，所以可用式hd'= 0.153式中 Ls' = 0.00853m3/s,lw =1.28m,h0'= 0.0268m2hd&

47、#39;= 0.1530 0.008537 ccc”I =0.0095m11.28父 0.0268 J (3)板上液層高度：hL'=0.06m ,則 H d'= 0.059+0.0095 +0.06 = 0.129m 為了防止液泛，按式： Hd W中(Ht +hw),取安全系數(shù) 邛=0.5 ,選定板間距HT =0.60, hw'=0.0304m(Ht hw') =0.5 (0.45 0.0363) = 0.243m從而可知Hd' = 0.129m <?(Ht +hw)=0.243m,符合防止液泛的要求(4)液體在降液管內停留時間校核應保證液體早降液

48、管內的停留時間大于35 s,才能使得液體所夾帶氣體釋出本設計 0.281 0.450.00856=14.8s 5s可見，所夾帶氣體可以釋出3霧沫夾帶的計算判斷霧沫夾帶量eV是否在小于10%勺合理范圍內，是通過計算泛點率 F1來完成 的。泛點率的計算時間可用式：l _PI_PVs1.36LsZLVsF1 :一v父100% 和 F1 :-100%KcfAp0.78KcfAt塔板上液體流程長度ZL = D -2Wd =1.6 -2 0.336 = 0.928m塔板上液流面積_ _2Ap =At -2Af =2.0096-2 0.281 = 1.4476m2a ka/m.1 乏就fk荷系Nt精儲段：苯

49、和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù)圖中查得負荷因數(shù)Cf =0.127，將以上數(shù)值分別代入上式1.7422.87845.8-2.871.36 0.0024 0.9281 0.127 1.4476100%= 56.93%1.7422.87 845.8 -2.87100% =51.06%0.78 1.0 0.127 2.0096提鐳段：苯和氯苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù)K值，K=1.0,在從泛點負荷因數(shù) 圖中查得負荷因數(shù)Cf =0.140，將以上數(shù)值分別代入上式F'=1.7703.35I 937.4-3.351.36 0.00856 0.928

50、100% =57.63%1.770及F'=1 0.140 1.44763.35 937.4 -3.35100% =48.30%0.78 1.0 0.140 2.0096為避免霧沫夾帶過量，對于大塔，泛點需控制在80%Z下。從以上計算的結果可知，其泛點率都低于 80%所以霧沫夾帶量能滿足eV < 0.1kg （液）/kg（干氣）的 要求。4塔板負荷性能圖4.1霧沫夾帶上限線對于苯一氯苯物系和已設計出塔板結構，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 eV =0.1kg （液）/kg（干氣）所對應的泛點率Fi （亦為上限值），利用式：vVs , ：, 1.36LsZLVs , J,F1 =

51、 vx 100%和F1 = -x 100% 便可作出此線KcFAp0.78KCFAT由于塔徑較大，所以取泛點率 F1 =80% ,依上式有Ys 2.871.36Ls 0.928精儲段：845.8 -2.87 .0.81.0 0.127 1.410整理后得 0.0583Vs 1.262Ls =0.143iPVs =2.41 -21.65Ls即為負荷性能圖中的線（y1）此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對應一條直線。所以在操作范圍內任取兩個Ls 值便可依式Vs =2.45-21.65Ls算出相應的Vs。利用兩點確定一條直線，便可在 負荷性能圖中得到霧沫夾帶的上限線。Ls0.001 0.0050.01 0.015 0.020.0252.4312.345 2.236 2.128 2.0199 1.9123.35Vs' ,1.36Ls' 0.928提鐳段： 937.4 -3.35 = 0.81.0 0.1