浮閥精餾塔地設(shè)計(jì)

1、課程設(shè)計(jì)題 目:浮閥式連續(xù)精餾塔的設(shè)計(jì)教學(xué)院：化學(xué)與材料工程學(xué)院專 業(yè)：07級(jí)精細(xì)化工學(xué) 號(hào)：學(xué)生：哈哈指導(dǎo)教師： 屈媛 夏賢友2010年 5月20日課程設(shè)計(jì)任務(wù)書20092010學(xué)年第2學(xué)期學(xué)生： 專業(yè)班級(jí)：0化工程與工;精細(xì)工向指導(dǎo)教師：屈媛 夏賢友工作部門：化學(xué)與材料學(xué)院一、課程設(shè)計(jì)題目浮閥式連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)二、課程設(shè)計(jì)容（含技術(shù)指標(biāo)）1. 工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h,含苯42% （質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯58%;餾出液含苯 98%,殘液含苯2%;泡點(diǎn)進(jìn)料；料液可視為理想溶液。2. 操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為 5kgf/cm2 （絕

2、對(duì)壓力）；冷卻水進(jìn)口溫度30C，出口溫度為45C ;設(shè)備熱損失為 加熱蒸汽供熱量的5%。3. 設(shè)計(jì)容 物料衡算、熱量衡算； 塔板數(shù)、塔徑計(jì)算； 溢流裝置、塔盤設(shè)計(jì)； 流體力學(xué)計(jì)算、負(fù)荷性能圖。三、進(jìn)度安排1. 5月6日：分配任務(wù)；2. 5月6日-5月14日：查詢資料、初步設(shè)計(jì)；3. 5月15日-5月21日：設(shè)計(jì)計(jì)算，完成報(bào)告。四、基本要求1. 設(shè)計(jì)計(jì)算書1份：設(shè)計(jì)說(shuō)明書是將本設(shè)計(jì)進(jìn)行綜合介紹和說(shuō)明。設(shè)計(jì)說(shuō) 明書應(yīng)根據(jù)設(shè)計(jì)指導(dǎo)思想闡明設(shè)計(jì)特點(diǎn)， 列出設(shè)計(jì)主要技術(shù)數(shù)據(jù)，對(duì)有關(guān)工藝流 程和設(shè)備選型作出技術(shù)上和經(jīng)濟(jì)上的論證和評(píng)價(jià)。 應(yīng)按設(shè)計(jì)程序列出計(jì)算公式和 計(jì)算結(jié)果，對(duì)所選用的物性數(shù)據(jù)和使用的經(jīng)驗(yàn)公

3、式、圖表應(yīng)注明來(lái)歷。設(shè)計(jì)說(shuō)明書應(yīng)附有帶控制點(diǎn)的工藝流程圖，塔結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)圖。設(shè)計(jì)說(shuō)明書具體包括以下容：封面；目錄；緒論；工藝流程、設(shè)備及操作條 件；塔工藝和設(shè)備設(shè)計(jì)計(jì)算；塔機(jī)械結(jié)構(gòu)和塔體附件及附屬設(shè)備選型和計(jì)算；設(shè)計(jì)結(jié)果概覽；附錄；參考文獻(xiàn)等。2. 圖紙 1套：包括工藝流程圖 （3 號(hào)圖紙）和精餾塔裝配總圖 （1號(hào)圖紙）教研室主任簽名：年 月 日目錄1設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介2工藝流程草圖及說(shuō)明3工藝計(jì)算及主體設(shè)備設(shè)計(jì)4 輔助設(shè)備的計(jì)算及選型；5 設(shè)計(jì)結(jié)果概要或設(shè)計(jì)一覽表6 對(duì)本設(shè)計(jì)的評(píng)述；7 附圖（工藝流程簡(jiǎn)圖、主體設(shè)備工藝條件圖） ；8 參考文獻(xiàn)。1設(shè)計(jì)方案的選擇及流程說(shuō)明1.1 設(shè)計(jì)方案的選定 設(shè)計(jì)方案的

4、選定是指確定整個(gè)精餾裝置的流程、主要設(shè)備的結(jié)構(gòu)的型式和 主要操作條件。所選方案必須： （1）能滿足工藝要求，達(dá)到指定的產(chǎn)量和質(zhì)量； （2）操作平穩(wěn)、易于調(diào)節(jié)； （3）經(jīng)濟(jì)合理；（4）生產(chǎn)安全。在實(shí)際的設(shè)計(jì)問(wèn)題 中，上述四項(xiàng)都必須兼顧考慮。課程設(shè)計(jì)方案選定所涉及的主要容有：操作壓力進(jìn)料狀況、加熱方式及其 熱能的利用。1.1.1 操作壓力 精餾可在常壓、加壓或減壓下進(jìn)行，確定操作壓力主要是根據(jù)處理物料的 性質(zhì)、技術(shù)上的可行性和經(jīng)濟(jì)上的合理性來(lái)考慮。鑒于本課題，采用常壓精餾。1.1.2 進(jìn)料狀態(tài)進(jìn)料狀態(tài)有多種 , 但一般將料液預(yù)熱到泡點(diǎn)或接近泡點(diǎn)才送入塔中 , 這樣進(jìn) 料溫度就 不受季節(jié)、氣溫變化和

5、前道工序波動(dòng)的影響 , 塔的操作就比較容易控 制。此外,泡點(diǎn)進(jìn)料時(shí) ,精餾段與提餾段的塔徑相同 ,設(shè)計(jì)制造均比較方便。鑒于此,選用泡點(diǎn)進(jìn)料 .1.1.3 加熱方式精餾塔通常設(shè)置再沸器 , 采用間接蒸汽加熱 ,以提供足夠的熱量。1.1.4 熱能的利用蒸餾過(guò)程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝 , 因此, 熱效率很低 ,通常進(jìn)入 再沸器的 能量?jī)H有 5%左右被有效利用 . 所以, 蒸餾系統(tǒng)的熱能利用問(wèn)題應(yīng)值得 認(rèn)真考慮。塔頂蒸汽冷凝放出的 熱量是大量的 ,但其能位較低 , 不可能直接用來(lái)作塔 釜的熱源。但可用作低溫?zé)嵩?,或通入廢熱鍋爐 ,產(chǎn)生低壓蒸汽 ,供別處使用。或 可采用熱泵技術(shù) , 提高溫度后

6、再用于加熱釜液。此外,通過(guò)蒸餾系統(tǒng)的合理設(shè)置 , 也可取得節(jié)能的效果。例如 ,可采取設(shè)置 中間再沸器和中間冷凝器的流程 , 因?yàn)樵O(shè)置中間再沸器 , 可利用溫度比塔底低的 熱源, 而中間冷凝器則可回收溫度比塔頂高的熱量。1.2連續(xù)精餾流程?n塔頂產(chǎn)品（或冷凝為懵出液）三T回諫罐加熱水蒸汽弋F 亠.冷擬水連續(xù)精餾裝置一般包括精餾塔、冷凝器、再沸器以及原料預(yù)熱器 ，如圖。除 此之外,還應(yīng)確定全凝器或是分凝器，再沸器采用直接加熱還是間接加熱，另外根 據(jù)熱能的利用情況決定是否采用原料預(yù)熱器。1.3.板式塔的計(jì)算流程圖計(jì)算開(kāi)始,1.4 塔的工藝計(jì)算1.工藝條件與數(shù)據(jù)原料液量1500kg/h，含苯40% （

7、質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同），乙苯60%;餾出液含苯97%,殘液含苯2%;泡點(diǎn)進(jìn)料；料液可視為理想溶液2.操作條件常壓操作；回流液溫度為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為 5kgf/cm2 （絕對(duì)壓力）；冷卻水進(jìn)口溫度30C，出口溫度為45C ;設(shè)備熱損失為 加熱蒸汽供熱量的5%。1.4.1 物料衡算與能量衡算141.1 料液及塔頂、塔底產(chǎn)品含苯摩爾分率設(shè)苯為 A,乙苯為 BM=78.11 kg/kmol , M b=106.17 kg/kmolXf0.42/78.110.42/78.11 0.58/106.170.496Xd0.98/ 78.110.98/78.11 0.02/106.170.

8、9850.02/78.110.02/78.11 0.98/106.170.027mf0.49678.11(10.496)106.1792.25Kg/ KmolM d0.98578.11(10.985)106.1778.53Kg / KmolM W0.02778.11(10.027)106.17105.41Kg/Kmol1.4.1.2原料液及塔頂塔底產(chǎn)品的摩爾質(zhì)量1.4.1.3全塔物料質(zhì)量流量原液量處理量=總的物料衡算F=D+W則有=7.1921.4.1.4塔中回收率的計(jì)算在精餾計(jì)算中分離程度除用產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)表示外，還常用回收率表示，即:以塔頂易揮發(fā)組分為主要產(chǎn)品，則回收率：(D Xd)/(F

9、 Xf)6.898 0.98514.09 0.49697.22%141.5相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算計(jì)算相平衡線及精餾段是都必須直接或間接應(yīng)用到塔的平均揮發(fā)度，要知道揮發(fā)度則必須知道塔頂塔底的溫度，再由苯 lg pA 6.030551211.033，t 220.790*1424 255*乙苯lg Pb 6.08208這兩個(gè)公式來(lái)求出塔頂塔底的溫度對(duì)應(yīng)下的Pa、Pb。t 213.06利用試差法計(jì)算溫度。不同溫度下苯和乙苯的飽和蒸汽壓T (C)020406080100120140苯(KPa3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯(KPa0.2530.9432.865

10、7.39416.7734.2564.21112.1塔頂 X=0.985假設(shè)一個(gè)溫度t=80.5 C利用 lg pA 6.030551211.033 及 lg pB 6.08208 1 424.255t 220.790t 213.06算得 pA =102.565、pB =16.996Pa代入中與0.985相差不大，故塔頂溫度為80.5 C,此時(shí) 1 A 6.03采用同樣的方法算得塔底溫度tw=100.5 C， pA =182.5016、pB =34.65772 堂 5.27pB1.4.1.6 相平衡線的計(jì)算則塔中平均相對(duì)揮發(fā)度a ，-，25.64相平衡線方程為：xya (a 1)y代入上式中相對(duì)

11、揮發(fā)度的值則相平衡線方程為X5.64 4.64y1.4.1.7 q 線方程精餾段操作線和提餾段操作線的交點(diǎn)的軌跡是一條直線，描述該直線的方程稱為q線方程或進(jìn)料方程。此設(shè)計(jì)中，泡點(diǎn)進(jìn)料，q線方程定為：q 11.4.1.8 回流比求解q = 1( Rnin) q=1 = = = 0.39取 R)pt=2Rn in=0.78141.9精餾段操作線因?yàn)榫s過(guò)程涉及傳熱和傳質(zhì)兩種過(guò)程，為簡(jiǎn)化期間在該課程設(shè)計(jì)中假定 塔為恒摩爾流動(dòng)。R值定為0.78精餾段操作線方程為：R 10.780.985 M c y xXdx0.438x 0.553XdR 1 R 10.78 11.78式中y、x分別為精餾段任一截面處

12、的氣液相易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)； xD塔頂易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)；R回流比，R= L/D;提餾段操作線塔頂?shù)幕亓鞅萊=0.78,則塔釜汽相回流比R與R的關(guān)系式為：XF-Xw0496-0 027R = (R +1) F W = 1.781.707Xd Xf而提餾段操作線方程為：（r + 1）x-Xw r- r= 1.586x- 0.0158精餾塔的熱量衡算1.塔頂冷凝器中冷卻水用量和冷凝器的傳熱面積 本設(shè)計(jì)中設(shè)備熱損失為加熱蒸汽提供熱量的95% Q水=0.95Q頂氣即 q mK c 水(12 11) =V r所以 式中Q水一一冷卻水吸收的熱量， WQ頂氣一一塔頂蒸氣放出的熱量， Wq m水冷卻水用量

13、，kg/s ;C 水一一冷卻水的平均比熱容，J/ (kgC)；t 1、t2冷卻水的進(jìn)、出口溫度，C；V塔頂蒸氣量，kmol/s ；r塔頂蒸氣汽化熱，J/kmol ；A冷凝器 -冷凝器的傳熱面積，m； Q 冷凝器的熱負(fù)荷，W2K 傳熱系數(shù)，W/(m C ),取經(jīng)驗(yàn)值； ? t均一一冷凝器的傳熱平均溫度差，C。冷去水進(jìn)口溫度為：h 30C出口 t2 45 C乙醇蒸氣進(jìn)口溫度為：t1 80.50C出口 t2 79.70Ct2 t1t1t2t 均7.90C所以2傳熱系數(shù)K 800w.m 2.k 1當(dāng)塔頂溫度為80.1 T時(shí)，此時(shí)苯的汽化熱為394.02KJ/ Kg,則塔頂蒸氣汽化熱r 394.02 7

14、8.1130.777 106 J/kmolC水4.2 1O3J/kg0CV6.898R 1 D 1.780.003411kmol/s3600泡點(diǎn)進(jìn)料0.95 V rq m水31.58kg/ s4.2 1015Q V r 0.95 0.003411 30.777 1062A冷凝器k t K t15.78m2.塔底再沸器中加熱蒸汽用量和再沸器的傳熱面積塔底溫度為t=100.5 C時(shí)，苯的汽化熱360.4 KJ/Kg乙苯的汽化熱為353.3KJ/ Kg,則塔底上升蒸汽汽化熱為r=133.$OkI / s十、”口口厶丄匸、亠X3S4KJ rKEXm,171iE Jmal故再沸器的熱流Q=Vr=qm水V

15、 rc水（t2t1 ）3Q133.801 5%103k t800 20.4則：q=0.064 kg /s塔底再沸器的面積 A再沸器8.61m21.5理論塔板數(shù)的設(shè)計(jì)聯(lián)立精餾段和提餾段操作線方程X d =0.281用逐板計(jì)算法計(jì)算理論塔板數(shù)第一塊塔板的一項(xiàng)組成與回流蒸汽的組成一致，所以=0.985 =yiyi(1yi)0.92第二快板：=0.956=y2y2 (i y2)第三塊板:=0.9010.794y 3y 3(i y3)0.617第四塊板=0.823 =0.452第五塊板=0.75 =0.347第六塊板=0.705 =0.298第七塊板=0.684 =0.277故本題中需要六塊，第七塊為進(jìn)

16、料板，從第八快開(kāi)始，用提餾段操作線求，用平衡方程求，一直到第八塊板=0.115第九塊板=0.167 =0.034第十塊板=0.038 =0.007因?yàn)楦组g接加熱，所以共需要10-1=9層塔板，精餾段需要六塊，提餾段需要三塊1.6 塔板效率和實(shí)際塔板數(shù)塔板效率在實(shí)際塔板上，氣液兩相并未達(dá)到平衡，這種氣液兩相間傳質(zhì)的不完善程度用塔板效率來(lái)表示，在設(shè)計(jì)計(jì)算中多采用總板效率求出實(shí)際塔板數(shù)?？偘逍蚀_定得是否合理，對(duì)設(shè)計(jì)的塔在建成后能否滿足生產(chǎn)的要求有重要的意義。而總板效率與物系物性、塔板結(jié)構(gòu)和操作條件密切相關(guān)。由于影響的因素多而復(fù)雜，很 難找到各種因素之間的定量關(guān)系，一般可采用下面的方法來(lái)確定總板效

17、率。塔頂液相組成，Xd 0.973 tD 80.1C80.1136.190小tm 108.15 C所以，2o口苯=0.22mPa s塔底液相組成Xw 0.027，tw 13619 C ,u乙苯=0.29mPa s0.221 0.496 0.29 0.255mPa .s查表得在此溫度下 故m Xf苯（1 a m 5.64 0.255Xf ）乙苯0.4961.44故實(shí)際塔板數(shù)實(shí)際塔板數(shù)N精612.713（塊）精餾段：0.47N提丄 6.387（塊）提餾段：0.47由奧康爾關(guān)聯(lián)圖知Et =0.47Np 13 720（塊）1.6 .3塔的工藝條件及物性數(shù)據(jù)計(jì)算1.6.3.1操作壓強(qiáng)，故取每層板的壓降為

18、塔頂壓強(qiáng)Pd 101.325kPa，因?yàn)椴僮髟O(shè)備每層壓降0.7 KPaPf 13 0.7 101.325 110.425kPa，故精餾段平均操作壓強(qiáng)為：1.6.3.2溫度 tm根據(jù)操作壓強(qiáng)，由下式計(jì)算操作溫度PP；XA Pb0Xb，經(jīng)試差得到塔頂tD 80.50C，進(jìn)料板溫度 tF 136.190C，則精餾段的平均溫度，1.6.3 .3 平均分子量M13.3M1921 0.985 78.11 （1 0.985） 106.1778.53Kg/KmolmM2LDm16.27mN/m106.1780.35Kg/Kmol0.9278.11 （10.92）進(jìn)料板:yF0.496，Xf 0.149MVFm

19、0.49678.1110.496106.1792.25Kg / KmolMLFm0.14978.111Lm （精）0.149LMD2106.17 101.99Kg / KmolLMF 720.53kg/m3則精餾段平均分子量：M lm （精）80.35 101.99291.17Kg/kmol1LmDLADLBDaAaBaAaBLmFLAFLBF1.6.3.4平均密度m1液相密度Lm根據(jù)數(shù)據(jù)查表有AD815 Kg / mbf 756.7 Kg /m3 ,。,bd Pm（精3.6 &張325 107425血儷如厶 kPa3（a為質(zhì)量分率），塔頂，故LmD 689.69Kg/m故精餾段平均液相密度:

20、LmFtm751.36 Kg /m380.5 136.192108.350Cxi ii 12 氣相密度:液體表面力根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：ad 13.3mN/m, Bd 15.5mN/m ,Af 17.9mN/m , BF 20.5mN/m。md 0.985 13.3mF 0.496 17.91 0.98509152053.3mN/m1 l0.49622-5 19.2 ftlNP/npaS92.252LDX D ADXD BD0.985 0.308 (10.985) 0.3540.309mPa sLFX F AFXf af0.496 0.184 (10.496) 0.2260.205mPa

21、s則精餾段平均表面力:液體粘度PMM精vm (精)106.875 85.3932.85kg /mRT8.314108.35 273.15根據(jù)主要基礎(chǔ)數(shù)據(jù)，查圖知：ad0.308 ,BD 0.35410.421 0.42LmF 744.1756.783.39kg/kmolaf 0.184 ,BF 0.22678.53M Vm (精)故精餾段平均液相粘度1.6.37氣液負(fù)荷計(jì)算R 1 DM vm 精P 土VM精1 0.786.898 85.392.85367.88m3/hRDMm精 0.78 6.898 9117 0.68im3/hPlm 精720.531.7塔和塔板主要工藝尺寸計(jì)算1.7.1 塔

22、咼根據(jù)實(shí)際經(jīng)驗(yàn)取精餾段間距0.45m，提餾段塔高1.7.2 塔徑0.0290.45 113 ：0氐 7 00685m 689.69V mv 367.88r 2.85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)。可參照下表所示經(jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。C 表。7 T間距0與塔徑關(guān)系270.04320200.30.50.81.62.4塔徑DT，m11 _maxC 0.5v0.04 J-00.536 2.850.682n/s4.0y V2.85200V250300350400板間距HT，mm300350450600600初選板間距Ht 0.30m，取板

23、上液層高度hL 0.083m，故液滴沉降高度 Ht hL0.3 0.083 0.217m ； 夜氣流動(dòng)參數(shù): 由液汽流動(dòng)參數(shù) 及液滴沉降高度查Smith關(guān)聯(lián)圖（），可得液相表面力為20mN/m時(shí)的負(fù)荷因子C20 =0.045由現(xiàn)工藝條件校正得可取安全系數(shù)為0.6，則（安全系數(shù)0.6 0.8），故u 0.6umax 060 0.682 0.409m/s塔徑設(shè)計(jì)塔徑D與設(shè)計(jì)規(guī)值比較進(jìn)行圓整，取塔徑 D=0.6m氣相通過(guò)的塔截面積A=塔截面積At1.8降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸由以上設(shè)計(jì)結(jié)果得弓形降液管所占面積為=-A=0.2826-0.25=0.0326m根據(jù)以上選取的值，由算降液管寬度bD =

24、選取平行受液盤，考慮降液管底部阻力和液封：4Vs4 367.88門D J A 0.564mV u V3.14 0.409 36003.14 0.409 3600,選取底隙溢流堰尺寸由以上設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)確定堰367.88L 0.40936000.250 m,式中E取1，則算出0.2826 m堰高由選取清夜層高度確定：hw = 11 liaw = 0. 083 0. 006 = 0.077m溢流強(qiáng)度降液管底隙液體流量山2 0,24-xO,04x36001.9浮閥數(shù)及排列方式浮閥數(shù)選取型浮閥，重型，閥孔直徑為初取閥孔，計(jì)算閥孔氣速浮閥個(gè)數(shù)：n=浮閥排列方式通過(guò)計(jì)算及實(shí)際排列確定塔盤的浮閥數(shù) n,在試排浮閥

25、時(shí)，要參 考塔盤的各區(qū)布置，例如塔盤邊緣寬度，液體進(jìn)出口的安全寬度、以 及塔盤支撐梁所占的面積。取塔板上液體進(jìn)出口安全寬度，取邊緣寬度A 2 xU _x2 r2 sin 1 有效傳質(zhì)面積r求得D0.4rbe0.050.15m22xDbdbs0.40.075 0.040.085m22；2221 0.0852Aa 2 0.085 0.150.0850.15 sin1.56m0.15開(kāi)孔所占面積譏_訂；時(shí)一（）.（）妙一 0.（）1 CjW選擇排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如圖由開(kāi)孔區(qū)閥孔所占面積分?jǐn)?shù)解得色 016%12.7%由塔板開(kāi)孔率：At0.1261.10塔板流動(dòng)性能的校核液沫夾帶量校

26、核，為控制液末夾帶量巳過(guò)大，應(yīng)使汽泛 點(diǎn)，浮閥塔板泛點(diǎn)率式中，由塔板上氣相密度及塔板間距，查圖圖5-26，得分?jǐn)?shù),根據(jù)表所提供的數(shù)據(jù)，本物分的k值可選取1,塔板上液體流道長(zhǎng)及液 流面積分別為ZL = D - 2bd = 0.4 - 2 X 0,04 = 0,32mAT故得二塔板阻力的計(jì)算1.9.1 . 1平板阻力臨界孔速因閥孔氣速大于其臨界閥孔氣速，故應(yīng)在浮閥全開(kāi)狀態(tài)計(jì)算平板阻力。山廠八 uP1-2g72O.53X2X9.11.9.1 . 2塔板清夜層阻力h與堰高，溢流強(qiáng)度，氣速有關(guān)，影響因素比較復(fù)雜，通常由以 下經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算人。ho為充氣分?jǐn)?shù)，反映液層充氣的程度，無(wú)量綱，當(dāng)液相為水時(shí)，0=0

27、.5 ;為油時(shí)。=0.20.35 ;為碳?xì)浠衔飼r(shí)0=0.40.5二 hi =0.5克服表面力為液體表面力=2.36 X1O44 x 10-3 y 16.27720.53 xO.039 X9.81由以上三項(xiàng)阻力和求得塔板阻力:hf =+hi =0.046+0.042+0.00024=0.0882降液管液泛校核Plp2H謚 + = hw + how + A + 旦 + luPlKPlS式中為降液管中的清夜層高度 m;為截面的壓力，N/;為塔板阻力；為頁(yè)面落差，一般可忽略不計(jì)；為液體通過(guò)降液管的流動(dòng)阻力。主要集中于底隙處，由局部阻力關(guān)系，并近似取局部阻力分?jǐn)?shù)可得山 屮0.153X=1.18 xl0

28、ahd =0 000059Hd=+h =0.083+0.0882+0.000059=0.171m取降液管中泡沫層相對(duì)密度，則可求得降液管中泡沫層的高度為：而 11-11%, O.b I 0.0770 b77 lld故不會(huì)發(fā)生降液管液泛液體在降液管停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體在降液管的停留時(shí)間大于35s,才能保證液體所夾帶的氣體的釋出/故所夾帶氣體可以釋出嚴(yán)重漏夜校核當(dāng)空的動(dòng)傳因子低于5時(shí)，將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，故漏液點(diǎn)的孔速可取的相應(yīng)孔流氣速穩(wěn)定分?jǐn)?shù)K=故不會(huì)發(fā)生漏液踏板負(fù)荷性能圖1.10.6 . 1過(guò)量液末夾帶線關(guān)系在式中，已知物系性質(zhì)及塔板結(jié)構(gòu)尺寸， 同時(shí)給定泛點(diǎn)率時(shí)，即 可表示出氣液相流量之間的關(guān)

29、系，根據(jù)前面液沫夾帶的校核選擇，令, 則有得出上式為一線性方程，由亮點(diǎn)即可確定, 當(dāng)時(shí)，時(shí)，由此兩點(diǎn)作過(guò)量液末夾帶線1.10.6 . 2液相下線關(guān)系式對(duì)于平直堰，其堰上液頭高度how必須大于0.006m,取hw 0.006 m即可確定液相流量的下限線hw2.84 E 3600 Lh1000 I取E=1.0，代入求得Lh =0.74可見(jiàn)該直線式垂直于 軸的直線，該直線 為1.10.6 . 3嚴(yán)重漏夜線關(guān)系因動(dòng)傳因子低于5時(shí)會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏夜，取，計(jì)算相應(yīng)流量，計(jì)算 相應(yīng)流量,其中所以VO5Vh = 360OA0Uo = 3600Aff-p= = 3600 x 0.016PV=170.59m3/h上式

30、為常數(shù)表達(dá)式，為一平行軸的直線，為漏液線，也稱之為氣相下 限線1.10.6 . 4液相上線關(guān)系式降液的最大流量為/57Z00.01-10.66.048m:Ji可見(jiàn)該線為一平行于 軸的直線，記為（41.10.6 . 5降液管泛線關(guān)系式當(dāng)塔降液管泡沫層上升至上一層塔板時(shí)， 即發(fā)生了降液管液泛，根據(jù)降液管液泛的條件，得以下降液管液泛關(guān)系式:HdHthw=hwhowhfhd顯然，為避免降液管液泛的發(fā)生，應(yīng) HdHt將式中how、hf、hd均表示為的函數(shù)關(guān)系，整理即可獲得表示降液管泛線的關(guān)系式，在前面核算中可知，由表面力影響所致的阻力在中所占比例很小，在整理中可以略去，使關(guān)系得到簡(jiǎn)化，即把hf =+hi

31、 =,式中howho hd 0.(hwhow)hw2.84 E 3600Lh1000lw取 E=1.0,將how、h。、hd代入原式中整理可得3.4 XW0+ 4 275XW3+ 1.8 x 103將本設(shè)計(jì)中的給定條件和設(shè)計(jì)確定的數(shù)據(jù)帶入上式中，整理得1.198x 10-5(vh)3+ 1.107 xlO-3(Lh)t 1.953 xlO4!2 = 0.291由上式計(jì)算降液管泛線上點(diǎn)得下表()102030()13610526由上表數(shù)據(jù)作出降液管的液泛線，記為 將以上 條線繪制在同一直角坐標(biāo)系中，塔板的負(fù)荷 性圖如圖所示，將設(shè)計(jì)點(diǎn)（）標(biāo)繪在圖中，如點(diǎn) D所示，由原點(diǎn)O及 D操作線OD操作線交嚴(yán)重

32、漏液線 與點(diǎn)A液沫夾帶線與點(diǎn)B。 由此可見(jiàn)，該塔板負(fù)荷操作的上下限受嚴(yán)重漏液線 及液沫夾帶線 的控制，分別從圖中A B兩點(diǎn)讀得氣相流量的下限及上限，并求 得該塔的操作彈性對(duì)浮閥塔，操作彈性一般為 34操作彈性二序號(hào)位號(hào)形式設(shè)備名稱主要結(jié)構(gòu)參數(shù)或性能操作條件1T-101浮閥式循環(huán)苯精餾塔D=600 N=20 H=29500操作溫度t=152 C操作壓力p=0.05 MPa (g)2E-101固定板式原料預(yù)熱器32時(shí)tt=160C ts=100 Cpt=0.4MPaps=0.1 MPa (g)3E-102固定板式塔T-101頂冷凝器18時(shí)T=80C t s=40C p=0.05 MPa4E-103

33、固定板式塔T-101再沸器9時(shí)tt=175C ts=150 Cpt=0.9MPapr=0.6 MPa (g)5E-104固定板式塔頂產(chǎn)品冷卻器30時(shí)tt=80C t s=40C p=0.4 MPa6E-105固定板式塔底產(chǎn)品冷卻器32時(shí)T =90C t s=40C p=0.4 MPa7P-101離心泵進(jìn)料泵2臺(tái)qv=20m/h H=40m苯、乙混合液8P-102離心泵釜夜泵2臺(tái)qv=12rii/h H=21m乙苯液9P-103離心泵回流泵2臺(tái)qv=20nn/h H=48m苯液10P-104離心泵塔頂產(chǎn)品泵2臺(tái)3qv=12m/h H=15m苯液11P-105離心泵塔底產(chǎn)品泵2臺(tái)qv=10nn/h H=35m乙苯液12V-101臥式原料罐V=12 時(shí)60C 0.1MPa (g)13V-102臥式回流罐V=5時(shí)80C 0.1MPa (g)14V-103立式塔頂產(chǎn)品罐600時(shí)常壓40 C15V-104立式塔底產(chǎn)品罐6oom常壓40 C16V-105立式不合格產(chǎn)品罐600m常壓40 C對(duì)本次設(shè)計(jì)的評(píng)述或有關(guān)問(wèn)題的分析討論(一)精餾方案的確定精餾方案