化工原理課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書苯和苯乙烯分離過(guò)程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)資料

1、化工原理 課程設(shè)計(jì)說(shuō)明書苯- 苯乙烯分離過(guò)程浮閥精餾塔設(shè)計(jì)院系：化學(xué)與化工學(xué)院專業(yè)：化學(xué)工程與工藝班級(jí)：09化工 2班學(xué)號(hào)： 0906210201姓名：武金龍指導(dǎo)老師：李梅摘要本設(shè)計(jì)的任務(wù)是設(shè)計(jì)用于分離苯- 苯乙烯的浮閥精餾塔。精餾是多級(jí)分離過(guò)程，即同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程。精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分冷凝進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。根據(jù)加熱方式來(lái)決定塔底是否設(shè)置再沸器，塔底設(shè)置再沸器時(shí)為間接加熱，這種加熱方式適用于各種物系，且被廣泛使用。由于本設(shè)計(jì)設(shè)置了再沸器，故采用間

2、接加熱。板式塔的種類繁多，本設(shè)計(jì)采用浮閥塔，它是在泡罩塔的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的。浮閥塔被廣泛用于精餾、吸收以及脫吸等傳質(zhì)過(guò)程中，塔徑從200mm到 6400mm，使用效果較好。它具有處理能力大，操作彈性大，塔板效率高，壓強(qiáng)小，使用周期長(zhǎng)等特點(diǎn)。 確定回流比有圖解法和逐板計(jì)算法，本設(shè)計(jì)采用逐板計(jì)算法，雖然計(jì)算過(guò)程較為繁瑣，但計(jì)算精度較高。理論板確定后，計(jì)算實(shí)際板數(shù)，再設(shè)計(jì)塔和塔板中所有的參數(shù)，初選塔板間距并計(jì)算塔徑，這些數(shù)據(jù)的計(jì)算都是以精餾段的數(shù)據(jù)為依據(jù)的。設(shè)計(jì)中采用平直溢流堰， 因?yàn)檫@樣可以使得塔板上具有一定高度的均勻流動(dòng)的液層。浮閥塔的開(kāi)孔率設(shè)計(jì)中要滿足一定的要求，即要確定合適的浮閥數(shù)，浮閥的孔

3、徑是由所選浮閥的型號(hào)確定的，浮閥數(shù)通過(guò)上升蒸汽量、閥孔氣速和孔徑確定，閥孔的排列采用等腰三角形叉排。最后是塔板負(fù)荷性能圖中過(guò)量霧沫夾帶線、液泛線、漏液線、液相負(fù)荷上、下限線的計(jì)算以及確定塔體結(jié)構(gòu)。- 1 -目錄第一部分概述5一、設(shè)計(jì)目標(biāo)5二、設(shè)計(jì)任務(wù)5三、設(shè)計(jì)條件5四、設(shè)計(jì)內(nèi)容5第二部分工藝設(shè)計(jì)計(jì)算6一、設(shè)計(jì)方案的確定6二、精餾塔的物料衡算61. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù).62. 原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)63. 物料衡算原料處理量7三、塔板數(shù)的確定71.相對(duì)揮發(fā)度的求取72.進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)的確定83.最小回流比的確定84.操作線方程的求取95.全塔效率的計(jì)算 .96

4、. 實(shí)際板層數(shù)的求取10四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算101. 操作壓強(qiáng)計(jì)算102. 操作溫度計(jì)算10- 2 -3. 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算114. 平均密度計(jì)算115. 液相平均表面張力計(jì)算126.求精餾塔的氣、液相負(fù)荷13五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算141. 塔徑的計(jì)算142. 精餾塔的有效高度的計(jì)算15六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算151. 溢流裝置計(jì)算152. 塔板布置183. 浮閥數(shù)與開(kāi)孔率19七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算201. 氣體通過(guò)干板的壓降202. 霧沫夾帶量的驗(yàn)算213. 液泛的驗(yàn)算214. 漏液的驗(yàn)算22八、塔板負(fù)荷性能圖221. 漏液線222. 過(guò)量霧沫夾帶線223. 液相

5、負(fù)荷下限線234. 液相負(fù)荷上限線235. 液泛線23- 3 -九、附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)251.接管尺寸252. 回流管尺寸253. 塔底進(jìn)氣管尺寸254. 加料管尺寸255. 料液排出管尺寸25第三部分設(shè)計(jì)結(jié)果匯總26一、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表26二、工藝流程圖28三、設(shè)計(jì)總結(jié)29參考文獻(xiàn)29- 4 -第一部分概述一、設(shè)計(jì)目標(biāo)分離苯苯乙烯混合液的浮閥式精餾塔設(shè)計(jì)二、設(shè)計(jì)任務(wù)試設(shè)計(jì)分離苯與苯乙烯混合物的浮閥精餾塔，年處理量為2.4 萬(wàn)噸苯與苯乙烯混合液，要求氣液混合進(jìn)料。三、設(shè)計(jì)條件生產(chǎn)能力： 3.33 噸/ 小時(shí)（料液）年工作日：每年按300 天生產(chǎn)日計(jì)算原料組成 ( 自選 ) ：27%的苯和 73%的苯

6、乙烯（質(zhì)量分率，下同）產(chǎn)品組成 ( 自選 ) ：餾出液中含苯99.8%，釜液中含苯 0.5%進(jìn)料溫度 ( 自選）：130進(jìn)料狀況：氣液混合進(jìn)料加熱方式：塔釜為飽和蒸汽再沸器加熱四、設(shè)計(jì)內(nèi)容編制一份設(shè)計(jì)說(shuō)明書，主要內(nèi)容包括：設(shè)計(jì)任務(wù)。塔的工藝計(jì)算：包括全塔物料恒算、塔底及塔頂溫度、精餾段和提餾段氣液負(fù)荷、塔頂冷凝器熱負(fù)荷、冷卻水用量、塔底再沸器熱負(fù)荷、加熱蒸汽用量、塔的理論板數(shù)、實(shí)際板數(shù)。塔的結(jié)構(gòu)設(shè)計(jì)：包括塔高、塔徑、降液管、溢流堰、開(kāi)孔數(shù)及開(kāi)孔率。塔板流體力學(xué)驗(yàn)算。塔板布置圖、塔板負(fù)荷性能圖。附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)：塔頂冷凝器、塔頂再沸器、進(jìn)料接管、塔頂產(chǎn)品、接管、塔底產(chǎn)品接管、塔頂蒸汽接管。- 5

7、-計(jì)算原料儲(chǔ)罐、回流罐、產(chǎn)品貯罐的體積、塔的人孔或手孔開(kāi)孔數(shù)目。撰寫設(shè)備結(jié)果一覽表。繪制精餾塔或冷凝器的設(shè)備圖。設(shè)計(jì)感想、設(shè)計(jì)評(píng)價(jià)、參考文獻(xiàn)。第二部分工藝設(shè)計(jì)計(jì)算一、設(shè)計(jì)方案的確定本設(shè)計(jì)任務(wù)書為分離苯與苯乙烯混合物。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)中采用氣液混合進(jìn)料， 將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至130后送入精餾塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲(chǔ)罐。二、精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)苯的摩爾質(zhì)量 M A 為 78 kg/kmol ，苯乙烯的摩爾質(zhì)量M B 為 104 kg/kmol原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量和質(zhì)量分?jǐn)?shù)進(jìn)料組成X F27/780.3302

8、7/ 7873/ 104餾出液X D99.8 / 780.998599.8 / 780.2 /104釜液XW0.5 / 780.00670.5 / 7899.5/ 104M F0.33 780.67 104 95.42 kg / kmolM D =0.9985 78+1040.0015=78.04kg/kmolM W =0.006778+0.9933104=103.83kg/kmol- 6 -物料衡算原料處理量取一年工作日為300 天，則F2.41072434.93kmol / h30095.42聯(lián)立FDWFXFDXDWXW解得D=11.39kmol/hW=23.54kmol/h三、塔板數(shù)的確

9、定相對(duì)揮發(fā)度的求取溫度苯的蒸汽壓/KPa苯乙烯蒸汽壓/KPa表 1.1苯與苯乙烯物系的飽和蒸汽壓表80.190100110120130140145101.33135.5179.2234.38300.34379.58473.62534.4112.2817.9625.7236.0249.4266.5588.11101.3在某一溫度下，由表 1.1 可查得該溫度下純組分苯和苯乙烯的飽和蒸氣壓PA 和 PB ，由于總壓 P 為定值，即 P=101.33 KPa ，由拉烏爾定律可求得液相組成x, 平衡氣相組成 y。根據(jù)公式 =PAoPPB ， y =PA x 計(jì)算，所求值列于下表：o ，x =PBPAP

10、BP- 7 -表 1.2 溫度與 、x、y 的關(guān)系溫度80.1901001101201301401457.546.976.476.085.705.385.27x10.7090.4930.3290.2070.1110.0340y10.9480.8720.7610.6130.4160.1590該溫度范圍內(nèi)平均相對(duì)揮發(fā)度amN a1a2a3.an 6.315進(jìn)料狀態(tài)參數(shù)的確定進(jìn)料 130， XF0.33 時(shí)泡點(diǎn)為 110，平均溫度（ 110+130)/2=120 下苯的摩爾熱熔 CmA =38.188cal/ （kmol）苯的汽化潛熱 r A =6776cal/kmol苯乙烯的摩爾熱熔CmB =49

11、.05cal/（kmol）苯乙烯的汽化潛熱rB =9167cal/kmolCm, pCmA X ACmB X B38.1880.3349.050.6745.47 cal/（kmol）rrA X Ar B X B6776 0.33 9167 0.67 8377.97 cal/kmolqCm , pt ) 0.8981(Tr最小回流比的確定利用恩特伍德法i ( Xi, f )1q ;ii ( Xi , D ) mR min1;i由試差法解得=2.54 ， R min =1.643取 R=1.8 R min =2.957- 8 -xD1 xwlogxw1 xDN min1lo gm帶入數(shù)據(jù)得N mi

12、n =5.24操作線方程的求取相平衡方程：x ny ny n- (1) y n6.3155.315y n精餾段操作線方程：RxD0.7473xn0.2523yn 1xn1R 1R提餾段操作線方程：yn 1RDqFXFDX1.571X0.0038n(R1)D(1 q)F(R1)D(1q)Fwn( R1) xF( q 1) xDxqRq0.701逐板計(jì)算發(fā)求理論板層數(shù)y1xD 0.9985, x1 0.9906y20.9926 , x20.9550y30.9660, x30.8182y40.8637 , x40.5009y50.6266, x50.20990.311,改用提餾段操作線方程計(jì)算，y6

13、0.3260, x60.0711y70.1079, x70.0188y80.0257, x80.00420.0067故所需總理論板數(shù)NT 8塊，第五塊板加料。5 全塔效率的計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算：nLmxiii1- 9 -根據(jù)塔頂、塔底液相組成查圖，求得平均溫度Tm =( TDTW )/2 =112.65 ，該溫度下苯和苯乙烯的黏度如下：苯 0.231mPa s苯乙烯0.2928mPa sLm0.330.231(10.33)0.29280.2724mPa s全塔效率 ET0.49 (L ) 0.245 =0.4296 實(shí)際板層數(shù)的求取精餾段實(shí)際板層數(shù)： N 精511.66 ，取 N精12塊

14、0.429提餾段實(shí)際板層數(shù)： N 提36.99塊 ，取 N提7塊0.429四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算操作壓強(qiáng)計(jì)算塔頂壓力為 4KPa表壓，每層壓降0.7KPa塔頂壓強(qiáng)PD101.3254 105.325kpa進(jìn)料板壓強(qiáng)PF105.3250.7 12 113.725kpa塔底壓強(qiáng)p w113.72570.7 118.625kpa精餾段平均壓強(qiáng)Pm( PDPF)/2109.525 kpa提餾段平均壓強(qiáng)Pm( PWPF)/2116.175kpa操作溫度計(jì)算塔頂溫度 TD =80.1 ，進(jìn)料板溫度 TF =130，塔釜溫度 TW =145.2 精餾段平均溫度80 .1130105.05

15、Tm2提餾段平均溫度145.2130137.6 Tm2-10-平均摩爾質(zhì)量計(jì)算（ 1）塔頂摩爾質(zhì)量計(jì)算：由x Dy10.9985 =x 1M VD ,m0.9985 78(10.9985)104M LD ,m78.04kg / kmol塔釜摩爾質(zhì)量計(jì)算：M VW , m0.0067 78 (10.0067)104M LW ,m103.83kg / kmol（ 2）進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由進(jìn)料參數(shù)得 yF0.762 ，查平衡曲線，得 xF0.330M VF ,m0.76278(10.762) 10484.19kg / kmolM LF ,m0.3378(1 0.33)10495.42kg / k

16、mol則，精餾段平均摩爾質(zhì)量MV ,m78.0484.19281.12kg / kmolML ,m78 .0495.42286.73kg / kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量MV ,m84.19103.83294.01kg / molML ,m95.42103.83299.63kg / kmol平均密度計(jì)算1）氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即精餾段提餾段V ,m109.52581.122.827 kg / m 3Pm M V ,mRTm8.314 (105.05 273.15)V ,m116.17594.013.198 kg / m 3Pm M V ,mRTm8.314 (137.6273

17、.15)2）液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算：1ai /iL, m-11-塔頂液相平均密度計(jì)算：由 TD =80.1 ，查表得苯0.8148g/cm 3 ， 苯乙烯0.8554g/cm 3質(zhì)量分?jǐn)?shù)a苯0.998，a苯乙烯，計(jì)算得0.002LD , m814.88kg / m3進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算：由 TF =130，查表得苯0.7567g/cm3 ， 苯乙烯0.8102g/cm3質(zhì)量分?jǐn)?shù)a苯0.27， a苯乙烯0.73 ，計(jì)算得LF , m795.02kg / m3塔釜液相平均密度計(jì)算：由 TW =145.2 ，查表得苯0.7376g/cm3 ， 苯乙烯 0.7959g/cm 3質(zhì)量分

18、數(shù)a苯0.005 ，a苯乙烯，計(jì)算得0.995LW ,m795.59kg / m3則，精餾段液相平均密度L ,m814.88795.02804.95kg / m32提餾段液相平均密度L ,m795.59795.02795.31kg / m32液相平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算，即nmxii11）塔頂液相平均表面張力計(jì)算由 TD =80.1 ，查表得苯21.25mN / m ，苯乙烯24.81mN / mD, m0.998521.25(10.9985)24.8121.26mN / m（ 2）進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算由 TF =130，查表得苯15.32mN / m ，苯乙烯19.7

19、7mN / m-12-F , m 0.33 15.32 (1 0.33) 19.77 18.30mN/m（ 3）塔釜液相平均表面張力計(jì)算由 TW =145.2 ，查表得苯13.59mN / m ，苯乙烯18.30mN / mW ,m 0.0067 13.59 (1mNm0.0067) 18.30 18.27/則，精餾段液相平均表面張力為：18.3021.26m19.78mN / m2提餾段液相平均表面張力為：18.3018.27m18 .29mN / m2求精餾塔的氣、液相負(fù)荷1）精餾段：汽相摩爾流量V(R 1)D3.95711.39 45.07kmol / h汽相體積流量VSVM V ,m4

20、5.0781.120.359m3/s360036002.827V , mVh3600VS1293.27m3 / h液相摩爾流量LRD 2.857 11.3932.541kmol / h液相體積流量LSLM L ,m32.54186.730.00097m3/s36003600804.95L , mLhLS3.506m3/h3600冷凝器的熱負(fù)荷：由 TD =80.1 ，查表得汽化熱r苯394.71 kJ/kg ， r苯乙烯389.59 kJ/kg平均汽化熱rm0.9980.002394.70 kJ/kgr苯r苯乙烯Q Vrm (45.0778.04)(394.7/3600)=385.63kw（

21、2）提餾段：汽相摩爾流量VV(1q) F45.070.10934.9341.26kmol / hV M汽相體積流量VS3600,m V , m41.2694.01m3/s36000.3373.198-13-Vh3600VS1212.90m3 / h液相摩爾流量 LL qF32.541 0.891 34.9363.66kmol / h液相體積流量LSL M L , m63.6699.63m3/s360036000.0022L , m795.31LhLSm3/h36007.975再沸器的熱負(fù)荷：由 TW =145.2 ，查表得汽化熱r苯 341.27 kJ/kg ， r苯乙烯354.51 kJ/k

22、g平均汽化熱rm0.005r苯0.995r苯乙烯354.44 kJ/kgQV rm(41.26103.83)(354.44/3600)=421.79kw五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算初選板間距 H T0.45m ，板上液層高度 hL0.05m ，則H LhL0.4m按 Smith 法求取允許空塔氣速umax11( LS )(L ) 2( 0.00097 )( 804.95) 2 0.0456VSV0.3592.827查 smith 圖得 C 20 =0.085, 負(fù)荷因子 CCC20 ( )0.20.084820u maxCLV1.428V一般空塔氣速為最大氣速的 0.6-0.8倍，在

23、此取安全系數(shù)為0.7 ，則空塔氣速為：u0.7umax1.0m / s-14-史密斯關(guān)聯(lián)圖塔徑D4VSmu0.676初步算出塔徑D 后，應(yīng)按化工機(jī)械標(biāo)準(zhǔn)圓整并核算實(shí)際氣速。常用的標(biāo)準(zhǔn)塔徑為400、500、600、 700、800、1000、1200、1400、1600、1800、 2000、 2200mm等。按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D T800mm精餾塔的有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精( N 精1)H T(12 1) 0.454.95m提餾段有效高度為Z 餾（ N 餾1）H T(7 1) 0.452.7m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：ZZ精 Z餾0.88.45m六

24、、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算板式塔的溢流裝置包括溢流堰，降液管和受液盤等幾部分。溢流裝置的布置應(yīng)考慮液流在塔板上的途徑，一般根據(jù)塔徑與液體流量選取。本設(shè)計(jì)采用單流型，液體流-15-徑長(zhǎng)、板面利用好，塔板結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，直徑2.2 m 以下的塔普遍采用此型。一般可根據(jù)初估塔徑和液體流量，選塔板的液流型式。降液管有圓形與弓形兩類，本設(shè)計(jì)采用單溢流弓形降液管，不設(shè)進(jìn)口堰，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下：（ 1） 溢流堰長(zhǎng) lw依據(jù)溢流型式及液體負(fù)荷決定堰長(zhǎng)。單溢流型塔板堰長(zhǎng)lW 一般為0.6 0.8 D ；雙溢流型塔板，兩側(cè)堰長(zhǎng)取為0.5 0.7 D ，其中 D 為塔徑。堰長(zhǎng)也可以由溢流強(qiáng)度計(jì)算。溢

25、流強(qiáng)度即通過(guò)單位堰長(zhǎng)的液體流量，一般篩板及浮閥塔的堰長(zhǎng)溢流強(qiáng)度應(yīng)為：Lh / l w100 130m3 /(m h)本次設(shè)計(jì)取堰長(zhǎng) l w 0.7DT0.56m驗(yàn)算/l w3.506 / 0.56 6.26100 1303/() ，符合要求Lhmm h（ 2）溢流堰高度 hwhwhLhow由l w與LhD2.5 査液體收縮系數(shù)圖，得 E=1l w2.84Lh2依式 how)E(l w310002.84L h22.843.5062得how)3)3mm ，滿足要求E(0.560.00960.0061000l w1000取板上清液層高度 hL0.05m則 hw0.050.00960.0404m-16

26、-（ 3）弓形降液管寬度 Wd 和降液管面積 Af由l w0.7 ，査弓形降液管參數(shù)圖得Wd0.15，Af0.09DTDTAT則 Wd 0.15DT 0.12mAT0.785DT20.50m2A f0.09AT0.045m2降液管的截面積應(yīng)保證溢流液中夾帶的氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)的停留時(shí)間一般等于或大于3-5 秒，對(duì)低發(fā)泡系統(tǒng)可取低值，對(duì)高發(fā)泡系統(tǒng)及高壓操作的塔，停留時(shí)間應(yīng)加長(zhǎng)些。驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即Af H T0.0450.4520.88s5s ,符合要求。L S0.00097-17-降液管底隙高度 h0降液管底隙高度即降液管下端與塔板間的距離，以hO 表示。

27、為保證良好的液封，又不一致使液流阻力太大，一般取為：ho hW0.006 0.012 mho 也可按下式計(jì)算：h0LSl w u0式中： u0 為通過(guò)降液管底隙hO 的流速，一般 u00.07 0.25 m s/ ，不宜超過(guò)0.4m /s ，不宜小于 0.02 0.025m ，以免引起堵塞。取液體通過(guò)降液管底隙的流速u00.07 m / s，計(jì)算降液管底隙高度 h0 ，即：h0LS0.00097l w u00.070.025m0.56hWh00.04040.025 0.01540.006 ，符合要求。塔板布置溢流區(qū)降液管及受液盤所占的區(qū)域?yàn)橐缌鲄^(qū)。安定區(qū)開(kāi)孔區(qū)與溢流區(qū)之間的不開(kāi)孔區(qū)域?yàn)榘捕▍^(qū)，

28、其作用為使自降液管流出液體在塔板上均布并防止液體夾帶大量泡沫進(jìn)入降液管，其寬度Ws 可參考下列經(jīng)驗(yàn)值選定：D 1.5m時(shí)， Ws60 75mmD 1.5m時(shí)， Ws80110 mm直徑小于1m 的塔 Ws 可適當(dāng)減小，在設(shè)計(jì)中選 Ws =0.06m，邊緣區(qū)寬度 WC 0.04m開(kāi)孔區(qū)面積 Aa 計(jì)算，得；xD T(Wd Ws ) 0.4 (0.12 0.06) 0.22m2-18-DTWC0.4 0.04 0.36mR2Aa 2 xR 2x 2R 2 sin 1x180R20.220.3620.22 20.362 sin1 0.221800.360.296m 2浮閥數(shù)與開(kāi)孔率閥孔孔徑 d0孔徑

29、由所選定浮閥的型號(hào)決定。F1 型（即 V-1 型）浮閥使用得很普遍，已定為部頒標(biāo)準(zhǔn)。 F1 型浮閥的孔徑為39 mm ，故 d00.039m浮閥數(shù)目的確定為確定浮閥數(shù) n ，先要求操作時(shí)閥孔氣速u0 。對(duì)塔板效率、塔板壓降及生產(chǎn)能力作綜合考慮后，一般希望浮閥在剛剛?cè)_(kāi)時(shí)操作。浮閥全開(kāi)時(shí)的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速u0 c 。工業(yè)試驗(yàn)結(jié)果表明：浮閥臨界動(dòng)能因數(shù)一般為：(F0 ) c(u0 )c v9 12 ，由此關(guān)系可決定 u0 c 。式中：v 氣相密度， kg / m3取 (F 0 )c =10，得 uo105.95m / s 通常，閥孔臨界氣速是操作中最適宜的閥孔2.827速度。浮閥數(shù) n 可

30、根據(jù)上升蒸汽量 VS ，閥孔氣速 u0 和孔徑 d0 用下式算出：4VSd02u0 =51 個(gè)依式計(jì)算塔板上開(kāi)孔區(qū)的開(kāi)孔率，即-19-A0100% nd 0100% 12.12%APDT2閥孔的排列應(yīng)使絕大部分液體內(nèi)部有汽（氣）泡透過(guò)，一般按三角形排列。在三角形排列中又有順排和叉排兩種方式，采用叉排時(shí)，相鄰閥孔中吹出的氣流攪動(dòng)液層的作用較順排顯著，鼓泡均勻，故一般采用叉排并且本設(shè)計(jì)中采用叉排。故作等腰三角形三叉排列，塔板厚度=3mmAa0.077m, 取 h=0.07m叉排高度 h=0.075n七、塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算氣體通過(guò)干板的壓降依式h fhChe干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c ，計(jì)算如下臨界

31、孔速7315.939m / suoc = () 1.825vu05.95u0c顧應(yīng)該在浮閥全開(kāi)下計(jì)算干板壓降hc 5.34 u02(v )2gL5.345.952( 2.827 )29.8804.950.0338m氣體通過(guò)板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮e ，計(jì)算如下：hehL(hWhOW )0.0225mh fhChe =0.0563m氣體通過(guò)每層塔板的壓降為：Pfh fL g804.950.05639.81444.58Pa0.7kPa符合要求。-20-霧沫夾帶量的驗(yàn)算板上液流長(zhǎng)度ZDT2Wd 0.82 0.12 0.56m根據(jù)v2.827kg / m3 及 H T0.45m 查化工原理下冊(cè)泛點(diǎn)

32、系數(shù)負(fù)荷表得CF0.127 ，K=1Vsv1.36LS Z泛點(diǎn)率 =Lv=42.3%KC F Ab其中 AbAT2 AF =0.5-2 0.045=0.41 通常，用操作時(shí)的空塔氣速與發(fā)生液泛時(shí)的空塔氣速的比值為估算霧沫夾帶量的指標(biāo)，此比值稱為泛點(diǎn)百分?jǐn)?shù)，或稱泛點(diǎn)率。在下列泛點(diǎn)率數(shù)值范圍內(nèi)，一般可保證霧沫夾帶量達(dá)到規(guī)定指標(biāo)。即eV0.1液 /kg氣kg大塔泛點(diǎn)率 80%直徑 0.9 m 以下塔泛點(diǎn)率 70%減壓塔泛點(diǎn)率 75%泛點(diǎn)率 70故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生過(guò)量霧沫夾帶。液泛的驗(yàn)算為使液體能由上層塔板穩(wěn)定地流入下層塔板， 降液管內(nèi)必須維持一定高度的液柱。降液管內(nèi)的清液及高度 H d 用來(lái)克服

33、相鄰兩層塔板間的壓強(qiáng)降、 板上液層阻力和液體流過(guò)降液管的阻力。為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高H d 應(yīng)服從如下關(guān)系：H d( H Thw )依式計(jì)算，即 H dhp hLhdhd0.153(LS )20.153( 0.00097) 20.00074 ml w h00.56 0.025-21-H dhPhLhd0.05630.050.000740.10704m苯 - 苯乙烯物系屬一般物系，取0.5 ，則(H ThW )0.5(0.450.0404)0.2452m故 H d(H T hW ) ，在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會(huì)發(fā)生泛液。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)流體力學(xué)的驗(yàn)算， 可認(rèn)為精餾段塔徑及各工藝尺寸是合適的。

34、漏液的驗(yàn)算對(duì)浮閥塔，漏液點(diǎn)氣速uOW 計(jì)算：uOW52.97m/ sv穩(wěn)定性系數(shù)u05.952.01 1.5 2.0K2.97uOW故在本設(shè)計(jì)中不會(huì)產(chǎn)生過(guò)量漏液。八、塔板負(fù)荷性能圖漏液線漏液線，又稱氣相負(fù)荷下限線。氣相負(fù)荷低于此線將發(fā)生嚴(yán)重的漏液現(xiàn)象，氣、液不能充分接觸，使塔板效率下降。uOW52.97m / svVS，minuOW A0nd0 uOW 0.181m3 / s4過(guò)量霧沫夾帶線令泛點(diǎn)率 F=0.8，則2.8271.36 0.56L SsVS2.8270.8804.950.1270.41-22-整理得VS0.7112.92LS液相負(fù)荷下限線液相負(fù)荷低于此線， 就不能保證塔板上液流的

35、均勻分布， 將導(dǎo)致塔板效率下降。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)。2.843600LS,min2how) 3E(l W10002.843600L S, min2取 E=1，則0.006) 3(0.561000整理得LS,min4.7610 4 m3 / s液相負(fù)荷上限線該線又稱降液管超負(fù)荷線。液體流量超過(guò)此線，表明液體流量過(guò)大，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間過(guò)短，進(jìn)入降液管的氣泡來(lái)不及與液相分離而被帶入下層塔板，造成氣相返混，降低塔板效率。以5s 作為液體在漿液管中停留時(shí)間的下限，H T Af0.45 0.0453/ sLS,max0.0041m5液泛線若操作的氣液

36、負(fù)荷超過(guò)此線時(shí)，塔內(nèi)將發(fā)生液泛現(xiàn)象，使塔不能正常操作。液泛可分為降液管液泛和液沫夾帶液泛兩種情況，在浮閥塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算中通常對(duì)降液管液泛進(jìn)行驗(yàn)算。為使液體能由上層塔板順利地流入下層塔板，降液管內(nèi)須維持一定的液層高度。降液管發(fā)生液泛的條件為( H ThW )h fhWhOWhd近似取 E1.0 ， lW0.56m ，由式22hOW2.84 10 3E(3600L S ) 32.84 10 3 (3600L S ) 3lW0.56-23-2化簡(jiǎn)得hOW0.9819LS 3h fhChe2其中hC5.34u0(V )2 gL0.2577VS222he( hW hOW ) 0.45(0.04040

37、.9819LS 3 )0.0182 0.4418L S 3LS2hd0.153780.6LS2Lw h022hf0.4418LS 30.01820.2577VS將 H T0.45m ， hW0.0404m，0.5以及以上式代入，并整理得：VS2233029.1L2S0.7245.52L S根據(jù)以上方程做出塔的負(fù)荷性能圖：塔板負(fù)荷性能圖0.90.80.70.60.5V0.40.30.20.1000.0010.0020.0030.0040.005Ls由圖可看出，該塔的生產(chǎn)能力是由過(guò)量霧沫夾帶控制的，下限為漏液控制。在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接 OA，即作出操作線。操作線OA與負(fù)荷性能圖交點(diǎn)的

38、氣相負(fù)荷 Vs,max 與 Vs,min 之比，稱為操作彈性。故操作彈性為VS, max0.78153.93，在 3-4 范圍內(nèi)。VS, min0.1986-24-九附屬設(shè)備的設(shè)計(jì)接管尺寸接管尺寸由管內(nèi)蒸氣速度及體積、流量決定。取 u=5.95m/s,塔頂蒸氣出口管徑D4VS4 0.359 =0.28mu5.95根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.50m。選取 2997.5 規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。2 回流管尺寸取 u=1.0m/s,D4LS40.00097mu0.0391.0根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.05m。，選取563.5 規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。3 塔底進(jìn)氣管尺寸塔底進(jìn)氣管 直管進(jìn)氣 u=5.

39、95m/s,4VS=0.28mDu根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.30m。選取2997.5 規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。加料管尺寸LFSFMF34.9395.420.0012m3 / s3600LF3600795.02取 u=1.0m/s,4LFS4 0.0012D0.041u1根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到D=0.05m，選取563.5 規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。料液排出管尺寸WM w23.54103.830.0008534m3/ sLWS3600795.593600Lw-25-取 u=0.6m/s,4LWS4 0.0008534mD0.043u0.6根據(jù)工藝標(biāo)準(zhǔn)，將其圓整到 D=0.05m。選取 563.5

40、規(guī)格的熱軋無(wú)縫鋼管。第三部分設(shè)計(jì)結(jié)果匯總一、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表序號(hào)項(xiàng)目1平均溫度2平均壓力3氣相平均流量液相45實(shí)際塔板數(shù)6塔的有效高度7塔徑8板間距9降液管形式10空塔氣速11溢流管形式溢溢流堰12長(zhǎng)度流裝置13溢流堰高度符號(hào)單位計(jì)算結(jié)果精餾提餾段段Tm105.0137.65Pmkpa109.5116.12575Vkmol / h45.0741.26Lkmol / h32.5463.66N塊127Zm4.952.7DTmm800800H Tmm450450單溢單溢流弓形降流弓形降液管液管um/s1.01.0單流單流型型l wm0.560.56hwm0.0400.04044-26-板上液14層高度

41、15堰上液層高度16安定區(qū)寬度17開(kāi)孔區(qū)到塔壁距離18開(kāi)孔區(qū)面積19閥孔直徑20浮閥或篩孔個(gè)數(shù)21閥孔或篩孔氣速22開(kāi)孔率23孔心距24排間距25塔板壓降26液相負(fù)荷上限27液相負(fù)荷下限28氣相負(fù)荷下限29操作彈性hLhowWsWcAad0nu0h0hPfLs,maxLs,minVs, minVs, maxVs,minm0.050.05m0.0090.00966m0.060.06m0.040.04m 20.2960.296mm3939個(gè)5151m/s5.955.95%12.1212.12mm7575mm7070kPa0.440.44m3 / s0.0040.00411m3 / s0.0000.000476476m3 / s0.1810.1813.933.93-27-二、工藝流程圖精餾裝置包括精餾塔、原料預(yù)熱器、再沸器、冷凝器、釜液冷卻器和產(chǎn)品冷凝器等設(shè)備。熱量自塔釜輸入，物料在塔內(nèi)經(jīng)多次部分汽化與與部分冷凝器進(jìn)行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程中，熱能利用率很低，為此，在確定流程裝置時(shí)應(yīng)考慮余熱的利用，注意節(jié)能。另外，為保持塔的操作穩(wěn)定性，流程中除用泵直接送入塔原料外，也可以采用高位槽送料以免受泵操作波動(dòng)的影響。原料液由高位槽經(jīng)過(guò)預(yù)熱器預(yù)熱后進(jìn)入精餾塔內(nèi)。操作時(shí)連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜?dú)堃海?，再沸器中原料液部分汽化，