化工原理課程設(shè)計(jì)分離苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(jì)

Xx學(xué)院化工原理課程設(shè)計(jì)題目 分離苯-甲苯篩板精餾塔的設(shè)計(jì)系（院） 化學(xué)與化工系 專 業(yè) 應(yīng)用化工技術(shù) 班 級(jí) 2008級(jí)5班 學(xué)生姓名 學(xué)號(hào) 指導(dǎo)教師 職稱 2008年6月6日設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目試設(shè)計(jì)一座苯一甲苯連續(xù)精餾塔，要求年產(chǎn)純度為了7趾的苯工萬噸/年，塔頂餾出液中含苯不得低于97%，塔釜餾出液中含苯不得高于2%，原料液中含苯40%。（以上均為質(zhì)量分?jǐn)?shù)）操作條件1）塔頂壓力常壓2）進(jìn)料熱狀態(tài)自選3）回流比自選4）塔底加熱蒸氣壓力0.5Mpa（表壓）5）單板壓降W0.7kPa塔板類型自選工作日每年工作日為300天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行（7200小時(shí)）。設(shè)計(jì)說明書的內(nèi)容設(shè)計(jì)內(nèi)容流程和工藝條件的確定和說明操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)精餾塔的物料衡算；塔板數(shù)的確定；精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算；精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算；塔板主要工藝尺寸的計(jì)算；塔板的流體力學(xué)驗(yàn)算；塔板負(fù)荷性能圖；（10）主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取（進(jìn)料管、回流管、釜液出口管、塔頂蒸汽管、人孔等）（11）塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表（12）對(duì)設(shè)計(jì)過程的評(píng)述和有關(guān)問題的討論。設(shè)計(jì)圖紙要求：1）繪制生產(chǎn)工藝流程圖（A3號(hào)圖紙）；2）繪制精餾塔設(shè)計(jì)條件圖（A3號(hào)圖紙）。目錄TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"流程和工藝條件的確定和說明 0操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 0操作條件 0\o"CurrentDocument"基礎(chǔ)數(shù)據(jù) 0精餾塔的物料衡算 0\o"CurrentDocument"原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率 0原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 1\o"CurrentDocument"物料衡算 1塔板數(shù)的確定 1理論塔板層數(shù)NT的求取 1\o"CurrentDocument"繪t-x-y圖和x-y圖 1\o"CurrentDocument"最小回流比及操作回流比的確定 3\o"CurrentDocument"精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定 3\o"CurrentDocument"求操作線方程 3\o"CurrentDocument"圖解法求理論板層數(shù) 3\o"CurrentDocument"實(shí)際塔板數(shù)的求取 4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算 4操作壓力計(jì)算 4\o"CurrentDocument"操作溫度計(jì)算 4\o"CurrentDocument"平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 5\o"CurrentDocument"平均密度計(jì)算 5\o"CurrentDocument"氣相平均密度計(jì)算 5液相平均密度計(jì)算 5液體平均表面張力計(jì)算 6液體平均黏度計(jì)算 6\o"CurrentDocument"全塔效率計(jì)算 7全塔液相平均粘度計(jì)算 7全塔平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算 7全塔效率的計(jì)算 8精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算 8塔徑的計(jì)算 8\o"CurrentDocument"精餾塔有效高度的計(jì)算 9塔板主要工藝尺寸的計(jì)算 10溢流裝置計(jì)算 10\o"CurrentDocument"堰長lW 10\o"CurrentDocument"溢流堰高度hW 10\o"CurrentDocument"弓形降液管寬度Wd和截面積Af 10\o"CurrentDocument"降液管底隙高度4 11塔板布置 11塔板分布 11\o"CurrentDocument"邊緣區(qū)寬度確定 11\o"CurrentDocument"開孔區(qū)面積計(jì)算 11\o"CurrentDocument"篩孔計(jì)算及其排列 11篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算 12塔板壓降 12\o"CurrentDocument"干板阻力h計(jì)算 12c氣體通過液層的阻力h計(jì)算 121\o"CurrentDocument"液體表面張力的阻力h。計(jì)算 12\o"CurrentDocument"液面落差 13\o"CurrentDocument"液沫夾帶 13\o"CurrentDocument"漏液 14\o"CurrentDocument"液泛 14塔板負(fù)荷性能圖 15漏液線 15\o"CurrentDocument"液沫夾帶線 15\o"CurrentDocument"液相負(fù)荷下限線 16\o"CurrentDocument"液相負(fù)荷上限線 16液泛線 16主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取 18塔頂蒸氣出口管的直徑dV 18\o"CurrentDocument"回流管的直徑dR 19\o"CurrentDocument"進(jìn)料管的直徑dF 19塔底出料管的直徑dw 19\o"CurrentDocument"塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表 19\o"CurrentDocument"設(shè)計(jì)實(shí)驗(yàn)評(píng)論 21\o"CurrentDocument"收獲與致謝 21\o"CurrentDocument"參考文獻(xiàn) 22附圖（工藝流程簡圖、主體設(shè)備設(shè)計(jì)條件圖） 22流程和工藝條件的確定和說明本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯—甲苯混合物。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)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過預(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)品冷凝冷卻后送至儲(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1.4倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。操作條件和基礎(chǔ)數(shù)據(jù)操作條件塔頂壓力常壓101.325kPa進(jìn)料熱狀態(tài)泡點(diǎn)進(jìn)料回流比1.6倍塔底加熱蒸氣壓力0.5Mpa（表壓）單板壓降W0.7kPa?；A(chǔ)數(shù)據(jù)進(jìn)料中苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）40%塔頂苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）97%塔釜苯含量（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）2%生產(chǎn)能力（萬噸/年）9.7精餾塔的物料衡算原料液及塔頂、塔頂產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量M=78.11kg/kmolA甲苯的摩爾質(zhì)量M=92.13kg/kmolB0.4/78.11=0.440x= =0.440F0.4/78.11+0.6/92.130.97/78.11=0.974x= =0.974D0.97/78.11+0.03/92.130.02/78.11xW=0.02/78.110.98/92.13=0.024原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量MF=0.440X78.11+(1-0.440)X92.13=85.96kg/kmolMD=0.974X78.11+(1-0.974)X92.13=78.47kg/kmolMW=0.024X78.11+(1-0.024)X92.13=91.79kg/kmol物料衡算生產(chǎn)能力F=2722=113.10kmol/h85.96總物料衡算 113.10=D+W苯物料衡算 113.10X0.440=0.974D+0.02W聯(lián)立解得D=49.79kmol/hW=63.31kmol/h塔板數(shù)的確定理論塔板層數(shù)￡的求取苯—甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論板層數(shù)。繪t-x-y圖和x-y圖由手冊(cè)［1］查的甲醇-水物系的氣液平衡數(shù)據(jù)表一苯一甲苯氣液平衡[苯(101.3KPa)/%(mol)]沸點(diǎn)/℃110.56105.71101.7898.2595.2492.43氣相組成0.020.837.250.761.971.3液相組成0.010.020.030.040.050.0沸點(diǎn)/℃89.8287.3284.9782.6181.2480.01氣相組成79.185.791.295.998.0100.0液相組成60.070.080.090.095.0100.0由上數(shù)據(jù)可繪出和t-x-y圖和x-y圖。圖一云一上率體系和平衡曲號(hào)因最小回流比及操作回流比的確定采用作圖法求最小回流比。因?yàn)槭桥蔹c(diǎn)進(jìn)料，則XF=xq,在圖二中對(duì)角線上，自點(diǎn)（0.440,0.440）作垂線即為進(jìn)料線（q線），該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為yq=0.660xq=0.440故最小回流比為R—x「y 0.974—0.660-R=Dq==1.427miny-x 0.660-0.440則操作回流比為R=1.6Rmin=1.6X1.427=2.283精餾塔氣、液相負(fù)荷的確定L=RD=2.283X49.79=113.67kmol/hV=（R+1）D=（2.283+1）X49.79=163.46kmol/hL'=L+F=113.67+113.10=226.77kmol/hV,=V=163.46kmol/h求操作線方程相平衡方程x= y n2.47-1.47yn精餾段操作線方程為2.283 0.9743^283x+3283=0.695x+0.297提餾段操作線方程為y'=Vy'=V' V'16346x-16346=1.387x-0.00930求理論板層數(shù)1）采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖二所示。求解結(jié)果為總理論塔板數(shù) N=14（包括再沸器）T進(jìn)料板位置 N=7F2）逐板計(jì)算求理論塔板數(shù)

xyxy10.9380.97490.2800.49020.8830.949100.1980.37930.8060.911110.1270.26540.7080.857120.0750.16750.6020.789130.0410.09560.5040.715140.0200.04870.4260.64780.3600.582x7<xq換提餾段方程逐板計(jì)算進(jìn)料板在NF=7x14<xw總理論塔板數(shù)NT=14實(shí)際塔板數(shù)的求取全塔效率假設(shè)0.54塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)N=(14-1)/0.54=24實(shí)際進(jìn)料板位置N=N+1=14mR精餾段實(shí)際板層數(shù)N精=7/0.54=13提餾段實(shí)際板層數(shù)N提=6/0.54=11精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性的計(jì)算操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P=101.325kPaD每層塔板壓降A(chǔ)P=0.70kPa進(jìn)料板壓力P=101.325+0.70X13=110.43kPaF精餾段平均壓力Pm=(101.325+110.43)/2=105.88kPa操作溫度計(jì)算塔頂溫度進(jìn)料板溫度精餾段平均溫度2)示差法計(jì)算塔頂溫度進(jìn)料板溫度精餾段平均溫度2)示差法計(jì)算tD=80.7°Ct=94.6°CFt=(80.7+94.6)/2=87.65°Cm依據(jù)操作壓力，由泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲苯的飽和蒸

氣壓由安托尼方程計(jì)算，計(jì)算過程略。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度tD=80.7℃進(jìn)料板溫度tF=94.6℃精餾段平均溫度t=(80.7+94.6)/2=87.65℃m平均摩爾質(zhì)量計(jì)算1)塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=y1=0.974,逐板計(jì)算得x1=0.938MVDJ0.974X78.11+(1-0.974)X92.13=78.47kg/kmolMLDm=0.938X78.11+(1-0.938)X92.13=78.98kg/kmol2)進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由逐板計(jì)算解理論板，得yF=0.647 xF=0.426MVFm=0.647X78.11+(1-0.647)X92.13=83.06kg/kmolMLFm=0.426X78.11+(1-0.426)X92.13=86.16kg/kmol3)精餾段平均摩爾質(zhì)量M=(78.47+83.06)/2=81.77kg/kmolVmM=(78.98+86.16)/2=82.57kg/kmolLm平均密度計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即P=&)VmRTm105.88x80.778.314x(87.65+273.15)=2.851kg/m3液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即1/pL=￡a/p.塔頂液相平均密度的計(jì)算有tD=80.7°C,查手冊(cè)［2］得pApA=814.2kg/m3p=809.4kg/m3Bp= 產(chǎn)p= 產(chǎn)LDm0.974/814.2+0.026/809.4進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算=814.08kg/m3有tF=94.6°C,查手冊(cè)［2］得p=798.1kg/mp=798.1kg/m3ApB=796.0kg/m3進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.360x78.11

進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率0.360x78.11

a= A0.360x78.11+0.640x92.131=0.323p= rLFm0.323/798.1+0.677/796.0精餾段液相平均密度為=796.69kg/m3p=(814.08+796.69)/2=805.39kg/m3Lm液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式計(jì)算,即OLm=ZXH塔頂液相平均表面張力的計(jì)算有tD=80.7°C,查手冊(cè)［2］得OA=21.30mN/m OB=21.50mN/moLDm=0.974X21.30+0.026X21.50=21.31mN/m進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算有tF=94.6°C,查手冊(cè)［2］得OA=19.60mN/m OB=20.54mN/mOLFm=0.360X19.60+0.640X20.54=20.20mN/m精餾段液相平均表面張力為OLm=(21.31+20.20)/2=20.26mN/m液體平均黏度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算,即ignLm=2x,ign.塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=80.7°C,查手冊(cè)［2］得UJ0.315mPa?s UB=0.319mPa?signLD=0.9741g(0.3157)+0.026g(0.319)解出nLDm=0.315mPa-s進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算由tF=94.6°C,查手冊(cè)［2］得NA=0.271mPa?s nB=0.277mPa?signLF=0.3601g(0.271)+0.6401g(0.277)解出nLFm=0.275mPa?s精餾段液相平均粘度為N=(0.315+0.275)/2=0.295Lm全塔效率計(jì)算全塔液相平均粘度計(jì)算塔頂液相平均粘度為NLDm=0.315mPa?s塔釜液相平均粘度的計(jì)算由tW=n7.2°C,查手冊(cè)［2］得NA=0.22mPa-s nB=0.24mPa-signLW=0.0201g(0.22)+(1-0.020)1g(0.24)解出nLW=0.24mPa?s全塔液相平均粘度為NL=(0.315+0.24)/2=0.28mPa-s全塔平均相對(duì)揮發(fā)度計(jì)算相對(duì)揮發(fā)度依下式計(jì)算，即a二axaam'DWP-^4PB（理想溶液）塔頂相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算由t=80.7°C,查手冊(cè)由t=80.7°C,查手冊(cè)［2］得DPA°=105.53KPaPB°=40KPaP。105.53a=f= =2.64DP。 40B由tW由tW=117.2°CPA°=250KPa查手冊(cè)［2］得PB°=100.60KPaP0 250a= = =2.48wP。 100.60B全塔相對(duì)揮發(fā)度為a=JaDx'=J2.64x2.48=2.56全塔效率的計(jì)算auL=2.56義0.27=0.69查精餾塔全塔效率關(guān)聯(lián)圖［3］得全塔效率E0'=0.50篩板塔校正值為1.1故￡0=1.江0'=1.1義0.50=0.55與假定值相當(dāng)接近，計(jì)算正確。精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流率為V二VMV^-

sV二VMV^-

s3600PVm 二1.286m3/s3600義2.851

L二L二JM^

s3600PLm36.45*82.983600義805.39=0.00324m3/s由uC；PlZP.max卜piv式中C=C(A)0.2,查手冊(cè)史密斯關(guān)聯(lián)圖[4]20'20其中橫坐標(biāo)為LP 0.00324805.39F八,二」(L)1/2= ( )1/2=0.042Lvvp 1.286 2.851sv取板間距H=0.45m，板上液層高度h=0.08m,則TLHT-hL=0.45-0.08=0.37m查史密斯關(guān)聯(lián)圖可得C20=0.082TOC\o"1-5"\h\zA 2026C=C(一)。.2=0.082X(—^)0.2=0.08222020 20u=0.0823X；805.39-2.851=l.379m/smax \ 2,851取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u=0.7umax=0.70X1.379=0.965m/sn而:4*1.286D=j-s=- =1.303m，九u\'3.14*0.965按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為D=0.80m塔截面積為.冗 冗 一. A=一D2二—x1.42=1.539m2T4 4實(shí)際空塔氣速為u=1.2861.539=0.836m/s精餾塔有效高度的計(jì)算精餾段有效高度為Z精二(N精-1)XHT=(13-1)X0.45=5.4m

提餾段有效高度為Z提二(N提-1)XHT=(11-1)X0.45=4.50m在進(jìn)料板上方開一個(gè)人孔，其高度為1.4m則精餾塔的有效高度為Z=Z精+Z提+1.40=5.4+4.5+1.4=11.30m塔板主要工藝尺寸的計(jì)算溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.40m,選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng)計(jì)算如下:堰長lW取lW=0.726D=0.726X1.4=1.016m溢流堰高度卜W由hW=hL-hOW選用平直堰，堰上液層高度卜=理(L)2/3OW1000lwh=OW2.84 0.00324xh=OW2.84 0.00324x3600. x1.025x( )2/3=0.0148m10001.016取板上請(qǐng)液層高度h=0.08mL則 hw=hL-how=0.08-0.0148=0.0652m符合加壓情況下40~80mm的范圍弓形降液管寬度W和截面積Adf由lW/D=0.726查手冊(cè)弓形降液管的參數(shù)圖［4］得A_=0.100 Wd.=0.16A DT則A=0.154m2fWd=0.224m驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即

0=3600AH=3600x0.154x0.45=2139S>5sLf1 0.00324x3600"ssh故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度卜0h= h 036001u0’取u0=0.06m/s則h=O.00324x3600=0.0531m符合小塔徑h0不小于25mm的要求。03600x1.016x0.06 0hw-ho=0.0652-0.0531=0.0121m>0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。選用凹形受液盤，深度h'w=70mm塔板布置塔板分布因D=1.40m,所以采用分塊式。查手冊(cè)［4］得，塔板分為3塊。邊緣區(qū)寬度確定取安定區(qū)W=W'=0.075m,邊緣區(qū)W=0.06m。開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積A按下式計(jì)算，a:=2(:=2(x\r2一x2+九r2180xsin-1—)rTOC\o"1-5"\h\zD 14其中x=—-(W+W)=--(0.224+0.75)=0.401m2 ds2— 14r=―-W=一-0.06=0.64m2c2則A=0.1.016m2a7.2.4.篩孔計(jì)算及其排列苯一甲苯體系處理的物系無腐蝕性，選用6=3mm碳鋼板，取篩孔直徑d=5mm。0篩孔按正三角排列，取孔中心距土為t=2.5d=2.5X5=12.5mm0篩孔數(shù)目n為n=1158x1000A=口58必tXta 0.01252=7530個(gè)開孔率為@=0.907(do)2=0.907x(0.005)2=14.51%

t 0.0125氣體通過閥孔的氣速為V1.286u=-s-= 0A01.016x0.1451=8.72m/s8.篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板壓降干板壓降h計(jì)算d干板壓降可由下式計(jì)算，由d/6=5/3=L67,查手冊(cè)干篩孔的流量系數(shù)圖［4］,可得孔流系數(shù)C=0.788.1.2.h=-1—(872)2(2.851)=0.023m液柱d2x9.810.78 805.39氣體通過液層的阻力hL計(jì)算ii=V= 1.286ua-A^aA_1.539-0.154Tf=0.929m/sFa=〃八P「0.929,2851=1.69kg1/2/(S?m1/2)查手冊(cè)充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖［4］可得P=0.58則 h「P(hw+how)=0.59(0.0652+0.0148)=0.045m液柱8.1.3.液體表面張力的阻力h計(jì)算o液體表面張力所產(chǎn)生的阻力ho由下式計(jì)算h= l-。pM4x20.26X10-3805.39x9.81x0.005=0.0021m液柱氣體通過每層塔板的液柱高度hp由下式得hp=h1+hQ+h=0.023+0.047+0.0021=0.0721m液柱氣體通過每層塔板的壓降為APp=hppLg=0.0721X805.39X9.81=569.65Pa<700Pa(設(shè)計(jì)允許值)8.2.液面落差液面落差A(yù)h由下式計(jì)算[0,215(250b+1000h)2^(3600L)Z]1000bhj】pl平均液流寬度b=X)=(1—+L016)=1.208m2 2塔板上鼓泡層高度h廣2.5hL=2.5x0.047=0.1175m內(nèi)外堰間距離Z1=D-2Wd=1.4-2x0.224=0.95m液相流量Ll=L=0.00324m3/s故[0,215(250x1.208+1000x0.1175)2x0.28x(3600x0.00324)x0.95][(1000x1.208x0047)5x805.39=7.96x10-4mAh/0.05=0.016<0.5所以液面落差符合要求8.3.液沫夾帶液沫夾帶量由下式計(jì)算5.7x10-3U

a IHT—hj、3.2hf=2.5hL=2.5X0.047=0.n75則e=5.7x10]”至)3.2=0.0072kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣v20.26 0.45-0.1175所以本設(shè)計(jì)中液沫夾帶ev在允許范圍內(nèi)。漏液對(duì)篩板塔，漏液點(diǎn)氣速,min由下式算得u0i:4.4C00;1(0.0056+0.13hL—h'pjp=4.4義0.78」(0.0056+0.13*0.047—0.0021)805，39=5.65m/s2.851實(shí)際孔速u0=8.72m/s>u0min計(jì)算正確穩(wěn)定系數(shù)為K=u\-=872=1.543>1.5u0,min 5.65故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層H高應(yīng)服從下式dHdV①(HT+h)苯一甲苯物系屬一般物系，?、?0.5,則(HT+h)=0.5(0.45+0.0652)=0.26m又 Hd=hp+hL+hd板上不設(shè)計(jì)進(jìn)口堰，hd可由下式算得hd=0.153。0)=0.1536.25、=0.0096m液柱Hd=0.0711+0.047+0.0096=0.121m液柱則Hd<^(HT+h)所以本設(shè)計(jì)中不會(huì)發(fā)生液泛現(xiàn)象。

9.塔板負(fù)荷性能圖漏液線由u0i=4.4C0%,'>(0.0056+0.13hL-h0)pL/pJU ―—s,min0,minA0l_2.84尸/L、h= ( f)2/3OW1000lw得V=4.4CA"0.0056得V=4.4CA"0.0056+0.13hs,min 00l| i2.84攻1000ArAE~^

ilj2/3-h'p/p=4.4X0.78X1.016X0.1451284 (3600L■X10.0056+0.130.036--x1x . -0.002。805.39/2.85、[ [ 1000I1.016)\I整理得V =8.505..10.01198+0.0858L2/3min s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)果如下表二。表二Ls，m3/s0.0050.010.0150.02Vs，m3/s1.0241.0751.1151.151由上表作出漏液線1。液沫夾帶線5.7x10-63.2以e=0.1kg液5.7x10-63.2u a H-hTTf7A-Af 1.539-0.154A-Af 1.539-0.1540.722Vsh=2.5h=2.5(hh)OW+Wh=0.0652Wh=184X1X(3600￡)2/3=0.66L2/3OW1000 1.016 s故hf=0.163+1.65Ls2/3HT－h(huán)f=0.45－(0.163+1.65Ls2/3)=0.287－1.65Ls2/3=0.15.7x10-6=0.120.26x103-3整理得V=2.49-14.32L2/3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)果如下表三。表三Ls，m3/s0.0050.0100.0150.02Vs,m3/s2.0711.8251.6191.435由上表可作出液沫夾帶線2。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)。由下式2.84 3600Lh= E( h)2/3=0.006OW1000lw取E=1,則0.006X1000 1.016L=( )3/2 =0.000867m3/ss，min2.84 3600則可以作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線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，由下式得L=AfHTs，maxLs0.154得L=AfHTs，maxLs4據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。9.5.液泛線

令H<^^Ht+h)由 Hd=h+ hL+ hd； h= h1+ h+h； h1=BhL； hL=hOW hW聯(lián)立得①HT+(①-0-1嗎=(P+1)hgw+h+hd+h0忽略h。，將hoW與Ls,hd與Ls,hc與Vs的關(guān)系代入上式，并整理得a'V2=b'-c'L2一d'L2/3S SS式中a'=t0053文)腦0cJPLb=5H+(^-0-1)hc=0.153/(/Jd'=2.84*10-3E(1+0)(3600)2/3l

w將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得0.0512.85一將有關(guān)數(shù)據(jù)代入,得0.0512.85一(0.145x1.016x0.78)(805.39)=0.01370.153b'=0.50x0.45+(0.45-0.58-1.00)x0.0652=0.1550.153=52.57C=-z =52.57(11.016x0.0531)d'=2.84x10-3x1x(1+0.58)(^600)2/3=1.041.016則0.0137V2-0.155-52.57L?-1.02L2/3即V2=8.28-3837L2-76.12L2/3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)果如下表四。表四Ls,m3/s0.0050.0100.0150.020Vs,m3/s2.4412.0881.6691.066由上表數(shù)據(jù)可以作出液泛線5.根據(jù)以上各線方程,可以作出篩板塔的負(fù)荷性能圖,如下：

0150.50.0050150.50.0050.010_精憎段篩板負(fù)荷件熊國—二在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A,連接OA,即作出操作線。由圖可知，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖得Vs，min=1.02m3/s Vs，max=2.07m3/s則操作彈性為Vs，max/Vs，min=2.0310.主要工藝接管尺寸的計(jì)算和選取10.1.塔頂蒸氣出口管的直徑dV操作壓力為常壓時(shí)，蒸氣導(dǎo)管中常用流速為12?20m/s，蒸氣管的直徑為，其中dV---塔頂蒸氣導(dǎo)管內(nèi)徑m Vs---塔頂蒸氣量m3/s，取u=15.00m/s，則工—：4x4.25_1—s— 0.6m，冗u\3.14x15LV

故選取接管外徑X厚度630X20mm回流管的直徑dR塔頂冷凝器械安裝在塔頂平臺(tái)時(shí)，回流液靠重力自流入塔內(nèi)，流速uR可取0.2~0.5m/s。取Ur=0.3m/s,貝U4l~ .'4X0.011 =. =0.02m冗uV \-3.14x0.3故選取接管外徑X厚度25X2mm進(jìn)料管的直徑dF采用高位槽送料入塔，料液速度可取Uf=0.4~0.8m/s,取料液速度1=0.5m/s,則4l~ 4l~ F,九U1F:亙亞:0.19m\,3.14x0.5故選取接管外徑X厚度219X14mm塔底出料管的直徑dW一般可取塔底出料管的料液流速 Uw為0.5?1.5m/s，循環(huán)式再沸器取1.0?1.5m/s（本設(shè)計(jì)取塔底出料管的料液流速Uw為0.8m/s）/ .14Ld/ .14Ld=,——^W、，冗u

'W' =0.12m\'3.14x0.8接管外徑X厚度133X5.5mm塔板主要結(jié)構(gòu)參數(shù)表表五.篩板塔設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目數(shù)值1平均溫度tm℃87.652平均壓力PmkPa105.883氣相流量Vsm3/s1.2864液相流量Lsm3/s0.003245實(shí)際塔板數(shù)24

678910111213141516171819202122232