化工原理課程設(shè)計(jì)報(bào)告苯甲苯的分離

為向2季成化工原理課程設(shè)計(jì)題目：姓名：班級：學(xué)號：指導(dǎo)老師:設(shè)計(jì)時(shí)間：序言化工原理課程設(shè)計(jì)是綜合運(yùn)用《化工原理》課程和有關(guān)先修課程（《物理化學(xué)》,《化工制圖》等）所學(xué)知識，完成一個單元設(shè)備設(shè)計(jì)為主的一次性實(shí)踐教學(xué)，是理論聯(lián)系實(shí)際的橋梁，在整個教學(xué)中起著培養(yǎng)學(xué)生能力的重要作用。通過課程設(shè)計(jì)，要求更加熟悉工程設(shè)計(jì)的基本容，掌握化工單元操作設(shè)計(jì)的主要程序及方法，鍛煉和提高學(xué)生綜合運(yùn)用理論知識和技能的能力，問題分析能力，思考問題能力，計(jì)算能力等。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，在化工，煉油，石油化工等工業(yè)中得到廣泛應(yīng)用。精餾過程在能量劑驅(qū)動下（有時(shí)加質(zhì)量劑），使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-甲苯連續(xù)精餾篩版塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一版式塔將其分離。目錄TOC\o"1-5"\h\z一、 化工原理課程設(shè)計(jì)任書 3二、設(shè)計(jì)計(jì)算 3設(shè)計(jì)方案的確定 3精餾塔的物料衡算 3塔板數(shù)的確定 4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算 8\o"CurrentDocument"精餾塔的塔休工藝尺寸計(jì)算 10塔版主要工藝尺寸的計(jì)算 11\o"CurrentDocument"篩版的流體力學(xué)驗(yàn)算 13\o"CurrentDocument"塔版負(fù)荷性能圖 159成管尺寸確定 30二、個人總結(jié) 32三、參考書目 33（一）化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書板式精餾塔設(shè)計(jì)任務(wù)書設(shè)計(jì)題目：設(shè)計(jì)分離苯一甲苯連續(xù)精餾篩版塔二、設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件1、 設(shè)計(jì)任務(wù)：物料處理量：7萬噸/年進(jìn)料組成: 37%苯，苯-甲苯常溫混合溶液（質(zhì)量分率，下同）分離要求：塔頂產(chǎn)品組成苯＞95%塔底產(chǎn)品組成苯W6%2、 操作條件平均操作壓力:101.3kPa平均操作溫度：94°C回流比：自選

單版壓降:<=0.9kPa單版壓降:<=0.9kPa工時(shí)：年開工時(shí)數(shù)7200小時(shí)化工原理課程設(shè)計(jì)三、設(shè)計(jì)方法和步驟：1、 設(shè)計(jì)方案簡介根據(jù)設(shè)計(jì)任務(wù)書所提供的條件和要求，通過對現(xiàn)有資料的分析對此，選定適宜的流程方案和設(shè)備類型，初步確定工藝流程。對選定的工藝流程，主要設(shè)備的形式進(jìn)行簡要的論述。2、 主要設(shè)備工藝尺寸設(shè)計(jì)計(jì)算（1） 收集基礎(chǔ)數(shù)據(jù)（2） 工藝流程的選擇（3） 做全塔的物料衡算（4） 確定操作條件（5） 確定回流比（6） 理論版數(shù)與實(shí)際版數(shù)（7） 確定冷凝器與再沸器的熱負(fù)荷（8） 初估冷凝器與再沸器的傳熱面積（9） 塔徑計(jì)算及版間距確定（10） 堰及降液管的設(shè)計(jì)（11） 塔版布置及篩版塔的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)（12） 塔的水力學(xué)計(jì)算（13） 塔版的負(fù)荷性能圖(14)塔盤結(jié)構(gòu)(15)塔高(16)精餾塔接管尺寸計(jì)算3、 典型輔助設(shè)備選型與計(jì)算(賂)包括典型輔助設(shè)備(換熱器及流體輸送機(jī)械)的主要工藝尺寸計(jì)算和設(shè)備型號規(guī)格的選定。4、 設(shè)計(jì)結(jié)果匯總5、 工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖6、 設(shè)計(jì)評述四、參考資料《化工原理課程設(shè)計(jì)》XX大學(xué)化工原理教研室，柴誠敬國維阿娜編；《化工原理》(第三版)化學(xué)工業(yè)，譚天恩竇梅周明華等編；《化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計(jì)手冊》化學(xué)工業(yè)，賀匡國編；《化學(xué)工程手冊》上卷化學(xué)工業(yè)，化工部第六編；《常用化工單元設(shè)備的設(shè)計(jì)》華東理工。二、設(shè)計(jì)計(jì)算1.設(shè)計(jì)方案的選定及基礎(chǔ)數(shù)據(jù)的搜集本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。由于對物料沒有特殊的要求，可以在常壓下操作。對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。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，其余部分經(jīng)產(chǎn)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。塔底設(shè)置再沸器采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。其中由于蒸餾過程的原理是多次進(jìn)行部分汽化和冷凝，熱效率比較低，但塔頂冷凝器放出的熱量很多，但其能量品位較低，不能直接用于塔釜的熱源，在本次設(shè)計(jì)中設(shè)計(jì)把其熱量作為低溫?zé)嵩串a(chǎn)生低壓蒸汽作為原料預(yù)熱器的熱源之一，充分利用了能量。塔板的類型為篩版塔精餾，篩版塔塔版上開有許多均布的篩孔，孔徑一般為3~8mm，篩孔在塔版上作正三角形排列。篩版塔也是傳質(zhì)過程常用的塔設(shè)備，它的主要優(yōu)點(diǎn)有：結(jié)構(gòu)比洋閥塔更簡單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60%,為洋閥塔的80%左右。處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加10~15%。塔版效率高，比泡罩塔高15%左右。壓降較低，每版壓力比泡罩塔約低30%左右。

篩版塔的缺點(diǎn)是:塔版安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。操作彈性較小(約2~3)。(3)小孔篩版容易堵塞。下圖是版式塔的簡賂圖冷讖器回流罐您'3L'gT—塔頂產(chǎn)品〔或冷族為諂出液〕十冷讖器回流罐您'3L'gT—塔頂產(chǎn)品〔或冷族為諂出液〕十o-K進(jìn)料—-r專.1>■,；■■■-障波管L'm-1地?zé)崴羝鸏'm-1塔底產(chǎn)品〔虱殘液)塔底產(chǎn)品〔虱殘液)圖1板式精￡留塔表1苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)(°C)臨界溫度tc(°c)臨界壓強(qiáng)PC(kPa)苯AC6H678.1180.1 288.56833.4甲苯BC6H5—CH392.13110.6 318.574107.7表2苯和甲苯的飽和蒸汽壓VIII

溫度0C 80.1 85 90 95100105 110.6PA0,kPa 101.33 116.9 135.5 155.7179.2204.2240.0Po,kPa40.0 46.0 54.0 63.374.386.0B表3常溫下苯一甲苯氣液平衡數(shù)據(jù)（［2］：P8例1一1附表2）溫度0C 80.1 85 9095100 105 110.6液相中苯的摩爾分率1.000 0.780 0.5810.4120.258 0.130 0汽相中苯的摩爾分率1.000 0.900 0.777表4純組分的表面力（［1］：P3780.630附錄圖7)0.456 0.262 0溫度 80 90 100110120苯，mN/m 21.2 20 18.817.516.2甲苯，Mn/m 21.7 20.6 19.5表5組分的液相密度（［1］：P38218.4附錄圖8）17.3溫度(°C) 80 90 100110120苯,kg/m3 814 805 791778763甲苯,kg/m3 809 801 791 780表6液體粘度L([1]：P%5)768溫度(°C) 80 90 100110120苯(mP..s) 0.308 0.279 0.2550.2330.215甲苯（布.S）0.311 0.286 0.264表7常壓下苯一甲苯的氣液平衡教據(jù)0.2540.228溫度tC波相中苯的摩爾分率氣相中苯的摩爾分率110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.02精餾塔的物料衡算

(1)原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率苯的摩爾質(zhì)量虬!二75頃扇成0.37/78.110.9778.11甲苯的摩爾質(zhì)量虬二尖13偵成/七—0.37/78.11+0.63/92.13一0.409七-0.9578.11+0.0592.13-0'9570.37/78.110.9778.11…―Q0678」1—=0.007w0.0678.11+0.9492.13原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量Mf=0.409x78.11+0.591x92.13=86.39kgjkmolMD=0.957x78.11+0.043x92.13=78.71kg^kmolM^=0.070x78.11+0.930x92.13=91.96kg/kmol(3)物料衡算原料處理量F=70000000=121.54kmolh86.39*7200總物料衡算121.54=D+W苯物料衡算121.54x0.409=0.957D+0.070W聯(lián)立解得D=42.99kmol/hW=69.55kmol/h式中F 原料液流量D 塔頂產(chǎn)品量W 塔底產(chǎn)品量3塔板數(shù)的確定(1)理論板層教N(yùn)T的求取苯一甲苯屬理想物系，可采用圖解法求理論版層教。

①由手冊查得苯一甲苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出X~尸圖，見下圖②求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在上圖中對角線上，自點(diǎn)e(0.409,0.409)作垂線ef即為進(jìn)料線(q線)，該線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)為y=0.567,x=0.346故最小回流比為R=七—七=笊57一爵67=1.46miny-x0.567-0.346取操作回流比為R=2R =2.92min③求精餾塔的氣、液相負(fù)荷L=RxD=2.92x42.99=125.53kmoljhV=(R+1)D=3.92x42.99=168.52kmolhV'=(R+1)D-(1-q)F=(2.92+1)x42.99=168.52kmol/h(泡點(diǎn)進(jìn)料：q=1)L=RD+qF=2.92x42.99+1x121.53=238.06kmol/h

④求操作線方程精餾段操作線方程為Rxy=——x+—^=0.749x④求操作線方程精餾段操作線方程為Rxy=——x+—^=0.749x+0.2442〃+1R+1nR+1 n提餾段操作線方程為LWym+1=m氣廣mx.=1-412x「0.092(2)逐版法求理論版又根據(jù)R=上[土—絲二％2] 可解得mina-1x 1-xa=2.475相平衡方程ax 2.475xy= =1+(a-1)x1+1.475xy=x=0.957y

1

y1+a(1-y) y1 =0.901y1+2.475(1-y1)Rx

y= x+—d—2R+11R+1=0.745x+0.2442=0.9151x2=y+2.475(1-y)次捋2 2y=0.745x+0.2442=0.850x= ^ =0.6963 2 3 y3+2.475(1-y3)y=0.745x+0.2442=0.763x= y4 =0.5654 3 4 y4+2.475(1-y4)y=0.745x+0.2442=0.665x= 4 =0.4205 4 5 y5+2.475(1-y5)y=0.745x+0.2442=0.557x= ^ =0.3376 5 6 y6+2.475(1—七)因?yàn)閤6<xf精餾段理論版n=5x‘=x=0.337y=1.412x‘—0.029=0.447TOC\o"1-5"\h\z6 2 1yx'= 」 =0.246y=1.412x、—0.029=0.318y+2.475(1—y) 3 2yx= 3 =0.159y=1.4334x—0.033=0.195y+2.475(1—y) 4 333x'= y =0.089y=1.412x、—0.029=0.097y+2.475(1—y) 5 44 4x=—疽和一?=0.042<x 所以提留段理論板n=45y+2.475(1—y) ^全塔效率的計(jì)算(查表得各組分黏度,廣。.毓饑p2=0.277)日=xp+(1—x川=0.409x0.269+(1—0.409)x0.277=0.274mF1 F2Et=0.17—0.616lgp=0.17—0.616lg0.274r52%捷算法求理論板數(shù)N =1/lna{InK-^X1^^w)]}—1=9.898—1=8.898 由min m1—xxDW公式Y(jié)=0.545827—0.591422X+0.002743/XX=R—Rmn=2.92T.46=0.374R+1 3.92代人Y=0.488由_"min=0.3165,N=10N+2N =1/lna{ln[(-^)(1—X^)]}—1=4.925牝5min,11 1一xx0.974 1—0.24=1.14ln[( )( )]—1=4.44牝51—0.974 0.24精餾段實(shí)際板層教叫=5/0.52=9.6.10,提餾段實(shí)際板層教叭二4/0.52=7.69-8進(jìn)料板在第11塊板4精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算(1)操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P=93.2kPa塔底操作壓力P=109.4kPaW每層塔版壓降△P=0.9kPa進(jìn)料板壓力P=93.2+0.9x10=102.2kPaF精餾段平均壓力Pm=(93.2+102.2)/2=97.7kPa提餾段平均壓力Pm=(109.4+102.2)/2=105.8kPa操作溫度計(jì)算依據(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)算過程賂。計(jì)算結(jié)果如下：塔頂溫度t=82.7°C進(jìn)料板溫度tF=94.2^塔底溫度?105.伐精餾段平均溫度t=(82.7+94.2)/2=88.5°C提餾段平均溫度t=(94.2+105.1)/2=99.7°C平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xD=yl=0.957,代入相平衡方程得x1=0.901Mld=0.901x78.11+(1-0.901)x92.13=79.50kg/kmolIM,d=0.957x78.11+(1-0.957)x92.13=78.71kg/kmol進(jìn)料版平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由上面理論版的算法，得與=0.622,十=0.399M^f=0.632x78.11+(1-0.368)x92.13=83.27kg/kmolMlf=0.409x78.11+(1-0.409)x92.13=90.08kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由xw=0.070,由相平衡方程，得yw=0.157M^^=0.157x78.11+(1-0.157)x92.13=86.60kg/kmol

Ml =0.070X78.11+(1-0.070)X92.13=90.59kgjkmol精餾段平均摩爾質(zhì)量MV,m78.71+83.272kg，kmol=80.99kg?kmolML,m79.50+90.082kg；kmol=84.79kg：kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量mV,m86.06+83.237kg：kmol=84.92kg：kmolML,m90.59+86.39kg；kmol=88.49kg;kmol(4)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，精餾段的平均氣相密度即pv,mPMm=―97.7X80.97—=2.63kggRT8.314x(273.15+88.45)m提餾段的平均氣相密度pm105.8x84.928.314x(273.15+99.65)=2.90kg;m3②液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液相平均密度的計(jì)算由tD=82.7°C,查手冊得p=812.7kg，m3,p=806.7kg/m30.957x0.957x78.11a= =0.885a0.957x78.11+92.13x0.0431/Pld=0.885/812.7+0.115/807.6,p^D=813.01kg/kmol進(jìn)料版液相平均密度的計(jì)算由tF=94.2°C,查手冊得pa=799.1kg/m3,pB=796.0kg/m3進(jìn)料版液相的質(zhì)量分率a_ 0.409x78.11 _037aa—0.409x78.11+92.13x0.591一.1/p^f=0.37《799.1+0.63/769.0,p匕尸=781.25kg/kmol塔底液相平均密度的計(jì)算由tw=105.1°C,查手冊得p=786.13kg：m3,p=785.2kgjm3塔底液相的質(zhì)量分率0.07x78.11a_ _0.06a0.07x78.11+92.13x0.931/p^ =0.06/786.13+0.94/785.2,p% =783.4kg/kmol精餾段液相平均密度為pL,m813.01+781.25_797.13pL,m提餾段液相平均密度為P'L,m781.25+785.542=783.4kg：kmol液體平均表面力計(jì)算液相平均表面力依下式計(jì)算，即B頊=￡%閂J-1塔頂液相平均表面力的計(jì)算由tD=82.7°C,查手冊得oA=20.94mN/moB=21.39mN/moLDm=0.957x20.94+(1-0.957)x21.39=20.98mN/m進(jìn)料版液相平均表面力的計(jì)算由tF=94.2°C,查手冊得oA=19.36mN/moB=20.21mN/moLFm=0.409x19.36+0.591x20.21=19.86mN/m塔底液相平均表面力的計(jì)算由tD=105.1°C,查手冊得oA=19.10mN/moB=19.48mN/moLwm=0.07x19.10+(1-0.07)x19.48=19.45mN/m精餾段液相平均表面力為oLm=(20.98+19.86)/2=20.42mN/m提餾段液相平均表面力為o‘Lm=(19.86+19.48)/2=19.85mN/m液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即lguLm=zxilgpi塔頂液相平均粘度的計(jì)算由tD=82.7°C,查手冊得uA=0.300mPa-suB=0.304mPa-slguLDm=0.957xlg(0.300)+(1-0.95)xlg(0.304)解出uLDm=0.300mPa-s進(jìn)料版液相平均粘度的計(jì)算由tF=94.2°C,查手冊得uA=0.269mPa-suB=0.277mPa-slguLFm=0.409xlg(0.269)+(1-0.409)xlg(0.277)解出uLFm=0.274mPa-s塔底液相平均粘度的計(jì)算由tw=105.1°C,查手冊得uA=0.244mPa-suB=0.213mPa-slguLwm=0.07xlg(0.244)+(1-0.07)xlg(0.213)解出uLwm=0.215mPa-s精餾段液相平均粘度為uLm=(0.300+0.27)/2=0.287mPa-s提餾段液相平均粘度為u‘Lm=(0.300+0.215)/2=0.258mPa-s(7)氣波負(fù)荷計(jì)算精餾段：V=(R+1)D=(2.92+1)x42.99=168.52Kmol/hV=Qm=冬*=1.606m3/ss3600P3600x2.36L=RD=2.92x42.99=125.53Kmol/hLs=^M_=心53x洲79=0.0037m3/s3600pl 3600x797.13Lh=0.0037x3600=13.353m3/h提餾段：V，=V+(q-1)F=168.52Kmol/hV，=VxMv^=168.92x84.92=1.37m3/占s3600p3600x2.90vmL=L+qF=125.32+1x112.53=238.06Kmol/hLs烏—=況06x8&49=0.0075m3/s3600pl 3600x783.4Ls=0.0075x3600=27.00m3/h精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算(1)塔徑的計(jì)算塔板間距斗的選定很重要，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)?？蓞⒄障卤硭窘?jīng)驗(yàn)關(guān)系選取。表7板間距與塔徑關(guān)系塔徑DT，m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8-1.6 1.6-2.4 2.4~4.0板間距斗， 200-300 250-350 300-450 350-600 400-600mm對精餾段:初選板間距H.=°?40m，取板上液層高度hL=0.06m，

故H-h=0.40-0.06=0.34m；PJvm0.0037(797.13\ X1.60612=故H-h=0.40-0.06=0.34m；PJvm0.0037(797.13\ X1.60612=0.0423查教材P131圖得標(biāo)OS1；依杯=C20校正物系表面力為20.42mN/m時(shí)C=C20k20J=0.072x(20.98\=0.0713PjZpv=0.0713X.,：804.09—2應(yīng)=1.239m/sPV2.63可取安全系數(shù)為0.8,則（安全系數(shù)0.6—0.8）,四=0.8四 =0.8x1.239=0.991m/s:4x1.606V3.142x0.991=1.44m按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.6m,則空塔氣速0.820m/s。對提餾段：初選板間距Ht=0.4。m，取板上液層高度h^=0.06m，故H—h=°.4?！?06=0.34m； ^S °Lm之=°.°°75xW'2=0.090tl ；kVJkPJ1.37k2.90JSvm(b\0.2查［2】：「165圖3—8得標(biāo)0.106；依式C=C20k20/校正物系表面力為19.58mN/m時(shí)C=C20(19一58\=0.106x—一=0.103

k20J旦'max=0.103x,'783.4—2.90290=1.69m/s可取安全系數(shù)為0.8,則（安全系數(shù)0.6—0.8）,日'=0.8日 =0.8x1.69=1.35m/s=1.02m4V=/4=1.02m3.142x1.69按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.2m,則空塔氣速0.820m/s。將精餾段和提溜段相比較可以知道二者的塔徑不一致，根據(jù)塔徑的選擇規(guī)定，對于相差不大的二塔徑取二者中較大的，因此在設(shè)計(jì)塔的時(shí)候塔徑取1.6m6塔板主要工藝尺寸的計(jì)算

(1)溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.6m,可選用單溢流弓形降液管，采用平行受液盤。對精餾段各項(xiàng)計(jì)算如下：溢流堰長［：單溢流去lw=(0.6~0.8)。，取堰長七為0.66D=0.66x1.6=1.056m出口堰高h(yuǎn)w:hw=七-y3600x0.0037…“由l/D=0.66，L/12.5= =13.353m2.84(L)3查［2］：匕圖3—11,知ET.042，依式七=同w可得hO1W2.84-0002.84e”(13.353)：八

= x1.042x 可得hO1W2.84-0001000 "1.056)故h=0.06-0.017=0.043m涕液管的寬度吃郛液管的面積%：由\/由\/D=。?66查([2]：九圖3—13)得氣/D=0.124，A^/A^=0.0722故 W=0.124D=0.124x1.6=0.198mdA=0.0722x-D2=0.0722x314x1.62=0.1452m2f 4 4利用([2]：匕式3—10)計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即…￥=冬四0=15.70s(打5‘，符合要求)L0.0037d)降液管底隙高度hd)降液管底隙高度h:o依([2]：P171式3—11)：取液體通過降液管底隙的流速H'=0.08m/s(0.07---0.25)

oh=—L^=0,0037=0.035m符合(h=h—0.006)olx* 1.06x0.09 0we)受液盤采用平行形受液盤，

同理可以算出提溜段不設(shè)進(jìn)堰口，深度為采用平行形受液盤，

同理可以算出提溜段不設(shè)進(jìn)堰口，深度為60mm溢流堰長1疽單溢流去lw=(0.6~0.8)。，取堰長七為0.66D=0.8x1.6=1.056mb）出口堰高h(yuǎn)w:已可=h^-how由lw/D=0.8、/12.5=23.34m2.84查⑵:匕圖2.84查⑵:匕圖3-11,"2，依式氣10002.84可得h2.84可得hOW10003 =0.026m故h=0.06-0.026=0.034mC）降液管的寬度W與降液管的面積A,:d J=0.124,A^/A,=0.0722由七/D=0.8=0.124,A^/A,=0.0722故W故W=0.124D=0.20mdA^=0.0722x-D2=0.145m2利用（［2］：匕式3-10）計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間以檢驗(yàn)降液管面積，即T=AL=11-65（大于5s，符合要求）Lsd）降液管底隙高度h：取液體通過降液管底隙的流速R'=0.08m/s（0.07---0.25）o o依（［2］：P式3—11）：h=—L^=0.032m符合（h=h—0.006）171 olXp' 0w（2）塔版布置精餾段①塔板的分塊因DN800mm，故塔版采用分塊式。查表3-7得，塔極分為4塊。對精餾段:印取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m（30~50mm）,安定區(qū)寬度W,=0.075m，（當(dāng)D〈1.5m時(shí)，Ws=60-75mm〉b）依（［2］：P73式3—18）：A.=2^R2-x2+^sin-1R計(jì)算開空區(qū)面積R=D-W=16-0.05=0.75m ,2c2 ，

X=D—(W+W)=號—(0.185+0.075)=0.54=1.467m2一j=1.467m20.54x\：0.752—0.542+一x0.752sin-1一TOC\o"1-5"\h\z180 0.75c）篩孔數(shù)n與開孔率甲：取篩空的孔徑匕為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,取t/d0=3.0,故孔中心距t=3.0x5=15.0mm1158x10315.021158x10315.02x1.467=7551n= xA12 a則4=A0%=0.907%=10.08%(在5—15圍)Aa (td)20則每層板上的開孔面積A0為A0=4-A=0.1008x1.467=0.148氣體通過篩孔的氣速為r=匕=1606=10.85m/soA0.1480提餾段：印取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05m（30~50mm）,安定區(qū)寬度W、=0.075m,（當(dāng)D〈1.5m時(shí)，Ws=60-75mm〉.. 一「， 兀R2X［… b） 依（［2］：P173式3—18）：A=2xpR2—X2+正^葉ir計(jì)算開仝區(qū)面積R=DD—*=0.75m， x=%—（W+W）=0.525A=1.113m2c） 篩孔數(shù)n與開孔率甲：取篩空的孔徑』。為5mm，正三角形排列，一般碳的板厚為3mm,取t/d0=3.0，故孔中心距t=3.0x5=15.0mm

篩孔數(shù)n=115：:103xA=5729個， 則小=Ao%=0.907%=10.08%（在5—15圍）A（'d）20則每層板上的開孔面積A0為A0=『1=0.1124氣體通過篩孔的氣速為r=V「=12.189m/s07篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算塔板的流體力學(xué)計(jì)算，目的在于驗(yàn)算預(yù)選的塔板參數(shù)是否能維持塔的正常操作，以便決定對有關(guān)塔板參數(shù)進(jìn)行必要的調(diào)整，最后還要作出塔板負(fù)荷性能圖。（1）氣體通過篩板壓強(qiáng)相當(dāng)?shù)囊褐叨扔?jì)算精餾段：印干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c:依d0/q=5/3=1.67，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，C（=0.78由式h=由式h=0.051(11.15\=0.051x 2xd，=0.033mb）氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:l=0.86x、263=1.395r= 一=一1.606一=0.86=0.86x、263=1.395a At-A^ 2.01-0.145由七與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)七=0.61，依式氣=&七=0.61x0.06=0.037mc）克服液體表面力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:q4q 4x20.42x10-3h= = =0.002mQpgd0 797.13x9.81x0.005h=0.034+0.037+0.002=0.073m則單板壓強(qiáng)：AP=hpLg=0.073x797.13x9.81=571.5pa<0.9kPa

(2)液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)霧沫夾帶5.7x10-6M\5.7x10-6M\—^^\H-hVTf/3.25.7x10-6( 0.86 Y220.46x10-3[0.40-2.5x0.06/=0.022kgkg獎0.1kg姆kg處故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量霧沫夾帶。漏液由式日=4.4Cj6?0056+0.13h—h)p/pow 0\ LbLV四=4.4x0.78x](0.0056+0.13x0.06-0.002)797.13=6.87m/sow 2.63篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=業(yè)『=12189=1.777>1.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量口6.38漏液。液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd<oHt+h「h=0.153x(—^)2=0.153x(00037)2=0.001l?h： 1.056x0.0415Hd=0.073+0.037+0.001=0.11m取e=0.5，則甲(H+h)=0.5(0.40+0.0433)=0.223m故Hd<^Ht+h?在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。提溜段:a)干版壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮c:依d%=5/3=1.67，查《干篩孔的流量系數(shù)》圖得，C0=0.78

由式h由式h=0.051=0.046mb)氣體穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:iH△匕a=0.735m/s, F=u=L252Tf由七與Fa關(guān)聯(lián)圖查得板上液層充氣系數(shù)七=0.65,依式h,=&夕廣0.039mc)克服液體表面力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨萮:C，、…知 . 依式h= =0.002m, 故h=0.052m°PLgd0 p則單板壓強(qiáng)：Ap=hPLg=399.6Pa<0.9kPa(2)液面落差對于篩版塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。(3)液沫夾帶e=對、10「6{—^^X=0.0092kg/kg<0.1kg/kg故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生過量V°H—hVTfJ霧沫夾帶。漏液由式日=4.4C"G.0056+0.13h—h)p/pow 0 L°LV=6.023m/s篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K=土=1.99>1.5，故在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會產(chǎn)生過量漏液。旦O^W液泛為防止降液管液泛的發(fā)生，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd3T+hw依式H=h+h+h，而h=0.153XI-1一)2=0.0075dpld d l?h

H廣0.098m取4=0.5，則P^H^+h)=0.217mt+hw在設(shè)計(jì)負(fù)荷下不會發(fā)生液泛。根據(jù)以上塔板的各項(xiàng)液體力學(xué)驗(yàn)算，可認(rèn)為精餾段塔徑及各項(xiàng)工藝尺寸是適合的。8塔板負(fù)荷性能圖精餾段:(1)漏液線m三蘭竺?礦1000r0.0056+0.131r0.0056+0.1317 2.84廠「LY/3hw+1000XEX［廣J- W -\-h-0.0021cJPjP=4.4X0.78X.0.0056+0.130.0433+0.672L、疆］-0.002)797.132.63Vo,min=也416+6.467L^2/3在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。表3-19Ls/(m3/s)0.0010.0020.030.004Vs/(mu/s)0.690.720.740.76由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)霧沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:

2.841 3600L)2/3 xlx2.841 3600L)2/3 xlx s1000 "1.056)=1.653L2/3h=2.5

fh+2.84x10-3E(3600Ls"1.056、2/3=0.111+0.676L2/3u= —= 匕 =0.536V聯(lián)立以上幾式，整理得V=2.978—6.963L2/3aA-Af 2.01-0.145 s s s在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)13.1111.849.458.88由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21,Ls,min=1.035x10-3m3...s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)得h=竺,Ls,min=1.035x10-3m3...s據(jù)此可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9=fr=4LSLg=2±4^=0.0146m3s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。(5)液泛線令乩二時(shí)珞+妃周=陽L由乩二穌+施+如二虹+處+如+知+由Ml=知十板聯(lián)立得片+H-1)知二3+1)&叩+小知+如忽略ho，將hOW與Ls,hd與1，，允與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得式中：龍=2.84x10-3xf3600LsY=0.672L2/3將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得- "2.04) sV2=11.414—6815.113L2—80.751L2/3S s s在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。表3-22Ls/(iWs)0.0010.0020.030.004Vs/(iWs)3.263.183.113.04由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩版塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。

S3-23精餾段篩板負(fù)荷性能圖在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)P,連接OP,即作出操作線。由圖可看出，該篩版的操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由上圖查得Vs,max=1.064ma/sVs,min=0.324ma/s故操作彈性為Vs,max/Vs,min=3.381所設(shè)計(jì)篩版的主要結(jié)果匯息于表3-23。提餾段(1)漏液線 kEf公邸由y"bM2噸抑□豌甬.13。技?-外偈^,"布.得ko,min=偵0.1067+2.209L、疆在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-19。表3-19Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)0.360.380.390.40

由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線。(2)液沫夾帶線以ev=0.1kg液/kg氣為限，求以ev=0.1kg液/kg氣為限，求Vs-Ls關(guān)系如下:由*5s=1.956-18.593L2/3在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-20。表3-20Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)1.771.661.571.49由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。(3)液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。由式3-21f十］"f十］"wJ垂直液相負(fù)荷下限線3。得h=世Ew10002/3,Lmin=9.0x10-4m3/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的(4)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9=fr=4LSLs =0.0145m3/s據(jù)此可作出與氣體流量元關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線0.0474。

(5)液泛線令乩二武+郊)&=阻由乩二與+施+奶=媳+處+如+與+知籃=知十板聯(lián)立得淬7+(甲"T)加二3+1)&叩+尾+知+郊忽略ho，將hOW與Ls,hd與1，，允與Vs的關(guān)系式代人上式，并整理得將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入整理，得匕2=6.36-5319.2L2—42.36L2/3在操作圍，任取幾個Ls值，依上式計(jì)算出Vs值，計(jì)算結(jié)果列于表3-22。表3-22Ls/(iWs)0.0010.0020.0030.004Vs/(iWs)5.935.675.435.13由上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5。根據(jù)以上各線方程，可作出篩版塔的負(fù)荷性能圖，如圖所示。所設(shè)計(jì)篩版的主要結(jié)果匯息于表。設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位精餾段計(jì)算數(shù)據(jù)提留段

項(xiàng)目符號單位精餾段計(jì)算數(shù)據(jù)提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa97.7109.4各段平均溫度tmOC88.599.7亞的溢昌 氣相VSma/s1.6061.37平均流量 1小液相LSma/s0.00370.0075實(shí)際塔板數(shù)N塊108板間距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.03.2塔徑Dm1.61.6空塔氣速um/s0.8200.651塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長lwm1.0561.056堰高h(yuǎn)wm0.0430.034溢流堰寬度Wdm0.1240.243管底與受業(yè)盤hm0.03550.0292距離o板上清液層高度hLm0.060.06孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個75515729開孔面積m21.4671.113篩孔氣速uom/s10.8512.19塔板壓降hPkPa0.5930.421液體在降液