板式精餾塔設(shè)計(jì)

苯一氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)目錄苯一氯苯分離精餾塔設(shè)計(jì)設(shè)計(jì)任務(wù)1．1彐設(shè)計(jì)題目1．1．2設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件．設(shè)計(jì)工藝計(jì)算“設(shè)計(jì)方案確實(shí)定、操仵壓力、進(jìn)料情況、23加熱方式、藝4冷卻方式、餾塔算．1原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品摩爾分率、32原料及塔頂、塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量33物料衡算、塔板數(shù)確實(shí)定．1理論板層數(shù)NT求?。畬?shí)際板層數(shù)求?。y塔工藝條件及關(guān)于物性數(shù)據(jù)計(jì)算．操仵壓力計(jì)算操作溫度計(jì)算53平均厚爾質(zhì)量計(jì)算．54平均密度計(jì)算5．4彐氣相半均密度計(jì)算．5．4．2液相平均密度計(jì)算．5液體平均表面張力計(jì)算、56液體平均粘度計(jì)算．精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算、塔徑計(jì)算．6．1．1精餾段塔徑．6．1．2提餾段塔徑．62精餾有效高度計(jì)算、6.3精餾塔實(shí)際高度計(jì)算、塔板主要工藝尺寸計(jì)算．溢流裝置計(jì)算·7．1．1精餾段溢流裝置計(jì)算．7．1．2提餾段溢流裝置計(jì)算．1精1精餾提餾驗(yàn)算7．2．7．2．28篩板流體力學(xué)8．1塔板壓降、1、1精餾段塔板壓降2提篩&2液面落差、&3液沫夾帶&3．18．3．284漏液．&4．18．4．2&5液泛一&5．18．5．29塔板負(fù)荷性能圖、91精餾段塔板負(fù)荷性能圖9．1彐9．1．29．139．1．49．1．599．2．19．2．29．239．2．49．2．5其余設(shè)備選型．、犟頂冷凝器選擇總結(jié)感想．、符號(hào)說明．、w“d設(shè)計(jì)任務(wù)書111設(shè)計(jì)題目苯一氯苯連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)112設(shè)計(jì)任務(wù)及操作條件上進(jìn)精i留塔原料液含苯40％（質(zhì)量％，下同美其余為氯苯，藝產(chǎn)品含苯不低于95％，釜液苯含量不高于2‰生產(chǎn)能力為萬噸／年，原料液，每年工作日為30D大。4·操作條件；（1〕塔頂壓強(qiáng)4kPa（表壓）；o〕進(jìn)料熱狀態(tài)自選；℃3〕回流比自選；（4〕加熱蒸汽低壓蒸汽，巧〕單板壓降《0.7kPa設(shè)計(jì)工藝計(jì)算2設(shè)計(jì)方案確實(shí)定2．1操作壓力此次設(shè)計(jì)為通常物料所以，采取常壓操作2．2進(jìn)料情況進(jìn)料狀態(tài)有五和·過冷液，飽和液，氣液混合物，飽和氣，過熱氣：但在實(shí)際操作中通常將物料頇熱到泡點(diǎn)或近泡點(diǎn)，才送入塔內(nèi)。這么塔操作比較輕易控制。不受季節(jié)氣斛影響，另外泡點(diǎn)進(jìn)料精餾段與提i留段塔徑相同，在設(shè)計(jì)和制造上也叫方便。此次設(shè)計(jì)采取泡點(diǎn)進(jìn)料。2．3加熱方式蒸餾釜加熱方式通常采取間接加熟方式。2．4冷卻方式塔頂冷卻方式通常水冷卻，應(yīng)盡可能使用循環(huán)水。2熱能利用蒸餾過程特征是重復(fù)進(jìn)行氣化和冷凝。所以，熱效率很低，可采取一些改進(jìn)方法來提升熱效率。所以，依照上敘設(shè)計(jì)方案討論及設(shè)計(jì)任務(wù)書要求，本設(shè)計(jì)采取常壓操作，泡點(diǎn)進(jìn)料，司接蒸汽加熱以及水冷冷卻方式，適當(dāng)考慮熱能利用。本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一氯苯合物。對(duì)于二元混合物分離，應(yīng)采取連續(xù)精餾方法，設(shè)計(jì)中采取泡點(diǎn)進(jìn)料，將混合料液經(jīng)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送人精餾塔內(nèi)。塔頂上升器采取全凝器冷凝后，部分回流。其余部分作為塔頂產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送人儲(chǔ)過。該物系屬于易分離物系，最小回流比較小，散操作回流比取最小回流比14倍。塔釜部分采取間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送入儲(chǔ)過。工藝流程圖見附圖。查閱關(guān)于資料得知苯和氯苯一些性質(zhì)以下；苯和氯苯物理性質(zhì)見下表1表1苯和氮苯物型性質(zhì)組分分了式相對(duì)分子質(zhì)量沸點(diǎn)臨界斛度℃臨壓力7&1180彐28&56833．4氯苯CkH5Cl112．56131．8359．2452D3精餾塔物料衡算3．1原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品摩爾分率苯摩爾質(zhì)量MA=78.1Ikg/kmol氯苯摩爾質(zhì)量MB：112丐6kg/km0/0/11o．4/78．11+0．6菖1去560·95778J1=0．965o．95/78．11十005/112巧6．02丿7&110圍29．02/78．11+住98圓1之563．2原料及塔頂、塔底產(chǎn)品平均摩爾質(zhì)量Mf：0．490×7&11+0一0．490×11256：95．6：g/noM：0．965×78．11+（1一0．96勻×1莧256：79.32kg/kmolM一0．029×7811+（1一0029）×11256：11L5g/lanol3．3物料衡算4飛66、67原料處理量=43巧5h1[/h95．68哐=℃+孽總物料衡算4355：+呱啹Xf=q、+苯物料衡算43，5×0．490一0．96，q心+0．02巛v一2L45kn0耵h聯(lián)立可得：22」0101101/h4塔板數(shù)確實(shí)定4．1理論板層數(shù)NT求取由手冊(cè)查得苯一氯苯物系氣液平衡數(shù)據(jù)，繪制x—y圖，見表2表2苯一氯苯物系氣液平衡數(shù)據(jù)T/OC80901001101201彐0131·8PA/kPa101013&66180．0234．6003378．65386幣51生66273339．48533370295．8610133PˉPB1．0040.677．0440·0265o」25．00190X1．001住913．0782·06130369．007205．137500．455943994」13．395081b圖1苯一氯相平衡曲線圖140140120100x(y)圖2苯一氯雙組分溶液溫度-組成圖該物系平均和對(duì)揮發(fā)度為;=5.137乂5x4.559x4399X4113乂3.950乂3,816=4,4)求最小回流比及操作回流比因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料()得=0·809可得ye9ye96一809取操作回流比為R=14 =1.4×0489=0.685求精餾塔氣、液相負(fù)荷;q==0.685×2L45=14.69k01/11(Inv=(R十1)q(685十1)乂2L45=36.14koml/hq?=qnL+qrF=14.69十43.55=58.24kn01/hqnv=(Inv=36·14koml/h求操作線方程rd 編輯精餾段操作線方程為(IALx+—xa=0．40乁+0．573qnvqnv提餾段操作線方程為Clawx,v一61'一0．018(Inv qnv求相平衡方程X Y Y4．400一土400y僅一(a-I)y逐板法求理論板層數(shù)，結(jié)果見表雪表3理論板計(jì)算結(jié)果o．9b5m7800·139o．8b20.4460·035o．924m700Yao0·039o．73403470·009o．872040Yllo．607o衛(wèi)11o．8200322Yo．5D9m097X解得所要總理論板層數(shù)NT：10塊（含塔釜〕進(jìn)料板位置Nf=54．2實(shí)際板層數(shù)求取山圖1溫度一組成圖查出（可依據(jù)操作壓力，山泡點(diǎn)方程，安托因方程過試差計(jì)算。本設(shè)計(jì)直接查溫度一組成圖，其結(jié)果誤差不人。）=81.230C=飛00」8。C。Ct一1309081.23+13090 山上可知塔頂、塔底平均斛度tm =106．0TC2且對(duì)應(yīng)x=0．330查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得0.24&nPas：0.348nPa?sw“d所以：0330x0243十0一0．330×0348=0、31nPa．s由：0河9埯尸245求得Eo：0．49×（4．400x031勻再山N= i刂得4精鎦段實(shí)際板層敖N o」5=住45=459b提鎦段實(shí)際板層數(shù)N：1L112塊（不含塔釜〕o．455精餾塔工藝條件及關(guān)于物性數(shù)據(jù)計(jì)算5．1操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力P=10上3+4=105衛(wèi)a每層塔板壓降：0．7胛a進(jìn)料板壓力PE：1053十0．79=111.6kPa塔底壓力PW一11上6+0·7×12：1ma105．3十11L6精餾段平均壓力P=飛08．45a2111.6+120．0提餾段平均壓力P=15．8k尹a25．2操作溫度計(jì)算山圖1斛度一纟且成圖查出=8L23。Cf=100彐8。C=130．90。C8L23十100彐8精餾段平均溫度一90、71OC2100．18十130．90提餾段平均溫度=115巧4。C25．3平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算一096六代入平衡曲線方程，得、：0．862羞“：0．965×7&11+0．035×11256：79．3g/lanolM翮血：862×78彐莧+（1一0．86×11256：82．8g／Ian進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算山逐板法計(jì)算結(jié)果〔見表捫可知xr：0．446=0．78DM一0蕁80×7&11+（1一0．780×11256一85．69kg/kmM：0．446×7&Il+0一0．44×H256：96．20kg/nol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算山逐板法計(jì)算經(jīng)果〔見表可知x=0．009y：0．039M一0圍39×7&11+0一0．039×112巧一111．22kg/no[M：0℃09×78J1十0一0·00×11之56：11之2，kg/kmol精餾段平均厚爾質(zhì)量7932十85．69M：82巧肷g/lanol282．86十96．20MI-ntCFi5)：895酞g／lanol2提餾段平均厚爾質(zhì)量85．69十111、22M：9&46kg/Ia]]01296衛(wèi)0+11之2，M ：104．2：呶g／kmol25．4平均密度計(jì)算541氣相平均密度計(jì)算山理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算，即〔提〔提3：3．5g/m54．2液相平均密度計(jì)算液相平均密度依下式計(jì)算，即塔頂液和平均密度計(jì)算14*td：8L23。C，查《化學(xué)化工物生數(shù)據(jù)手腸》得PA=81彐g／mPB：100g／m，所以1P腩性一8226kg／m3（0．95/816+0．05/10406）進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算—100180C，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手塒〗得3PA一7924kg/mPB一10187kg/m進(jìn)料板液相質(zhì)量分率o．446風(fēng)7&11=035呂0·446×78．11+0一住44．×11之56 1 3Prnu一92還2kg／m（0358/792．4+0．巧42/10187）塔底液和平均密度計(jì)算=1309OOC，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手塒》得3px=755.4kg/m,"B=983.6kg/m 1 3：977《7kg／m@．02／755．4十0．98／98J6）精餾段液相平均密度為顰82丿．6十924．22提餾段液相平均密度為924．2十977、73：873411m：95L0地/ms25．5液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依下式，即塔頂液和平均表面張力計(jì)算Ititd：8L23℃，查《化學(xué)化工物數(shù)據(jù)手冊(cè)》得o：21.12mN/m,üB：23．6力/m0=096×21彐2+0￡35×262=21．21m》《/m進(jìn)料板液相平均表面張力計(jì)算—100180C，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手塒》得一18．84mN丿n一21.56mNfmo，一0．446×1&84+0一0．440×2L56一2035mN/m塔底液和平均表面張力計(jì)算=1309儼C，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得o：15．2蟲nN/1塒00：18．2nN/m0=0℃09×1523+0．991×1&28=18．25mN/m精餾段液相平均表面張力為2L21+20．3，=20．78n於寸/m2提餾段液相平均表面張力為20．35+18．25=19．30n寸1m25．6液體平均粘度計(jì)算液相平均粘度依下式計(jì)算，即塔頂液和平均粘度計(jì)算Ititd：8L23℃，查《化學(xué)化工物數(shù)據(jù)手》得丿：030nPa飛，：0·42，nPa．s丿m=0．965風(fēng)0．305十0℃35×0．425=0310]IPa進(jìn)料板液相平均粘度計(jì)算=IOOICC，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手冊(cè)》得丿：0．25nPa．s，：036 s聲、：m446×0、254+0．554×0362：031nPa．s塔底液和平均粘度計(jì)算由t“。：13090℃，查《化學(xué)化工物性數(shù)據(jù)手眉》得2922920．29№IP小s精餾段液相平均表面張力為0310+0．314=0．32na．S2提餾段液相平均表面張力為0314十0．291=0303na·s26精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算6．1塔徑計(jì)算61.1精餾段塔徑精餾段氣、液相體積流率為3600×873600×87玉4：0℃004山/s3600pu！??！C精〕山u式中c山c一計(jì)算，其中c川山圖3篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖查P（精）0·00042873．4圖橫坐標(biāo)FLV住2802、96顰=0．0257囍瞓-0000過o酢l"麗i-00過生i欷ii0蘢訛Ill就i到0《祉即河到猻槲鼎000i踝》Ill《黼《口0謔糰 伍禳 0．和卜0《圖3篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)冬初選板間距HT：0·40m取板上液層高度hL：0．0&nHT一：0．40一0．06=住34m查關(guān)聯(lián)圖得，Cm=0．073C：CT =0．073×=0℃73620=0．073=1.261m／s取安全系數(shù)為0．7，則空塔氣速為u=00u=00×1.261=0．88&n，所以，D=0．63一1塔徑圓整為0．7m塔截面積為 2 2=0．385m 4 4實(shí)際空塔氣速為0．727m/s61.2提餾段塔徑提餾段氣液相體積流率為=0．28]/so．0017in/s山u，式中c山c計(jì)算，其中GO甴圖3篩板塔泛點(diǎn)關(guān)聯(lián)圖查m（提）o．00177951圖橫坐標(biāo)F“=0.1039o．2803．53初選板間距HT=0·40m取板上液層高度=0．0&n嶙一：0．40一0．06=住34m查關(guān)聯(lián)圖，得c=0．0661930C：=0℃73× =0、065520PLˉPv =0．065=1.074m/s取安全系數(shù)為住7，則空塔氣速為u=0《7u =07×I.074=0·75in／s×0．280風(fēng)0．752所以，D =0.6011塔徑圓整為0．7m塔截面積為 2 2 2一×0．7=0．38，m 4 4實(shí)際空塔氣速為280=0．7271n/s2806．2精餾塔有效高度計(jì)算精餾段有效高度為z精=(N(1)HT一（9．1）×0．4一3．2m提餾段有效高度為Z：(N(1)HT：（12一1）×0．4：4．4m在進(jìn)料板上方、塔下部各開一人孔，其高度為7開“n則，有效塔高一Z+Z+0．7×2一9m6．3精餾塔實(shí)際高度計(jì)算塔底空間取儲(chǔ)存液量停留停留5m3：2210kmol/h,pg：10187kg/m q骶，×100似M甘 22、10×11256×t一×5=0巧3m PB×60× 10187×60×住3851--1B一1一2m,故411--1B一塔頂空間塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂間距。為利于出塔氣體夾帶液滴沉降，其高度應(yīng)大于板間距，設(shè)計(jì)中通常取塔頂間距為（上1“2．0〕Hr故取HD一1m取進(jìn)料板板間距為0．6m，人孔處板間距為0．7m，塔底空間高度為1.0m,塔頂空間高度為1.0m,封頭高度為住6m，裙座高度為2．0m，則全塔高為Z(N一NF一NP一I)HT十NFHF十NpHp+HD十HB+HI十H：（21一1一2一1）x住4十0．6十2x00十1十1十0．6十2：1力n7塔板主要工藝尺寸計(jì)算7．1溢流裝置計(jì)算依照塔徑D=07m和液體流量，可選取單溢流弓形降液管、平行受液盤及平頂溢流堰。各項(xiàng)計(jì)算以下71.1精餾段氵益流裝置計(jì)算堰長(zhǎng)?。?．7D：0．7×00：0．4n出0堰高山辱：一1辱。并山于選取平頂溢流堰，即2．84CIL,s鋤31000近似取=0006n取板上清液層高度：n皿故一住06一0．006一0．0甭n弓形降液管寬度Wd和截面積D查圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)系圖得顰m02顰圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)系圖得：0．09」q =0152D2，、一0·0940×．、一0．0940×0．385一0．036〕、Md一0彐52×D一0彐，2×0．7一0．10n為使液體中夾帶氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有足夠停囝時(shí)《、事有實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間不應(yīng)小于3s，驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間34．6s>5s故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度降液管底隙高度取可一0．0／s{通常為u一0．07、、0．25m／s）〕042=0℃1m．49×0．081一1與：0圍54一0．011：0．04南1>0圍06n故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理71.2提餾段氵益流裝置計(jì)算堰長(zhǎng)?。?．7D=0．7×00=0．4n出0堰高山辱：一1辱。并山于選取平頂溢流堰，即近=001611近取板上清液層高度hL=60mm故]：0．06一0．016：0圍4n弓形降液管寬度d和截面積D查圖4弓形降液管寬度與面積關(guān)系圖得得=0．094Q=m152D2Af：0．0940ד、：0．0940×0．385：0．036山]W=0彐52×D=0彐52×0．7=0彐0為使液體中夾帶氣泡得以分離，液體在降液管內(nèi)應(yīng)有是夠停留時(shí)間。有實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)可知，液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間不應(yīng)小于3忤s，驗(yàn)算降液管內(nèi)液體停留時(shí)間AfHT0℃3巧2×0．4=&2s>5s0℃0177故降液管設(shè)計(jì)合理降液管底隙高度CIL,s刂0降液管底隙高度取可：0．2/s{通常為u'：0．07、0．25m／s）o還177=0．018mo．49×0．201一：0．044一0．018：住026n>0．00]故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理7．2塔板布置721精餾段塔板布置塔板分塊中于D<800mn，故塔板采取整塊式。邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前安定區(qū)寬度w=70一m進(jìn)口堰后安定區(qū)寬度W;'=50一10Onm對(duì)于小塔，邊緣區(qū)寬度W=30，。50nm一0．俑5m故取W=0．035mm開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積22一（0．106+0℃6習(xí)=0．17mn其中一0圍35=0．351n 2 252205220．17篩孔計(jì)算及其排列因本設(shè)計(jì)所處理物系有腐蝕性，敖取一4nun碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t=2．8d0：2·8×5：1nm塔板上篩孔數(shù)目n為 1.155× L155×0．213一1256個(gè)t 0．0142開孔率為=0．90 =0．90 =11巧t在8％一12％范圍內(nèi)，故開孔率符合要求：氣體經(jīng)過篩孔氣速為213=113巧m/213722提餾段塔板布置塔板分塊山于D<800nnn，故塔板采取整塊式。邊緣區(qū)寬度確定溢流堰前安定區(qū)寬度WS=70一10unm進(jìn)0堰后安定區(qū)寬度W'=50一10Onm對(duì)于小塔，邊緣區(qū)寬度wc=30、5(inm故取-V一0．俑5mW=0．035mm開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積22一（0．106+06習(xí)=0．17其中一0圍3，=0．3，n 2 22汀×0．31510．1792故^：20彐70315一0彐7+=0．21in80 0．315篩孔計(jì)算及其排列因本設(shè)計(jì)所處理物系有腐蝕性，故取一碳鋼板，取篩孔直徑do=5mm篩孔按正三角形排列，取孔中心距t為t一2．8d0一2·8×5=141nm塔板上篩孔數(shù)目n為1.155xA1.155×0．213一1256個(gè)t 0．014開孔率為2=0．90 =0．90 =11巧t在一12％范圍內(nèi)，故開孔率符合要求。氣體經(jīng)過篩孔氣速為11361n/s顰8篩板流體力學(xué)驗(yàn)算8．1塔板壓降81.1精餾段塔板壓降己知板壓降等于干板壓降，液層阻力與液體表面張力阻力之和，即：十十ho2干板壓降ha512，，查圖5干篩孔流量系數(shù)圖，得‰：0．79有有圖5干篩孔流量系數(shù)2一0囤3n液柱液層壓降hi：+皤刁o．28D有效流通面積所計(jì)氣速=0．89n/s，一2，、0·385一2×00362氣相動(dòng)能因子Fa：丐能：0．896×2．96：1.5酞g5/(s?m〕查圖6充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)冬，得：0．60顰麕6充氣系數(shù)夫験故=類+の=060X(0054+0仙=0036m1液柱液體表面張力阻カhび=0.001鯒液柱Puugdo873.4X9.81X0.005所以f=++ho=0.0357+0.0360+0.0019=0.073仮n夜オ主氣體通達(dá)毎戻塔板圧降內(nèi)APP=hr〃g=0.0736X87J4ス9.81=632P秘く0、外a(設(shè)允↓午イ百)81.2提t(yī)留段塔板圧降己知板降等于干板圧降,液戻阻カ與液體表面張力阻カ之-和,肆干板圧降hま5由 =1.25,査圏5,得=住79=0.039加液柱液屋圧降圻=第叫+のw?！竏櫨 夏第揖o．28D有效流通面積所計(jì)氣速唁=0．89n/s．一2．0385一2x0℃362氣相動(dòng)能因子F：0．896×3．53：1.6g底sm）查圖6，得一0·565一0巧65×（0．044+0￡10一0．0340n氵夜+主液體表面張力阻力h。一3 40L 4×1930×10一0．001麗液柱所以hf：塒十1為十1耵：0．0391十0．0340十0．0017：00748]]氵夜+主氣體經(jīng)過每層塔板壓降為AP：：0、074951x9．81：699Pa<0．71．a(chǎn)（i.殳讠十、允讠午亻直）8．2液面落差對(duì)于篩板塔，液面落差很小，且本例塔徑和液流量均不大，故可忽犟液面落影響。8．3液沫夾帶831精餾段液沫夾帶液沫夾帶量甴下式計(jì)算，即（（）一0m6地液/地氣<0№液/地氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。83．2提餾段液沫夾帶同上，：0m8地液/地氣<0№液/氣word 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。8.4漏液841精餾段漏液對(duì)于篩板塔,液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算,即8734故 =4.4>:0·79(0056十0.13X0.06-00012·96實(shí)際孔速=11-31/s>648/s u 1136穩(wěn)定系數(shù)為k=L75>5 6.481故本設(shè)計(jì)中無顯著漏液」84)提餾段漏液對(duì)于篩板塔,液點(diǎn)氣速可由下式計(jì)算,即=44:079(p0056十仩13x06-000195103-53實(shí)際孔速=11-31/s>647/su 1136穩(wěn)定系數(shù)為k==L84>1.5 6171故本設(shè)計(jì)中無顯著漏液rd 編輯=648n/s7愾1/s8.5液泛8,51精餾段液泛為預(yù)防塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式,Hd<"(HT+lkv)苯一氯苯物系屬通常物系,取=5,則"()T+)=0.5×(040+0.0540=0.221而H=+hL+Ehf0.00042其中=0.15 =0.153X =0.罒0叫夜柱0,49>ㄑ011=0·0733十仩06十0-0009=134〕11夜忄主SO.221n氵夜~主本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛覡象。8,5.2提餾段液泛為預(yù)防塔內(nèi)發(fā)生液泛,降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從下式,Hd<"(HT+lkv)苯一氯苯物系屬通常物系,取=5,則而H=+hL+Ehr00177其中 =05 =0,153X=0006夜柱0·49x0,018H=仩0736十0.06十0.0062--0439液柱0.22液柱本設(shè)計(jì)不會(huì)發(fā)生液泛覡象。rd 編輯9塔板負(fù)荷性能圖9．1精餾段塔板負(fù)荷性能圖91.1液沫夾帶線以一01kg液/kg氣為限，求=住1其中埒一0．0542．842，3o：L07*IL.、1000362：3．190362整整得，，，在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，，值，由上式算出，：，計(jì)算結(jié)果見下表4。表4m/s偵0003伍0006o．00120m0180·0024o．0030m036m/s偵4993伍4853o．4632o．44460·4280o．412803985山上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線。191.2液泛線=hf+hL+Ehr顰2h=ha+PhL+hff聯(lián)立得T+0動(dòng)一：+0+hd+Ehf也與 與qv，關(guān)系式代入上式，并整理得式中ab'=qHT+一一1)辱o彐53C（1w1聊2232．84d' E在十1000將關(guān)于數(shù)據(jù)代人，得 o．01 2．96=0．456（0彐157×023×0．79）2874b一0巧×0．40+〔0．5一0·60一1)×伍054一0J410]53C=5266402（0囤9×0．01D2．84 ×1×0+06） =1.7171000故0．45：0彐41一02664q一L717q0在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，，值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見下表5。表50·00030m00bm0012o．0D18o．0D240·0030m03b、m/s0·5400·527050Do．465o．41803560266山上表數(shù)據(jù)即可作出液泛線2顰9J3漏液線（0．0056+0彐山 ：4．4c囗」得：4．4％八OO：：0．08=4．4x0．79x0J157×整理得在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，值，山上式算出，計(jì)算結(jié)果見下表6。表6o．0003o．0006住00120m018o．0024住0030m036o．1676o．1700住1737o．1767o．1794住1818o．1840山上表數(shù)據(jù)即可作出灑液線3。914液相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度1：0、006n作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)。甴下式得巛03當(dāng)E一1時(shí)，，則00=0℃004h1/00據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)垂直液相負(fù)荷下限線4。9液相負(fù)荷上限線以T=4作為液體在降液管停留時(shí)間下限，山下式i刂得AfHTAfHT伍0362×0·4故(ILO一0．00362n3/s4 4據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)垂直液相負(fù)荷上限線5。依照以上各線方程，可作出篩板塔精餾段負(fù)荷性能圖，以下列圖7所表示圖7在負(fù)荷陸能圖上，作出操作點(diǎn)眾，連接OA,即作出操作線。甬圖7可看出，該篩板操作上限為液沫夾帶控制，下限為液相負(fù)荷下限線控制“由上圖7可查得=0．481m／s一0．26n3／s故操作彈性為048104819．2提餾段塔板負(fù)荷性能圖921液沫夾帶線以一0彐kg液/kg氣為限，求一陬，關(guān)系以下；提5提5其中埒一0．044：L07*IL.、0362：3．190362=0．1整理得：0巧60一5莧7L，，在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，，值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見下表7。CIEs'm/so．0003o．00060·0012住U018o．0D24o．0030℃036o．5368o．52320·5015住4834o．4672住4523043849．2液泛線以H山H=hf+hL+Ehf2h一+Ah+115聯(lián)立得障T+多一一1：+0+hd+Ehf也忽略，將與 與(IL, 與、關(guān)系式代入上式，并整理得aqrs=b-c'qus—d(lL,式中a'o彐53C（IV）2232．84d' E(I+P000將關(guān)于數(shù)據(jù)代人，得 o．01 3，3=0．499（0．1t57×0213×0．79）2951b：0巧xo．40+（0．5一0．565一1）xo．044：0．153C0.1530.153 2．84 3600d' ×1×0+0，7仞 =1.685 1000 0．49故0．49：053一1966770一L68L,在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，值，山上式算出，：，計(jì)算結(jié)果見下表8表8(IL.、m/s偵0D03o．D006o．0D12o．001800024o．0D300036鼾、m/s偵5399o．5306o．5130o．49424730o．4486042D2923漏液線（0．0056+0．1山Il一4．4‰33得o．0056+0.1一0℃017：」．4％八：：0℃8=4．4×0、79×0．t157×整理得‰，、在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)，、值，由上式算出，計(jì)算結(jié)果見下表9。表9m/s偵0003o．0006o．0012o．00180024o．0030036m/s偵1429o．1454o．1494o．15260.1554o相負(fù)荷下限線對(duì)于平直堰，取堰上液層高度I：0．006n作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)：由下式得2．841000當(dāng)E一1時(shí)，，則0、0004》n/s據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)垂直液相負(fù)荷下限線4。925液相負(fù)荷上限線以t=4s作為液體在降液管停留時(shí)間下限，由下式可得AfHT伍0362×0·4：0圍036山13/s4 4據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)垂直液相負(fù)荷上限線5。依照以上各線方程，可作出篩板塔提餾段負(fù)荷性能圖1以下列圖8所表示w“d0040冬8在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)，連接OA，即作出操作線。由圖8可看出，該篩板操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。山上圖8可查得：0．45力113/s：0471n3／s故操作彈性為m452=3℃70J47word10篩板塔工藝設(shè)計(jì)計(jì)算結(jié)果總表號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段數(shù)值扌是餾段數(shù)值1平均溫度℃9伍7111、542平均壓力kpa10&4511s803氣相流量o．280o．2804液相流量o．00042o．001775實(shí)際塔板數(shù)z塊9126塔徑E7板間距鑿E8溢流形式單溢流單溢流9降液管形式弓形弓形10堰長(zhǎng)住49堰高mo．054o．04412板上液層高度住06堰上液層高度o．006o．016降液管底隙高度o．011o．018安定區(qū)寬度o．065o．06516邊緣區(qū)寬度o．035o．035開孔區(qū)面積o．21彐o．21318篩孔直徑o．005o．00519篩孔數(shù)目12561256孔中心距to．014o．01421開孔率％11·5711．57空塔氣速o．727o．72723篩孔氣速11，3611．36穩(wěn)定系數(shù)上75每層板壓降63269926液體在降液管停留時(shí)間34．6降液管內(nèi)清液層高度o．1342住139828負(fù)荷上限液沫夾帶控制液泛控制負(fù)荷下限液相負(fù)荷下限控制海液控制30液沫夾帶g液g氣》o．016o．01831氣相負(fù)荷上限qvsmo．481o．45232氣相負(fù)荷下限o．268o．14733操作彈性上793．07其余設(shè)各選型11塔頂冷凝器選擇塔頂組分以苯為主，近似以苯作為計(jì)算對(duì)象苯定陸溫度td：8L23℃設(shè)水進(jìn)口溫度為：25℃依照設(shè)計(jì)經(jīng)驗(yàn)，選擇冷水溫升為到℃，則水出口溫度為t2=25+10=3℃25+35則水定性溫度t==30℃2查得苯在定性溫度下物性數(shù)據(jù)3密度；p=8136kg/m飽和蒸汽氣化熱r：393．2kJ/kg查得水在定性溫度下物性數(shù)據(jù)密度；p：995．乁g/m3定壓比熱容：c：4．1740/(kg?DC)黏度； =80LIP鼠s78．11×2L45×393．2×莧000熱負(fù)荷計(jì)算Q：‰K?r =L83×10W3600 Q L83×105則冷卻水用量、—4.83kg/s-tl)4．174x103@5、25）該設(shè)計(jì)任務(wù)熱流體為苯，冷流體為水，為佼苯能經(jīng)過殼壁面向空氣中散熱，提升冷卻效果，令苯走殼程，水走管程“計(jì)算平均溫度：暫按單殼程、雙管程考丿先求逆流時(shí)平均溫度差所以Atl一Atl一At2一230修iE系數(shù)依照w“dR一3．3．查得則Atm： =5上07。C選擇換熱器型號(hào)中于兩流體溫差50℃殼選取固定管板式換熟器系列標(biāo)準(zhǔn)()B/T4715一92選擇主要參數(shù)以下公稱直徑 325皿n 公稱壓力“管程數(shù)NP 2 管了尺寸 @25×2巧管子根數(shù)n 56 管長(zhǎng) 3000n巛管中心距 3211 中心排管數(shù) 92管子排列方式正三形 管程流通面積 007m實(shí)際換熱面積、1]瓶狺（L一0．1)：巧6一9）×3J4×0．025（6一0．1)=2L771n2選K值，估算傳熱面積初選K：30W/(m℃）5Q 1.83×10 2則傳熱面積s一1L9山nKAt該換熱器面積裕度為一S一2L77一1