化工原理課程設(shè)計--苯-甲苯體系常壓浮閥精餾塔

1、<p><b>　　設(shè)計條件及任務：</b></p><p>　　進料流量：F＝230kmol/h</p><p>　　進料組成：Zf= 0.15（摩爾分率）</p><p>　　進料熱狀態(tài)：Tf=15.7℃（常溫）</p><p>　　要求塔頂產(chǎn)品濃度XD >=0.99 XW<=0.1%<

2、;/p><p><b>　　前 言</b></p><p>　　化學工業(yè)中塔設(shè)備是化工單元操作中重要的設(shè)備之一，化學工業(yè)和石油工業(yè)中廣泛應用的諸如吸收、解吸、精餾、萃取、增濕、減濕等單元操作中，精餾操作是最基本的單元操作之一，它是根據(jù)混合液中各組分的揮發(fā)能力的差異進行分離的。</p><p>　　塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前

3、者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的特點：</b></p><p>　　1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與

4、篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差

5、比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p

6、><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。</p><p>　　本次設(shè)計就是針對苯-甲苯體系，而進行的常壓浮閥精餾塔的設(shè)計及其輔助設(shè)備的選型。</p><p>　　由于此次設(shè)計時間緊張，本人水平有限，難免有遺漏謬誤之處，懇切希望各位老師指出，以便修正。</p><p&g

7、t;<b>　　2011年12月</b></p><p><b>　　目 錄</b></p><p>　　第一章 概述……………………………………………………… 5</p><p>　　第二章 總體設(shè)計方案</p><p>　　2.1操作壓強的選擇………………………………………………6<

8、;/p><p>　　2.2 物料的進料狀態(tài)……………………………………………7</p><p>　　2.3 塔釜的加熱方式……………………………………7</p><p>　　2.4回流方式…………………………10</p><p>　　第三章 精餾過程工藝流程圖</p><p>　　第四章 理論板數(shù)的確定</p>

9、<p>　　4.1全塔物料衡算D W</p><p>　　4.2 列出苯-甲苯相平衡數(shù)據(jù)</p><p><b>　　4.3確定回流比R</b></p><p>　　4.4理論板數(shù)的確定 </p><p>　　4.5實際板數(shù)的確定</p><p>　　第五章

10、 塔體主要工藝尺寸的確定</p><p>　　2.5浮閥精餾塔塔體工藝尺寸計算……………………… 13</p><p>　　2.6 塔板主要工藝尺寸的計算……………………………15</p><p>　　2.7塔板流體力學驗算…………………………………… 20</p><p>　　2.8塔板負荷性能圖及操作彈性……………………….....24&

11、lt;/p><p>　　2.9浮閥塔主要設(shè)計參數(shù)工藝參數(shù)匯總…………………28</p><p>　　2.10 輔助設(shè)備的選擇…………………………………… 29</p><p><b>　　第三章 結(jié)論</b></p><p>　　◆3.1體會……………………………………………………….38</p><p&

12、gt;　　◆3.2致謝………………………………………………………39</p><p>　　◆3.3 參考文獻……………………………………………… 40</p><p><b>　　第一章 概述</b></p><p>　　塔設(shè)備一般分為級間接觸式和連續(xù)接觸式兩大類。前者的代表是板式塔，后者的代表則為填料塔。一般，與填料塔相比，板式塔具有效率高、

13、處理量大、重量輕及便于檢修等特點，但其結(jié)構(gòu)較復雜，阻力降較大。在各種塔型中，當前應用最廣泛的是篩板塔和浮閥塔。</p><p><b>　　浮閥塔的優(yōu)點：</b></p><p>　　1．生產(chǎn)能力大，由于塔板上浮閥安排比較緊湊，其開孔面積大于泡罩塔板，生產(chǎn)能力比泡罩塔板大 20%～40%，與篩板塔接近。 </p><p>　　2．操作彈性大，由

14、于閥片可以自由升降以適應氣量的變化，因此維持正常操作而允許的負荷波動范圍比篩板塔，泡罩塔都大。 </p><p>　　3．塔板效率高，由于上升氣體從水平方向吹入液層，故氣液接觸時間較長，而霧沫夾帶量小，塔板效率高。 </p><p>　　4．氣體壓降及液面落差小，因氣液流過浮閥塔板時阻力較小，使氣體壓降及液面落差比泡罩塔小。 </p><p>　　5．塔的造價較低，

15、浮閥塔的造價是同等生產(chǎn)能力的泡罩塔的 50%～80%，但是比篩板塔高 20%～30。 </p><p>　　但是，浮閥塔的抗腐蝕性較高（防止浮閥銹死在塔板上），所以一般采用不銹鋼作成，致使浮閥造價昂貴，推廣受到一定限制。隨著科學技術(shù)的不斷發(fā)展，各種新型填料，高效率塔板的不斷被研制出來，浮閥塔的推廣并不是越來越廣。 </p><p>　　近幾十年來，人們對浮閥塔的研究越來越深入，生

16、產(chǎn)經(jīng)驗越來越豐富，積累的設(shè)計數(shù)據(jù)比較完整，因此設(shè)計浮閥塔比較合適。</p><p>　　第二章 總體設(shè)計方案</p><p>　　2.1 操作壓強的選擇</p><p>　　塔頂壓強為101.3kPa(表壓)，單板壓降不大于0.64kPa。</p><p>　　2.2 物料的進料狀態(tài)</p><p>　　因為常溫進料

17、 所以 q>1 計算q值</p><p>　　原料液的汽化熱為： rm =0.15x415x78+0.85x433x92=38716.1</p><p>　　由圖可查出進料組成為XF=0.15時，溶液的泡點溫度為104℃</p><p>　　平均溫度=（104+15.7）/2=59.85℃</p><p>　　由附錄查

18、在溫度為59.85℃下苯和甲苯的比熱容為1.82kj/(kg*k)</p><p>　　則原料液的平均比熱容為CP =1.82x78x0.15+1.82x92x0.85=163.62</p><p>　　q =(CPΔT+ rm )/ rm =((104-15.7)x163.62+38716.1)/ 38716.1=1.37</p><p>　　所以q線方程為y=

19、3.7x-0.41</p><p>　　2.3 塔釜加熱方式：</p><p>　　本次分離任務采設(shè)置再沸器，采用間接蒸汽加熱，以提供做夠的熱量。</p><p>　　2.4 回流方式（重力回流或強制回流） </p><p>　　第三章 精餾過程工藝流程圖</p><p>　　第四章 理論板數(shù)的確定</p

20、><p>　　4.1 全塔物料衡算D W</p><p>　　已知條件：F=230 kmol/h XD=0.99 XW =0.001</p><p>　　F=D+W F*XF=D*XD+W*XW</p><p>　　求得D=34.7 kmol/h W= 195.3 kmol/h </p><p&g

21、t;　　4.2 列出苯-甲苯相平衡數(shù)據(jù)</p><p>　　查課本P466頁苯—甲苯氣液平衡組成表根據(jù)相對揮發(fā)度公式 ，求得：</p><p>　　所以αm =2.5 </p><p>　　所以平衡線方程為： 或 .</p><p>　　另外q線方程為y=3.7x-0.41 聯(lián)立推出

22、 </p><p>　　XE= 0.225 YE=0.423</p><p><b>　　4.3確定回流比R</b></p><p>　　Rmin =(xD- ye )/( ye – xe)=(0.99-0.423)/(0.423-0.225)=2.86</p><p>　　R=1.6

23、Rmin =1.6*2.86=4.576</p><p>　　4.4 理論塔板數(shù)的確定</p><p>　　1）求精餾塔的汽,液相負荷</p><p>　　L=RD=4.576*34.7=158.8 kmol/h</p><p>　　V=(R+1)D=4.576+1)34.7=193.5 kmol/h</p><p>

24、　　V’=V-(1-q)F=278.6 kmol/h</p><p>　　L’=L+qF=158.8 kmol/h+315.1 kmol/h=473.9 kmol/h</p><p><b>　　2）求操作線方程</b></p><p><b>　　精餾段操作線方程為</b></p><p>　　Y

25、=(L/V)*X+(D/V)*XD=158.8/193.5*X+34.7/193.5*0.99=0.821X+0.178</p><p><b>　　提餾段操作線方程為</b></p><p>　　Y=(L’/V’)‘*X’-(W/V’)*XW=473.9 /278.6*X’-195.3/278.6*0.001</p><p>　　=1.7X’

26、-0.0007</p><p>　　3)逐板計算法求理論板層數(shù)</p><p><b>　　精餾段理論板數(shù)：</b></p><p>　　平衡關(guān)系：X=Y/（2.5-1.5Y）</p><p>　　精餾段操作方程：Y=0.821X+0.178</p><p>　　由上而下逐板計算，自X0=0.99

27、開始到Xi首次超過XQ=0.144時止</p><p>　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　?。╔0=0.99,Y1=0.99） (X1=0.975, Y1=0.99)</p><p>　?。╔1=0.975,Y2=0.978） （X2=0.947,Y2=0.978）<

28、;/p><p>　?。╔2=0.947,Y3=0.955） （X3=0.895,Y1=0.955）</p><p>　?。╔3=0.895,Y4=0.913） （X4=0.808,Y4=0.913）</p><p>　?。╔4=0.808,Y5=0.841） （X5=0.679,Y5=0.841）<

29、/p><p>　?。╔5=0.679,Y6=0.735） （X6=0.526,Y6=0.735）</p><p>　?。╔6=0.526,Y7=0.610） （X7=0.385,Y7=0.610）</p><p>　?。╔7=0.385,Y8=0.494） （X8=0.281,Y8=0.494）</

30、p><p>　?。╔8=0.281,Y9=0.409） （X9=0.217,Y9=0.409）</p><p>　　（X9=0.217,Y10=0.356） （X10=0.181,Y10=0.356）</p><p>　?。╔10=0.181,Y11=0.327） (X11=0.163, Y11=0.32

31、7)</p><p>　?。╔11=0.163,Y12=0.312） （X12=0.156,Y12=0.312）</p><p>　?。╔12=0.156,Y13=0.306） （X13=0.150,Y13=0.306）</p><p>　?。╔13=0.150,Y14=0.301） （X14=0.147,Y1

32、4=0.301）</p><p>　?。╔14=0.147,Y15=0.299） （X15=0.146,Y15=0.299）</p><p>　?。╔15=0.146,Y16=0.298） （X16=0.144,Y16=0.298）</p><p>　　因為X16 時首次出現(xiàn) Xi=XQ 故第16塊理論版為加料版，精餾段共有15塊理

33、論板。</p><p><b>　　提餾段理論板數(shù)</b></p><p>　　已知X12=0.18, 由上而下計算，直到Xi 首次越過Xw=0.001時為止。</p><p>　　平衡關(guān)系：X=Y/（2.5-1.5Y）</p><p>　　提餾段操作方程：Y=1.7X’-0.0007</p><p&

34、gt;　　操作線上的點 平衡線上的點</p><p>　?。╔16=0.144,Y17=0.224） （X17=0.104,Y17=0.224）</p><p>　?。╔17=0.104,Y18=0.176） （X18=0.0787,Y18=0.176）</p><p>　　(X18=0.0787,Y

35、19=0.133） （X19=0.0578,Y19=0.133）</p><p>　　(X19=0.0578,Y20=0.0976） （X20=0.0415,Y20=0.0976）</p><p>　　(X20=0.0415,Y21=0.0699） （X21=0.0292,Y21=0.0699）</p><p>　　(X21

36、=0.0292,Y22=0.0489） （X22=0.0202,Y22=0.0489）</p><p>　　(X22=0.0202,Y23=0.0336） （X23=0.0137,Y23=0.0336）</p><p>　　(X23=0.0137,Y24=0.0226） （X24=0.0092,Y24=0.0226）</p><p>

37、;　　(X24=0.0092,Y25=0.0149） （X25=0.0060,Y25=0.0149）</p><p>　　(X25=0.0060,Y26=0.0095） （X26=0.0038,Y26=0.0095）</p><p>　　(X26=0.0038,Y27=0.00576） （X27=0.0023,Y27=0.00576）</p&g

38、t;<p>　　(X27=0.0023,Y28=0.0030） （X28=0.0012,Y28=0.0030）</p><p>　　(X28=0.0012,Y29=0.00134） （X29=0.0005,Y29=0.00134）</p><p>　　X24 < X w 故總理論板數(shù)不足29塊</p><p>　　總的理論板數(shù)=2

39、8+（X28-Xw）/（X28-X28）=28.29( 包括再沸器)</p><p>　　4) 全塔效率ET </p><p>　　塔頂塔底的平均溫度為95.6 查表得出苯和甲苯的粘度分別為0.25和0.28 則μL=x苯*μL苯+ x甲苯*μL甲苯=0.526*0.25+（1-0.526）*0.28=0.264</p><p>　　α*μL=2.45*0.264

40、=0.66</p><p>　　根據(jù)精餾操作總板效率關(guān)聯(lián)圖 </p><p>　　推出ET=0.49x(α*μL)^-0.245x100%= 54.3%</p><p>　　4.5實際板數(shù)的確定</p><p>　　精餾段實際板層數(shù)N精=15/0.543=27.6≈28</p><p>　　提餾段實際板層數(shù)N提=13.

41、29/0.543=24.47≈251</p><p>　　2.3 有關(guān)物性數(shù)據(jù)計算</p><p>　　1）操作壓力的計算 </p><p>　　塔頂操作壓力PD =101.3 kPa </p><p>　　每層塔板壓降 0.64 kPa</p><p>　　加料板上一塊塔板壓力PF-1=101.3+0.64*27=

42、118.58 kPa</p><p>　　進料板壓力PF-=101.3+0.64*28=119.22 kPa</p><p>　　塔壓力PW=101.3+0.64*53=135.22 kPa</p><p>　　精餾段平均壓力 P=（101.3+118.58）/2=109.94 kPa</p><p>　　提餾段平均壓力P=（119.22 +

43、135.22）/2=127.22 kPa</p><p>　　2) 操作溫度的計算</p><p>　　根據(jù)苯-甲苯 泡點方程通過試差法計算出泡點溫度。過程略</p><p>　　塔頂溫度：tD=80.7℃ </p><p>　　加料板上一塊塔板溫度tF-1=104.08℃</p><p>　　加料板的塔板溫度tF=1

44、04.15℃</p><p>　　塔底溫度：tW=110.5 ℃</p><p>　　精餾段平均溫度 T=(80.7+104.08)/2=92.43℃</p><p>　　提餾段平均溫度 T=(104.15+110.5)/2=107.33℃</p><p>　　3）平均摩爾質(zhì)量計算</p><p>　　塔頂平均摩爾質(zhì)量

45、： X1=0.98 Y1=0.99</p><p>　　MVDm=0.99*78.11+(1-0.99)*92.13=78.25 kg/kmol</p><p>　　MLDm=0.98*78.11+(1-0.98)*92.13=78.39 kg/kmol</p><p>　　加料板上一塊塔板平均摩爾質(zhì)量： XF-1=0.146 YF-1=0.229</p>

46、;<p>　　MVFm=0.229*78.11+(1-0.229)*92.13=88.92 kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.146*78.11+(1-0.146)*92.13=90.98 kg/kmol</p><p>　　加料板平均摩爾質(zhì)量： XF=0.144 YF=0.298</p><p>　　MVFm=0.298*78.11

47、+(1-0.298)*92.13=87.75 kg/kmol</p><p>　　MLFm=0.144*78.11+(1-0.144)*92.13=90.11 kg/kmol</p><p>　　塔底平均摩爾質(zhì)量： XW=0.001 YW=0.001</p><p>　　MVFm=0.001*78.11+(1-0.001)*92.13=92.116kg/kmol&l

48、t;/p><p>　　MLFm=0.001*78.11+(1-0.001)*92.13=92.116 kg/kmol</p><p>　　精餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(78.25+88.92)/2=83.585kg/kmol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(78.39+

49、90.08)/2=84.235 kg/kmol</p><p>　　提餾段平均摩爾質(zhì)量：</p><p>　　MVm=(MVDm+MVFm)/2=(87.95 +92.116)/2=90.033kg/kmol</p><p>　　MLm=(MLDm+MLFm)/2 =(90.11+92.116)/2=91.113kg/kmol</p><p>

50、;<b>　　4）平均密度計算</b></p><p>　?、倬s段汽相平均密度：</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算 即ρVM＝PMV/RTM=109.94*83.585/（8.314*（92.43+273.15））=3.0234 Kg/ m3</p><p><b>　　液相平均密度</b></p>

51、<p>　　查物性數(shù)據(jù)：塔頂溫度：tD=80.7℃ 時ρ1=815.2Kg/m3,ρ2=809.5Kg/m3 </p><p>　　加料板上一塊塔板溫度tF-1=104.08 ℃ ρ1=772.34Kg/m3,ρ2=771.79Kg/m3</p><p>　　塔頂易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝99% </p><p>　　加料板上一塊塔板易揮發(fā)組分質(zhì)量

52、百分比a2＝12.7% </p><p>　　塔頂液相密度：ρLD＝1/[a1/ρ1+(1-a1) /ρ2]=815.09 Kg/ m3</p><p>　　加料板上一塊塔板液相密度:ρLF＝1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=771.86Kg/ m3</p><p>　　精餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLD+ρLF)/2=793.475Kg/ m3</

53、p><p>　?、谔狃s段汽相平均密度：</p><p>　　由理想氣體狀態(tài)方程計算 即ρVM＝PMV/RTM=127.22*90.033/（8.314*（107.33+273.15））=3.6209 Kg/ m3</p><p><b>　　液相平均密度</b></p><p><b>　　查物性數(shù)據(jù)：</b

54、></p><p>　　加料板溫度：tF=104.15℃ 時ρ1=772.26Kg/m3,ρ2=771.7Kg/m3 </p><p>　　塔底溫度tW=110.5℃ ρ1=770Kg/m3,ρ2=755Kg/m3</p><p>　　塔底易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a1＝0.085% </p><p>　　加料板易揮發(fā)組分質(zhì)量百分比a2＝

55、12.48% </p><p>　　塔底液相密度：ρLF＝1/[a1/ρ1+(1-a1) /ρ2]=755.01Kg/ m3</p><p>　　加料板液相密度:ρLW＝1/[a2/ρ1+(1-a2)/ρ2]=771.77Kg/ m3</p><p>　　提餾段的平均液相密度ρLM＝(ρLF+ρLW)/2=763.39 Kg/ m3</p><

56、p>　　5）液體平均表面張力計算</p><p>　?、倬s段液體表面張力</p><p>　　查表得 塔頂溫度：tD=80.7℃ 時σ1=20.9mN/m,σ2=21.2mN/m</p><p>　　σLDM=0.99*20.9+0.01*21.2=20.903 mN/m</p><p>　　加料板上一塊塔板溫度tF-1=104.08

57、 ℃時： σ1=17.87mN/m</p><p>　　σ2=18.55mN/m σF-1DM=0.146*17.87+0.854*18.55=18.451 mN/m</p><p>　　精餾段的平均液體表面張力：</p><p>　　σLM=(σLDM +σLF-1M)/2=19.677 mN/m</p><p>　?、谔狃s段液體表面

58、張力</p><p>　　查表得加料板溫度：tF=104.08℃ 時σ1=17.869mN/m,σ2=18.544mN/m</p><p>　　σLFM=0.144*17.869+（1-0.144）*18.544=18.447 mN/m</p><p>　　塔底溫度tW=110.5 ℃時： σ1=17.5mN/m，σ2=18.1mN/m </p>

59、<p>　　σLWM=0.001*17.5+（1-0.001）*18.1=18.1mN/m</p><p>　　提餾段的平均液體表面張力：</p><p>　　σLM=(σLFM +σLWM)/2=18.322mN/m</p><p>　　2.5浮閥精餾塔塔體工藝尺寸計算</p><p><b>　　1）塔徑的計算<

60、;/b></p><p><b>　?、倬s段塔徑</b></p><p>　　精餾段汽、液相體積流率為：</p><p>　　VS=VMVM/(3600ρVM)=(246.8*83.51)/(3600*2.9098)=1.9675m3/S</p><p>　　LS=LMLM/(3600ρLM)=(226.8*84

61、.49/(3600*792.345)=0.00672m3/S</p><p><b>　　由 ， </b></p><p>　　取板間距HT=0.5m</p><p><b>　　C20 由圖查取</b></p><p>　　圖的橫坐標為： =0.0564，查表得出C20=0.092<

62、;/p><p>　　則 =0.091</p><p><b>　　=1.499m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.6，則空塔氣速為</p><p>　　U=0.6Umax=0.6*1.499=0.8994m/s</p><p>　　則 =1.67 圓整后1.8

63、m</p><p>　　截塔面積為：AT=π/4* D2=2.54m2 </p><p>　　實際空塔氣速為 u=1.9675/2.54=0.7746m/s</p><p><b>　?、谔狃s段塔徑</b></p><p>　　精餾段汽、液相體積流率為：</p><p>　　VS=VMVM/(36

64、00ρVM)=(246.8*90.894)/(3600*3.3847)=1.84m3/S</p><p>　　LS=LMLM/(3600ρLM)=(426.8*91.548/(3600*7965.698=0.01417m3/S</p><p><b>　　由</b></p><p>　　取板間距HT=0.5m</p><p&

65、gt;<b>　　C20 由圖查取</b></p><p>　　圖的橫坐標為： =0.1158，查表得出C20=0.08</p><p>　　則 =0.078</p><p><b>　　=1.17m/s</b></p><p>　　取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為<

66、;/p><p>　　U=0.6Umax=0.6*1.17=0.702m/s</p><p>　　則 =1.83 圓整后2.0m</p><p>　　截塔面積為：AT=π/4* D2=3.14m2 </p><p>　　實際空塔氣速為 u=1.84/3.14=0.586m/s</p><p>　　2）精餾塔有效高度的計算&l

67、t;/p><p>　　精餾段有效高度為：Z精=（N精 -1）HT=(16-1)*0.5=7.5m</p><p>　　提餾段有效高度為：Z提=（N提 -1）HT=(21-1)*0.5=10m</p><p>　　2.6 塔板主要工藝尺寸的計算</p><p>　　1）溢流裝置的計算 </p><p>&l

68、t;b>　?、啪s段</b></p><p>　　因為塔徑為1.8m，且流量為24.15m3/h,可選單溢流弓形降液管，采用凸形受液盤。</p><p>　　堰長lW=0.8D=0.8*1.6=1.44m</p><p>　　溢流堰高度hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW </p><p>　　近似取E=

69、1 則hOW =0.0188m</p><p>　　取板上清液層高度hL=70mm 故hW=hL-hOW=0.07-0.0188=0.0512m</p><p>　　弓形降液管寬度Wd 和截面積Af </p><p>　　由lW/D=0.8查圖得 Af/AT=0.1424, Wd/D=0.2則：</p><p>　　Af=0.1424*AT=

70、0.1424*2.54=0.362m2 </p><p>　　Wd=0.2*D=0.2*1.8=0.36m</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間 t=3600AfHT/Lh </p><p>　　=3600*0.362*0.5/24.15=26.98s>5s</p><p

71、><b>　　故降液管設(shè)計合適</b></p><p>　　降液管底隙高度h0 </p><p>　　h0=Ls/(3600*LWu1)</p><p>　　取u1=0.2m/s h0=24.15/(3600*1.44*0.2)=0.0233m</p><p>　　hW-h0=0.0512-0.0233=0.02

72、79>0.006</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度h’W=50mm</p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　因為塔徑為2.0m，且流量為51.01m3/h,可選單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。</p><p>

73、　　堰長lW=0.8D=0.8*2.0=1.6m</p><p>　　溢流堰高度hW=hL-hOW 選用平直堰，堰上液層高度hOW </p><p>　　近似取E=1 則hOW =0.0286m</p><p>　　取板上清液層高度hL=70mm 故hW=hL-hOW=0.07-0.0286=0.0414m</p><p>　　弓形降液

74、管寬度Wd 和截面積Af </p><p>　　由lW/D=0.8 查圖得 Af/AT=0.1424, Wd/D=0.2 </p><p>　　故 Af=0.1424*AT=0.1424*3.14=0.447m2 </p><p>　　Wd=0.2*D=0.2*2.0=0.4m</p><p>　　驗算液體在降液管中停留時間 t=3600Af

75、HT/Lh</p><p>　　=3600*0.447*0.5/51.01=15.8s>5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合適</b></p><p>　　降液管底隙高度h0 </p><p>　　h0=Ls/(3600*LWu1)</p><p>　　取u1=0.25m/s

76、h0=51.01/(3600*1.6*0.25)=0.035m</p><p>　　hW-h0=0.0414-0.035=0.00064>0.006</p><p>　　故降液管底隙高度設(shè)計合理</p><p>　　選用凹形受液盤，深度h’W=50mm</p><p>　　2)浮閥選型：F-1型</p><p>

77、　　3）閥孔氣速u0的計算</p><p>　?、倬s段 U0=F0/√ρV 取F0=11 則u0=6.449m/s</p><p>　?、谔狃s段 U0=F0/√ρV 取F0=9 則u0=4.892m/s</p><p><b>　　4)浮閥數(shù)N計算</b></p><p><b>　?、倬s段</b

78、></p><p>　　=1.959/(0.785*6.449*0.0392)= 256</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　=1.84/(0.785*4.892*0.0392)=315</p><p><b>　　5）塔板開孔率</b></p>&

79、lt;p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　開孔率=N(d0/D)2*100%=256(0.039/1.8)2*100%=12.02%</p><p><b>　　②提餾段</b></p><p>　　開孔率=N(d0/D)2*100%=315(0.039/2.0)2*100%=11.98%</

80、p><p>　　6）塔板的布置與浮閥的排列</p><p><b>　?、啪s段</b></p><p><b>　?、偎宸謮K</b></p><p>　　因 D>800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊</p><p><b>　?、?邊緣區(qū)寬度確定&

81、lt;/b></p><p>　　取 WS =W’S=70mm WC=60mm</p><p><b>　?、坶_孔區(qū)面積Aa</b></p><p>　　X=D/2 –(Wd+Ws)=1.8/2 -0.36-0.07=0.47</p><p>　　r =D/2 –Wc=1.8/2 -0.06=0.84</p&

82、gt;<p>　　得出Aa=1.492m2 </p><p><b>　　閥孔計算及其排列</b></p><p>　　閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為</p><p><b>　　t=Aa/N/t’</b></p><p>　　t’常取0.075 故t=1.36/235/0.0

83、75=0.0772=78mm</p><p>　　根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=248</p><p>　　在根據(jù) 算出u0=6.64m/s</p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p><b>　?、偎宸謮K</b></p><p>　　因 D&g

84、t;800mm 故塔板采用分塊式，查表的塔塊分為5塊</p><p><b>　?、?邊緣區(qū)寬度確定</b></p><p>　　取 WS =W’S=70mm WC=60mm</p><p><b>　?、坶_孔區(qū)面積Aa</b></p><p>　　X=D/2 –(Wd+Ws)=2.0/2 -0.4

85、-0.07=0.53</p><p>　　r =D/2 –Wc=2.0/2 -0.06=0.94</p><p>　　得出Aa=1.881m2 </p><p>　　閥孔按等腰三角形叉排，取閥孔間距t為</p><p><b>　　t=Aa/N/t’</b></p><p>　　t’常取0.07

86、5 故t=1.881/315/0.075=80mm</p><p>　　根據(jù)以上條件繪制塔板布置圖 算出N=304</p><p>　　在根據(jù) 算出u0=5.07m/s</p><p>　　2.7塔板流體力學驗算</p><p>　　1）塔板壓強降hp </p><p>　　hp=hc+h1+hσ</p&

87、gt;<p><b>　?、啪s段</b></p><p><b>　?、俑砂鍓簭娊礹c</b></p><p>　　hc=5.34*u02ρV/(2gρL)=5.34*6.642*2.9098/(2*9.81*792.345)</p><p><b>　　=0.044m液柱</b>&l

88、t;/p><p><b>　?、谝簩幼枇1</b></p><p>　　h1 =ε（hW+hOW）ε取0.45</p><p>　　則h1=0.45(0.0512+0.0188)=0.0315 液柱</p><p><b>　?、垡后w表面張力hσ</b></p><p>　　數(shù)

89、值很小，設(shè)計時可以忽略不計</p><p>　　則 hp=hc+h1+hσ=0.044+0.0315=0.0755m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降△P為</p><p>　　△P=hP*ρL*g=0.0755*792.345*9.81</p><p>　　=586.9pa<640pa(設(shè)計允許值)</p>

90、<p><b>　?、铺狃s段</b></p><p><b>　?、俑砂鍓簭娊礹c</b></p><p>　　hc=5.34*u02ρV/(2gρL)=5.34*5.072*3.3847/(2*9.81*765.698)</p><p><b>　　=0.031m液柱</b></p

91、><p><b>　?、谝簩幼枇1</b></p><p>　　h1 =ε（hW+hOW）ε取0.45</p><p>　　則h1=0.45(0.0414+0.0256)=0.0315 液柱</p><p><b>　?、垡后w表面張力hσ</b></p><p>　　數(shù)值很小，

92、設(shè)計時可以忽略不計</p><p>　　則 hp=hc+h1+hσ=0.031+0.0315=0.0625m液柱</p><p>　　氣體通過每層塔板的壓降△P為</p><p>　　△P=hP*ρL*g=0.0625*765.698*9.81</p><p>　　=469.5pa<640pa(設(shè)計允許值)</p><

93、;p><b>　　2）液泛的校核</b></p><p><b>　?、啪s段</b></p><p>　　為了防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管高度應大于管內(nèi)泡沫層高度。</p><p>　　即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　hd=0.2(LS/(lwh

94、o))2 苯-甲苯屬于一般物系，ψ取0.5 </p><p><b>　　對于浮閥塔△≈0</b></p><p>　　則Hd= hw+how+hd+hp+△=0.048+0.022+0.2(0.00672/(1.44*0.0428))2</p><p>　　+0.081=0.151</p><p>　　ψ（HT+hW

95、）=0.5(0.5+0.0512)=0.2756</p><p>　　因0.1549<0.249 故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛</p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　hd=0.2(LS/(lwho))2 苯-甲苯屬于一般物系，ψ取0.5 </p><p><b>　　對于浮閥塔△≈

96、0</b></p><p>　　則hd= hw+how+hd+hp+△=0.0414+0.0256+0.2(0.01417/(1.6*0.035))2</p><p>　　+0.0625=0.145</p><p>　　ψ（HT+hW）=0.5(0.5+0.04414)=0.272</p><p>　　因0.145<0.27

97、2故本設(shè)計中不會出現(xiàn)液泛</p><p><b>　　3）霧沫夾帶的校核</b></p><p><b>　?、啪s段</b></p><p>　　綜合考慮生產(chǎn)能力和塔板效率，一般應使霧沫夾帶量eV限制在10%以下，校核方法常為：控制泛點百分率F1的數(shù)值。所謂泛點率指設(shè)計負荷與泛點負荷之比的百分數(shù)。其經(jīng)驗值為大塔F1<

98、;80%-82%</p><p>　　F1的數(shù)值可用下兩使進行計算，然后取較大值。</p><p>　　F1=(VS√(ρV/(ρL-ρV))+1.36LS*ZL)/(K*CF *Ab)*100%</p><p>　　F1= (VS√(ρV/(ρL-ρV))/(0.78*k* CF *AT) *100%</p><p>　　ZL=D-2Wd=

99、1.8-2*0.36=1.08, Ab= AT-2Af=2.45-2*0.362=1.816</p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.13</p><p>　　則F1=(VS√(ρV/(ρL-ρV))+1.36LS*ZL)/(K*CF *Ab) *100%= </p><p>　　(1.959√(2.9098/(792.34-

100、2.9098))+1.36*0.00672*1.08)/(1*0.13*1.816) *100% =54.78%</p><p>　　F1= (VS√(ρV/(ρL-ρV))/(0.78*k* CF *AT) *100%</p><p>　　=(1.959√(2.9098/(792.345-2.9098))/ (0.78*1* 0.13 *2.45) *100%</p>&l

101、t;p><b>　　=46.38%</b></p><p>　　因為54.78%<80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。</p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.13</p><p>　　Z

102、L=D-2Wd=2.0-2*0.4=1.2, Ab= AT-2Af=3.14-2*0.447=2.246</p><p>　　則F1=(VS√(ρV/(ρL-ρV))+1.36LS*ZL)/(K*CF *Ab) *100%= </p><p>　　(1.84√(3.3847/(765.698-3.3847))+1.36*0.01417*1.2)/(1*0.129*2.246) *100%

103、=48.6%</p><p>　　F1= (VS√(ρV/(ρL-ρV))/(0.78*k* CF *AT) *100%</p><p>　　=(1.84√(3.3847/(765.698-3.3847)))/ (0.78*1* 0.13 *3.14) *100%</p><p><b>　　=38.5%</b></p><

104、p>　　因為48.6%<80% 故本設(shè)計中的霧沫夾帶量eV在允許范圍之內(nèi)。</p><p>　　4）降液管內(nèi)的停留時間的校核</p><p><b>　?、啪s段</b></p><p>　　由實踐經(jīng)驗可知，液體在降液管內(nèi)停留的時間不應小于3-5s</p><p>　　液體在降液管中停留時間 t=3600Af

105、HT/Lh</p><p>　　=3600*0.362*0.5/24.15=26.98s>5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合適</b></p><p><b>　?、铺狃s段</b></p><p>　　液體在降液管中停留時間 t=3600AfHT/Lh</p>&l

106、t;p>　　=3600*0.447*0.5/51.01=15.8s>5s</p><p><b>　　故降液管設(shè)計合適</b></p><p>　　2.8 塔板負荷性能圖及操作彈性</p><p><b>　　1）霧沫夾帶線</b></p><p><b>　?、倬s段<

107、/b></p><p>　　根據(jù)經(jīng)驗值，因該塔徑1.6m 控制其泛點率F1=80%</p><p>　　F1=(VS√(ρV/(ρL-ρV))+1.36LS*ZL)/(K*CF *Ab)*100%=80%</p><p>　　ZL=D-2Wd=1.8-2*0.229=1.08, Ab= AT-2Af=2.45-2*0.362=1.816</p>

108、<p>　　K物性系數(shù)查表得K=1, CF泛點負荷因素，查表得CF=0.13</p><p>　　代入計算式，整理可得：VS=3.111-24.19LS</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　代入計算式，整理可得：VS=3.505-24.49LS</p><p><b>　

109、　2)液泛線</b></p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　取Hd=ψ（HT+hW）則Hd=0.5（0.5+0.0.0512）=0.2756</p><p>　　Hd=hw+how+hd+hp+△</p><p>　　其中：hp=hc+h1=5.34*u02ρV/(2gρL)+ε（

110、hW+hOW）</p><p>　　取ε=0.5， hp=5.34*u02ρV/(2gρL)+0.5（hW+hOW）</p><p>　　又有hd=0.2(LS/(lwho))2 ，△≈0</p><p>　　所以 hw+how+0.2(LS/(lwho))2+ 5.34*u02ρV/(2gρL)+0.5（hW+hOW）=0.2756</p><

111、p>　　將 代入上式并整理得</p><p>　　u0=(198.9-3.342E*Lh0.67-177746.9LS2)0.5</p><p>　　VS=A0u0=0.785*0.0392*248* u0=0.296 u0</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　代入計算式得: u0

112、=(194.16-2.59E*Lh0.67-53008.9LS2)0.5</p><p>　　VS=A0u0=0.785*0.0392*304* u0=0.363 u0</p><p><b>　　3)液相上限線</b></p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　當停留時間取

113、最小時，LS為最大，取停留時間為5s，因Af=0.362m2 HT=0.5 則LS,大=0.362*0.5/5=0.0362m3/s</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　LS,大=0.447*0.55/5=0.04917m3/s</p><p><b>　　4）液相下限線</b></p

114、><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　因堰上液層厚度how為最小值時，對應的液相流量為最小。</p><p>　　設(shè)how,小=0.006m</p><p><b>　　LW=1.44 </b></p><p>　　推出 LS=0.001223 m3/s&l

115、t;/p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　推出 LS=0.00136 m3/s</p><p><b>　　5）漏液線</b></p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　取F0，小=6 則F0，小=u0，小√

116、ρV=6</p><p>　　u0，小= 6√2.9098=3.52m/s</p><p>　　VS，小= u0，小*A0=3.52*0.785*0.0392*248=1.0423 m3/s</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　代入上式得 u0，小= 6√3.3847=3.26m/s<

117、/p><p>　　VS，小= u0，小*A0=3.26*0.785*0.0392*304=1.183 m3/s</p><p><b>　　6)操作負荷線</b></p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　當操作中回流比恒定時，操作線斜率m=V/L=1.9675/0.00672=

118、293 </p><p>　　故在L-V坐標圖上，通過原點0 斜率293的直線0A即為操作線</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　操作線斜率m=V/L=1.84/0.01417=130</p><p>　　故在L-V坐標圖上，通過原點0 斜率130的直線0A即為操作線</p>

119、<p>　　根據(jù)之前計算結(jié)果做出精餾段,提餾段的負荷性能圖</p><p><b>　　7）操作彈性</b></p><p><b>　?、倬s段</b></p><p>　　操作線OA與霧沫夾帶線與漏液線的交點即為負荷上，下限</p><p>　　查圖得 V大=3.4m3/s V小=1

120、.0423 m3/s</p><p>　　所以操作彈性為: V大/ V小=3.4/1.0423=3.26</p><p><b>　?、谔狃s段</b></p><p>　　查圖得 V大=3.51 m3/s V小=1.183 m3/s</p><p>　　所以操作彈性為: V大/ V小=3.51/1.183=3.0<

121、;/p><p>　　2.9浮閥塔主要設(shè)計參數(shù)工藝參數(shù)匯總</p><p>　　2.10 輔助設(shè)備及零件設(shè)計</p><p>　　塔頂冷凝器（列管式換熱器）</p><p>　　苯-甲苯走殼程，冷凝水走管程，采用逆流形式</p><p><b>　　1）估計換熱面積</b></p><

122、;p>　?、伲?甲苯冷凝蒸汽的數(shù)據(jù)</p><p>　　tD=80.7℃冷凝蒸汽量：</p><p>　　由于苯摩爾分數(shù)為0.99,所以可以忽略甲苯的冷凝熱,r=394KJ/kg </p><p>　?、冢淠紲貫?2℃，取冷凝器出口水溫為20℃，在平均溫度</p><p>　　物性數(shù)據(jù)如下（苯在膜溫下，水在平均溫度下）<

123、;/p><p>　?、踑. 設(shè)備的熱參數(shù)：</p><p><b>　　b．水的流量： </b></p><p><b>　　c．平均溫度差：</b></p><p>　　根據(jù)“傳熱系數(shù)K估計表”查由“冷凝有機液體蒸汽到水”取K=700W/(m2.℃)</p><p>　　傳熱面

124、積的估計值為： =</p><p>　　選型，有關(guān)參量見下表：</p><p>　　核算管程、殼程的流速及Re:</p><p><b>　?。ㄒ唬┕艹?lt;/b></p><p><b>　　流通截面積：</b></p><p><b>　　管內(nèi)水的流速</b&

125、gt;</p><p><b>　?。ǘこ?lt;/b></p><p>　　流通截面積： 取=19</p><p>　　取折流板間距 h=300mm，</p><p><b>　　殼內(nèi)苯-甲苯流速</b></p><p><b>　　當量直徑 </b>&

126、lt;/p><p><b>　　2）計算流體阻力</b></p><p><b>　　管程流體阻力</b></p><p>　　設(shè)管壁粗糙度ε為0.1mm，則ε/d=0.005,</p><p>　　查得摩擦系數(shù)λ=0.0372</p><p><b>　　符合一般要求

127、</b></p><p><b>　　殼程流體阻力</b></p><p><b>　　Re=>500，故</b></p><p>　　管子排列為正三角形排列，取F=0.5</p><p><b>　　擋板數(shù) </b></p><p>